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UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO GRANDE DO SUL
E
SCOLA DE ENGENHARIA
D
EPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA
P
ROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA QUÍMICA
Estudo de Processos Alternativos no
Pré-tratamento de Efluentes Provenientes da
Produção de Isolados Protéicos
TESE DE DOUTORADO
Aline Schilling Cassini
Porto Alegre
2008
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ii
UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO GRANDE DO SUL
E
SCOLA DE ENGENHARIA
D
EPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA
P
ROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA QUÍMICA
Estudo de Processos Alternativos no
Pré-tratamento de Efluentes Provenientes da
Produção de Isolados Protéicos
Aline Schilling Cassini
Tese de Doutorado apresentada como requisito
parcial para obtenção do título de Doutora em
Engenharia
Área de concentração: Processos de Separação
aplicados ao Tratamento de Efluentes
Orientador:
Prof
a
. Dr
a
. Isabel Cristina Tessaro
Co-orientador:
Prof
a
. Dr
a
. Lígia Damasceno Ferreira Marczak
Porto Alegre
2008
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iii
UNIVERSIDADE FEDERAL DO RIO GRANDE DO SUL
E
SCOLA DE ENGENHARIA
D
EPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA
P
ROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA QUÍMICA
A Comissão Examinadora, abaixo assinada, aprova a Tese Estudo de Processos
Alternativos no Pré-tratamento de Efluentes Provenientes da Produção de Isolados
Protéicos, elaborada por Aline Schilling Cassini, como requisito parcial para
obtenção do Grau de Doutora em Engenharia.
Comissão Examinadora:
Prof. Dr. Hugo Moreira Soares
Prof
a
. Dr
a
. Liliana Amaral Féris
Prof. Dr
a
. Mara Zeni Andrade
iv
Osucessonãoéachaveparaafelicidade;a
felicidadeéachaveparaosucesso.Sevocê
amaoquefaz,vocêserábemsucedido.
(AlbertSchweitzer)
v
AGRADECIMENTOS
Mahatma Gandhi certo dia afirmou que “não existe um caminho para a
felicidade; a felicidade é o caminho”. Concordo plenamente com ele, pois a cada dia
destes últimos seis anos (mestrado e doutorado) percorri um pedacinho de caminho
repleto de felicidade. Foram, provavelmente, os anos mais felizes da minha vida até
aqui; muitas pessoas caminharam ao meu lado e são responsáveis por isso.
Agradeço a minha mãe, pelo carinho, dedicação, exemplo e oportunidades.
Estejas certa que não precisas provar mais nada á ninguém, tu venceste, eu venci.
Agradeço ao meu amor, a pessoa mais especial do mundo, obrigada por todo
amor, carinho, companheirismo, incentivo, paciência; por existires, por estares ao meu
lado, por confiares mais em mim do que eu mesma e por sempre me lembrares de que
sou capaz e de que tudo vai dar certo; muito obrigada por cuidar de mim e me fazer a
pessoa mais feliz do mundo. Te amo!
Agradeço as minhas orientadoras, e grandes amigas, Isabel e Lígia. Vocês me
abriram as portas, caminharam todo tempo ao meu lado, me empurraram nas árduas
subidas que me faziam desanimar, me ergueram quando tropecei; festejaram comigo
cada passo à frente e me mostraram como é lindo e gratificante o mundo do ensino e da
pesquisa. Poucos são capazes de se doar tão intensamente aos seus alunos como vocês.
Vocês são uns amores e eu devo muito a vocês!
Agradeço aos meus grandes amigos do DEQUI, tanto da turma de cima – Gabi,
Patrice, Dedé, Escobar, Paulinha, Farenz... – quanto da turma de baixo – Maurício, Daí,
Carol... Vocês são todos muito especiais, cada um do seu jeito, e não tem noção de
como foram e são importantes para mim! Adoro vocês!
Agradeço às bolsistas de IC (e também nossas amigas), Carine, Taci, Lisi e
Pâmela, pela grande ajuda e por tornarem nossos dias nos laboratórios tão mais
divertidos e emocionantes! HAHAHAHAHA!
Agradeço ao departamento de Engenharia Química da UFRGS que me acolheu
tão bem e ajudou tanto em minha formação; aos professores, ao Patrício, à Sirley, ao
Fernando, ao seu Zé, ao Igor, à Clédia, à Soninha... Vocês todos fazem deste
departamento um lugar melhor.
Agradeço ao Vicente e ao Maurício pela oportunidade, dedicação,
acompanhamento técnico e atenção durante toda a realização do trabalho; à Fernanda e
aos guris da Estação de Tratamento de Efluentes por me aceitarem em seu meio, me
ajudarem e sempre me proporcionarem ótimas condições de trabalho.
Por fim, preciso agradecer a Deus, pela saúde, pela proteção, pela vida; por ter
posto ao meu lado cada uma destas pessoas acima que tornam este meu caminho tão
repleto de felicidade e sucesso.
vi
RESUMO
O efluente gerado na produção de isolados protéicos a base de soja é um efluente de
altíssima carga orgânica, composto, basicamente, por proteínas e carboidratos
solúveis em meio aquoso; exige, portanto, um sistema de tratamento bastante
qualificado, o qual requer um espaço físico elevado e a adição de grandes volumes de
reagentes químicos. O objetivo deste trabalho consiste em avaliar a aplicação de dois
processos alternativos para o pré-tratamento deste efluente bruto e o comportamento
do sistema primário de tratamento existente atualmente (composto por dois reatores
anaeróbios acidogênicos, um reator tubular e um sedimentador circular) ao receber
os efluentes gerados nestes processos de pré-tratamento. Um sistema de membranas
de ultrafiltração (três membranas cerâmicas tubulares de 5, 20 e 50 kDa) e um novo
agente químico a base de sílica que atua na etapa de coagulação/floculação foram os
processos de pré-tratamento estudados a fim de reduzir a carga orgânica do efluente
bruto. A membrana de 20 kDa apresentou o menor fluxo permeado em função dos
fenômenos de compactação, polarização por concentração e fouling; a membrana de
50 kDa proporcionou os menores percentuais de retenção. A membrana de 5 kDa
obteve os melhores resultados (menor diminuição do fluxo permeado em função do
tempo, menor percentual de fouling e maiores percentuais de retenção. O pré-
tratamento com o agente químico a base de sílica não gerou resultados satisfatórios
em relação à remoção da DQO do efluente e à estabilidade dos flocos formados
durante o processo e foi, portanto, considerado inviável. Resultados muito
satisfatórios foram obtidos a partir do desenvolvimento de um sistema primário de
bancada (comportamento semelhante ao sistema primário industrial, com remoções
de 24% de DQO, 49% de proteína e 76% de SST); quando este sistema tratou o
permeado da membrana de UF, remoções inferiores foram obtidas (4% de ST, 41%
de SST, 12% de DQO e 21% de proteína). Os resultados comprovaram, que a
implementação do pré-tratamento com membranas de UF seria de grande valia para
o sistema de tratamento de efluentes atual. Em função da elevada remoção de sólidos
e nutrientes obtida durante os processos conjuntos de pré-tratamento e posterior
tratamento primário do permeado, sugere-se a manutenção do sistema primário atual.
Palavras-Chave: tratamento de efluentes, reator anaeróbio acidogênico, proteína de
soja, ultrafiltração, fouling.
vii
ABSTRACT
The isolated soy protein (ISP) production generates a very high organic load
wastewater, composed by soluble proteins and carbohydrates; very efficient
wastewater treatment systems are required, which demand a significant physical
space. The objective of this study is the evaluation of two alternative processes
application on the ISP production effluent pre-treatment and of the current primary
system behavior (involving an anaerobic acidogenic reactor, a tubular reactor and a
sedimentation tank) when treating the “new” effluents obtained with the studied pre-
treatment. The introduction of an ultrafiltration membrane system (three tubular
ceramic membranes with 5, 20 e 50 kDa) and the use of a new chemical agent which
acts at the coagulation/flocculation steps were studied to reduce the raw wastewater
organic load. The 20 kDa membrane showed the smaller permeate flux as a
consequence of the compactness, concentration polarization and fouling phenomena;
with the 50 kDa membrane the lowest retention were obtained. The 5 kDa membrane
presented the best results: an elevated retention (34% of COD, 52% of protein, 21%
of TS and 86% of TSS) and the less fouling tendency. The pre-treatment with the
new chemical agent did not generate satisfactory results relating to wastewater COD
removal and to the stability of the formed flocks. This process was, therefore,
rejected. A bench scale primary treatment system was developed; very satisfactory
results were obtained when treating the raw wastewater (it presented a behavior very
similar to the industrial primary system, with removal of 24% COD, 49% protein and
76% TSS). When treating the membrane system permeate, however, this system
removed only 4% TS, 41% TSS, 12% COD and 21% protein. The results confirmed
that the membrane pre-treatment implementation would be very useful to the current
wastewater treatment system. Due to the great solids and nutrient removal during the
membrane pre-treatment followed by the primary treatment of the permeat, it is
suggested the maintenance of the current primary treatment system, even if the
membrane pre-treatment is used.
viii
SUMÁRIO
INTRODUÇÃO ............................................................................................................... 1
FUNDAMENTOS TEÓRICOS E REVISÃO BIBLIOGRÁFICA ............................................ 5
2.1
CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES ......................... 6
2.1.1 Temperatura ......................................................................................................................... 6
2.1.2 pH ......................................................................................................................................... 7
2.1.3 Teor de sólidos ...................................................................................................................... 7
2.1.4 Odor ...................................................................................................................................... 8
2.1.5 Matéria orgânica .................................................................................................................. 8
2.1.6 Demanda biológica de oxigênio (DBO) ............................................................................. 10
2.1.7 Demanda química de oxigênio (DQO) ............................................................................... 10
2.1.8 Carbono orgânico total (COT) ........................................................................................... 11
2.1.9 Nitrogênio (N) ..................................................................................................................... 11
2.1.10 Acidez e alcalinidade ........................................................................................................ 12
2.1.11 Íons de metais pesados ..................................................................................................... 12
2.2
SISTEMAS DE TRATAMENTO DE EFLUENTES ................................................................. 13
2.3
TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES ............................................... 14
2.3.1 Gradeamento ...................................................................................................................... 14
2.3.2 Equalização ........................................................................................................................ 15
2.3.3 Coagulação e floculação .................................................................................................... 15
2.3.3.1 Coagulação................................................................................................................................. 16
2.3.3.2 Floculação .................................................................................................................................. 17
2.3.3.3 Agentes químicos utilizados nos processos de coagulação e floculação .................................... 17
2.3.4 Separação sólido / líquido .................................................................................................. 20
2.3.5 Flotação .............................................................................................................................. 20
2.3.6 Sedimentação ...................................................................................................................... 22
2.4
TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES ................................................................. 25
2.4.1 Bioquímica e microbiologia dos processos anaeróbios ..................................................... 27
2.4.1.1 Hidrólise .................................................................................................................................... 29
2.4.1.2 Acidogênese ............................................................................................................................... 30
2.4.1.3 Acetogênese ............................................................................................................................... 30
2.4.1.4 Metanogênese ............................................................................................................................ 31
2.4.2 Parâmetros de controle da digestão anaeróbia .................................................................. 33
2.4.2.1 Temperatura ............................................................................................................................... 33
2.4.2.2 pH .............................................................................................................................................. 34
2.4.2.3 Alcalinidade ............................................................................................................................... 34
2.4.2.4 Ácidos orgânicos voláteis (AOV) .............................................................................................. 34
2.4.2.5 Produção e composição dos gases .............................................................................................. 35
2.4.2.6 Remoção da matéria orgânica .................................................................................................... 36
2.4.2.7 Sólidos Suspensos totais (SST) e voláteis (SSV): ...................................................................... 36
2.4.2.8 Nutrientes ................................................................................................................................... 36
2.4.2.9 Oxigênio .................................................................................................................................... 37
2.4.3 Distúrbios operacionais nos processos anaeróbios ............................................................ 38
2.4.4 Sistemas anaeróbios de tratamento de efluentes ................................................................ 39
2.4.4.1 Biodigestão convencional .......................................................................................................... 40
ix
2.4.4.2 Biodigestão de contato ............................................................................................................... 40
2.4.4.3 Reator anaeróbio de leito de lodo com fluxo ascendente (UASB) ............................................. 40
2.4.4.4 Reator anaeróbio de recirculação interna (IC) ............................................................................ 42
2.4.4.5 Sistema combinado .................................................................................................................... 42
2.5
PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS ............................................................. 44
2.5.1 Fluxo permeado e permeabilidade ..................................................................................... 47
2.5.2 Seletividade ......................................................................................................................... 49
2.5.3 Configurações de escoamento ............................................................................................ 50
2.5.4 Ultrafiltração (UF) ............................................................................................................. 50
2.5.5 Problemas inerentes aos PSM: polarização por concentração e fouling........................... 54
2.5.5.1 Modelo de Hermia ..................................................................................................................... 56
2.5.5.2 “Testes” de Fouling através da permeabilidade da membrana à água destilada ......................... 59
2.5.6 Ferramentas para a minimização dos efeitos do Fouling .................................................. 60
2.5.6.1 Pré-tratamento da solução de alimentação ................................................................................. 60
2.5.6.2 Propriedades da membrana ........................................................................................................ 61
2.5.6.3 Módulo e condições de processo ................................................................................................ 61
2.5.6.4 Limpeza ..................................................................................................................................... 61
2.6
PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA ......................................................................................... 62
2.6.1 características dos principais constituíntes da farinha desengordurada de soja ............... 63
2.6.2 Processo de produção da proteína isolada de soja ............................................................ 64
2.6.3 Sistema industrial de tratamento do efluente proveniente da produção de isolados
protéicos ............................................................................................................................ 67
MATERIAIS E MÉTODOS ............................................................................................ 70
3.1
CARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE INDUSTRIAL ............................................................. 70
3.2
DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA ... 71
3.2.1 Descrição do sistema .......................................................................................................... 72
3.2.2 Inoculação .......................................................................................................................... 72
3.2.3 Operação e controle ........................................................................................................... 72
3.2.4 Controle da geração dos gases durante digestão anaeróbia .............................................. 73
3.3
PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF ........................................ 74
3.3.1 Membranas de UF .............................................................................................................. 74
3.3.2 Sistema de membranas ....................................................................................................... 74
3.3.3 Testes realizados ................................................................................................................. 76
3.3.3.1 Experimentos de caracterização em relação ao fluxo permeado de água ................................... 76
3.3.3.2 Experimentos com o efluente bruto ........................................................................................... 76
3.3.3.3 Experimentos de compactação das membranas ......................................................................... 77
3.3.3.4 Experimentos de determinação do fator de concentração .......................................................... 77
3.3.3.5 Experimentos para determinar a tendência de fouling das membranas ...................................... 77
3.3.4 Limpeza das membranas ..................................................................................................... 78
3.4
PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA ... 78
3.5
ANÁLISES QUÍMICAS E FÍSICO-QUÍMICAS REALIZADAS ................................................ 80
3.5.1 pH ....................................................................................................................................... 80
3.5.2 DQO ................................................................................................................................... 80
3.5.3 Teor protéico ...................................................................................................................... 81
3.5.4 SST e SSV ............................................................................................................................ 82
3.5.5 Análise de alcalinidade e produção de AOV ...................................................................... 83
3.6
AJUSTE DE DADOS ......................................................................................................... 83
x
RESULTADOS E DISCUSSÕES ...................................................................................... 84
4.1
CARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE ................................................................................. 85
4.2
APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO ...................................... 88
4.2.1 Determinação do fluxo permeado de cada membrana ....................................................... 88
4.2.2 Testes de compactação ....................................................................................................... 90
4.2.3 Determinação do Fator de Concentração .......................................................................... 91
4.2.4 Comportamento do fluxo permeado em função do tempo .................................................. 94
4.2.5 Testes de “fouling” em função da permeabilidade das membranas .................................. 95
4.2.6 Caracterização dos mecanismos de fouling utilizando o Modelo de Hermia .................... 96
4.2.6.1 Ajuste dos dados experimentais às equações linearizadas ......................................................... 97
4.2.6.2 Ajuste dos dados experimentais ao modelo geral de Hermia ................................................... 101
4.2.7 Determinação da capacidade seletiva de cada membrana ............................................... 107
4.2.8 Possibilidade de utilização do permeado e do concentrado proveniente do pré-
tratamento com a membrana de UF ................................................................................ 109
4.3
PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA . 109
4.3.1 Análise econômica da utilização do novo agente químico a base de sílica no pré-
tratamento do efluente bruto em estudo .......................................................................... 114
4.4
DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) .................................................................................. 116
4.5
AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO
TRATAR O PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
.................................................. 124
CONCLUSÕES ........................................................................................................... 138
SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS ............................................................... 141
BIBLIOGRAFIA ......................................................................................................... 142
ANEXO A .................................................................................................................. 148
ANEXO B ................................................................................................................. 149
APÊNDICE A ............................................................................................................ 150
APÊNDICE B ............................................................................................................ 151
A
PÊNDICE C ............................................................................................................ 152
APÊNDICE D ............................................................................................................ 154
A
PÊNDICE E ............................................................................................................ 157
A
PÊNDICE F ............................................................................................................ 158
APÊNDICE G ............................................................................................................ 163
A
PÊNDICE H ............................................................................................................ 164
A
PÊNDICE I ............................................................................................................. 165
APÊNDICE J ............................................................................................................. 167
A
PÊNDICE K ............................................................................................................ 173
xi
LISTA DE FIGURAS
Figura 2.1: Estrutura física do microgel de sílica ............................................................ 19
Figura 2.2: Desenho esquemático de um sedimentador de fundo cônico ........................ 24
Figura 2.3: Desenho esquemático de um sedimentador do tipo lamelar ......................... 24
Figura 2.4: Natureza multifásica da digestão anaeróbia .................................................. 28
Figura 2.5: Desenho esquemático de um reator UASB ................................................... 41
Figura 2.6: Representação esquemática das configurações de escoamento dos PSM ..... 50
Figura 2.7: Fluxograma esquemático da produção de proteína isolada de soja. .............. 65
Figura 2.8: Sistema primário industrial de tratamento do efluente proveniente da
produção de isolados protéicos. ............................................................................ 68
Figura 3.1: Sistema primário de bancada utilizado na reprodução do sistema
industrial ................................................................................................................ 72
Figura 3.2: Fluxograma esquemático do sistema de membrana ..................................... 75
Figura 3.3: Fotografia do sistema de membranas . .......................................................... 75
Figura 3.4: Fotografia dos Testes de Jarros realizados a fim de avaliar as
concentrações de agente químico e polímeros no pré-tratamento do efluente
bruto . .................................................................................................................... 80
Figura 4.1: Resultado das análises de DQO total e solúvel realizadas durante a etapa
de caracterização do efluente bruto. ...................................................................... 85
Figura 4.2: Resultado médio das análises de SST e SSV realizadas durante a etapa
de caracterização do efluente bruto. ...................................................................... 86
Figura 4.3: Resultado médio das análises de teor protéico realizadas durante a etapa
de caracterização do efluente bruto. ...................................................................... 87
Figura 4.4: Fluxo permeado de água destilada e efluente através das membranas de
5, 20 e 50 kDa em função da variação da pressão transmembrana. ...................... 88
Figura 4.5: Análise da compactação na membrana de 20 kDa, através do fluxo
permeado de água destilada em função da variação de
Δ
P. .................................. 90
Figura 4.6: Análise da compactação na membrana de 5 kDa, através do fluxo
permeado de água destilada em função da variação de
Δ
P. .................................. 90
Figura 4.7: Fluxo permeado de efluente em função do fator de concentração da
solução para as membranas de 5, 20 e 50 kDa .................................................... 92
Figura 4.8: Análise do fluxo permeado de efluente em função do tempo de
experimento, em triplicata, para as membranas de 5, 20 e 50 kDa ....................... 94
Figura 4.9: Fluxo permeado de água versus pressão transmembrana antes (JI) e após
(JF) os experimentos com efluente para as membranas de 5, 20 e 50 kDa .......... 96
Figura 4.10: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do
tempo ajustados à Equação 2.6 (n = 2) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa ... 97
xii
Figura 4.11: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do
tempo ajustados à Equação 2.7 (n = 1,5) para as membranas de 5, 20 e
50 kDa ................................................................................................................... 98
Figura 4.12: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do
tempo ajustados à Equação 2.8 (n = 1) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa.... 98
Figura 4.13: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do
tempo ajustados à Equação 2.9 (n = 0) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa.... 99
Figura 4.14: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado
para a membrana de 5 kDa a um polinômio de grau três. ................................... 102
Figura 4.15: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado
para a membrana de 20 kDa a um polinômio de grau três. ................................. 102
Figura 4.16: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado
para a membrana de 50 kDa a um polinômio de grau três. ................................. 103
Figura 4.17: Retenções médias obtidas para as membranas de 5, 20 e 50 kDa. ............ 107
Figura 4.18: Efeito da concentração de agente químico (50, 150 e 250 ppm) nas
remoções médias (%) de DQO, SST e PROT. .................................................... 112
Figura 4.19: Efeito da concentração de polímero catiônico (0, 5 e 10 ppm) nas
remoções médias (%) de DQO, SST e PROT. .................................................... 112
Figura 4.20: Efeito do pH inicial do efluente bruto (3,50, 4,25 e 5,00) nas remoções
médias (%) de DQO, SST e proteína. ................................................................. 113
Figura 4.21: Variação de pH no efluente bruto (P1) e após passagem pelo reator
anaeróbio de bancada (P2f(B))............................................................................ 116
Figura 4.22: Variação do pH do efluente ao longo do tempo de residência no reator
anaeróbio de bancada. ......................................................................................... 117
Figura 4.23: Relação entre a variação de pH e a formação de ácidos orgânicos
voláteis em função do tempo de residência no reator anaeróbio de bancada. ..... 118
Figura 4.24: Volume de gás total gerado durante a digestão anaeróbia de bancada
em função do tempo de residência. ..................................................................... 119
Figura 4.25: Valores iniciais, intermediários e finais de DQO para os experimentos
de bancada. .......................................................................................................... 120
Figura 4.26: Valores iniciais, intermediários e finais de DQO solúvel obtidos para os
experimentos de bancada. ................................................................................... 121
Figura 4.27: Valores de SSV (em mg.L
-1
) estimados para os experimentos de
bancada. ............................................................................................................... 122
Figura 4.28: Teor protéico apresentada pelo efluente bruto, após passagem pelo
reator anaeróbio e após sedimentação dos sólidos, nos experimentos de
bancada. ............................................................................................................... 123
Figura 4.29: Teores de sólidos das amostras de efluente bruto (P1), permeado (P),
início (P2i(B)) e fim (P2f(B)) da digestão anaeróbia de bancada e efluente
clarificado (P3(B)). ............................................................................................. 125
xiii
Figura 4.30: Teores de DQO, carboidrato e proteína das amostras de efluente bruto
(P1), permeado (P), início (P2i(B)) e fim (P2f(B)) da digestão anaeróbia de
bancada e efluente clarificado (P3(B)). ............................................................... 126
Figura 4.31: Volume de gás total gerado durante a digestão anaeróbia de bancada do
efluente bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P). ................................ 128
Figura 4.32: Comportamento do pH do sistema durante a digestão anaeróbia de
bancada do efluente bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P). ............. 129
Figura 4.33: Produção de AOV (em mgHAc.L
-1
)
durante a digestão anaeróbia de
bancada do efluente bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P). ............. 130
Figura 4.34: Teores de sólidos das amostras de efluente bruto (P1), do permeado (P)
e do resultado dos dois ciclos de experimentos de bancada: tratando o
efluente bruto (P2i(B)E, P2f(B)E e P3(B)E) e tratando o efluente pré-tratado
(P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P). ............................................................................. 132
Figura 4.35: Teores de DQO, carboidrato e proteína das amostras de efluente bruto
(P1), do permeado (P) e do resultado dos dois ciclos de experimentos de
bancada: tratando o efluente bruto (P2i(B)E, P2f(B)E e P3(B)E) e tratando o
permeado (P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P). ............................................................. 134
xiv
LISTA DE TABELAS
Tabela 2.1: Divisão dos microrganismos envolvidos na digestão anaeróbia. .................. 28
Tabela 2.2: Variação da carga orgânica da corrente de alimentação e conseqüente
variação da produção gasosa nos sistemas R1 e R2. ............................................. 44
Tabela 2.3: Mecanismos de fouling considerados pelo Modelo de Hermia. .................... 58
Tabela 2.4: Frações protéicas presentes na farinha desengordurada de soja. .................. 64
Tabela 3.1: Concentrações das soluções de agente químico (AQ), polímero catiônico
(PC) e polímero aniônico (PA) avaliadas nos Testes de Jarros. ........................... 79
Tabela 4.1: Resultado do balanço de massa em relação à massa de proteína presente
na corrente de alimentação do sistema de membranas de UF ............................... 93
Tabela 4.2: Valores médios de R
2
e EMR(%) gerados no ajuste dos dados
experimentais às equações linearizadas do Modelo de Hermia ............................ 99
Tabela 4.3: Valores de fluxo inicial (experimental (J
0
exp) e predito (J
0
)) e das
constantes preditas pelo ajuste dos dados experimentais às equações
linearizadas do Modelo de Hermia. .................................................................... 101
Tabela 4.4: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em
função de (dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5
para a membrana de 5 kDa. ................................................................................. 104
Tabela 4.5: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em
função de (dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5
(membrana de 20 kDa). ....................................................................................... 105
Tabela 4.6: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em
função de (dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5
(membrana de 50 kDa). ....................................................................................... 105
Tabela 4.8: Balanço de massa em relação aos teores de sólidos e nutrientes
removidos durante o pré-tratamento com membrana de UF (P1 para P) e
durante o tratamento primário do efluente bruto (P1 para P3(B)E) e do
permeado (P para P3(B)P). ................................................................................. 136
xv
LISTA DE SÍMBOLOS E ABREVIATURAS
Δ
p Pressão transmembrana (em bar)
AOV Ácidos orgânicos voláteis (em mgHAc.L
-1
)
AQ Agente químico a base de sílica
b.s. Base seca
CARB Teor de carboidrato (em mg.L
-1
)
c
f
Concentração de soluto na solução de alimentação
c
p
Concentração de soluto no permeado
D Diálise
DBO Demanda biológica de oxigênio (em mg.L
-1
)
DQO Demanda química de oxigênio (em mg.L
-1
)
DQO sol Demanda química de oxigênio solúvel (em mg.L
-1
)
DWPa Permeabilidade à água após o experimento (em L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
)
DWPb
Permeabilidade à água antes do experimento (em L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
)
ED Eletrodiálise
EMR Erro médio relativo
FC Fator de concentração
FI Índice de fouling
J Fluxo permeado (em L.m
-2
.h
-1
)
J
0
Fluxo permeado em t = 0 (em L.m
-2
.h
-1
)
k Constante do modelo de Hermia (Equação 2.6)
K
c
Constante do modelo de Hermia (Equação 2.7)
K
i
Constante do modelo de Hermia (Equação 2.9)
K
p
Constante do modelo de Hermia (Equação 2.8)
K
t
Constante do modelo de Hermia (Equação 2.10)
µ
P
velocidade específica de formação de produto (em d
-1
)
MF Microfiltração
MMC Massa molar de corte (em kDa)
n Constante do modelo de Hermia (Equação 2.6)
N Número de experimentos
OI Osmose inversa
P Permeado do sistema de membranas
P1 Ponto de coleta: efluente bruto
P2(I) Ponto de coleta: saída do RAA industrial
P2f(B) Ponto de coleta: saída do RAA de bancada
P2f(B)E Ponto de coleta: saída do RAA de bancada (tratando efluente bruto)
P2f(B)P Ponto de coleta: saída do RAA de bancada (tratando permeado)
xvi
P2i(B)
Ponto de coleta: entrada do RAA de bancada
P2i(B)E
Ponto de coleta: entrada do RAA de bancada (tratando efluente bruto)
P2i(B)P
Ponto de coleta: entrada do RAA de bancada (tratando permeado)
P3(B)
Ponto de coleta: clarificado proveniente do sistema primário de bancada
P3(B)E
Ponto de coleta: clarificado do sistema primário de bancada (tratando efluente bruto)
P3(B)P
Ponto de coleta: clarificado do sistema primário de bancada (tratando permeado)
P3(I)
Ponto de coleta: clarificado proveniente do sedimentador industrial
PA
Polímero aniônico
PC Polímero catiônico
PCS Proteína concentrada de soja
PG Permeação gasosa
PIS Proteína isolada de soja
PROT Teor protéico (em mg.L
-1
)
PROT sol Teor de proteína solúvel (em mg.L
-1
)
PSM Processos de separação por membranas
PTS Proteína texturizada de soja
R Retenção da membrana (em %)
RAA Reator anaeróbio acidogênico
SSF Sólidos suspensos fixos
SST Sólidos suspensos totais (em mg.L
-1
)
SSV
Sólidos suspensos voláteis (em mg.L
-1
)
ST Sólidos totais (em mg.L
-1
)
SV Sólidos voláteis (em mg.L
-1
)
T Temperatura (em °C ou K)
t Tempo de filtração (em s ou h)
TRH Tempo de retenção hidráulica (em h)
UF Ultrafiltração
v Velocidade de alimentação (em m.s
-1
)
V Volume (em L ou m
3
)
V
0
Volume inicial da solução de alimentação (em L)
V
CALC
Dados estimados pelo modelo
V
EXP
Dados experimentais
V
F
Volume de permeado produzido (em L)
CAPÍTULO 1
I
NTRODUÇÃO
A preocupação com a preservação do meio ambiente vem se tornando uma constante
mundialmente: já é consenso que para se manter um bom nível de qualidade de vida é
necessário, antes de tudo, cuidar e preservar o meio em que se vive.
Com o avanço da tecnologia e o crescente desenvolvimento industrial, as indústrias
tornaram-se as grandes responsáveis por parte dos danos causados ao ambiente, devido à
produção de elevados índices de carga orgânica e inorgânica que são despejados nos corpos
receptores e à emissão diária de altos níveis de substâncias e gases tóxicos provenientes de
seus processos de fabricação. Este desenvolvimento não pode ser evitado; o que deve ser
feito, portanto, é um controle rigoroso do material sólido, líquido ou gasoso gerado nos
processos industriais e a minimização destes, em termos de volume e concentração, nas
próprias empresas.
Indispensável, um sistema de tratamento de efluentes é capaz de reduzir,
drasticamente, os danos causados pelos despejos provenientes de processos industriais. Em
alguns casos, o sistema é tão eficiente que o efluente, anteriormente descartado no ambiente,
passa a ser a fonte de água para estes próprios processos.
O projeto de um sistema de tratamento de efluentes industriais depende de vários
fatores, tais como as características do efluente a ser tratado, a qualidade final requerida para
este efluente, a disponibilidade ou não de espaço físico e as opções para a disposição final do
lodo. Além disso, os custos operacionais, a estabilidade, a confiabilidade e a flexibilidade do
sistema são considerações importantes para a escolha de determinados processos.
Uma planta padrão de tratamento de efluentes de alta carga orgânica geralmente
envolve um sistema primário e um sistema secundário de tratamento.
1. INTRODUÇÃO 2
No sistema primário, uma parte dos sólidos suspensos e da matéria orgânica é
removida do efluente. Esta remoção ocorre, na maioria das vezes, através da utilização de
métodos físicos e químicos. O efluente proveniente do tratamento primário ainda contém uma
concentração considerável de matéria orgânica e uma demanda química de oxigênio (DQO)
relativamente alta. A função do tratamento primário consiste, portanto, em preparar o efluente
para o tratamento secundário, não devendo ser utilizado como única fonte de remoção de
contaminantes, exceto em casos extremos.
O tratamento secundário atua diretamente na remoção de compostos orgânicos
biodegradáveis e sólidos suspensos. É definido como a combinação de processos comumente
usados para a remoção destes constituintes e inclui o tratamento biológico aeróbio e
anaeróbio. Nestes processos, os microrganismos têm papel fundamental, sendo os grandes
responsáveis pelo tratamento do despejo. Eles são usados para converter a matéria orgânica
em diversos gases e tecido celular.
Os sistemas convencionais de tratamento de efluentes são utilizados, com sucesso, no
tratamento da maioria dos efluentes industriais e domésticos. Estes métodos, entretanto,
requerem um espaço físico bastante elevado, devido ao tamanho dos reatores envolvidos,
além da adição, na maioria dos casos, de elevados volumes de reagentes químicos.
O desafio dos pesquisadores está, portanto, em encontrar melhores condições de
operação para os sistemas convencionais ou, ainda, métodos limpos mais econômicos – mas
igualmente eficientes – para a remoção do material orgânico ou, ao menos, para a diminuição
da concentração de material poluente no efluente a fim de que este possa ser tratado, com
sucesso, por sistemas de tratamento convencionais ou por novas alternativas.
Com o objetivo de atender esta demanda, diversas tecnologias avançadas de
tratamento têm sido propostas, testadas e aplicadas. Entre elas, os processos de separação por
membranas (PSM), os processos oxidativos avançados e a irradiação por UV têm se mostrado
tecnologias de sucesso na remoção de diversos contaminantes e opções promissoras para o
tratamento de águas e efluentes.
As décadas de 80 e 90 se caracterizaram por um rápido crescimento nas pesquisas
relacionadas aos PSM, tais como a osmose inversa, a micro, a ultra e a nanofiltração. Estes,
quando comparados aos processos de separação convencionais, têm demonstrado sua
competitividade em aplicações importantes, tais como na dessalinização da água do mar, na
separação e/ou concentração de soluções coloidais, no tratamento de efluentes industriais, na
purificação de água potável, na separação de proteínas e enzimas em bioprocessos, entre
outros. As principais vantagens dos PSM, em relação aos processos convencionais, são que
estes ocorrem sem mudança de fase, operam na temperatura ambiente e são altamente
seletivos e modulares.
1. INTRODUÇÃO 3
O foco de interesse do presente trabalho é o efluente gerado por uma planta produtora
de proteína isolada de soja; este efluente possui altíssima carga orgânica, sendo composto,
basicamente, por proteínas e carboidratos solúveis em meio aquoso e podendo atingir valores
de DQO de até 16.000 mg.L
-1
, além de altos teores de nitrogênio. Sendo assim, indústrias
deste tipo exigem uma planta de tratamento bastante qualificada, o qual deve apresentar, ao
menos, um sistema primário, um sistema secundário anaeróbio e um sistema secundário
aeróbio eficientes, a fim de que os valores limites para os parâmetros críticos do efluente
impostos pelo órgão ambiental responsável sejam respeitados. Este tipo de tratamento exige a
adição de elevados volumes e tipos de reagentes químicos, além de requerer grandes
biorreatores e sedimentadores, ocupando, portanto, um grande espaço físico. Surge, assim,
mais uma grande vantagem da utilização dos PSM: a economia de espaço.
Dentro deste contexto encontra-se o objetivo deste trabalho que é de estudar a
aplicação de processos alternativos no pré-tratamento de um efluente industrial proveniente da
produção de isolados protéicos a base de soja a fim de melhorar as condições de operação do
sistema de tratamento industrial existente ou, até mesmo, de substituir parte deste sistema por
outro mais eficiente.
Estas possibilidades serão avaliadas através de duas diferentes ações:
− a primeira delas consiste na utilização de um sistema de membranas de
ultrafiltração no pré-tratamento do efluente bruto a fim de reduzir o teor
protéico do mesmo e, por conseqüência, sua carga orgânica; pretende-se, desta
forma, avaliar o comportamento do sistema primário industrial ao tratar este
novo efluente (ou seja, o permeado proveniente do sistema de membranas) e
avaliar se este ainda será necessário;
− a segunda ação está relacionada à utilização de um novo agente químico
comercial, que vem apresentando excelentes resultados na remoção de
proteínas suspensas e dissolvidas nos efluentes provenientes de frigoríficos e
aviários. Espera-se que este agente melhore ou, até mesmo, substitua a etapa de
precipitação química do sistema primário, resultando em grandes economias
em comparação ao custo com os produtos químicos adicionados nesta etapa.
Os objetivos específicos deste trabalho encontram-se listados a seguir:
- caracterização do efluente em estudo;
- avaliação dos principais parâmetros físicos e químicos do sistema primário
industrial existente, bem como da eficiência do processo;
1. INTRODUÇÃO 4
- reprodução e avaliação experimental do sistema primário industrial, composto
por um reator anaeróbio acidogênico primário, um reator tubular e um
sedimentador circular, em escala de bancada;
- análise da aplicação de um novo agente químico comercial a base de sílica para
adsorção / precipitação protéica no pré-tratamento do efluente bruto;
- análise da aplicação de membranas de ultrafiltração no pré-tratamento do
efluente bruto industrial;
- avaliação do comportamento do sistema primário de bancada tratando os dois
novos tipos de efluentes gerados nas etapas anteriores: o efluente pré-tratado
com o agente químico a base de sílica e o permeado do sistema de membranas
escolhido.
Nas páginas a seguir são apresentados alguns fundamentos teóricos relevantes para o
entendimento do presente estudo, a metodologia utilizada e, por fim, as considerações,
discussões e conclusões referentes aos resultados obtidos.
CAPÍTULO 2
F
UNDAMENTOS TEÓRICOS E REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
Os efluentes industriais descartados de forma inadequada nos corpos receptores
desempenham um papel significativo dentre os principais fatores causadores de danos ao
meio ambiente. Estes resíduos podem acabar por exterminar a vida aquática através da
supressão do oxigênio e o controle destes despejos é, portanto, uma grande preocupação, não
só das indústrias, mas dos governos de diversos países, principalmente daqueles de
desenvolvimento industrial avançado.
Os efluentes industriais apresentam uma variedade de características muito maior que
as apresentadas pelos esgotos domésticos; compostos tóxicos e não biodegradáveis, por
exemplo, são encontrados mais comumente nos efluentes industriais, implicando na
necessidade de sistemas de tratamento de efluentes muito mais elaborados, que envolvam
diferentes combinações de diferentes processos de tratamento de efluentes, os quais variam
conforme as características do resíduo a ser descartado. O conhecimento destas características
é, portanto, essencial ao projeto e operação do sistema de tratamento, desde a coleta até sua
disposição final.
Os efluentes podem ser caracterizados em função de suas propriedades físicas,
químicas e biológicas. Dentre as principais características físicas podem-se citar o teor de
sólidos, o odor, a temperatura, a densidade, a cor e a turbidez. As características químicas
envolvem os teores de matéria orgânica e inorgânica e os gases contidos no efluente. As
características biológicas, por sua vez, dizem respeito aos microrganismos presentes no
efluente, àqueles responsáveis pelo tratamento biológico, aos organismos patogênicos e
àqueles utilizados como indicadores de poluição.
A seguir, a seção 2.1 apresenta as principais características físicas, químicas e
biológicas apresentadas pelos efluentes, tanto industriais quanto domésticos. Nas seções
seguintes – 2.2, 2.3 e 2.4 – são apresentados as principais características dos sistemas de
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 6
tratamento de efluentes. Estas seções foram escritas baseadas nas referências clássicas que
tratam sobre o assunto: SUNDSTROM e KLEI (1979); KEMMER (1988); METCALF e EDDY
(1991); EATON et al. (1995); FÖRSTNER et al. (1997) e SINCERO e SINCERO (2003).
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS
EFLUENTES
O conhecimento das principais características físicas, químicas e biológicas do
efluente a ser tratado é de fundamental importância, pois elas podem afetar, adversamente, o
meio ambiente de diferentes maneiras: materiais orgânicos solúveis podem esgotar os níveis
de oxigênio nos corpos receptores e conferir odor e gosto estranhos às fontes de água;
materiais tóxicos podem causar danos à cadeia alimentar e à saúde pública e alguns nutrientes
podem causar a eutrofização dos corpos receptores.
As análises utilizadas para a caracterização de efluentes variam desde determinações
químicas, físicas e biológicas precisas até determinações mais qualitativas. Assim, embora
alguns testes sejam específicos para o conhecimento de determinadas características, a
maioria deles determina, apenas, classificações gerais, em função da grande variedade de
componentes encontrados nos efluentes.
A seguir, serão apresentados alguns dos principais parâmetros que devem ser
cuidadosamente avaliados em um efluente antes do projeto do sistema de tratamento, durante
a operação deste e antes do descarte do efluente no corpo receptor.
2.1.1 TEMPERATURA
A temperatura do efluente é um dos mais importantes parâmetros de controle, pois
afeta a eficiência do sistema de tratamento de efluentes. Isso decorre do efeito exercido pela
temperatura sobre as reações químicas, as taxas de reações e sobre a vida aquática do sistema.
No tratamento físico-químico, por exemplo, a temperatura pode afetar a eficiência do
sistema de remoção dos sólidos: a diminuição da temperatura causa o aumento da viscosidade
do líquido, mas diminui a eficiência de sedimentação dos sólidos presentes no líquido, devido
à resistência oferecida pelo aumento da viscosidade à velocidade de sedimentação das
partículas sólidas. No tratamento biológico, a temperatura afeta o tipo, o desenvolvimento e a
atividade dos microrganismos presentes no efluente.
É importante salientar que
a temperatura do efluente é, normalmente, maior que a da
água fornecida à indústria (devido às atividades industriais) e maior que a temperatura do ar
durante grande parte do ano (excluindo-se, em alguns locais, os meses mais quentes).
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 7
2.1.2 PH
O pH é um parâmetro importante tanto em sistemas de água natural como no
tratamento de águas e efluentes, exercendo influência direta na maioria das Operações
Unitárias envolvidas nos sistemas de tratamento de efluente. Isso se dá, pois o pH de qualquer
solução aquosa exerce influência direta nas principais características desta solução; qual
substância se dissolve em determinado efluente e em que concentração são algumas destas
características. O pH influencia, também, o potencial corrosivo do efluente.
O valor de pH de qualquer solução aquosa deve encontrar-se em determinada faixa a
fim de permitir, ou não, a ação das bactérias e outros microrganismos presentes, sendo
determinante, portanto, no tratamento biológico de efluentes. Uma variedade de outras
características que influenciam o sucesso dos métodos de tratamento de efluentes, tais como a
coagulação química, a adsorção com carvão ativado, a troca iônica, a oxidação química e a
liberação de gases (amônia e sulfeto de hidrogênio) são absolutamente dependentes deste
parâmetro. Alguns processos de tratamento permitem variações de pH inferiores a 0,5 para
que a operação seja satisfatória.
A faixa de pH de descarte da maioria dos efluentes industriais deve situar-se entre 6,5
e 8,5, dependendo do corpo receptor. Por estas razões, o controle do pH é um dos mais
importantes aspectos do tratamento de efluentes industrial.
2.1.3 TEOR DE SÓLIDOS
A análise de sólidos é importante no controle físico e biológico de um processo de
tratamento de efluentes e também para respeitar os valores estabelecidos como limite pelos
órgãos competentes. Estes constituem as partículas do efluente, em suspensão ou não, e o
conhecimento da sua distribuição é essencial para os processos de separação e precipitação.
O teor de sólidos totais (ST) de um efluente é, por definição, o material remanescente
após toda a água ter sido evaporada da amostra. A evaporação se dá, normalmente, na
temperatura de 103 – 105 °C.
A divisão dos sólidos totais do efluente entre sólidos dissolvidos totais e sólidos
suspensos totais é essencial, uma vez que a maioria dos processos de tratamento é efetiva
somente sobre um destes dois tipos.
Os sólidos dissolvidos totais caracterizam a porção de sólidos filtráveis do efluente, ou
seja, a porção que contém as partículas coloidais e os sólidos dissolvidos que passam através
do filtro. Os sólidos suspensos totais (SST), por sua vez, constituem a porção não filtrável, ou
seja, a porção que permanece no filtro após a filtração e subseqüente secagem da amostra sob
temperatura definida.
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 8
Além disso, todos os tipos de sólidos descritos anteriormente têm sua porção fixa e sua
porção volátil. A porção fixa é aquela que resta como resíduo quando a amostra é incinerada a
600°C; a porção que desaparece durante a incineração é denominada de sólidos voláteis (SV).
Desta forma, ao se considerar a porção de sólidos suspensos totais (SST) da amostra,
estes se dividirão entre os sólidos suspensos fixos (SSF) e os sólidos suspensos voláteis
(SSV), os quais são normalmente utilizados a fim de estimar a quantidade de matéria
inorgânica e orgânica presentes na amostra, respectivamente.
A não remoção dos teores de sólidos suspensos do efluente antes de seu descarte pode
acarretar a formação de depósitos de lodo e condições anaeróbias nos corpos receptores.
2.1.4 ODOR
O odor depende do contato de uma substância estimulante com a célula receptora
humana apropriada. O odor é reconhecido como um fator de qualidade que afeta a
aceitabilidade da água potável. A maioria dos compostos orgânicos e alguns inorgânicos
contribuem para a formação do odor. Estes podem ser originários de descargas de águas
industriais e domésticas, da decomposição natural da matéria orgânica, da atividade
microbiana ou de desinfetantes e seus derivados.
Como alguns compostos odoríficos são detectáveis em concentrações de nanogramas
por litro, a identificação isolada dos mesmos é, normalmente, impraticável e, muitas vezes,
impossível. Utiliza-se, portanto, o nariz humano como dispositivo no método de análise do
odor, devido a sua sensibilidade. Testes sensoriais são utilizados para fornecer descrições
qualitativas e medidas quantitativas aproximadas da intensidade do odor.
Além disso, como uma alternativa para a medição do odor da amostra, pode-se utilizar
o “teste de odor limiar”. Este consiste em se fazer seguidas diluições da amostra, com o
auxílio de água destilada, deionizada e filtrada em carvão ativado, e submetê-las à análise
sensorial. Detecta-se, assim, a diluição limite a partir da qual o odor não é mais sentido
2.1.5 MATÉRIA ORGÂNICA
Os efluentes de média carga orgânica contêm, aproximadamente, 75% de sólidos
suspensos, dos quais 40% são constituídos de sólidos orgânicos. Caso esta matéria orgânica
não seja degradada antes do efluente ser lançado ao corpo receptor, as bactérias presentes irão
iniciar o processo de degradação e consumir, durante o processo, o oxigênio que se encontra
dissolvido no corpo receptor. Se a capacidade de re-aeração deste é insuficiente para manter
os níveis de oxigênio dissolvido, este irá diminuir drasticamente, exterminando os peixes e a
vida aquática em geral.
Os compostos orgânicos são formados por uma combinação entre moléculas de
carbono, hidrogênio e oxigênio, além de nitrogênio, em alguns casos. Outros elementos
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 9
importantes, tais como enxofre, fósforo e ferro podem ainda estar presentes. Segundo
FÖRSTNER et al. (1997), a matéria orgânica presente na maioria dos efluentes apresenta a
seguinte composição química: C
18
H
19
O
9
N.
Ainda segundo estes autores, se esta matéria orgânica for oxidada pelos
microrganismos presentes no sistema de tratamento, as seguintes reações irão ocorrer:
C
18
H
19
O
9
N + 17,5 O
2
+ H
+
Æ 18 CO
2
+ 8 H
2
O + NH
4
+
(sem nitrificação)
C
18
H
19
O
9
N + 19,5 O
2
+ H
+
Æ 18 CO
2
+ 9 H
2
O + H
+
+ NO
3
-
(com nitrificação)
Os principais materiais orgânicos biodegradáveis presentes no efluente são as
proteínas, os carboidratos e os lipídios. Além destes, entretanto, os efluentes podem conter
pequenas quantidades de um grande número de diferentes moléculas orgânicas sintéticas,
cujas estruturas podem variar desde as mais simples até as mais complexas. A presença destas
substâncias – muitas delas de decomposição biológica muito lenta ou, até mesmo, não
degradáveis biologicamente – é a principal causa das dificuldades existentes nos sistemas de
tratamento de efluentes.
• Proteínas
As proteínas são o constituinte principal dos organismos animais. Elas são compostos
de grande massa molar, formadas por aminoácidos e apresentam uma estrutura química
complexa e instável, estando, portanto, sujeitas a muitas formas de decomposição. Além
disso, algumas proteínas apresentam solubilidade em água, outras não.
Todos os compostos protéicos contêm carbono, oxigênio e hidrogênio. O que
diferencia as proteínas de outros compostos orgânicos é seu elevado teor de nitrogênio (em
torno de 16%). Além disso, em muitos casos, elementos tais como enxofre, fósforo e ferro
também podem estar presentes.
Quando as proteínas estão presentes em grande quantidade no efluente, a
decomposição destas pode causar odores desagradáveis.
• Carboidratos
Os carboidratos são compostos polihidroxilados largamente distribuídos na natureza,
incluindo os açúcares, o amido e a celulose. Os carboidratos contêm moléculas de carbono,
hidrogênio e oxigênio em sua composição e alguns deles, principalmente os açúcares, são
solúveis em água. Outros (o amido, por exemplo) não apresentam essa solubilidade. Além
disso, os açúcares são mais instáveis, tendendo a se decompor; o amido, por sua vez,
apresenta maior estabilidade, mas pode ser convertido a açúcares através da atividade
microbiológica. A celulose é o tipo de carboidrato encontrado no efluente mais resistente à
decomposição.
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 10
• Lipídios
Os lipídios se referem a uma variedade de substâncias orgânicas, tais como gorduras,
óleos e graxas. Gorduras e óleos são compostos (ésteres) de álcool ou glicerol, com ácidos
graxos. Os glicerídeos de ácidos graxos que se encontram líquidos sob temperatura ambiente
denominam-se óleos e os que se encontram sólidos denominam-se gorduras. Ambos possuem
características químicas muito semelhantes, sendo compostos por várias proporções de
carbono, hidrogênio e oxigênio. As gorduras, entretanto, encontram-se entre os compostos
orgânicos de mais difícil degradação pelas bactérias.
2.1.6 DEMANDA BIOLÓGICA DE OXIGÊNIO (DBO)
A demanda biológica de oxigênio é comumente usada como uma medida indireta da
quantidade de matéria orgânica presente no efluente. Diferentes constituintes orgânicos
apresentam diferentes demandas de oxigênio por grama de matéria e isto significa que a
análise de DBO fornece apenas um valor estimado para a massa de matéria orgânica oxidada.
A DBO pode ser definida como a quantidade de oxigênio consumida pelos
microrganismos no processo oxidação da matéria orgânica e da amônia. Essa análise pode ser
utilizada, portanto, para quantificar o teor ou a concentração de substâncias consumidoras de
oxigênio que o efluente contém. As substâncias que consomem oxigênio são compostas por
porções carbonáceas, que se referem ao teor de carbono do efluente (carbono reage com o
oxigênio dissolvido, produzindo CO
2
) e nitrógenas, que se referem ao teor de amônia (que
também reage com o oxigênio dissolvido).
Analiticamente, a DBO pode ser estimada incubando-se uma amostra, por 5 dias, sob
a temperatura de 20°C e medindo-se a quantidade de oxigênio consumida neste tempo; a este
valor de DBO dá-se o nome de DBO
5
20
.
2.1.7 DEMANDA QUÍMICA DE OXIGÊNIO (DQO)
A análise da demanda química de oxigênio tem sido usada a fim de estimar o teor de
oxigênio-equivalente de um dado efluente através do uso de um agente químico que oxida a
matéria orgânica presente na amostra. Assim, como na determinação da DBO, quanto maior o
teor de oxigênio-equivalente de um dado efluente, maior é sua DQO e, conseqüentemente,
maior é seu poder poluente.
O valor estimado para a DQO de determinado efluente fornece uma boa idéia da
quantidade total de matéria orgânica presente neste efluente, uma vez que este método
consegue uma oxidação bastante eficiente de toda a matéria orgânica e, inclusive, de alguns
constituintes inorgânicos (NO
2
-
, S
2
-
, S
2
O
3
2-
, Fe
2+
, SO
3
2-
).
As análises de DQO e DBO conduzem a diferentes resultados, sendo o valor do
primeiro sempre maior que o obtido para o segundo. Isso se dá devido ao fato da oxidação
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 11
química ser sempre mais efetiva que a oxidação microbiológica e envolver, em função disso,
a oxidação da parcela biodegradável e da parcela não biodegradável. Em alguns casos, a
realização de uma destas análises não exclui a necessidade de realização da outra; na maioria
das vezes, entretanto, o valor obtido para a DQO de amostras de uma fonte específica pode
ser relacionado empiricamente com o valor de sua DBO.
2.1.8 CARBONO ORGÂNICO TOTAL (COT)
O potencial poluente de determinado efluente também pode ser avaliado através da
medida de seu teor de carbono. Uma vez que o carbono reage com o oxigênio, quanto maior o
teor de carbono, maior o potencial poluente do efluente.
A concentração de carbono pode ser estimada convertendo-se o carbono presente em
dióxido de carbono. Ou seja, através desta análise, a matéria orgânica contendo carbono é
oxidada a dióxido de carbono através do aquecimento da amostra. Com a diferença entre a
concentração de dióxido de carbono antes e depois da oxidação determina-se o COT.
2.1.9 NITROGÊNIO (N)
O nitrogênio é um componente comumente encontrado em muitos dos efluentes
(orgânicos) industriais e domésticos e pode causar o crescimento e desenvolvimento de algas
e plantas aquáticas nos corpos receptores.
A proteína contém em torno de 16% de nitrogênio, sendo este denominado de
nitrogênio orgânico. Assim, a análise do teor de nitrogênio orgânico da amostra indica sua
quantidade de proteína. Quando a matéria orgânica é degradada pelos microrganismos, a
proteína presente é hidrolisada a um tipo de amônia, denominada de amônia livre que é,
portanto, o produto da hidrólise do nitrogênio orgânico. Os nitritos e nitratos são resultantes
da oxidação da amônia a nitrito (pelas nitrosomonas) e dos nitritos a nitratos (pelas
nitrobacters). A soma das porções de nitrogênio orgânico, amônia livre, nitrito e nitrato
denomina-se nitrogênio total. A soma do nitrogênio orgânico e da amônia denomina-se
nitrogênio Kjeldahl. Todas estas espécies de nitrogênio, amônia, nitrito e nitrato são utilizados
como fonte de nitrogênio para as sínteses, devendo estar presentes, portanto, em
concentrações adequadas no efluente líquido para um eficiente tratamento.
A amônia livre pode ser hidrolisada produzindo o íon amônio de acordo com a
seguinte reação:
NH
3
+ H
2
O ⇔ NH
4
+
+ OH
-
Em valores de pH inferiores a 7, o equilíbrio acima se desloca para a direita e a
espécie predominante de nitrogênio é a forma iônica (NH
4
+
). Por outro lado, em pHs
superiores a 7, o equilíbrio desloca-se para a esquerda e a espécie predominante de nitrogênio
é a amônia. A forma não ionizada é mais letal à vida aquática.
2.1 CARACTERÍSTICAS FÍSICAS, QUÍMICAS E BIOLÓGICAS DOS EFLUENTES 12
O nitrogênio na forma de nitrito é bastante instável e, portanto, facilmente oxidado a
nitrato. Sua concentração raramente excede 1 mg.L
-1
em efluentes.
O nitrogênio sob a forma de nitrato é a espécie mais oxidada de nitrogênio presente no
efluente, sendo considerado um importante parâmetro a ser controlado na água potável. A
concentração de nitrato nos efluentes varia, normalmente, entre 0 e 20 mg.L
-1
.
2.1.10 ACIDEZ E ALCALINIDADE
A acidez e a alcalinidade são parâmetros importantes a serem controlados em uma
estação de tratamento de efluentes. A acidez é a capacidade de uma substância em neutralizar
uma base. Alcalinidade, por sua vez, é a capacidade da substância de neutralizar um ácido.
Existem efluentes ácidos e alcalinos; a alcalinidade resulta da presença de hidróxidos,
carbonatos e bicarbonatos de elementos tais como o cálcio, magnésio, sódio e potássio e
radicais tais como o íon amônio. Entre estes, os bicarbonatos de cálcio e magnésio são os
mais comuns. A alcalinidade ajuda o meio a resistir a mudanças de pH quando ácidos são
produzidos durante o tratamento biológico do efluente.
Diferentes processos de tratamento e diferentes efluentes podem afetar a alcalinidade
do sistema; isto se aplica à nitrificação, desnitrificação e à precipitação química. Se a
alcalinidade diminui consideravelmente, pode ocorrer uma queda no pH do sistema e uma
diminuição da eficiência do mesmo.
2.1.11 ÍONS DE METAIS PESADOS
Os metais pesados são micropoluentes inorgânicos altamente tóxicos para a vida
aquática; eles provêm, na sua maioria, de efluentes industriais e diferem de outros agentes
tóxicos por não serem sintetizados nem destruídos pelo homem. Os principais metais pesados
presentes nos corpos de água, na forma dissolvida, são o cádmio, o cromo, o chumbo, o
mercúrio, o níquel e o zinco.
Em geral, as concentrações de metais pesados na água estão muito aquém dos padrões
de qualidade estabelecidos. Por outro lado, a tendência dos metais pesados é de se aderirem
aos sólidos em suspensão que por sua vez, sedimentam-se no fundo do corpo de água. Assim,
procuram-se analisar as concentrações de metais pesados presentes nos sedimentos, cujos
valores podem ser significativos e representar uma ameaça para o meio ambiente.
É importante frisar que todas as formas de vida são afetadas pela presença de metais
dependendo da dose e da forma química do mesmo. Muitos metais são essenciais para o
crescimento de diversos organismos (bactérias e, até mesmo, o ser humano), mas eles são
requeridos em baixas concentrações e podem danificar sistemas biológicos. Dessa forma, a
presença de metais na água e/ou no efluente, dependendo do tipo e concentração do mesmo,
2.2 SISTEMAS DE TRATAMENTO DE EFLUENTES 13
pode exercer efeitos prejudiciais, podendo, até mesmo, ser perigosamente tóxico aos corpos
receptores.
A determinação dos metais pode ser realizada por uma grande variedade de métodos; a
escolha da melhor opção depende da precisão e da sensibilidade desejada.
2.2 SISTEMAS DE TRATAMENTO DE EFLUENTES
Muitas operações podem ser utilizadas no tratamento de efluentes antes deste ser
descartado nos corpos receptores. Os compostos poluidores do efluente podem ser removidos
por meios físicos, químicos ou biológicos. Embora em um sistema de tratamento estes
métodos se intercalem, pode-se descrever isoladamente cada um deles, pois os princípios
envolvidos em cada um não se modificam.
Os métodos físicos são aqueles nos quais predomina a aplicação de forças físicas.
Operações Unitárias típicas destes métodos são o gradeamento, a agitação, a floculação, a
sedimentação, a flotação e a filtração.
Os métodos químicos são aqueles relacionados à conversão ou remoção dos poluentes
através da adição de compostos químicos ou através de diferentes reações químicas. A
coagulação, a precipitação, a desinfecção e a adsorção são exemplos dos métodos químicos
mais utilizados.
São considerados métodos biológicos aqueles nos quais a remoção dos contaminantes
se dá através da atividade biológica. O tratamento biológico é utilizado, basicamente, na
remoção das substâncias orgânicas biodegradáveis, podendo, entretanto, mostrar eficiência na
remoção de nutrientes, tais como nitrogênio e fósforo.
Os processos físicos, químicos e biológicos podem, ainda, ser classificados em quatro
categorias: tratamento preliminar, primário, secundário e terciário.
Define-se como tratamento preliminar a remoção de constituintes que podem causar
danos operacionais ou de manutenção aos equipamentos envolvidos no sistema. Assim, o
principal objetivo desta etapa é a remoção dos sólidos grosseiros presentes, a redução de
tamanho destes sólidos e a separação de materiais sobrenadantes (óleos). Além disso, esta
etapa visa também à equalização de flutuações de vazão e carga orgânica do afluente.
Alguns exemplos de operações preliminares são o gradeamento, para a remoção de
sólidos grosseiros que podem causar o desgaste dos equipamentos, a equalização, responsável
pela homogeneização da vazão de afluente e de parâmetros, tais como pH, temperatura e
carga orgânica, e a flotação, para a remoção de grandes quantidades de óleos e graxas.
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 14
O tratamento primário visa à remoção de parte dos sólidos suspensos e da matéria
orgânica presente no efluente. Esta remoção se dá geralmente por métodos físicos, tais como a
sedimentação e a flotação. O efluente proveniente do tratamento primário ainda contém uma
taxa considerável de matéria orgânica e uma demanda biológica de oxigênio relativamente
alta, não devendo ser utilizado como única fonte de remoção de contaminantes, exceto em
casos extremos. A principal função do tratamento primário é, portanto, preparar o efluente
para o tratamento posterior (ou secundário), a fim de otimizar a eficiência deste.
O tratamento secundário, por sua vez, atua diretamente na remoção de compostos
orgânicos biodegradáveis e sólidos suspensos. É definido como a combinação de processos
comumente usados para a remoção destes constituintes e inclui os tratamentos biológicos
aeróbios e anaeróbios. O processo biológico escolhido vai depender do volume de efluente a
ser tratado, da biodegradabilidade deste e da disponibilidade de espaço físico.
Alguns tipos de efluentes exigem, entretanto, além dos sistemas primários e
secundários de tratamento, uma etapa terciária, ou seja, um tratamento avançado destinado à
remoção de contaminantes específicos ou a fim de proporcionar o reúso do efluente como
fonte de água. Algumas operações comuns do tratamento terciário são a remoção de fósforo
através da coagulação química, a remoção do nitrogênio através de reações de nitrificação-
desnitrificação em reatores biológicos, remoção de resíduos orgânicos ou compostos que
conferem cor ao líquido através da adsorção com carbono ativado e a remoção de sólidos
dissolvidos através de processos com membranas.
A seguir serão apresentadas as principais características de algumas Operações
Unitárias fundamentais para o projeto e o desenvolvimento dos sistemas de tratamento de
efluentes industriais. A seção 2.3 apresenta aquelas relacionadas aos tratamentos preliminar e
primário de efluentes e a seção 2.4 apresenta as principais características de operações
relevantes do tratamento secundário de efluentes.
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES
Nos tratamentos preliminar e primário de efluentes são utilizadas as Operações
Unitárias descritas resumidamente a seguir.
2.3.1 GRADEAMENTO
Gradeamento é uma Operação Unitária utilizada, na grande maioria dos casos, no
início do sistema de tratamento de efluentes. O objetivo desta etapa é a remoção de materiais
grosseiros do efluente a ser tratado, a fim de preservar as etapas posteriores de tratamento
(desgaste de bombas ou obstruções de válvulas e tubulações).
O equipamento consiste, na maioria dos casos, de grades compostas por barras
paralelas. Estas barras, normalmente construídas em ferro ou aço, apresentam-se em
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 15
diferentes ângulos e com diferentes distâncias entre si, dependendo do tipo de gradeamento
desejado (grosseiro ou fino). Elas podem, ainda, operar automaticamente em ciclos contínuos
ou em intervalos temporizados (LIU e LIPTÁK, 2000).
Outro tipo de equipamento utilizado consiste de uma tela com orifícios, geralmente de
tamanho uniforme, utilizada para reter os sólidos grosseiros existentes no efluente. Os
orifícios da malha podem ser circulares ou retangulares e seus tamanhos dependem dos
objetivos da operação de remoção dos sólidos.
2.3.2 EQUALIZAÇÃO
A eficiente operação de um sistema de tratamento de efluentes depende, diretamente,
da vazão e da qualidade do efluente que alimenta este sistema e estas devem ser as mais
uniformes possíveis; esta condição, contudo, muitas vezes não é conseguida sob condições
naturais. A fim de amenizar as dificuldades impostas pelas variações no efluente que chega ao
sistema de tratamento e otimizar os processos subseqüentes, uma etapa de equalização pode
ser necessária.
Entre as vantagens da utilização de uma etapa de equalização no sistema de tratamento
podem-se citar: a melhora no tratamento biológico (devido à minimização de choques
causados por sobrecargas no sistema, diluição de substâncias inibidoras e estabilização do pH)
e a melhora da qualidade final do efluente, devido a maior eficiência do sedimentador
subseqüente ao tratamento aeróbio que recebe uma carga constante de sólidos.
A necessidade de implementação de uma etapa de equalização deve ser avaliada em
função dos efeitos potenciais da vazão de efluente (variabilidade de parâmetros monitorados e
volume) que entra em determinada etapa do sistema de tratamento ou, até mesmo, que é
descartada no corpo receptor. A análise desta implementação deve levar em conta, ainda, a
economia que a redução destes efeitos acarretaria às etapas posteriores de tratamento (LIU e
LIPTÁK, 2000).
2.3.3 COAGULAÇÃO E FLOCULAÇÃO
Os processos de coagulação e floculação são empregados, conjuntamente, visando à
separação dos sólidos suspensos da água ou efluente através da ligação de pequenas partículas
dispersas em grandes aglomerados que poderão ser removidos por métodos tais como a
sedimentação, flotação ou filtração. Assim, o objetivo básico deste processo é diminuir a
concentração de sólidos suspensos presente no efluente; outros benefícios, entretanto, podem
também ser atingidos, tais como a remoção de alguns compostos solúveis.
O processo de neutralização das forças de repulsão e conseqüente desestabilização dos
colóides denomina-se coagulação; após esse processo, à etapa na qual as partículas
previamente desestabilizadas aglomeram-se e formam flocos maiores, de fácil sedimentação,
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 16
dá-se o nome de floculação. Em ambos os processos são necessárias a adição de agentes
químicos, tais como polieletrólitos e sais de ferro e alumínio, e a aplicação de agitação.
2.3.3.1 Coagulação
Colóides são aglomerados de átomos ou moléculas cujo tamanho é tão pequeno que a
gravidade não exerce nenhum efeito em sua sedimentação, fazendo com que estes
permaneçam em suspensão. Por este motivo, diz-se que os colóides são estáveis e a razão
desta estabilidade é a repulsão mútua existente entre as partículas coloidais. A causa desta
repulsão relaciona-se à existência de cargas elétricas negativas inerentes a cada partícula.
Um sistema coloidal é composto por duas fases: a fase dispersa (ou soluto) e o meio
de dispersão (ou solvente). Ambas as fases podem conter os três estados físicos da matéria, ou
seja, sólido, líquido e gasoso. Na operação de coagulação utilizada em tratamentos de águas e
efluentes, o estado físico de interesse de cada uma das fases é o sólido (como fase dispersa) e
o líquido (como meio de dispersão).
Diversas teorias já foram formuladas a fim de descrever as forças que atuam sobre as
partículas coloidais na etapa de coagulação; a determinação da natureza e do quão carregada
encontra-se cada partícula, no entanto, é suficiente para uma avaliação prática do sistema
coloidal. O potencial Zeta pode ser considerado como uma medida da força da carga das
partículas coloidais: quanto mais negativo seu valor, mais carregada negativamente encontra-
se a partícula (maior a força da carga). A diminuição do potencial Zeta das partículas permite
a aproximação das mesmas, possibilitando a aglomeração.
A medida deste parâmetro tem sido usada com sucesso no monitoramento da dosagem
de químicos em diversos sistemas de tratamento de efluente. Para a seleção do agente
coagulante ideal para cada sistema, entretanto, a medida isolada deste parâmetro não é
suficiente, sendo indicada a realização de testes de jarros – ainda, atualmente, considerado
como o melhor método para este fim.
A simples adição dos agentes desestabilizadores de colóides ao efluente, entretanto,
não garante a eficiência do processo; as condições hidrodinâmicas do sistema também devem
ser controladas. Para uma boa eficiência do sistema de coagulação, a mistura dos agentes
químicos adicionados ao meio líquido deve ser efetiva, ou seja, os agentes químicos devem
ser dispersos rapidamente ao longo de todo o volume do tanque de coagulação. Esta etapa
promove a imediata difusão dos reagentes, sendo responsável pela quebra da barreira
energética repulsiva entre reagentes e partículas e entre as partículas entre si. Assim, nesta
etapa, são produzidos os coágulos que afetam diretamente a cinética do processo posterior de
floculação (SCHNEIDER, 1991).
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 17
2.3.3.2 Floculação
Os coágulos formados a partir da aglomeração dos colóides desestabilizados podem
ainda não ser grande o suficiente para promover uma separação eficiente dos sólidos da fase
dispersa. A adição de agentes floculantes facilita o agrupamento destes sólidos em
aglomerados maiores, aumentando a eficiência do processo de separação. O processo de
floculação ocorre através de uma agitação suave do meio, que deve ser suficiente para forçar a
aproximação e a aglomeração das partículas e dos flocos, não sendo capaz de promover o
choque entre elas, a fim de não romper os flocos já formados.
Durante o processo de floculação, os pequenos flocos vão se agregando, formando
flocos maiores, até atingir um tamanho, denominado de tamanho crítico, onde não ocorre
mais o crescimento do floco. O tamanho crítico depende do tempo de detenção e do gradiente
de velocidade de agitação; na maioria dos casos, quanto maior o gradiente de velocidade,
menor o tamanho crítico e quanto maior o tempo de detenção, maior o tamanho crítico.
O processo de floculação não causa apenas o aumento do tamanho dos flocos,
afetando também a natureza física do mesmo.
2.3.3.3 Agentes químicos utilizados nos processos de coagulação e floculação
Muitos avanços já foram obtidos em relação ao desenvolvimento de novos agentes
coagulantes/floculantes; a utilização destes (tipo, concentração e tempo de coagulação)
continua sendo, entretanto, uma escolha bastante difícil, solucionada apenas através de testes
em sistemas pilotos.
Tradicionalmente, sais metálicos (de ferro e alumínio) têm sido largamente utilizados
nos sistema de tratamento de água e efluentes, tanto como agentes coagulantes como agentes
floculantes; o desenvolvimento de polímeros orgânicos (polieletrólitos) para utilização
conjunta com os sais metálicos, entretanto, melhorou significativamente a eficiência destes
nos processos de coagulação e floculação de águas e efluentes.
O custo dos agentes químicos também é um fator bastante importante na escolha do
tipo ideal de agente coagulante para cada sistema. Na maioria dos casos, os polieletrólitos são
de valor mais elevado do que os compostos inorgânicos, por unidade de peso, mas podem ser
utilizados, entretanto, em quantidades muito menores.
A seguir, apresentam-se alguns dos agentes químicos mais comumente utilizados nos
processos de coagulação e floculação de efluentes industriais e suas características.
• Cal
Os íons bicarbonato presentes no efluente reagem com a cal formando carbonato de
cálcio que precipita, removendo, da solução, os sólidos em suspensão. Cal é o termo aplicado
a diferentes combinações de cálcio e oxigênio, tais como CaO e Ca(OH)
2
, podendo conter
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 18
também magnésio em sua formulação. A cal pode causar o aumento do pH do efluente até
valores superiores a 9,5, sendo que neste pH inicia-se a precipitação do Mg(OH)
2
. Esse
composto forma um precipitado gelatinoso responsável pela remoção de muitos sólidos
coloidais durante a sedimentação. A cal reage também com os ortofosfatos presente no
efluente, causando a precipitação do seguinte composto: Ca
5
OH(PO
4
)
3
.
A quantidade de cal a ser adicionada ao sistema depende basicamente da alcalinidade
do efluente, não sendo influenciada pelo teor de sólidos presentes.
• Sais de ferro e alumínio
O alumínio e o ferro são coagulantes de uso bastante difundido para o tratamento de
efluentes. Eles são adicionados sob a forma de sulfato de alumínio aquoso (Al
2
(SO
4
)
3
.14H
2
O)
e cloreto férrico (FeCl
3
) e formam compostos com a água gerando outros compostos, tais
como Al(H
2
O)
6
3+
e Fe(H
2
O)
6
3+
que perdem prótons através da hidrólise a fim de assumir
cargas positivas ou negativas.
Quando quantidade de sulfato de alumínio ou cloreto férrico adicionado ao sistema
excede a solubilidade limite do metal hidróxido, este precipita através da formação de grandes
complexos que se separam da solução. Assim, a concentração de alumínio ou ferro necessária
para a desestabilização dos colóides é sempre maior que a solubilidade do metal hidróxido.
Acredita-se que estes complexos sejam compostos intermediários envolvidos na
transformação dos sais solúveis em hidróxidos insolúveis precipitados Uma vez que estes
complexos encontram-se adsorvidos nas partículas coloidais, a quantidade de sais de alumínio
ou ferro necessários para produzir a coagulação depende, diretamente, da quantidade de
colóides inicialmente presentes.
Estes agentes são particularmente sensíveis ao pH e à alcalinidade do sistema. Além
disso, o elevado volume de lodo produzido com a adição destes agentes pode ser considerado
uma desvantagem em relação ao uso dos polieletrólitos.
• Polieletrólitos
Os polieletrólitos constituem-se de grandes moléculas orgânicas solúveis em água,
carregadas ionicamente, formadas por diversos monômeros repetidos sob a forma de cadeias
poliméricas; quando esses grupos se dissociam, o polímero se torna um macro-íon que pode
ser classificado em catiônico, aniônico ou não iônico, dependendo de sua carga residual
(positiva, negativa ou nula).
A configuração da molécula polimérica depende do número de sítios de carga
existentes ao longo da cadeia, do grau de ionização dos sítios e da força iônica da solução.
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 19
Polímeros catiônicos são comumente utilizados para a remoção de colóides de carga
negativa através da ligação destes com a cadeia polimérica através de forças eletrostáticas.
Estes polímeros atuam como agentes desestabilizadores tanto pela neutralização da carga dos
colóides como pela formação de pontes (ou ambos, simultaneamente). Uma vez que existe
uma força de atração devido à carga das partículas coloidais e do polímero, a massa molecular
dos polímeros catiônicos necessária para uma desestabilização efetiva é menor, quando
comparada aos outros polímeros. Ainda assim, polímeros aniônicos e não iônicos também
podem ser utilizados para coagular colóides de carga negativa.
Uma vez que os colóides se aderem a sítios específicos da cadeia polimérica, há uma
relação direta entre a dosagem ótima de polímero e a concentração de colóide; uma overdose
de qualquer polieletrólito pode vir a tornar o colóide novamente estável.
Segundo S
CHNEIDER (1991), a utilização de polímeros é uma excelente opção para a
otimização da etapa de sedimentação, pois estes são responsáveis pela formação de flocos
mais resistentes e taxas mais elevadas de sedimentação.
• Agente químico a base de sílica
Um novo produto comercial, a base de sílica, vem sendo utilizado com sucesso na
otimização da etapa de coagulação / floculação dos sistemas de tratamento de água e efluentes
industriais. O produto atua juntamente com polímeros comumente utilizados nestas etapas
melhorando não somente a qualidade do efluente, mas, também, do lodo removido.
O produto consiste em uma solução amórfica de um microgel de dióxido de silício
(~ 1% SiO
2
em água), cuja composição química é semelhante à areia. Os microgéis de sílica
são compostos por esferas de dióxido de silício de 1 a 2 nm de diâmetro agrupadas em
estruturas tridimensionais semelhantes à apresentada na Figura 2.1 e o tamanho médio destes
microgéis pode variar entre 50 e 100 nm, dependendo de sua aplicação.
Figura 2.1: Estrutura física do microgel de sílica (D
UPONT, 2006).
A superfície das esferas de sílica é coberta por grupos hidroxis, que interagem
quimicamente com as partículas carregadas eletricamente dos componentes suspensos do
efluente (proteínas, óleos e gorduras), removendo-as. Essa estrutura, adicionalmente, torna-se
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 20
altamente reativa em função de sua elevada área superficial (a sílica apresenta uma área
superficial específica em torno de 1.200 m
2
.g
-1
de sílica).
Dentre as aplicações mais comuns deste novo agente químico, pode-se citar o
tratamento de efluentes provenientes de aviários e frigoríficos, nos quais taxas de remoções
em torno de 50% de DBO e de 80 a 90% de sólidos são comumente obtidas com a utilização
do mesmo. Novas aplicações deste produto, entretanto, têm sido estudadas, incluindo seu uso
no tratamento de esgotos sanitários.
No tratamento de efluentes de aviários, o produto é utilizado em conjunto com um
polímero catiônico, melhorando significativamente a remoção de proteínas suspensas e
dissolvidas, óleos e gorduras.
No tratamento de esgotos sanitários, o produto pode ser utilizado com coagulantes
catiônicos a fim de otimizar a remoção dos materiais particulados e do carbono orgânico total,
reduzindo, por conseqüência, a produção dos trihalometanos (THM), provenientes do uso dos
compostos clorados como agente desinfetante.
Além disso, o uso do microgel de sílica aumenta, significativamente, o tamanho dos
flocos formados na etapa de precipitação química (quando comparado aos flocos formados a
partir do uso de agentes químicos convencionais), otimizando as etapas posteriores de
remoção dos sólidos e melhorando a qualidade do lodo removido (DUPONT, 2006).
2.3.4 SEPARAÇÃO SÓLIDO / LÍQUIDO
Nos sistemas de tratamento de água e efluentes, os processos de separação
sólido/líquido incluem as operações de sedimentação, flotação peneiramento e filtração.
A seleção do processo mais indicado em cada tipo de sistema, ou da combinação
destes, depende das características dos sólidos a ser separados, da concentração dos mesmos e
da qualidade final requerida para o clarificado.
A seguir, nas seções 2.3.5 e 2.3.6, os processos de flotação e sedimentação serão
tratados mais detidamente.
2.3.5 FLOTAÇÃO
A flotação é uma Operação Unitária na qual os sólidos são levados à superfície do
líquido através da aderência das partículas sólidas a diminutas bolhas de gás; o gás mais
utilizado é o ar atmosférico. As bolhas, ao se aderirem à superfície das partículas sólidas na
fase dispersa, tornam a densidade específica destas partículas menor que a da água. Além
disso, no caso da existência de flocos, o ar fica retido nos pequenos intervalos existentes entre
as partículas formadoras dos flocos, também diminuindo a densidade destes. Essa ação do ar
aumenta a força de empuxo atuante sobre as partículas, o que faz com que estas sejam
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 21
carreadas para a superfície do líquido. Uma vez na superfície, o material sólido é removido
através de raspagem manual ou mecânica.
O uso desta Operação Unitária nos diferentes sistemas de tratamento de efluente visa
os seguintes objetivos: redução da DQO e DBO do efluente, separação de partículas coloidais,
finas e ultrafinas, remoção ou recuperação de íons, complexos, quelatos macromoléculas e
tensoativos e/ou separação de óleos e compostos orgânicos (F
ÉRIS, 2001).
Existem diferentes técnicas de flotação, as quais se diferenciam pela forma como as
bolhas são geradas e pelo diâmetro da bolha. O mais simples deles denomina-se de flotação
por ar disperso e, neste processo, a aeração se dá na pressão atmosférica; as bolhas de ar
(0,5 – 1 mm) são formadas mecanicamente por meio de um rotor. A utilização da aeração
direta, por curtos períodos de tempo, entretanto, não é muito efetiva na separação dos sólidos.
O tipo mais comum de processo flotativo, entretanto, denomina-se de flotação por ar
dissolvido (FAD). Neste processo, a geração das bolhas se dá através da injeção do ar numa
corrente pressurizada de líquido, seguido pela diminuição desta pressão até a pressão
atmosférica através da utilização de aparelhos redutores de pressão (válvulas agulha, placas
com orifícios simples e múltiplos e placas em série co orifícios alternados). Este método
destaca-se pela produção de bolhas de pequeno diâmetro (0,05 – 0,1 mm) e por sua ampla
aplicação industrial, em função de sua alta capacidade, viabilidade econômica e eficiência.
Os principais componentes de um sistema de FAD são a bomba de pressurização, o
suplemento de ar, o tanque de retenção e a unidade de flotação. As etapas fundamentais da
FAD, por sua vez, são a dissolução do ar na água, a formação das microbolhas e a adesão
bolha/partícula. O efluente a ser tratado entra no sistema de flotação, pressurizado com ar,
dentro do tanque de retenção; essa mistura é, então, liberada para a unidade de flotação onde
diminutas bolhas vão se formando e se aderindo aos sólidos presentes no efluente; estes
sólidos aderidos às bolhas flotam até a superfície do líquido, onde são recolhidos pelas pás
raspadoras de superfície.
Para efluentes cujos flocos são fracos, o sistema de flotação pode operar com um
sistema de reciclo de efluente clarificado, a fim de evitar a ação de cisalhamento da bomba
pressurizadora. Neste caso, uma parte do efluente clarificado retorna ao tanque de retenção e
entra em contato com o ar pressurizado. O efluente recirculado, contendo o ar dissolvido é
misturado, então, com o efluente a ser tratado na entrada da unidade de flotação.
A concentração do ar dissolvido depende da pressão do ar no tanque de retenção. Na
maioria das vezes, quanto maior a pressão do ar, mais eficiente é a remoção dos sólidos;
pressões excessivas, entretanto, podem causar o rompimento dos flocos. Assim, as pressões
normalmente utilizadas encontram-se na faixa entre 300 e 650 kPa. Altas taxas de reciclo
também aumentam a quantidade de ar dissolvido e reduzem a interferência entre as partículas
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 22
no tanque de flotação através da diluição da alimentação. Taxas de reciclo entre 20 e 150%
são comumente utilizadas.
O tamanho das bolhas de ar geradas no processo de FAD desempenha papel
fundamental na eficiência deste. Isso se dá, pois bolhas de pequeno tamanho são mais
facilmente envolvidas pelos flocos por permitirem a formação de ângulos de contato. A
menor velocidade de ascensão destas pequenas bolhas propicia um maior tempo de residência
das mesmas na unidade flotativa, tornando maiores as chances destas bolhas de aderirem-se
aos flocos, e diminui a probabilidade destas bolhas romperem flocos já formados durante sua
ascensão (F
ÉRIS, 2001).
Existem, ainda, outras técnicas de flotação, tais como a eletroflotação (soluções
aquosas diluídas sofrem eletrólise, formando bolhas de H
2
e O
2
de 0,01 a 0,04 mm de
diâmetro), a flotação em coluna (meios porosos promovem a aeração da solução, bolhas com
diâmetro entre 0,2 – 1 mm), a flotação centrífuga (injeção de ar ou sucção em célula cilíndrica
originam as bolhas, cujos diâmetros encontram-se entre 0,1 e 1 mm) e a flotação a jato
(aeração de um tubo descendente por sucção utilizando um sistema constritor de fluxo, bolhas
com diâmetro entre 0,1 e 0,8 mm) (FÉRIS, 2001).
No tratamento de efluentes, a flotação é utilizada principalmente para a remoção de
sólidos suspensos e para a concentração do lodo biológico. A principal vantagem deste
processo sobre a sedimentação é a possibilidade de separação completa e mais rápida de
partículas muito pequenas ou muito leves que sedimentam muito lentamente pela força da
gravidade. Em sistemas compostos por sólidos que tendem à flotação, a implementação deste
processo pode reduzir significativamente o tempo necessário para a clarificação do efluente.
Semelhantemente à operação de sedimentação, entretanto, esta operação também
requer, na grande maioria das vezes, etapas prévias de coagulação e floculação com a adição
de agentes químicos a fim de otimizar a eficiência do processo. Os agentes químicos
adicionados no processo de flotação são praticamente os mesmos utilizados nos demais
processos de separação sólido/líquido, mas, neste caso, estes agentes atuam na formação de
uma superfície ou de uma estrutura capaz de facilitar a atração e a absorção das bolhas de ar.
2.3.6 SEDIMENTAÇÃO
A sedimentação é o processo de separação sólido-líquido mais utilizado nas estações
de tratamento de efluentes e se baseia na separação da matéria sólida, contida no efluente, da
sua fração líquida, pela diferença de densidade existente entre as fases. Assim, sedimentação é
a Operação Unitária na qual os sólidos presentes no efluente líquido são removidos através de
uma força de atração: na sedimentação gravitacional, por exemplo, os sólidos são removidos
através da força gravitacional.
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 23
Nos sistemas de tratamento de água, a sedimentação é utilizada para remover
eficientemente as partículas sedimentáveis e as impurezas coaguladas, floculadas ou
precipitadas. Nos processos de tratamento de efluentes, a sedimentação pode ser utilizada, no
tratamento primário, para a remoção de uma grande variedade de sólidos orgânicos e
inorgânicos de pequena dimensão presentes no efluente bruto, para a remoção dos flocos
biológicos formados no tratamento secundário ou para a remoção de flocos químicos, quando
o processo de coagulação química é utilizado.
Na maioria dos casos, o objetivo principal é a obtenção de um efluente clarificado,
mas a obtenção de um lodo com uma concentração de sólidos apropriada para seu posterior
tratamento e deposição também é desejável. Se bem projetado e operado, um tanque de
sedimentação primária deve remover de 50 a 70% dos sólidos suspensos e de 25 a 40% da
DBO. Para tanto, a altura do sedimentador deve ser suficiente para a correta acomodação das
pás raspadoras de superfície e fundo, para que a retirada dos sólidos sedimentados se dê de
forma contínua. Além disso, o dimensionamento da área deve ser adequado de forma a
garantir a perfeita separação e a acomodação dos sólidos já sedimentados.
Os tipos de sedimentadores variam conforme sua finalidade: clarificação ou
espessamento. Ambos são semelhantes entre si, mas os destinados ao espessamento possuem
uma estrutura mais robusta, por lidarem com uma maior concentração de sólidos (SCHNEIDER,
1991). Dentre os equipamentos mais comuns, podem-se citar os retangulares e os circulares.
O sedimentador retangular consiste em uma caixa retangular tanto no plano, como na
seção transversal. No plano, seu comprimento pode variar de duas a quatro vezes sua largura.
O comprimento também varia entre 10 e 20 vezes sua profundidade; esta, por sua vez, pode
variar entre 2 e 6 m. O efluente entra no equipamento por uma extremidade e escoa através de
todo o comprimento até a extremidade oposta. Os sólidos que sedimentam ao fundo do
equipamento são removidos continuamente através da raspagem realizada por pás raspadoras
de fundo. O efluente clarificado é coletado na parte superior do equipamento.
Sedimentadores circulares são equipamentos circulares no plano, cujo diâmetro
máximo fica em torno de 30 m e cujo fundo, na maioria das vezes, se apresenta na forma
cônica. Nestes equipamentos, a alimentação se dá pelo centro e o fluido escoa radialmente – e
lentamente – na direção das paredes do sedimentador, a fim de que o tempo de deslocamento
seja suficiente para a total sedimentação das partículas sólidas. Estas são removidas do fundo
do tanque por pás raspadoras que as enviam ao coletor situado no centro da base do tanque. O
efluente clarificado é coletado na parte superior do sedimentador.
A Figura 2.2 apresenta um desenho esquemático de um corte transversal de um
sedimentador circular de fundo cônico. Nesta figura, é possível de se observar o sistema de
alimentação central, as pás raspadoras de superfície e fundo e o sistema de coleta das
partículas sedimentadas.
2.3 TRATAMENTO PRELIMINAR E PRIMÁRIO DE EFLUENTES 24
Figura 2.2: Desenho esquemático de um sedimentador de fundo cônico (XCEL
EQUIPAMENTOS LTDA, 1998).
Outro tipo de sedimentador utilizado em alguns sistemas de tratamento de efluentes é
o sedimentador lamelar. Este é um equipamento de fluxo ascendente que permite um maior
contato entre as partículas e proporciona uma melhor agregação dos sólidos, tornando
possível uma menor área superficial (SCHNEIDER, 1991). A Figura 2.3 apresenta um desenho
esquemático de seu funcionamento.
Figura 2.3: Desenho esquemático de um sedimentador do tipo lamelar (ASTRACO, 1999).
Pode-se observar que, neste tipo de equipamento, o afluente, contendo os sólidos
suspensos, entra pelo compartimento de alimentação (1), flui até a parte inferior (2) e entra no
sistema de placas paralelas, através dos orifícios situados na parte inferior do sistema (3); o
sistema de placas paralelas consiste de várias placas lisas, posicionadas de forma paralela,
formando certo ângulo com a vertical (4). Durante o transporte laminar ascendente do
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 25
afluente (6), os sólidos aderem-se às placas (5) e o efluente clarificado deixa o sistema através
do sistema coletor (7) e, posteriormente, pelo canal de saída (8). O lodo aderido às placas (5)
descende em contra-corrente ao afluente. O afluente que entra no sedimentador promove o
desprendimento do lodo arrastando-o para baixo e impedindo a obstrução do espaço entre as
placas. Os sólidos deixam o sistema pelo coletor situado na parte inferior do sedimentador (9).
A configuração do sistema de descarga garante a saída homogênea de lodo (10). O design
especial deste sistema promove sedimentações de alta eficiência (ASTRACO, 1999).
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES
Conforme comentado anteriormente, o tratamento secundário de efluentes relaciona-se
à decomposição biológica dos compostos orgânicos e dos sólidos suspensos presentes nos
efluentes, envolvendo os tratamentos biológicos aeróbios e anaeróbios. Esta seção, entretanto,
dará ênfase, apenas, ao sistema anaeróbio de tratamento de efluentes, uma vez que o sistema
aeróbio não será abordado no desenvolvimento deste trabalho.
Um breve histórico do desenvolvimento dos processos anaeróbios para o tratamento
de efluentes envolve a realização de inúmeros estudos durante as décadas de 20 e 30 que
levaram a um melhor entendimento dos aspectos microbiológicos, bioquímicos,
termodinâmicos e cinéticos dos processos anaeróbios. A primeira planta de tratamento
anaeróbio para o tratamento de efluentes industriais foi construída em 1929, na Dinamarca,
para o tratamento de efluentes da produção de leveduras, mas o seu desenvolvimento,
entretanto, foi bastante lento. Algum avanço no desenvolvimento desta tecnologia foi notado
apenas a partir da década de 50, mas foi a partir da introdução dos reatores UASB (upflow
anaerobic sludge blanket), por volta de 1980, que os processos anaeróbios passaram a se
desenvolver mais significativamente (C
AMPOS, 1999; FÖRSTNER et al., 1997).
A digestão anaeróbia é um processo biológico que envolve a decomposição da matéria
orgânica e inorgânica, por diferentes microrganismos, na ausência de oxigênio. Essa
decomposição se dá por diversas reações bioquímicas, cujos produtos finais são o biogás e
uma pequena quantidade de lodo excedente; da quantidade total de DQO afluente, 75 a 85% é
transformada em biogás (CH
4
, CO
2
e pequenas quantidades de H
2
S e H
2
), 5 a 10% em lodo
excedente e 10 a 15% permanece no efluente (NETO, 1992; TORPY, 1988).
Dentro deste contexto situam-se as principais vantagens dos sistemas anaeróbios que
são o reduzido consumo de energia por unidade de matéria orgânica removida (ou seja, a
redução do custo operacional por este não necessitar de equipamentos de aeração), a baixa
produção de lodo e a geração de biogás.
A baixa produção de lodo se dá devido ao lento crescimento dos microrganismos
anaeróbios: com baixas taxas de crescimento, a fim de que uma adequada estabilização do
efluente possa ocorrer, um tempo de retenção relativamente longo no biodigestor torna-se
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 26
necessário. O lento crescimento dos microrganismos, contudo, significa que apenas uma
pequena parte da matéria orgânica degradável do despejo será transformada em novas células,
o que explica a formação de baixas concentrações de lodo nos reatores anaeróbios.
A geração de biogás ocorre devido à ação das bactérias metanogênicas que são
capazes de converter a maior parte da matéria orgânica em metano e gás carbônico (biogás)
que pode ser recuperado e utilizado na geração de energia elétrica ou como fonte de calor em
caldeiras. A operação de processos anaeróbios pode ser considerada, portanto, barata e
geradora de um gás de considerável valor. Estes processos são especialmente favoráveis nos
casos de efluentes de alta carga orgânica, cujo tratamento aeróbio resultaria em um elevado
gasto energético e em uma maior produção de lodo.
Outras vantagens apresentadas pelos sistemas anaeróbios são: menor necessidade de
nutrientes, reatores de menor volume e, conseqüentemente, ocupação de menor área industrial
(os reatores anaeróbios possibilitam a aplicação de altas cargas em condições favoráveis de
conversão devido à alta concentração de microrganismos presente e à inexistência da
limitação apresentada pelos reatores aeróbios em relação à taxa de transferência de oxigênio)
e a possibilidade de funcionar adequadamente mesmo após longos períodos de interrupção
(RISCHBIETER, 1996; TORPY, 1988; CAMPOS, 1999).
Além disso, o sistema anaeróbio mostra-se bastante eficiente na remoção de
determinados nutrientes e, devido aos altos custos normalmente associados à remoção destes
por sistemas aeróbios convencionais, a digestão anaeróbia passa a ser uma boa alternativa de
tratamento, uma vez que se pode concentrar em uma única unidade a remoção da matéria
orgânica e de nutrientes, tais como o fósforo (SOUZA et al., 1997).
Dentre as principais desvantagens dos sistemas anaeróbios estão o longo período de
partida (se não há disponibilidade de inóculo adequado), os longos tempos de detenção
requeridos, a sensibilidade às variações de parâmetros tais como pH, temperatura e
alcalinidade que exige um eficiente controle do processo, a sensibilidade dos microrganismos
à toxicidade de alguns compostos, a possível emissão de odores ofensivos e a maior
dificuldade em sedimentar a biomassa anaeróbia (em relação à biomassa formada no processo
de lodo ativado) que acarreta maior custo na etapa de clarificação. Outra desvantagem é a
necessidade de um tratamento posterior, uma vez que a eficiência atingida por este processo
beira os 90% de remoção da carga orgânica.
Nas seções seguintes, baseados nos trabalhos de TORPY (1988); NETO (1992);
L
ETTINGA (1994); BEAL (1995); RISCHBIETER (1996); FÖRSTNER et al. (1997); CAMPOS
(1999) e S
EGATTO (2002) serão apresentadas informações relevantes relacionadas aos
sistemas anaeróbios de tratamento de efluentes: a seção 2.4.1 apresenta questões relacionadas
à bioquímica e a microbiologia dos processos anaeróbios, na seção 2.4.2 são apresentados os
principais parâmetros de controle da digestão anaeróbia, os quais estão diretamente
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 27
relacionados com os distúrbios operacionais mais comuns, apresentados na seção 2.4.3. Por
fim na seção 2.4.4 são apresentados os sistemas mais usados de tratamento anaeróbio de
efluentes.
2.4.1 BIOQUÍMICA E MICROBIOLOGIA DOS PROCESSOS ANAERÓBIOS
As conversões biológicas são de vital importância nos sistemas de tratamento
biológico de efluentes e envolvem o crescimento biológico, a hidrólise e a morte dos
microrganismos. Além desses, pode-se incluir também a adsorção que também exerce
influência no processo.
O problema crucial da maioria das conversões biológicas é que apenas uma
determinada porção do material a ser tratado, ou removido, durante o processo encontra-se
imediatamente acessível para a ação dos microrganismos.
Assume-se, nos processos de tratamento biológico de efluentes, que as bactérias são
capazes de utilizar apenas moléculas simples e de tamanho reduzido para seu crescimento.
Dentre as substâncias capazes de serem utilizadas podem-se citar o ácido acético, o etanol, o
metanol, os ácidos propiônicos, a glicose, o amônio, o nitrito, entre outras.
O processo de hidrólise é responsável pela conversão de moléculas grandes em
moléculas menores, passíveis de serem utilizadas pelos microrganismos. Este processo é, na
grande maioria das vezes, mais lento que o processo de crescimento dos microrganismos.
Assim, em termos de taxa de reação, a hidrólise se caracteriza, normalmente, pela etapa
limitante de um processo biológico de tratamento de efluentes.
Em relação à etapa de morte dos microrganismos, sabe-se que as bactérias vivas
apresentam certa taxa de mortalidade que é essencial para a conversão das substâncias
presentes nos sistema de tratamento biológico. A morte dos microrganismos não altera a
quantidade de substâncias no meio, mas implica na adição de mais material de lenta
degradação no sistema. Este material será hidrolisado, possibilitando, novamente, o
crescimento de novos microrganismos e, por conseqüência, o consumo de oxigênio e nitrato.
A digestão anaeróbia é um processo altamente complexo tanto do ponto de vista
bioquímico como do ponto de vista microbiológico; ela é composta por várias reações
seqüenciais (nas quais não estão presentes nem oxigênio nem nitrato), cada uma com sua
população bacteriana específica que vive, normalmente, em uma relação simbiótica. Trata-se,
portanto, de um processo natural baseado no ciclo anaeróbio do carbono, pelo qual é possível
transformar a matéria orgânica em biomassa e compostos inorgânicos – na grande maioria
voláteis, tais como CO
2
, NH
3
, H
2
S e N
2
– na ausência de oxigênio.
Para se ter uma idéia da complexidade do processo de conversão anaeróbia do
material orgânico em metano, sabe-se que neste estão envolvidas seis etapas distintas. Estas
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 28
etapas são apresentadas, esquematicamente, na Figura 2.4, na qual podem ser observadas: (I)
a hidrólise de biopolímeros (proteínas, carboidratos e lipídios), (II) a fermentação de
aminoácidos e açúcares, (III) a oxidação anaeróbia de ácidos graxos de cadeia longa e álcoois,
(IV) a oxidação anaeróbia de produtos intermediários, (V) a conversão de acetato em metano
e, por fim, (VI) a conversão de hidrogênio em metano.
Figura 2.4: Natureza multifásica da digestão anaeróbia (WILKIE e COLLERAN,1988).
Nesta figura, a etapa (I) (hidrólise dos biopolímeros) constitui-se de uma etapa
enzimática; as demais etapas (acidogênese, acetogênese e metanogênese) constituem-se de
etapas biológicas. Em cada uma destas etapas atuam grupos de bactérias específicos (bactérias
hidrolíticas, acetogênicas e metanogênicas) que podem ser mesofílicas ou termofílicas e
apresentarem-se sob diversas formas. Os microrganismos envolvidos no processo de digestão
anaeróbia podem, ainda, ser divididos entre bactérias que produzem ácidos e que produzem
metano. A Tabela 2.1 apresenta a divisão dos microrganismos nestes dois sub-grupos.
Tabela 2.1: Divisão dos microrganismos envolvidos na digestão anaeróbia.
Etapa Nome Substrato Produto final
Produção ácida
Bactérias produtoras
de ácido
Carboidratos
Aminoácidos
Lipídios
Ácido butírico
Ácido propiônico
Produção de
Metano
Bactérias
acetoclásticas
Ácido acético
Metano
Dióxido de carbono
Bactérias
metanogênicas
Hidrogênio
Dióxido de carbono
Metano
Fonte: FÖRSTNER et al. (1997).
POLÍMEROS COMPLEXOS
(proteínas, carboidratos, lipídios)
MONÔMEROS e OLIGÔMEROS
(aminoácidos, açúcares, peptídeos)
H
2
+ CO
2
ACETATO
PROPIONATO e BUTIRATO
(ácidos graxos de cadeia longa)
CH
4
+ CO
2
(I)
(II)
(III)
(IV)
(V)
(VI)
(IV)
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 29
Cada uma das etapas do processo de digestão anaeróbia, com seus respectivos grupos
de bactérias, é apresentada a seguir.
2.4.1.1 Hidrólise
A etapa inicial da digestão anaeróbia é responsável pela conversão do material
orgânico particulado em compostos dissolvidos de menor massa molar através da ação de
exo-enzimas excretadas pelas bactérias fermentativas. As moléculas orgânicas insolúveis são,
inicialmente, convertidas em grandes moléculas orgânicas solúveis que, por sua vez, são
reduzidas em tamanho para facilitar o transporte através da membrana celular:
• as proteínas são degradadas por meio de polipeptídios para formar aminoácidos;
• os carboidratos são convertidos a açúcares solúveis (mono e dissacarídeos);
• os lipídios são degradados em ácidos graxos de cadeia longa e glicerina.
Diversos fatores afetam a hidrólise, fazendo com que determinados substratos sejam
degradados mais rapidamente que outros. A composição da massa particulada (teor de
lipídios, proteínas e carboidratos) e sua relação superfície/volume são determinantes. Além
disso, a taxa de hidrólise também é dependente do microrganismo e/ou da enzima envolvida.
Esta etapa pode ser considerada, na maioria dos casos, como limitante de todo o
processo de digestão anaeróbia, ou seja, a velocidade da conversão do material orgânico
complexo em biogás é limitada pela velocidade da etapa inicial de hidrólise.
• Hidrólise de Proteínas
As proteínas são hidrolisadas por enzimas extracelulares (proteases e peptidases) em
substratos solúveis como polipeptídios, oligopeptídios e aminoácidos. A partir daí, estas
unidades, desde que possam penetrar na parede celular das bactérias, podem ser
metabolizadas. A utilização destas sub-unidades protéicas é característica de muitas bactérias,
porém a atividade hidrolítica (protease) é restrita a um número pequeno destas.
Fatores tais como a solubilidade, o tipo do grupo funcional, a estrutura terciária e o pH
afetam a taxa de degradação das proteínas.
• Hidrólise de Carboidratos
Enzimas extracelulares (celulase, amilase, hemicelulase e xilanase) são responsáveis
pela hidrólise dos carboidratos a polissacarídeos, oligossacarídeos, glucose, hexoses e
pentoses.
Semelhantemente ao processo de hidrólise das proteínas, fatores como pH,
solubilidade, estrutura molecular e a razão superfície/volume também afetam a taxa de
degradação dos carboidratos. Em relação à taxa aparente de hidrólise, entretanto, a dos
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 30
carboidratos, excetuando-se a hidrólise da celulose, se mostra mais alta, quando comparada
com a taxa de hidrólise de proteínas e lipídios.
• Hidrólise de lipídios
Os lipídios são os biopolímeros mais lentamente hidrolisados em um reator anaeróbio
e, na maioria das vezes, o desaparecimento destes ocorre devido, apenas, à adsorção dos
compostos na biomassa ou precipitação destes com cálcio, resultando em uma falsa taxa de
hidrólise.
A hidrólise dos lipídios mais simples (ésteres contendo C, H e O) resulta somente em
ácidos graxos e álcool. A hidrólise dos lipídios complexos, por sua vez, inicia-se através de
uma quebra inicial de gorduras pela enzima lipase e ocorre de acordo com a cinética de
saturação do tipo de Monod.
2.4.1.2 Acidogênese
Na etapa de fermentação acidogênica ocorre a absorção dos compostos dissolvidos,
gerados na etapa anterior, pelas células das bactérias fermentativas. Estas são, em sua maioria,
anaeróbias obrigatórias, mas algumas espécies facultativas, capazes de metabolizar o material
orgânico na presença de oxigênio, também estão presentes.
Após a acidogênese, os compostos absorvidos são excretados como substâncias
orgânicas simples, tais como ácidos orgânicos voláteis de cadeia curta, alcoóis e compostos
minerais (CO
2
, H
2
, NH
3
, H
2
S, entre outros). Os tipos de produtos excretados dependem da
natureza da cultura e das condições ambientais do reator.
Na fermentação de monossacarídeos e aminoácidos, cada aminoácido é hidrolisado
através de uma rota específica e convertido, principalmente, em vários ácidos orgânicos
voláteis. Qualquer produção de H
2
durante a fermentação é originada através da
dehidrogenação do piruvato. Os produtos resultantes, além da biomassa, são propionatos,
butiratos, acetatos, hidrogênio e gás carbônico.
A fermentação dos aminoácidos produzidos na hidrólise de proteínas é rápida, sendo
esta última, como dito anteriormente, a etapa limitante do processo.
A hidrólise completa dos açúcares, por sua vez, se dá rapidamente, variando um pouco
em função da afinidade microrganismo-substrato. Os produtos resultantes deste processo são,
principalmente, o etanol, o acetato, H
2
e CO
2
.
2.4.1.3 Acetogênese
Nesta etapa ocorre a conversão dos produtos da acidogênese em compostos que
formam os substratos para a produção de metano: acetato, hidrogênio e dióxido de carbono.
Acredita-se que o butirato seja degradado semelhantemente aos ácidos graxos superiores. O
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 31
propionato, por sua vez, é degradado a acetato, CO
2
e H
2
através da seguinte reação
estequiométrica (KASPAR e WUHRMANN, 1978 apud BEAL, 1995).
CH
3
CH
2
COO
-
+ 3 H
2
O Æ CH
3
COO
-
+ HCO
3
-
+ H
+
+ 3 H
2
2.4.1.4 Metanogênese
A última etapa da digestão anaeróbia pode ocorrer através da ação de dois grupos
distintos de bactérias, ambos estritamente anaeróbios:
• bactérias metanogênicas acetotróficas (a partir da redução de ácido acético)
CH
3
COO
-
+ H
+
Æ CH
4
+ CO
• bactérias metanogênicas hidrogenotróficas (a partir da redução de dióxido de
carbono).
4 H
2
+ HCO
3
-
+ H
+
Æ CH
4
+ 2 H
2
O
As bactérias metanogênicas acetotróficas geralmente limitam a velocidade de
conversão do material orgânico complexo em metano, uma vez que sua taxa de crescimento é
menor que a das bactérias metanogênicas hidrogenotróficas.
O principal substrato utilizado pelas bactérias metanogênicas é o acetato, responsável
por 65 a 70% da produção de metano. A oxidação de um mol de metano em CO
2
e H
2
O
requer dois moles de oxigênio; assim, cada 16 g de metano produzido durante a metanogênese
indica a remoção de 64 g de DQO do efluente.
O grupo de bactérias facultativas e anaeróbias responsável pela fase de fermentação
ácida (acidogênese) possui uma taxa de crescimento e desenvolvimento muito maior do que
as bactérias responsáveis pela metanogênese, fazendo com que esta ocorra, portanto, mais
lentamente que a primeira.
Diversos autores estudaram, experimentalmente, as diferentes fases da digestão
anaeróbia. JUNIOR e CEREDA (1996) estudaram a influência do tempo de retenção hidráulico
(TRH, de 5, 4, 3, 2 e 1 dias) sobre a fase acidogênica da digestão anaeróbia de manipueira,
resíduo líquido proveniente da industrialização da mandioca. Para tanto, os autores utilizaram
um reator de bancada de 6 L de volume, de mistura completa, a 35 °C, com pH entre 5,5 e 6,0
e alimentado diariamente com uma carga orgânica entre 3.300 e 3.900 mgDQO.L
-1
.dia
-1
. Os
autores concluíram que o TRH mais adequado para a fase acidogênica da digestão anaeróbia
de manipueira era de 1 dia, devido à elevada produtividade de ácidos orgânicos voláteis
(AOV) obtida para este valor.
GUERREIRO et al. (1999) estudaram as etapas anaeróbias de hidrólise e acidogênese no
tratamento de um efluente de elevado teor de SST/SSV e elevado teor protéico, proveniente
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 32
da produção de derivados de peixe (30000 – 120000 mgDQO.L
-1
; 5000 – 40000 mgSSV.L
-1
;
10 – 30 g proteína.L
-1
). Primeiramente, os autores avaliaram a importância da agitação
contínua na degradação anaeróbia do efluente e puderam concluir que esta não é significante a
longo prazo, mas torna o processo mais rápido, otimizando a remoção dos SSV e a etapa de
acidogênese. Assim, os testes de simulação das etapas de hidrólise e acidogênese foram
realizados em dois reatores continuamente agitados (400 rpm), cada um com 0,54 L de
volume útil, sob 37 e 55 °C de temperatura; os TRH utilizados foram de 48, 36, 24, 12 e 6 h.
Em ambos os sistemas, sob todos TRH, nenhuma remoção significativa de DQO foi obtida,
indicando a total predominância da acidogênese e não ocorrência da metanogênese. Este fato
confirmou-se pela não produção de metano em todos os experimentos.
Neste trabalho os autores mostraram que a máxima remoção de SSV (58%) foi obtida
com o reator operando a 55 °C e 24 h de TRH. No menor TRH (6 h), a remoção de SSV foi
baixa (4 – 8%), indicando que, sob estas condições, a taxa de produção de enzimas
hidrolíticas extracelulares é consideravelmente menor que a taxa de diluição. As taxas de
remoção de proteína, bem como a eficiência de remoção deste composto, foram sempre
maiores nos reatores operando a 55 °C; a máxima eficiência (%) foi obtida em TRH
intermediários (24 – 36 h) enquanto que a máxima taxa (kg proteína.m
-3
.h
-1
) foi obtida no
TRH de 6 h. Esse resultado concordou com os anteriormente expostos por BREURE e VAN
HANDEL (1985) que indicaram uma maior eficiência nas fases de hidrólise e acidificação das
proteínas quanto maior a razão entre os teores de proteína e carboidrato do efluente.
BORJA et al. (2005) estudaram, em escala de bancada, o TRH ideal (entre 25, 20, 16,6,
15 12 e 10 dias) para a fase de fermentação anaeróbia acidogênica do resíduo vegetal gerado
na produção de óleo de oliva. Dentre os constituintes orgânicos, este resíduo possui cerca de
3% de açúcares, 1% de AOV e 1,5% de proteína; a DQO total era de 190.000 mg.L
-1
e os
teores de SST e SSV do resíduo eram, respectivamente, 144.000 e 136.000 mg.L
-1
. O reator
utilizado para a simulação da fermentação anaeróbia acidogênica era de 1,5 L,
magneticamente agitado e de temperatura controlada (35 °C). Os autores perceberam que,
quanto maior o TRH, menores era os valores de DQO e SSV do efluente que deixava o
sistema e isso se deu devido à atividade das bactérias metanogênicas, também presentes no
reator, que, em função dos elevados TRH utilizados, agiam transformando a matéria orgânica
em gás metano.
Os referidos autores também determinaram que a máxima produção de AOV ocorreu
com um TRH de 12 dias, entretanto, estes eram compostos, na sua maioria, pelos ácidos
butírico e propiônico que podem ser prejudiciais a um segundo estágio de fermentação, onde a
metanogênese deve predominar. A produção máxima de ácido acético (menos prejudicial à
metanogênese) foi percebida com um TRH de 20 dias. Assim, os autores concluíram que o
TRH ideal da fase anaeróbia acidogênica para o tratamento deste resíduo, nas condições
estudadas deve situar-se entre 12 e 20 dias.
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 33
2.4.2 PARÂMETROS DE CONTROLE DA DIGESTÃO ANAERÓBIA
Vários são os fatores que influenciam o desempenho de processos de digestão
anaeróbia e nenhum parâmetro pode ser considerado isoladamente no monitoramento destes
sistemas. Diversos parâmetros devem, portanto, ser analisados a fim de garantir o bom
funcionamento do processo: a simples informação de aumento ou diminuição de determinado
parâmetro, por exemplo, pode ser mais significativa que seu próprio valor absoluto.
A seguir, são apresentados os parâmetros de controle mais relevantes para os sistemas
anaeróbios de tratamento de efluentes, bem como o tipo de influência que estes parâmetros
exercem sobre o processo.
2.4.2.1 Temperatura
A temperatura (T) afeta os processos biológicos de diversas maneiras, podendo ser
considerada como um dos fatores ambientais mais importantes na digestão anaeróbia. Ela atua
na velocidade do metabolismo das bactérias, no equilíbrio iônico e na solubilidade dos
substratos. Em geral, quanto menor a temperatura, menor a velocidade das reações e,
portanto, maior o tempo necessário para a digestão anaeróbia (devido à menor atividade dos
microrganismos).
Segundo VAN HAANDEL e LETTINGA (1994), a taxa de degradação anaeróbia decresce
11% por °C para temperaturas abaixo de 30 °C, podendo ser estimada através da seguinte
equação:
R
T
= R
30
(1,11)
T-30
(2.1)
onde R
T
e R
30
são, respectivamente, a taxa em uma temperatura T qualquer e a taxa na
temperatura de 30 °C.
Além disso, cada microrganismo cresce e se desenvolve em uma determinada faixa de
temperatura – denominada faixa ótima de crescimento e desenvolvimento – e pode ser
classificado em psicrófilo (T < 15 °C), mesófilo (20 °C < T < 35 °C) e termófilo (T > 45 °C).
Uma vez fora da faixa ótima de temperatura do microrganismo envolvido, o processo poderá
ser comprometido, podendo, até mesmo, ocorrer o extermínio de grande parte dos grupos de
bactérias presentes no meio.
Entretanto, além de manter o reator na temperatura adequada, é muito importante que
esta seja mantida constante, pois grandes oscilações provocam a perda de eficiência do
processo e choques térmicos afetam diretamente e diferentemente os vários grupos de
microrganismos presente na biomassa do reator anaeróbio.
Segundo SUNDSTROM e KLEI (1979), a diminuição da temperatura afeta mais as
bactérias metanogênicas do que as acidogênicas.
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 34
2.4.2.2 pH
Este é um dos fatores mais importantes para um bom funcionamento do processo
anaeróbio uma vez que ele afeta o equilíbrio entre as espécies e todo o sistema de degradação
da digestão anaeróbia. O pH ótimo das bactérias acidogênicas encontra-se entre 5,8 e 6,2; o
das metanogênicas, por sua vez, entre 7,0 e 7,2 sendo que estas últimas se mostram bem mais
sensíveis a este parâmetro. Assim, um decréscimo no pH do sistema causa uma diminuição na
taxa de metanogênese, prevalecendo a acidogênese. Para valores de pH inferiores a 6, a
atividade das bactérias formadoras de metano cai rapidamente, interrompendo,
completamente, sua atividade em um pH por volta de 5,5.
O controle do pH do sistema é muito importante durante todo o processo pois este
pode ser afetado pelos próprios produtos formados nas diversas fases da digestão anaeróbia: o
CO
2
e os ácidos orgânicos voláteis de cadeia curta, tendem a baixar o pH do sistema,
enquanto que cátions geradores de alcalinidade, tais como os íons de nitrogênio amoniacal
provenientes da degradação de proteínas e o sódio originado da degradação de sabão tendem a
aumentá-lo. Além disso, deve-se considerar que a ação microbiana também pode ser
responsável pela alteração do pH do meio.
Um valor de pH próximo da neutralidade indica o bom andamento do processo; um
decaimento do pH, por sua vez, indica a alteração de algum parâmetro, que deve ser corrigido
imediatamente a fim de evitar a diminuição da atividade biológica do sistema. O controle
exclusivo do pH, entretanto, não é suficiente para análise do andamento do processo e isso se
dá por este se apresentar na forma de uma função logarítmica, não sendo, portanto, um
indicador sensível do funcionamento do sistema.
2.4.2.3 Alcalinidade
Este parâmetro mede a capacidade de tamponamento do sistema, ou seja, o quanto o
sistema vai ser resistente a mudanças de pH. Como já visto, as bactérias anaeróbias são muito
sensíveis às alterações bruscas de pH e por isso da importância do controle deste parâmetro.
Para que não ocorram mudanças bruscas de pH, a alcalinidade deve estar acima de
2.000 mg.L
-1
(NETO, 1992).
Os processos anaeróbios influenciam a alcalinidade do meio: a etapa ácida reduz a
alcalinidade, enquanto que a etapa de produção de metano aumenta. O resultado final é uma
pequena redução deste parâmetro. Quando o pH do afluente é muito baixo, o sistema não
consegue produzir alcalinidade suficiente para neutralizar esta acidez, podendo ser necessária
a adição de produtos alcalinos a fim de manter o pH do meio próximo a neutralidade.
2.4.2.4 Ácidos orgânicos voláteis (AOV)
O controle da concentração dos AOV – na maioria das vezes, acético, butírico e
propiônico – compara a atividade das bactérias acidogênicas e metanogênicas: o acúmulo dos
mesmos indica desequilíbrio do processo. A concentração mínima indicada é de 500 mg.L
-1
e
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 35
a máxima de 1000 mg.L
-1
. Se a concentração exceder muito esse valor, uma predominância da
acidogênese está ocorrendo, em detrimento da metanogênese. Isso pode ocorrer devido a
algum desequilíbrio no sistema. Dentre as causas mais comuns, podem-se citar as sobrecargas
orgânicas, hidráulicas (lavagem das bactérias) ou tóxicas (geralmente as bactérias
metanogênicas são as mais afetadas), entre outros fatores (variação da temperatura e pH).
Além disso, a produção de AOV faz diminuir o pH do sistema, favorecendo, cada vez
mais a acidogênese. Essa alteração do pH, entretanto, só ocorre após toda a alcalinidade do
meio ser neutralizada pelos AOV, ou seja, para este diagnóstico, a medida isolada do pH
apresenta-se ineficiente, uma vez que se manifesta tardiamente. Logo, a medida dos ácidos
orgânicos voláteis, juntamente com a produção de gás, é a indicação mais imediata do
andamento do sistema.
2.4.2.5 Produção e composição dos gases
Os gases produzidos durante a digestão anaeróbia consistem em metano, dióxido de
carbono e hidrogênio, podendo conter, ainda, traços de hidrogênio livre e H
2
S.
A geração de metano é, sem dúvida, o produto principal da digestão anaeróbia devido
a duas razões. A primeira está relacionada ao fato de que, na maioria dos processos
anaeróbios, 90 a 95% da DQO removida é convertida em biogás (sendo o restante responsável
pela geração de lodo) e a segunda porque se estima que cerca de 50 a 80% do volume total de
gás produzido pelo sistema seja metano. Surge aí a importância econômica do processo: a
combustão do metano puro gera aproximadamente 9500 kcal.Nm
-
³ e este calor pode ser
utilizado como combustível substituto do óleo queimado em caldeiras.
Quando a composição química do efluente é conhecida, uma estimativa da quantidade
e da composição dos gases produzidos na digestão anaeróbia é possível através da seguinte
formulação estequiométrica:
C
a
H
b
O
c
+ X H
2
O Æ Y CH
4
+ Z CO
2
Estima-se que a concentração de dióxido de carbono presente no gás gerado durante a
digestão anaeróbia seja entre 20 e 30%, dependendo da composição da matéria orgânica e das
características do efluente.
A composição do gás produzido também é, entretanto, reflexo do equilíbrio ecológico
no reator anaeróbio. Uma alta taxa de metanogênese gera uma elevada percentagem de gás
metano e baixa percentagem de CO
2
. Se esta, contudo, for parcialmente inibida, a
percentagem de CO
2
produzida aumentará sensivelmente, indicando um aumento na
acidificação. Uma concentração elevada de sulfato, sulfito ou tiossulfato na alimentação
acarretará, provavelmente, em uma elevada percentagem de H
2
S no biogás.
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 36
Para que um sistema seja considerado eficiente, sua taxa de conversão de DQO em
biogás (fator de produção de gás) deve situar-se entre 0,35 e 0,45 m³ de CH
4
a 20°C por kg de
DQO removida. Este valor pode ser obtido através de um balanço de DQO, uma vez que o
metano gerado representa uma dada quantidade de DQO removida do sistema:
CH
4
+ 2 O
2
Æ CO
2
+ 2 H
2
O
ou seja, 1 mol de CH
4
corresponde a 2 mol de O
2
e, portanto, 16 g de metano corresponde a
64 g de oxigênio (64 g de DQO). E o fator de conversão de DQO em metano pode ser
estimado em 0,25 kgCH
4
.kg DQO
-1
. Desta forma, na temperatura de 25°C, este fator de
conversão corresponde a 0,38 m
3
de metano gerado por kg de DQO removido.
Pelo exposto, observa-se que o monitoramento da produção de biogás durante a
digestão anaeróbia é um ótimo indicativo da condição em que o sistema está operando: uma
redução drástica na produção de biogás indica a existência de problemas no sistema; a alta
produção gasosa, por sua vez, indica que toda a matéria orgânica inicial foi degradada até o
limite possível.
2.4.2.6 Remoção da matéria orgânica
Conforme comentado anteriormente, a DQO e a DBO são parâmetros que
representam, indiretamente, o conteúdo de matéria orgânica de um resíduo. Na digestão
anaeróbia, a análise destes parâmetros é importante para se estimar a eficiência do sistema, ou
seja, para se estimar a quantidade de gás que poderá ser produzida a partir do conteúdo de
matéria orgânica a ser digerido.
2.4.2.7 Sólidos Suspensos totais (SST) e voláteis (SSV):
Na digestão anaeróbia, a determinação dos teores de sólidos do efluente, além de
indicar a qualidade e o potencial poluente do mesmo, é utilizada na determinação do volume
de lodo biológico presente no interior do reator.
Segundo N
ETO (1992), considera-se adequado um valor de 0,8 para a razão entre os
teores de SSV e SST presentes no interior do reator.
2.4.2.8 Nutrientes
Como comentado anteriormente, os microrganismos anaeróbios apresentam uma baixa
taxa de crescimento e isso acarreta um menor requerimento nutricional. Dentre os nutrientes
necessários, o nitrogênio (N) e fósforo (P) podem ser considerados essenciais para os
processos biológicos.
Segundo SPEECE (1996), uma relação de 500:5:1 de DQO:N:P é suficiente para
atender às necessidades de macronutrientes dos microrganismos anaeróbios. Além destes,
alguns micronutrientes também podem ser considerados essenciais, são eles: o ferro, o
cobalto, o níquel e o zinco.
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 37
2.4.2.9 Oxigênio
Para um processo estritamente anaeróbio – caso dos reatores metanogênicos – o
oxigênio aparece como um composto tóxico em potencial, cuja presença pode causar
instabilidade e perda de eficiência no reator.
O oxigênio dissolvido pode, entretanto, estar presente naturalmente em alguns
efluentes, fazendo com que certa concentração deste seja alimentado ao reator metanogênico,
representando perigo em potencial para o processo.
Alguns estudos, entretanto, mostram que ao menos alguns microrganismos
metanogênicos apresentam certa tolerância à exposição ao oxigênio. A partida de reatores
UASB obteve sucesso com lodo obtido de plantas de lodo ativado aeróbias, indicando a
presença de bactérias anaeróbias em ambiente aeróbio. Uma hipótese foi formulada para a
explicação da tolerância ao oxigênio no lodo granular: as bactérias facultativas rapidamente
consomem o oxigênio, criando micronichos anaeróbios dentro dos grânulos, onde as bactérias
metanogênicas estão protegidas do contato com o oxigênio. Esta hipótese se confirma pela
pouca penetração de oxigênio no interior dos biofilmes (KATO et al., 1997).
PENAUD et al. (1997) estudaram a influência de diferentes parâmetros de controle nas
fases de hidrólise e acidogênese durante a digestão anaeróbia de uma biomassa microbiana de
origem farmacêutica e determinaram as condições ótimas de operação do sistema. O principal
componente do efluente estudado era a proteína (22 g.L
-1
) e este possuía uma DQO em torno
de 50.000 mg.L
-1
, da qual, apenas 13,6% era solúvel, sendo que o pH variava entre 3,4 e 4,0.
O reator utilizado era de vidro (1 L de volume), magneticamente agitado, com controle de pH
e temperatura.
Primeiramente, a fim de avaliar a influência do pH (entre 5 e 9), a temperatura foi
mantida constante e igual a 35 °C. Nestes experimentos, os autores observaram que a
solubilização da DQO e das proteínas aumentou significativamente com o aumento de pH de
5 para 8 e gradativamente com valores de pH superiores a 8. A solubilização dos carboidratos
não mostrou o mesmo comportamento (atingiu seu máximo em pH = 7). A máxima
concentração de AOV foi obtida em pH 8. A constituição dos AOV produzidos também
variou em função do pH: em pH 5, pouco AOV foi produzido e este constituiu-se,
basicamente, de acetato; a concentração de propionato aumentou em função do aumento de
pH de 5 para 7, mas diminuiu em pH 9.
A fim de avaliar a influência da temperatura (entre 25 e 65 °C), o pH foi mantido
constante e igual a 8,5. Nestes experimentos, os autores observaram que tanto a solubilização
da DQO como a concentração de AOV produzida foram máximas em temperaturas entre 35 e
55 °C. A distribuição dos AOV produzidos também foi bastante afetada pela variação de T
(quanto maior a T, maior a % de acetato em relação à de propionato). Os autores estudaram,
ainda, o efeito da recirculação de efluente, da concentração do substrato e da carga orgânica
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 38
do afluente. Eles concluíram que o uso de reciclo é bastante indicado e que o aumento na
concentração do substrato do afluente pode ser benéfico. Assim, as condições definidas como
ideais para este processo, nas condições estudadas, foram: pH de 8,5, T de 35 °C e carga
orgânica do afluente de 5000 mgDQO.L
-1
.dia
-1
. Nestas condições, em torno de 50% da DQO
inicial é solubilizada e 17,1 g.L
-1
de AOV são produzidas (62% acetato e 12% propionato).
2.4.3 DISTÚRBIOS OPERACIONAIS NOS PROCESSOS ANAERÓBIOS
Em relação aos distúrbios mais comuns nos sistemas anaeróbios duas afirmações
podem ser feitas. A primeira delas refere-se às bactérias metanogênicas como a principal
causa destes distúrbios. Isso decorre da baixa atividade apresentada por estes microrganismos
e pela facilidade com que distúrbios no sistema afetam esta atividade. A segunda afirmação
distribui os distúrbios mais comuns em três tipos: desequilíbrio no balanço entre as fases de
digestão, lavagem das bactérias metanogênicas e inibição da biomassa.
O desequilíbrio no balanço entre as fases de digestão (hidrólise, acetogênese e
metanogênese) é uma causa freqüente de problemas em sistemas anaeróbios. Um processo em
três fases – com duas delas bastante lentas (a primeira e a última), intermediadas por uma fase
rápida – não causa, normalmente, problemas operacionais se o substrato (matéria orgânica
presente no efluente), com carga orgânica uniforme, for continuamente adicionado ao sistema.
Em sistema de tratamento de efluentes, entretanto, o normal é a adição de um afluente cuja
vazão e carga orgânica varia significativamente, causando problemas, tais como a inibição das
bactérias metanogênicas devido à elevada formação dos ácidos orgânicos voláteis (ou seja, ao
predomínio da acetogênese frente à metanogênese).
A lavagem das bactérias metanogênicas pode ocorrer quando a idade do lodo torna-se
muito baixa. A causa da baixa idade do lodo pode ser um afluente com elevado teor de sólidos
suspensos (orgânicos e inorgânicos) e a redução da biomassa no interior do reator devido a
problemas de retenção desta. Os problemas causados pela lavagem das bactérias
metanogênicas ocorrem, entretanto, bem mais lentamente que no caso anterior.
A inibição da biomassa pode ocorrer devido a produtos inibidores produzidos no
interior do próprio reator (ácidos graxos, amônia, pH) ou, ainda, devido às substâncias
adicionadas ao reator através do afluente (sulfato, amônia, metais, materiais orgânicos
específicos). A inibição por agentes externos ocorre, na maioria dos casos, rapidamente,
afetando todos os grupos de bactérias; a inibição por agentes internos, por sua vez, se dá mais
lentamente e afeta, basicamente, a atividade das bactérias metanogênicas.
O tipo de substância, bem como o tempo de exposição e o layout do sistema têm papel
importante no fenômeno de inibição dos processos anaeróbios de tratamento de efluentes.
Para certos inibidores, entretanto, o sistema anaeróbio pode ser mais resistente que outros
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 39
processos biológicos, uma vez que o tempo de retenção hidráulica do efluente é muito menor,
mantendo os microrganismos em contato com o agente inibidor por menor tempo.
2.4.4 SISTEMAS ANAERÓBIOS DE TRATAMENTO DE EFLUENTES
Os primeiros sistemas de tratamento de efluentes utilizavam os biodigestores
anaeróbios para a estabilização de lodos, não se pode comparar, entretanto, os sistemas de
tratamento anaeróbio de efluentes com os sistemas anaeróbios de tratamento de lodos; a maior
parte da matéria orgânica presente nos efluentes líquidos encontra-se dissolvida, o que torna
necessário o uso de sistemas de tratamento que garantam um tempo de contato
suficientemente longo entre as substâncias dissolvidas e os microrganismos responsáveis pela
sua remoção. Em sistemas anaeróbios de tratamento de efluentes há, portanto, uma grande
diferença entre o tempo de retenção hidráulica e a idade do lodo.
Em conseqüência disso, o uso dos biodigestores anaeróbios no tratamento de efluentes
líquidos só se tornou viável a partir do desenvolvimento de modernos e eficientes reatores,
capazes de tornar o tempo de retenção do lodo independente do tempo de retenção do líquido
afluente, ou seja, capazes de reter uma concentração muito maior de biomassa no interior do
reator (JANS e MAN, 1988).
A abordagem tecnológica que permite esta condição de independência pode ser
dividida em dois tipos: sistemas com biomassa em suspensão e sistemas com biomassa
aderida (biofilme).
Nos sistemas de biomassa suspensa, o lodo é mantido continuamente agitado
mecanicamente, através da circulação gasosa no interior do reator ou do bombeamento do
afluente. Alguns exemplos que aplicam este tipo de sistema são as lagoas anaeróbias, os
digestores convencionais, os reatores de contato, os reatores de manta de lodo, entre outros.
Nos sistemas com biomassa aderida, os microrganismos se encontram aderidos às
paredes de materiais suportes inertes, o que permite o crescimento e a retenção de biomassa
no seu interior. A grande vantagem do uso deste tipo de sistema sobre o anterior é a obtenção
de concentrações celulares mais elevadas. Além disso, o sistema de biomassa aderida permite
o tratamento de efluentes de alta vazão e alta carga orgânica, sem o arraste da biomassa.
Alguns exemplos são os reatores anaeróbios de leito fixo (filtros), de leito expandido e de
leito fluidizado.
A fim de avaliar as vantagens e desvantagens de cada sistema devem-se levar em
consideração as características particulares de cada caso, tais como o tipo de efluente a ser
tratado, a taxa de purificação, o nível de lodo, os custos de investimento e operacionais e a
área requerida. A seguir, são apresentadas as principais características de alguns sistemas
anaeróbios de tratamento de efluentes.
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 40
2.4.4.1 Biodigestão convencional
É o sistema anaeróbio mais simples e consiste em um tanque fechado, agitado ou não,
com aquecimento ou isolamento térmico. Seu volume é bastante elevado uma vez que este
sistema possui um alto tempo de retenção hidráulica, sendo mais utilizado na digestão de
resíduos de elevada concentração de sólidos, tal como para a digestão do lodo. Desta forma,
seu sistema de agitação deve ser muito bem dimensionado, para que não ocorra o acúmulo de
lodo no fundo do reator.
2.4.4.2 Biodigestão de contato
Este processo pode ser considerado um dos mais antigos e tradicionais sistemas de
tratamento anaeróbio de efluentes, tendo surgido na tentativa de otimização dos sistemas
anaeróbios, ou seja, na tentativa de tornar independente o tempo de retenção hidráulica do
tempo de retenção de sólidos.
Os biodigestores de contato são reatores semelhantes ao do caso anterior – grandes,
totalmente fechados e agitados – diferindo, entretanto, no tipo de biomassa ativa; neste caso, o
biodigestor opera seguido por um sistema de separação do lodo anaeróbio e o afluente entra
em contato com a biomassa proveniente da recirculação deste lodo. Assim, a razão entre
quantidade de lodo existente no sistema e a quantidade de lodo descartada determina o tempo
de retenção dos sólidos no interior do reator.
Este sistema pode ser usado eficientemente no tratamento de efluentes de alta carga
solúvel, mas possui a desvantagem de requerer uma grande área disponível.
2.4.4.3 Reator anaeróbio de leito de lodo com fluxo ascendente (UASB)
Nos últimos 15 anos, o processo UASB tornou-se um dos métodos mais utilizados
para o tratamento biológico de efluentes industriais, podendo ser considerado como uma
versão mais moderna e eficiente dos sistemas de contato.
Este processo consiste de um reator fechado, cujos elementos principais são o sistema
ascendente de distribuição do afluente, na parte inferior do reator e um sistema de separação
trifásica (sólida, líquida e gasosa) na parte superior.
O reator UASB não utiliza nenhum meio suporte para a retenção da biomassa, o que
não impede que esta permaneça no fundo do reator. Isso se deve ao arranjo particular do
reator e à elevada biodegradabilidade da matéria orgânica presente no efluente, que
promovem a formação de grânulos esféricos permanentes, ao contrário dos flocos
normalmente formados em outros sistemas que são degradados e regenerados continuamente.
Estes grânulos, que podem medir entre 1 e 3 mm de diâmetro, possuem uma elevada
concentração de biomassa e uma elevada densidade, sedimentando facilmente. Assim, não
apenas altas taxas volumétricas de remoção de carga orgânica são possibilitadas, como
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 41
também os grânulos permanecem na porção ativa do reator, uma vez que sua velocidade de
sedimentação é maior que a velocidade de ascensão do líquido.
A concentração de lodo neste tipo de reator chega a ser duas vezes maior que nos
reatores de contato (5 – 15 kgSSV.m
-3
ou 7 – 20 kgDQO.m
-3
) (FÖRSTNER et al., 1997) e a
distribuição destes sólidos no interior do reator varia conforme a altura. No segmento
denominado de leito de lodo, próximo ao fundo do reator, o perfil de sólidos é muito denso e
com partículas granulares de elevada capacidade de sedimentação; próximo ao topo do reator,
o segmento denominado de manta de lodo é formado por um lodo mais disperso e leve
(C
HERNICHARO, 1997). A Figura 2.5 apresenta um desenho esquemático de um reator UASB.
Figura 2.5: Desenho esquemático de um reator UASB.
Fonte: http://www.paques.nl/?pid=43.
Nesta figura pode-se perceber o funcionamento do reator: o efluente é distribuído por
uma tubulação perfurada, situada na parte inferior do reator, e ascende através de uma densa
camada de lodo anaeróbio, com uma velocidade superficial de 0,5 a 1,5 m.h
-1
; os compostos
orgânicos são removidos do efluente durante sua ascensão, através do contato com os
grânulos formadores do lodo e são convertidos, principalmente, em biogás; os gases
produzidos sob condições anaeróbias (basicamente metano e dióxido de carbono) provocam a
circulação interna, ajudando na formação e manutenção dos grânulos biológicos; parte do gás
produzido adere-se às partículas e essas, juntamente com o gás livre, ascendem em direção ao
topo do reator, chocando-se com o sistema de separação trifásico, o que causa o
desprendimento do gás aderido. Uma vez desprendida da bolha de gás, a partícula torna a cair
e se junta novamente à massa de lodo. O gás livre, e aquele que se desprendeu das partículas,
são recolhidos no sistema coletor de gases, localizado no topo do reator. O líquido, contendo
resíduos sólidos e algumas partículas, passa por um sistema que o separa da matéria sólida, a
qual retorna para o fundo do reator, sendo que o líquido é recolhido por canaletas apropriadas
e levado para posterior tratamento.
Tubulação de
alimentação
Sistema de
separação
trifásico
Coletor
de gases
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 42
A eficiência do processo UASB é totalmente dependente da granulação do lodo, a qual
interfere na sedimentação e na atividade das bactérias metanogênicas (PAIK et al., 1991).
Outros fatores determinantes para a performance do processo são um bom contato entre o
líquido afluente e a biomassa anaeróbia e um sistema de distribuição efetivo, que garanta o
espalhamento do efluente por todo o fundo do reator e a não formação de caminhos
preferenciais, que resultam em espaços vazios no seu interior (D
RISSEN et al., 1996).
Esse sistema causa, entretanto, alguns problemas hidráulicos, relacionados ao sistema
de separação entre as fases sólida, líquida e gasosa, se aplicando melhor para efluentes cuja
carga orgânica não seja muito elevada, pois a alta turbulência, causada pela produção de
gases, dificulta a retenção da biomassa no sistema (D
RISSEN et al., 1996).
2.4.4.4 Reator anaeróbio de recirculação interna (IC)
Acompanhando o surgimento do UASB, desenvolveu-se, também, o reator IC, que
pode ser considerado uma variação deste, uma vez que também opera com elevadas
velocidades superficiais, mantendo seu leito granular expandido. O principal objetivo do
desenvolvimento deste novo tipo de reator foi suprir as dificuldades que o UASB apresentava
no tratamento de efluentes de alta carga orgânica; para tanto, o sistema de separação gás-
sólido-líquido, comum nos reatores UASB, deveria ser otimizado.
O reator IC consiste, basicamente, em dois reatores UASB, um sobre o outro. Nesse
sistema, a separação trifásica se dá em dois estágios distintos: no primeiro, ocorre a separação
da maior parcela do biogás produzido no sistema; no segundo, ocorre a separação dos sólidos.
A separação que ocorre no primeiro estágio proporciona o efeito da circulação interna (que dá
nome ao reator) e causa uma menor turbulência na parte superior do reator, possibilitando
uma elevada retenção de biomassa no sistema e um efluente mais clarificado (C
HERNICHARO,
1997; DRISSEN et al., 1996).
Por todos esses avanços, os reatores IC são capazes de operar eficientemente com
cargas volumétricas superiores a 40 kg.m
-
³.dia
-1
e velocidades ascendentes de 8 a 10 m.h
-1
,
enquanto que os reatores UASB só são eficientes para cargas volumétricas de até
15 kg.m
-
³.dia
-1
e velocidades ascendentes de até 1,5 m.h
-1
(DRISSEN et al, 1996).
2.4.4.5 Sistema combinado
Em função da diversidade de tipos de reatores anaeróbios disponíveis, e dependendo
da complexidade do efluente a ser tratado, pode-se utilizar, em determinado sistema, mais de
um reator anaeróbio – não necessariamente do mesmo tipo – ou combinar o reator com outros
equipamentos.
Quando se utilizam mais de um reator e cada um deles engloba todas as fases de
degradação, este é considerado um processo em paralelo. Quando esses reatores, por sua vez,
atuam em série, o processo é denominado em estágios. Pode-se também projetar um sistema
2.4 TRATAMENTO SECUNDÁRIO DE EFLUENTES 43
em que cada reator é responsável por fases diferentes do processo; esse é o chamado processo
com separação de fases.
Destes três, o que apresenta melhor desempenho para o tratamento de efluentes com
alta carga orgânica é o de separação de fases. Neste, em um dos reatores, ocorrem as reações
acidogênicas e, no subseqüente, as metanogênicas. Vários testes comprovaram uma
performance superior deste sistema frente ao de uma única fase. Isso se deve, principalmente,
à maior estabilidade operacional do sistema, o que beneficia a produção de metano no reator
metanogênico.
A desvantagem do sistema em duas fases é o aumento necessário no controle do
processo, uma vez que cada fase possui grupos de microrganismos diferentes e,
conseqüentemente, características diferentes. Dentre as principais características que devem
ser controladas, o pH do meio é a mais crítica, pois deve propiciar, eficientemente, condições
para que as bactérias acidogênicas dominem o processo na primeira fase e as metanogênicas,
o processo na segunda fase.
Entre as principais diferenças nos reatores de cada fase estão o separador trifásico,
necessário na fase metanogênica, pois apenas nesta ocorre a produção de biogás e a agitação
mecânica que é necessária apenas na fase acidogênica, pois esta não sofre a agitação causada
pela circulação gasosa.
DEMIRER e CHEN (2005) compararam a aplicação de um sistema anaeróbio em um
único estágio (R1) e de outro, com separação de fases (R2) para o tratamento do efluente
proveniente da indústria leiteira. Este efluente possuía 14,6% de matéria seca, sendo 50,5% de
carbono total e 3% de nitrogênio total. Os volumes dos reatores utilizados foram de 2 L para o
R1 e 0,4 e 1,6 L para o R2 (acidogênico (R2-1) e metanogênico (R2-2), respectivamente). Os
TRH aplicados no R2 foram de 2 (R2-1) e 8 (R2-2) dias, totalizando um TRH de 10 dias,
enquanto que no R1 aplicou-se um TRH de 20 dias. Todos os reatores foram mantidos a
35 °C e o único reator continuamente agitado era o R2-1. A carga orgânica de alimentação de
cada sistema foi aumentada periodicamente, gerando diferentes volumes de biogás, como
pode ser observado na Tabela 2.2.
O pH do sistema R2 manteve-se praticamente constante (pH da alimentação = 7,7, pH
do R2-1 = 6,7 e pH do R2-2 = 7,3 até a carga orgânica da alimentação atingir o valor de
5.000 mgSSV.L
-1
.dia
-1
. Nestes experimentos, os autores perceberam uma diminuição do pH
do R2-1 para 6,0 e, posteriormente, para 5,8 (com 12.600 mgSSV.L
-1
.dia
-1
). Em relação à
remoção de DQO, esta foi um pouco maior no sistema R1; a remoção de SSV, entretanto,
mostrou-se mais eficiente no sistema R2. Portanto, os autores concluíram que, considerando-
se os diferentes TRH dos dois sistemas, o uso de um sistema anaeróbio com separação de
fases, semelhante ao estudado, para o tratamento deste tipo de efluente é indicado quando a
alimentação possui uma carga orgânica superior a 6.000 mgSSV.L
-1
.dia
-1
, pois uma produção
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 44
gasosa mais elevada foi obtida. Além disso, os autores perceberam que, ao contrário do
sistema em única fase, este sistema em duas fases suportou condições extremas de operação.
Tabela 2.2: Variação da carga orgânica da corrente de alimentação e conseqüente variação da
produção gasosa nos sistemas R1 e R2.
Sistema R1 Sistema R2
Alimentação
(mg SSV.L
-1
.dia
-1
)
(mg DQO.L
-1
.dia
-1
)
Produção gasosa
(L.dia
-1
)
(L.g
-1
SSV)
Alimentação
(mg SSV.L
-1
.dia
-1
)
(mg DQO.L
-1
.dia
-1
)
Produção gasosa
(L.dia
-1
)
(L.g
-1
SSV)
1000
960
0,356
0,176
1000
1190
0,154
0,076
2000
1910
0,840
0,207
2000
2390
0,419
0,103
5000
4780
2,375
0,235
5000
5970
1,782
0,176
6300
6020
2,725
0,214
6300
7530
2,272
0,178
12600
15060
3,822
0,150
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS
Os processos de separação por membranas (PSM) podem ser considerados processos
de separação relativamente recentes, pois, mesmo por volta de 1970, estes ainda não eram
considerados processos de relevância técnica. O desenvolvimento industrial dos PSM iniciou
por volta de 1920 com aplicações em escala laboratorial (micro e ultrafiltração) Estes,
entretanto, acabaram não se desenvolvendo, na época, a uma escala industrial devido aos
baixos fluxos de permeado obtidos, resultantes da elevada espessura das membranas
utilizadas, e ao elevado custo das membranas.
Atualmente, entretanto, os PSM são largamente utilizados para diferentes aplicações –
principalmente, como processos alternativos aos processos de separação convencionais, tais
como a destilação, a centrifugação e a extração – e o uso industrial destes processos está em
contínuo crescimento.
Esse crescimento é conseqüência direta das inúmeras vantagens apresentadas pelos
PSM, tais como: a economia de energia, considerada como uma das maiores vantagens dos
PSM, pois a maioria destes ocorre sem mudanças de fase; a seletividade da membrana; a
separação de compostos termolábeis (PSM podem ser operados à temperatura ambiente, ou
abaixo desta); e a simplicidade de operação e mudança de escala (processos não extensivos
em mão-de-obra e sistemas modulares).
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 45
O objetivo principal dos PSM é a separação dos componentes presentes em solução e
este pode ser alcançado devido à capacidade da membrana de transportar um determinado
componente da fase de alimentação mais prontamente que os outros componentes presentes.
Isso ocorre devido às diferenças existentes entre as propriedades físicas e/ou químicas da
membrana e dos componentes que permeiam através dela. Assim, podem-se citar como as
principais qualidades das membranas a alta seletividade, a alta permeabilidade, a estabilidade
mecânica e térmica e a resistência química.
Em função de suas características de separação, os PSM podem ser divididos em três
classes distintas (
VAN DEN BERG, 1988):
− a ultrafiltração (UF) e a microfiltração (MF) utilizam-se da diferença entre o
tamanho dos solutos e o tamanho dos poros da membrana para a separação das
partículas, sendo que a força motriz é o gradiente de potencial químico
expresso em termos de gradiente de pressão;
− a osmose inversa (OI), a permeação gasosa (PG) e a diálise (D), cujas
membranas possuem estruturas (parcialmente) densas, e cuja força motriz é o
gradiente de potencial químico expresso em termos dos gradientes de pressão
e/ou concentração, fazem uso da diferença de afinidade entre os componentes
da alimentação e da membrana e da diferença de difusividade mássica através
da membrana;
− a eletrodiálise (ED) usa membranas íon-seletivas (catiônicas e aniônicas) para
separar as moléculas carregadas das neutras e a força motriz para o transporte
dos íons é o gradiente de potencial elétrico.
A MF é o processo que visa à retenção das maiores partículas (tamanho nominal de
poro superior a 100 nm), podendo ser utilizadas membranas de estrutura um pouco mais
aberta, as quais apresentam resistência hidrodinâmica baixa e, portanto, requerem baixas
forças motrizes para a obtenção de elevados fluxos permeado.
O processo de UF visa à separação de macromoléculas de uma solução aquosa, ou
seja, de moléculas cuja massa molar varia entre 10
4
e 10
6
Da. As membranas de UF
apresentam poros menores e, conseqüentemente, uma resistência hidrodinâmica mais elevada,
requerendo a aplicação de uma força motriz também mais elevada, quando comparada à MF.
Este processo, por ser o mais relevante para o presente trabalho, será apresentado com
maiores detalhes na seção 2.5.4.
Existem diferentes PSM, baseados em diferentes princípios e/ou mecanismos de
separação; todos, entretanto, possuem, em comum, o uso de uma membrana. A membrana é
definida como uma interface ou uma barreira semi-seletiva entre duas fases (alimentação e
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 46
permeado) que restringe, total ou parcialmente, o transporte de uma ou várias espécies
químicas presentes nestas fases. Elas podem, ainda, apresentar inúmeras características,
podendo ser porosas ou densas, naturais ou sintéticas, neutras ou carregadas, espessas ou
finas, de estrutura homogênea ou heterogênea, entre outras.
Várias características são importantes a fim de determinar a aplicabilidade das
membranas nos diversos processos de separação. Dentre as mais importantes citam-se a
porosidade, a morfologia, as propriedades superficiais, a resistência mecânica e a resistência
química das membranas (HO e SIRKAR, 1992).
Em função destas características, cada membrana pode ser classificada de diferentes
maneiras. Em relação à sua natureza, as membranas podem ser classificadas em naturais ou
sintéticas, diferindo, completamente, em sua estrutura e funcionalidade. As membranas
sintéticas podem, ainda, ser subdivididas em orgânicas (preparadas a partir de materiais
poliméricos de diferentes características químicas e físicas) e inorgânicas (membranas
cerâmicas ou metálicas); as orgânicas, geralmente apresentam menor custo, porém, menor
vida útil e maior dificuldade de limpeza quando comparadas com as inorgânicas.
Em relação à morfologia ou à estrutura das membranas estas podem ser classificadas
em densas ou porosas, dependendo das características da superfície da membrana que está em
contato com a solução a ser processada; dependendo do tamanho destes poros, elas podem,
ainda, ser classificadas em micro (diâmetro < 0,002 µm), meso (0,002 < diâmetro < 0,05 µm)
ou macroporosas (diâmetro > 0,05 µm). As membranas de D, MF e UF constituem-se de
membranas porosas, por exemplo, sendo, as duas últimas, normalmente classificadas
industrialmente como microporosas (HABERT et al., 2003; HO e SIRKAR, 1992).
Além disso, tanto as membranas densas como as porosas podem ser simétricas
(isotrópicas) ou assimétricas (anisotrópicas). As primeiras apresentam a mesma morfologia ao
longo de toda espessura, que pode variar entre 10 e 200 µm; as membranas assimétricas, por
sua vez, apresentam morfologia que varia ao longo da espessura no sentido de diminuir a
resistência ao escoamento do fluido. Esta característica é determinante para a resistência à
transferência de massa (quanto menor a espessura, maior o fluxo de permeado).
As membranas compostas surgiram devido aos baixos fluxos apresentados pelas
membranas densas (poros < 2 nm) e consistem de uma camada superior densa, cuja espessura
varia entre 0,1 e 1,0 µm, sustentada por uma subcamada porosa, cuja espessura varia entre 50
e 150 µm. O desenvolvimento deste tipo de membrana apareceu como uma importante
inovação para os processos industriais, pois combina a alta seletividade das membranas
densas com a elevada permeabilidade de uma membrana fina (MULDER, 1996).
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 47
Em relação às diferentes morfologias citadas, todas elas apresentam vantagens e
desvantagens; assim sendo, a escolha de determinada morfologia vai depender,
principalmente, da aplicação a que a membrana se destina.
Para a caracterização das membranas, dois tipos de parâmetros são normalmente
levados em consideração: os parâmetros de natureza morfológica e os parâmetros relativos às
suas propriedades de transporte.
Os parâmetros de natureza morfológica envolvem a distribuição de tamanho de poros,
a porosidade superficial e a espessura, no caso de membranas porosas e a espessura do filme
polimérico e as características físico-químicas do polímero (temperatura de transição vítrea e
grau de cristalinidade) e das substâncias a serem separadas, no caso das membranas densas.
O desempenho de uma membrana pode ser avaliado de acordo com seu fluxo de
permeado e a seletividade. O fluxo é função da espessura da membrana, da composição
química da alimentação, da porosidade da membrana, do tempo de operação, da pressão
através da membrana e da temperatura da solução de alimentação. A seletividade, por sua vez,
depende da habilidade de retenção da membrana. Estes parâmetros importantes para o
desempenho dos PSM, bem como as possíveis configurações de escoamento serão tratados
com mais detalhes nas seções seguintes.
2.5.1 FLUXO PERMEADO E PERMEABILIDADE
O movimento de qualquer espécie através da membrana é causado pela ação de uma
ou mais forças motrizes sobre os componentes da alimentação. A maioria dos processos
utiliza como força motriz o gradiente de potencial químico – que pode ser expresso em função
do gradiente de pressão e/ou de temperatura e/ou de concentração – ou o gradiente de
potencial elétrico.
A força motriz utilizada, bem como a morfologia da membrana, determinam o
mecanismo de transporte através desta, que pode ser advectivo e/ou difusivo. No caso de
membranas de MF e UF, por exemplo, o fluxo é exclusivamente advectivo, uma vez que estas
membranas utilizam como força motriz o gradiente de pressão através da membrana. Nas
membranas de D, por sua vez, o fluxo é estritamente difusivo, pois estas utilizam o gradiente
de concentração como força motriz. O mecanismo de transporte utilizado pelas membranas de
OI, PV e PG é conhecido como solução-difusão, com a sorção do componente que apresenta
maior afinidade na interface alimentação/membrana, a difusão através da membrana e a
dessorção na interface membrana/permeado.
O fluxo permeado representa a vazão (volumétrica, mássica ou molar) de permeado
por unidade de área da membrana e é determinado pela força motriz aplicada e pela
resistência apresentada pela membrana (ou por sua permeabilidade), que muitas vezes, são
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 48
proporcionais. Nestes casos, a relação fluxo (J) – força (X) pode ser descrita pela seguinte
equação linear fenomenológica:
x
X
KJ
d
d
−=
(2.2)
onde K é denominado de coeficiente fenomenológico e dX/dx é a força motriz, expressa em
função do gradiente de X (temperatura, concentração, pressão) ao longo da coordenada x,
perpendicular à membrana.
Considerando-se, portanto, que o coeficiente fenomenológico envolvido corresponde à
permeabilidade das espécies presentes na solução de alimentação (P), que a força motriz é a
diferença de pressão (
Δ
p) e que a coordenada x é a espessura da membrana (l), tem-se:
p
l
P
J Δ×=
(2.3)
Na separação de componentes puros, é possível o emprego de relações de linearidade
a fim de descrever o transporte. Quando dois ou mais componentes permeiam
simultaneamente, entretanto, tais relações geralmente não são válidas, pois podem ocorrer
outros fenômenos decorrentes da interação destes compostos (MULDER, 1996).
Diversos autores descrevem o efeito de diferentes parâmetros sobre o fluxo através da
membrana, sendo que muitos pesquisadores que trabalham com diferentes PSM confirmam a
hipótese de que quanto maior o gradiente de pressão utilizado, maior o fluxo permeado.
Dentre estes autores, podem-se citar ANDRES et al. (1991), HUANG e MORRISEY (1998), SUN
et al. (1998), SPRICIGO et al. (2001), AFONSO et al. (2004) e MOHAMAMMADI e ESMAEELIFAR
(2004). Nestes trabalhos, os autores observam, entretanto, que elevados valores de
Δ
p
aceleram a formação de fouling, o que pode acabar por diminuir o fluxo permeado. Os
fenômenos de fouling e polarização por concentração são fenômenos de grande importância
em qualquer sistema de membranas; ambos são explicados, detalhadamente, na seção 2.5.5.
Além disto, conforme discutido por A
NDRES et al. (1991), HUANG e MORRISEY
(1998), URKIAGA (1998), AFONSO et al. (2004) e MOHAMAMMADI e ESMAEELIFAR (2004), a
concentração da solução de alimentação do sistema de membranas influencia o fluxo
permeado: quanto mais concentrada a solução de alimentação, menor o fluxo. Isso se deve à
pressão osmótica mais elevada e ao maior acúmulo de moléculas do soluto na camada
polarizada da membrana, aumentando sua espessura e, por conseqüência, a resistência da
membrana à permeação.
A velocidade de alimentação (v) também influencia diretamente no fluxo permeado:
quanto maior a velocidade de escoamento, maior o fluxo através da membrana, devido ao
aumento da turbulência no sistema e conseqüente diminuição da espessura da camada
polarizada. Velocidades muito elevadas, entretanto, podem causar alguns fenômenos
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 49
indesejados, tal como a desnaturação e a ruptura de proteínas. BELHOCINE et al. (1998),
HUANG e MORRISEY (1998), SCOTT et al. (2000), WANG et al. (2000), AFONSO et al. (2004) e
MOHAMAMMADI e ESMAEELIFAR (2004) são alguns dos autores que observaram este
comportamento durante seus experimentos.
O fluxo através da membrana também é fortemente influenciado pela temperatura da
solução de alimentação, uma vez que o fluxo é função da viscosidade dinâmica da solução
que, por sua vez, é função da temperatura. Um valor ótimo para este parâmetro também deve
ser estudado para cada caso, pois elevadas temperaturas podem causar a desnaturação das
substâncias; além disso, um aumento na temperatura causa também o aumento da pressão
osmótica, que pode causar a diminuição do fluxo através da membrana.
Outros parâmetros importantes que afetam o fluxo através da membrana são o pH e a
força iônica, sendo que o efeito de cada um deles varia em função da solução de alimentação
e da membrana utilizada. Estes parâmetros influenciam, principalmente, na solubilidade dos
componentes da alimentação, alterando as interações entre essa solução e a membrana. Na
separação de uma solução protéica, por exemplo, quanto mais o pH da solução se aproximar
do pH isoelétrico das proteínas presentes, menos solúveis estas se encontrarão e maior será a
tendência ao fouling, dificultando, assim, o fluxo permeado (ELLOUZE et al., 2005).
ALICIEO et al. (2002) estudaram o efeito da temperatura e do gradiente de pressão no
fluxo permeado através de dois tipos de membranas de UF durante a produção de óleo de soja
cru: uma membrana tubular cerâmica (M1) e uma membrana fibra-oca de polissulfona (M2),
ambas com o mesmo tamanho de poro nominal de 0,01 µm. As temperaturas testadas foram
de 50, 60 e 70 °C e as pressões variaram conforme o tipo de membrana: 3,0, 4,5, 6,0 bar para
M1 e 0,7 e 1,4 bar para M2. Os resultados foram avaliados em relação ao fluxo através das
membranas e do percentual de retenção. Os autores perceberam que o fluxo através da
membrana M1 aumentou com o aumento de
Δ
p, mas não variou com a temperatura; na
membrana M2, por sua vez, o fluxo aumentou com o aumento de ambos os parâmetros. O
fluxo de permeado obtido através da membrana M1 foi menor do que o obtido através da
membrana M2, mas, em compensação, M1 apresentou maior retenção para a maioria dos
componentes da solução.
2.5.2 SELETIVIDADE
A seletividade de uma membrana a determinada solução, para o caso de misturas
aquosas diluídas, que consistem em um solvente (água, na maioria das vezes) e um soluto, é
convenientemente expressa em função da retenção em relação ao soluto. Nestes casos, o
soluto é parcialmente, ou totalmente, retido pela membrana, enquanto que as moléculas de
solvente passam livremente por ela.
A retenção observada (R) pode ser calculada pela seguinte equação:
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 50
1001100 ×
⎟
⎟
⎠
⎞
⎜
⎜
⎝
⎛
−=×
−
=
f
p
f
pf
c
c
c
cc
R (2.4)
onde c
f
e c
p
são, respectivamente, as concentrações de soluto na solução de alimentação e no
permeado. O valor de R varia entre 100% – retenção completa do soluto – e 0% – soluto e
solvente atravessam livremente a membrana.
A capacidade seletiva de membranas porosas está diretamente associada à relação
entre o tamanho das espécies presentes e o tamanho dos poros da membrana. Nas membranas
densas, compostas ou não, a capacidade seletiva depende da afinidade das diferentes espécies
com o material da membrana e da difusão das mesmas através do filme polimérico.
2.5.3 CONFIGURAÇÕES DE ESCOAMENTO
Nos PSM são utilizados, basicamente, duas configurações de escoamento: o modo
dead-end e o modo cross-flow. No primeiro, a solução de alimentação escoa
perpendicularmente à superfície da membrana e este tipo de escoamento promove a formação
de uma camada semelhante a uma torta na superfície da membrana, devido ao acúmulo das
partículas retidas; a espessura desta torta aumenta em função do tempo de duração do
processo de filtração e, por conseqüência, a taxa de permeado diminui. Na configuração
cross-flow, a alimentação escoa tangencialmente à superfície da membrana, gerando o
acúmulo de apenas parte das partículas retidas. Um desenho esquemático destas duas
configurações é apresentado na Figura 2.6.
Figura 2.6: Representação esquemática das configurações de escoamento dos PSM, onde (a)
dead-end e (b) cross flow.
2.5.4 ULTRAFILTRAÇÃO (UF)
O processo de UF promove a separação de partículas de diferentes tamanhos através
da aplicação de um gradiente de pressão como força motriz e este processo é geralmente
utilizado para a retenção de macromoléculas e colóides presentes em solução, podendo ser
considerado como um processo intermediário entre os processos de MF e NF, uma vez que o
diâmetro de poro das membranas de UF varia entre 0,05 μm (MF) e 0,001 μm (NF).
Alimentação
Permeado
(a)
Alimentação
Permeado
(b)
Retido
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 51
As membranas de UF são caracterizadas pela massa molar de corte (MMC) que
indica, aproximadamente, quais moléculas podem ser retidas pela membrana, ou seja, entre 90
e 95% das moléculas de massa molar superior ao MMC da membrana serão retidas durante o
processo. Assim, as membranas de UF são capazes de reter partículas cuja massa molar de
corte varia entre 300 e 500000 Da; compostos tipicamente retidos neste processo incluem os
açúcares, biomoléculas, polímeros e partículas coloidais (H
O e SIRKAR, 1992).
As várias técnicas disponíveis para a preparação de membranas de UF permitem a
fabricação de membranas de praticamente todos os tipos de materiais, sendo as poliméricas e
as cerâmicas as mais importantes. As membranas de materiais inorgânicos (cerâmicas,
metálicas e vítreas) são, entretanto, mais freqüentemente utilizadas, pois apresentam maior
resistência química e térmica. Além disso, o diâmetro de poro destas membranas pode ser
bem controlado, gerando, na maioria das vezes, uma estreita distribuição de diâmetro de poro.
A maioria das membranas de UF utilizadas comercialmente constitui-se de materiais
poliméricos, citando-se a polissulfona, o acetato de celulose, as poliamidas e vários polímeros
a base de flúor. Além dos materiais poliméricos, alguns materiais cerâmicos também são
bastante utilizados, tais como a Al
2
O
3
e o ZrO
2
. Adicionalmente, as membranas de UF
também podem ser usadas como sub camadas em membranas compostas de OI, NF, SG e PV
(MULDER, 1996).
A principal limitação decorrente da utilização de membranas de UF é o declínio no
fluxo, causado pelos fenômenos de polarização por concentração e fouling. A fim de reduzir
este problema, um controle cuidadoso da configuração de escoamento e do modo de operação
do sistema deve ser exercido.
O soluto retido durante o processo acumula-se na superfície da membrana, resultando
em uma camada concentrada. Em estado estacionário, o fluxo advectivo do soluto em direção
à membrana torna-se igual ao contra fluxo difusivo de soluto da superfície da membrana à
fase bulk. A partir deste ponto, o aumento da pressão não resultará em aumento no fluxo, pois
a resistência da camada limite será mais elevada, tendo-se atingido um valor de fluxo limite
(J
∞
). Desta forma, além das propriedades intrínsecas à membrana de UF, suas características
de resistência térmica e química e sua tendência ao fouling são importantes. Quanto maior a
resistência da membrana de UF a elevadas temperaturas (> 100°C), maior a variedade de
aplicações destas. Isso se aplica, também, a uma maior resistência em relação ao pH (1 – 14) e
aos solventes orgânicos (MULDER, 1996).
Os processos de UF são aplicados na clarificação da solução de alimentação,
concentração dos solutos retidos e fracionamento de solutos. Desta forma, a UF é comumente
empregada na indústria alimentícia, de bebidas e láctea, em sistemas de tratamento de
efluentes e em aplicações médicas e biotecnológicas (H
O e SIRKAR, 1992).
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 52
Uma vez discutidos os aspectos gerais associados aos PSM e como este trabalho trata
da aplicação de UF no tratamento de efluentes, passa-se agora à apresentação de alguns
trabalhos relevantes que utilizaram diferentes PSM no tratamento de efluentes.
CHAI et al. (1999) estudaram a aplicação de membranas de MF e UF no tratamento do
efluente proveniente da produção de um produto a base de soja (bean curd). O efluente
apresentava um pH de 4,4, baixos teores de SST/SSV e elevada DQO (10000 mg.L
-1
), devido
ao seu elevado teor protéico e uma vazão de, aproximadamente, 1000 L.dia
-1
. Os autores
testaram, primeiramente, a aplicação de duas membranas de MF (com tamanhos nominais de
poros de 0,65 e 0,22 µm) e duas membranas de UF (com MMC de 30 e 1 kDa). Com as
membranas de MF, obtiveram uma remoção de DQO em torno de 13% para a membrana com
maior poro e de apenas 15,6% para a membrana com menor poroCom a membrana de UF de
30 kD, a remoção de DQO foi muito próxima à remoção obtida na MF, em torno de 15%.
Para a membrana de 1 kDa foi obtida uma remoção em torno de 35,6 % . Em conseqüência
destes resultados, os autores concluíram que a maioria do material orgânico presente no
efluente constituía-se de pequenos açúcares e não de macromoléculas de proteína. Em todos
estes casos, entretanto, a DQO do efluente continuou acima dos valores estipulados pela
legislação e, então, a aplicação de membranas NF, capazes de reter essas pequenas moléculas
de açúcares, foi testada. Valores de DQO abaixo dos exigidos pela legislação foram obtidos
em todas as condições testadas e as membranas de NF mostraram-se eficientes para o
tratamento deste tipo de efluente, permitindo o descarte deste, após ajuste de pH ou, até
mesmo, seu reuso no sistema produtivo (enxágüe dos grãos).
AFONSO et al. (2004) avaliaram a viabilidade econômica e técnica da utilização de
membranas de UF e NF para a recuperação da proteína presente no efluente proveniente da
produção de pescados. Os autores estudaram dois tipos de efluentes (EF1 e EF2, mais
diluído), cujas características eram, respectivamente, as seguintes: 24.000 mgSST.L
-1
,
18.900 mgSSV.L
-1
e 15.500 mg.L
-1
de proteína; 24.400 mgSST.L
-1
, 8.200 mgSSV.L
-1
e
5.700 mg.L
-1
de proteína. Nos experimentos, foram utilizadas membranas de MF (para o pré-
tratamento dos efluentes), UF (monotubular, MMC = 15 kDa) e NF (tubular, MMC = 1 kDa);
valores de
Δ
p entre 3 e 4 bar, velocidade de escoamento cruzada entre 3 e 4 m.s
-1
, temperatura
ambiente e pH natural do efluente. Após o pré-tratamento, as características dos dois efluentes
testados foram, respectivamente, as seguintes: 21.000 mgSST.L
-1
, 14.800 mgSSV.L
-1
e
12.500 mg.L
-1
de proteína; 24.000 mgSST.L
-1
, 7.200 mgSSV.L
-1
e 5.100 mg.L
-1
de proteína.
O objetivo principal desta etapa era a remoção dos óleos e graxas presentes, que poderiam
interferir nos processos de UF e NF e este foi plenamente alcançado. Os autores puderam
observar que a retenção de proteína pela membrana de UF variou entre 49 e 62%, dependendo
das condições de operação; a membrana de NF reteve em torno de 66% de proteína em quase
todos os experimentos. Em ambos os casos, o maior índice de retenção foi obtido com um
Δ
p
igual a 4 bar e uma velocidade de 4 m.s
-1
. Os autores concluíram, ainda, que a aplicação deste
sistema a nível industrial é técnica e economicamente viável.
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 53
KHIDER et al. (2004) estudaram a aplicação de membranas de UF e NF para o
tratamento do efluente proveniente da indústria leiteira. Os autores testaram duas membranas
de UF, uma mineral (com tamanho de poronominal de 50 nm) e outra sintética. As principais
características do efluente estudado eram as seguintes: teor de lactose entre 75 e 78%, teor de
proteínas entre 12 e 14%, pH entre 6,4 e 6,6, teor de gordura de 3.500 mg.L
-1
e matéria seca
entre 81.000 e 83.000 mg.L
-1
. Nos experimentos de UF, os autores puderam observar que
quanto maior o
Δ
p utilizado, maior a retenção de proteína e lactose (sendo a retenção de
lactose maior que a de proteína, para qualquer
Δ
p); a retenção máxima obtida ficou em torno
de 80%. A maior retenção de DQO (de 1.800 mg.L
-1
para 62 mg.L
-1
) foi obtida com um
Δ
p de
1 bar. Os resultados obtidos foram satisfatórios, mas o elevado custo das membranas
estudadas levou os autores a testar a aplicação de uma membrana com suporte de argila
argelina (atapulgite, material local e de baixo custo), com tamanho de poro nominal de 42 nm
(porosidade não tem unidade). Os resultados obtidos por esta membrana foram ainda
melhores que os anteriores (maiores percentuais de retenção de proteína, lactose e DQO),
atingindo uma DQO final de 42 mg.L
-1
.
M
OHAMMADI e ESMAEELIFAR (2004) estudaram a aplicação de uma membrana de UF
(polimérica, com MMC igual a 30 kDa) no tratamento do efluente proveniente da produção de
óleo vegetal (DQO de 550 ppm, SST de 110 ppm, pH de 10,5). Os autores avaliaram o efeito
das condições de operação do sistema de membrana (
Δ
p, T, concentração de componentes
orgânicos, pH, entre outros) no fluxo permeado e na formação do fouling. As condições de
operação em cada experimento foram as seguintes: temperatura de 30 °C, concentração igual
a 300 ppm,
Δ
p de 2 bar, velocidade de escoamento igual a 0,33 m.s
-1
e pH de 10,5 e variou-se
um único parâmetro a cada vez. Os resultados obtidos demonstraram que as melhores
condições de operação do sistema ocorreram com um
Δ
p superior a 3 bar, altas velocidades de
escoamento, temperatura de 30 °C e pH igual a 9. Com aplicação do sistema de UF, foram
obtidas reduções de 90% na DQO e 100% no teor de SST do efluente.
BALANNEC et al. (2005) estudaram a aplicação de nove membranas diferentes de NF e
OI (em um único estágio) no tratamento do efluente proveniente da indústria leiteira. Este
efluente apresentava um pH de 6,6, 31.000 mg.L
-1
de matéria seca e uma DQO em torno de
36.000 mg.L
-1
. Os experimentos foram realizados na temperatura de 25 °C, com
Δ
p de15 bar
(NF) e
Δ
p de 25 bar (OI). Em todos os experimentos, o fluxo diminuiu severamente no início
da filtração, mas uma lavagem com água a 25 °C mostrou-se eficiente para o restabelecimento
do mesmo na maioria dos casos. O teor de DQO apresentado pelo permeado das membranas
de NF variou de 1.000 mg.L
-1
a173 – 300 mg.L
-1
, enquanto que o teor de DQO do permeado
das membranas de OI apresentou-se, praticamente em todos os casos, inferior a 125 mg.L
-1
; a
retenção de lactose situou-se entre 98,2 e 99,9%. Este valor de DQO, entretanto, não
possibilita o reuso da água no próprio processo e os autores sugerem o estudo da utilização de
um processo em mais estágios (NF+OI ou OI+OI) para o tratamento deste tipo de efluente.
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 54
ELLOUZE et al. (2005) estudaram a aplicação de membranas cerâmicas (em único
estágio ou combinados) para o tratamento do efluente proveniente do processamento de
peixes. Para tanto, os autores avaliaram a influência de alguns parâmetros operacionais (
Δ
p
(1 – 5 bar), velocidade de escoamento (4 – 7 m.s
-1
), taxa de alimentação, pH e condutividade
elétrica) no fluxo permeado, na formação de fouling e na retenção dos poluentes (carga
orgânica) através de dois tipos de membranas, uma de MF (diâmetro de poro igual a 0,1 µm)
e outra de UF (MMC de 15 kDa). Os autores estudaram o tratamento de dois tipos de
efluentes: o real (pH entre 6 e 7, DQO entre 6.000 e 7.000 mg.L
-1
e proteínas entre 350 e 500
mg.L
-1
) e um modelo, cuja composição química era bastante semelhante, diferenciando-se na
concentração de colóides. Nos experimentos com a membrana de MF, os autores observaram
uma ligeira diminuição no fluxo com o passar do tempo, atingindo-se um patamar após,
aproximadamente, 30 min. O aumento da velocidade causou aumento do fluxo, para todas as
condições de
Δ
p estudadas; este parâmetro, entretanto, não exerceu influência significativa na
retenção de DQO (em torno de 55%) e proteína (em torno de 60%). Em relação ao efeito do
pH, os autores puderam observar que o aumento deste causava a diminuição do fluxo, sendo
que este parâmetro também afetou, ligeiramente, a retenção de DQO. Os autores ainda
estudaram a combinação das membranas de MF com membranas de UF e com um sistema de
coagulação/floculação. Dos sistemas testados, a combinação MF e UF foi a que apresentou os
melhores resultados.
Os trabalhos discutidos evidenciam que o desempenho da membrana depende, além de
suas características e das condições de operações, das interações entre o soluto e a membrana
(grupos funcionais presentes, natureza de sua superfície, tamanho das moléculas de soluto) e
da presença de outros solutos (interações soluto/soluto) (SINCERO e SINCERO, 2003).
Segundo
VAN DEN BERG (1988) o declínio do fluxo através da membrana é uma das
razões mais importantes para que os PSM não sejam mais extensivamente utilizados
industrialmente.
Nas membranas de MF e UF, particularmente, o declínio no fluxo pode ser bastante
severo, atingindo percentuais de até 5% em relação ao fluxo com água pura. Nos processos de
PV e PG, entretanto, este problema é bem menos severo (M
ULDER, 1996). Na seção seguinte,
2.5.5, são apresentadas características em relação aos problemas inerentes aos PSM.
2.5.5 PROBLEMAS INERENTES AOS PSM: POLARIZAÇÃO POR CONCENTRAÇÃO E
FOULING
As alterações no desempenho da membrana podem ser causadas por dois fenômenos
diversos: a polarização por concentração e o fouling; este último engloba processos de
adsorção, a formação de camada de gel, o bloqueio de poros, os depósitos na superfície da
membrana, entre outros. Todos estes fenômenos induzem a resistências adicionais ao
transporte através da membrana. A extensão destes fenômenos é fortemente dependente das
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 55
interações entre os diferentes solutos presentes na solução, das interações membrana-solução
e das condições de operação.
Medidas que visam à redução da incidência destes fenômenos são bastante
importantes, uma vez que o declínio de fluxo pode ser responsável por perdas econômicas;
mais importante, entretanto, é o discernimento entre os fatores causadores destes fenômenos.
O diagnóstico preciso a respeito do causador das alterações na performance das membranas é
fundamental para a escolha do tratamento ideal a ser aplicado. Os fenômenos de polarização
por concentração e fouling, entretanto, nem sempre podem ser tratados de forma
independente, pois um dos fatores pode ser o causador do outro.
A polarização por concentração se deve à retenção do soluto e à passagem do
solvente: o soluto retido vai se acumulando e formando uma camada de concentração
relativamente espessa na superfície da membrana; esta camada, por sua vez, é menos
permeável ao solvente, dificultando o processo (VAN DEN BERG, 1988). A seguir, são
apresentadas as principais conseqüências deste fenômeno (MULDER, 1996).
− Diminuição na retenção: devido ao aumento da concentração de soluto na
superfície da membrana a retenção observada pode diminuir, ocorrendo,
principalmente, na separação de solutos de baixa massa molar (sais).
− Aumento na retenção: isso pode ocorrer na separação de misturas contendo solutos
macromoleculares, onde a polarização por concentração pode ter influência
decisiva na seletividade do processo; as partículas de maior massa molar retidas
acabam por formar uma camada extra na superfície da membrana, que atua retendo
um número maior de partículas menores.
− Diminuição do fluxo através da membrana: o fluxo é proporcional à força motriz
exercida sobre o processo e a constante de proporcionalidade pode ser considerada
como o inverso da soma das resistências.
Pode-se considerar a polarização bem mais severa em membranas de MF e UF, pois
nestas, o coeficiente de difusão das macromoléculas retidas, ou das partículas suspensas, é
pequeno, quando comparado aos valores aplicados aos componentes retidos nos processos de
OI, PV e PG. Além disso, o fluxo através das membranas de MF e UF é consideravelmente
maior, o que pode agravar ainda mais este fenômeno.
A fim de reduzir o fenômeno de polarização por concentração deve-se reduzir a
concentração de soluto próximo à superfície da membrana. Para tanto, algumas ações podem
ser tomadas, tais como a redução da força motriz (a velocidade com que o soluto chega até a
superfície da membrana diminui), a utilização de promotores de turbulência e/ou agitadores e
a operação com baixos fatores de concentração; o aumento da velocidade de escoamento ao
longo da membrana (remoção da camada limite), alterações na configuração do módulo
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 56
(diminuição do comprimento, aumento do diâmetro hidráulico) e o aumento da difusividade
mássica (pelo aumento da temperatura) também podem ser utilizados.
A polarização por concentração é um fenômeno dependente das condições de
operação; quando o sistema opera em estado estacionário, o fluxo através da membrana é
menor do que o existente inicialmente, mas este não diminui mais com o passar do tempo.
Entretanto, o que se observa, normalmente, em um PSM, é um declínio contínuo do fluxo,
mesmo após o estado estacionário ser atingido. Este declínio contínuo decorre de outro
fenômeno denominado fouling que é o resultado da combinação de uma série de processos
como adsorção, bloqueio de poros, formação de camada gel e deposição de soluto na
superfície da membrana. O fouling é considerado um fenômeno irreversível, pois cessada a
operação do sistema este permanece na membrana; em muitos casos pode ser removido
através de limpeza química e/ou mecânica e quando isto não é possível a membrana deve ser
descartada.
Os PSM que utilizam a diferença de pressão através da membrana como força motriz
são os mais afetados pela polarização por concentração e pelo fouling. Existem algumas
denominações para alguns tipos específicos de fouling: aquele causado pelo depósito de
materiais inorgânicos denomina-se scaling, o causado pela adsorção de moléculas orgânicas
denomina-se de fouling orgânico, o causado pela deposição de partículas coloidais denomina-
se fouling coloidal e o causado pela adesão e crescimento de microrganismos denomina-se
biofouling. Estes fenômenos são complexos e difíceis de serem descritos teoricamente, pois
dependem de vários parâmetros físicos e químicos, tais como a concentração, a temperatura, o
pH, a força iônica e a existência de interações específicas. Além disso, os diferentes tipos de
fouling geralmente ocorrem simultaneamente, um influenciando o outro.
Uma medida da tendência de fouling de um determinado sistema pode ser obtida
através da realização de “testes de fouling”, nos quais se pode medir o declínio do fluxo, em
função do tempo, operando o sistema em estado estacionário e condições de operação
constantes.
Nas duas seções seguintes – 2.5.5.1 e 2.5.5.2 – são apresentados dois métodos
comumente utilizados para a determinação e caracterização do fenômeno de fouling nos
diversos PSM. Na seção 2.5.6 são apresentadas, por sua vez, as principais ferramentas
empregadas na minimização dos efeitos causados pelo fouling.
2.5.5.1 Modelo de Hermia
Segundo S
ONG (1998), o declínio do fluxo permeado causado pelo bloqueio de poros
ocorre, na maioria dos casos, em três fases distintas. Na primeira delas, os poros são
parcialmente bloqueados pelas partículas presentes na solução de alimentação e a área efetiva
de filtração diminui, causando um declínio inicial rápido no fluxo permeado; na segunda fase,
forma-se uma camada de torta na superfície da membrana, a qual é responsável pelo aumento
da interrupção hidráulica e, conseqüentemente, por uma diminuição gradual do fluxo
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 57
permeado com o tempo. Finalmente, na terceira fase, o fluxo permeado atinge um estado
estacionário.
HERMIA (1982) sugeriu um modelo empírico baseado em um PSM operado sob
Δ
P
constante capaz de prever o mecanismo de bloqueio de poros descrito acima. Neste modelo, t
é o tempo de filtração (em s), V é o volume de permeado (em L) e k e n são constantes que
caracterizam o mecanismo do processo de filtração. A Equação 2.5 representa este modelo.
n
V
t
k
V
t
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
=
d
d
d
d
2
2
(2.5)
Esta equação pode ser utilizada como um critério para a identificação dos vários
mecanismos de bloqueio de poros que afetam os PSM, assumindo-se que o parâmetro n pode
ter quatro valores discretos: n = 2 (modelo de bloqueio completo), n = 1,5 (modelo de
bloqueio de poros padrão, no interior do poro), n = 1 (modelo de bloqueio intermediário) e n
= 0 (modelo de bloqueio de poros devido à formação de torta).
No modelo de bloqueio completo de poros (n = 2), as moléculas presentes na solução
são maiores que os poros da membrana e cada molécula bloqueia completamente um poro.
Assim, o mecanismo de fouling ocorre exclusivamente na superfície da membrana e não no
interior dos poros. Outra consideração deste modelo é que nenhuma molécula se fixa em outra
que já se encontre depositada na superfície da membrana.
No modelo de bloqueio de poros intermediário (n = 1) as moléculas presentes na
solução de alimentação possuem um tamanho bastante similar ao tamanho dos poros da
membrana; o mecanismo de fouling se dá, novamente, apenas na superfície da membrana.
Este modelo, entretanto, é mais abrangente que o anterior, pois considera a deposição das
moléculas sobre outras moléculas já aderidas à superfície da membrana. Isso significa que
nem todas as moléculas que chegam à superfície da membrana acarretam o bloqueio de um
poro. A superfície não bloqueada da membrana diminui com o tempo e, por conseqüência, a
probabilidade de uma molécula ser responsável pelo bloqueio de um poro também diminui.
No modelo de bloqueio de poros padrão (n = 1,5), as moléculas presentes na solução e
alimentação são menores que o tamanho dos poros da membrana e, por conseqüência, neste
modelo, o bloqueio se dá no interior dos poros (e não na superfície da membrana). Assim, o
volume dos poros da membrana diminui proporcionalmente ao volume de permeado gerado.
É importante salientar que este modelo considera que todos os poros da membrana possuem o
mesmo diâmetro e tortuosidade.
Quando as moléculas presentes na solução de alimentação são maiores que os poros da
membrana e a concentração destas moléculas é bastante elevada, estas passam a se depositar
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 58
na superfície da membrana e, adicionalmente, umas sobre as outras. Caracteriza-se, assim, o
modelo de bloqueio de poros devido à formação de torta na superfície da membrana (n = 0).
A Tabela 2.3 apresenta os quatro mecanismos de bloqueio de poros considerados pelo
Modelo de Hermia,a ilustração do mecanismo de fouling que ocorre em cada modelo e a
equação linearizada correspondente a cada caso; estas equações relacionam o fluxo permeado
através da membrana (J, em L.m
-2
.h
-1
) com o tempo (t, em s).
Tabela 2.3: Mecanismos de fouling considerados pelo Modelo de Hermia.
Nome do Modelo Ilustração Equação linearizada
n = 2
Bloqueio
completo
tKJJ
c
−
=
0
lnln
(2.6)
n = 1,5 Bloqueio padrão
tK
J
J
p
−=
5,0
0
5,0
11
(2.7)
n = 1
Bloqueio
intermediário
tK
JJ
i
−=
0
11
(2.8)
n = 0 Formação de torta
tK
JJ
t
−=
2
0
2
11
(2.9)
Fonte: VELA et al., 2008; LIM e BAI, 2003; MOHAMMADI et al., 2003; BOWEN et al., 1995.
Nas equações apresentadas na Tabela 2.3, J
0
representa o fluxo permeado em t = 0 e
K
c
, K
p
, K
i
e K
t
são constantes das equações.
Diversos autores utilizaram o Modelo de Hermia a fim de caracterizar o mecanismo de
fouling que ocorria em seus processos. VELA et al. (2008), investigaram os mecanismos de
fouling envolvidos na UF de uma solução de polietilenoglicol, na concentração de 5 g.L
-1
. Os
autores utilizaram uma membrana cerâmica tubular com MMC de 15 kg.kgmol
-1
(equivalente
a um tamanho nominal de poro de 4 nm) e testaram diferentes condições de processo:
velocidades de alimentação de 1, 2 e 3 m.s
-1
e
Δ
P de 0,1, 0,2, 0,3 e 0,4 MPa. Na análise da
totalidade das curvas obtidas para o fluxo permeado em função do tempo – os autores
obtiveram o melhor ajuste dos dados experimentais à equação linearizada do modelo de
formação de torta (equação 2.9), seguido pelo ajuste à equação linearizada do modelo de
bloqueio intermediário (equação 2.8). Ao analisar o ajuste de diferentes seções da curva de
volume de permeado em função do tempo ao Modelo de Hermia (equação 2.5), os autores
puderam identificar os seguintes mecanismos de fouling durante diferentes estágios dos
processos de UF: bloqueio completo, bloqueio intermediário, bloqueio devido à formação de
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 59
torta e a combinação destes mecanismos. Os autores perceberam, ainda, que o mecanismo de
fouling é dependente das condições de operação: o bloqueio de poros devido à formação de
torta, por exemplo, foi observado apenas nos processos que utilizavam o maior valor de
Δ
P e
a menor velocidade de alimentação.
JUANG et al. (2007) estudaram a relação entre o declínio do fluxo permeado e a
tendência ao fouling durante a ultrafiltração de um efluente proveniente de um parque
industrial de Taiwan. No processo de UF, os autores utilizaram uma membrana de tamanho de
poro nominal de 40 nm, um
Δ
P de 1 kg.cm
-2
, temperatura de 30 °C e v de 0,3 m.s
-1
. Os
autores observaram que o decaimento do fluxo permeado em função do tempo assemelhava-
se a um perfil exponencial e utilizaram o Modelo de Hermia a fim de obter maiores
informações a respeito de qual mecanismo de bloqueio de poros era predominante. Os dados
de filtração ajustaram-se ao bloqueio de poros padrão (n = 1,5) no estágio inicial de filtração
(até t=10 min) e ao bloqueio de poros devido à formação de torta (n = 0) no estágio final.
LIM e BAI (2003) utilizaram o Modelo de Hermia a fim de estudar os mecanismos de
fouling durante a microfiltração (com uma membrana de fibra oca de 0,1 μm) de dois
efluentes diferentes (um com moléculas maiores que o outro), provenientes de dois processos
de lodo ativado. Além disso, os autores testaram a aplicação de um novo método de limpeza
(ultrasom) e a combinação deste com outros métodos convencionais (retrolavagam e limpeza
química) a fim de restabelecer o fluxo através da membrana. Os resultados obtidos indicaram
a predominância inicial dos mecanismos de bloqueio de poros seguidos pelo decaimento do
fluxo devido à formação de torta (os autores, entretanto, não procuraram identificar qual ou
quais dos três mecanismos de bloqueio de poros ocorre especificamente). Os autores
observaram que o fluxo permeado do efluente contendo as menores moléculas foi inferior ao
fluxo permeado do outro efluente, indicando, portanto, que um mecanismo de bloqueio
padrão possa estar predominando no processo com as moléculas menores. Ao avaliar os tipos
de limpeza, os autores perceberam que o processo de ultrasom era eficiente na remoção da
torta formada, mas não no desbloqueio dos poros; a combinação dos três métodos de limpeza
resultou em uma recuperação praticamente completa do fluxo permeado.
2.5.5.2 “Testes” de Fouling através da permeabilidade da membrana à água destilada
WU et al. (2007) estudaram o fouling formado durante o tratamento do efluente gerado
na produção de óleo de palma (POME) por uma membrana plana de polissulfona, com MMC
de 20 kDa. O percentual de fouling foi calculado, através da Equação 2.10, que relaciona a
permeabilidade à água antes (DWPb, em L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
) e após (DWPa, em L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
) o
experimento com o efluente.
()
1001% ×
⎟
⎠
⎞
⎜
⎝
⎛
−=
DWPb
DWPa
Fouling
(2.10)
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 60
Os valores de DWPb e DWPa foram retirados diretamente do coeficiente angular da
reta formada pelos pontos de fluxo permeado de água destilada antes e após a passagem do
efluente versus o
Δ
P. Os autores obtiveram valores de DWPb e DWPa de, respectivamente,
23,4 L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
e 3,81 L.m
-2
.h
-1
.bar
-1
após o processo de UF em um
Δ
P de 6 bar; o
percentual de fouling obtido pelos autores foi de 83,7%.
C
HAN et al. (2002) determinaram um fluxo crítico aparente, a partir do qual a
formação de fouling em membranas de UF, utilizadas na separação de diferentes misturas
protéicas (binárias), era relevante no processo. Os experimentos foram realizados em um
sistema de fluxo cruzado, sob temperatura ambiente, com pressão de alimentação de 50 kPa e
velocidade de 0,15 m.s
-1
. As membranas de UF eram assimétricas, de celulose e com MMC
igual a 30 kDa. O fluxo crítico aparente foi determinado através da observação da linearidade
da curva entre a variação de
Δ
p e o fluxo aplicado: o último valor a partir do qual a
linearidade era mantida foi considerado como o fluxo crítico aparente. Os autores perceberam
que a retenção das proteínas de maior tamanho era determinante para o fluxo crítico aparente,
devido à formação de uma camada dinâmica pelas partículas retidas, que causava o aumento
de
Δ
p. Nos experimentos com fluxo constante, a retenção se manteve praticamente constante,
indicando a formação de condições constantes de polarização, não afetadas,
significativamente, pela formação de fouling.
2.5.6 FERRAMENTAS PARA A MINIMIZAÇÃO DOS EFEITOS DO FOULING
Devido à complexidade do fenômeno de fouling, os métodos empregados em sua
prevenção ou redução podem ser descritos, apenas, de uma forma generalizada, pois cada
sistema requer um tratamento específico. A seguir, são descritas algumas considerações gerais
a respeito das principais ferramentas para a minimização deste problema.
2.5.6.1 Pré-tratamento da solução de alimentação
As substâncias presentes na solução de alimentação podem afetar a membrana de
formas distintas: causando danos irreversíveis à estrutura física e química das membranas
(específicas para cada tipo de membrana, tais como cloro livre, oxigênio livre, presença de
microrganismos e pH, por exemplo) e/ou causando os fenômenos de fouling e polarização
por concentração.
A redução do fouling pode ser alcançada através do desenvolvimento de um pré-
tratamento adequado; dentre os pré-tratamentos empregados, podem-se citar o tratamento
térmico, o ajuste de pH, a adição de agentes complexantes, a cloração, a adsorção em carvão
ativado, a clarificação química, e, até mesmo, em alguns casos, uma pré microfiltração e/ou
uma pré ultrafiltração.
Outra medida importante é o ajuste do pH, especialmente em processos envolvendo
proteínas; segundo ELLOUZE et al. (2005), quanto mais próximo do valor de pH
2.5 PROCESSOS DE SEPARAÇÃO POR MEMBRANAS 61
correspondente ao ponto isoelétrico das proteínas envolvidas, menos solúveis estas se
encontram e mais forte é o fenômeno de adsorção, levando a uma forte tendência ao fouling.
O método e o grau do pré-tratamento necessário dependem, essencialmente, do
material de que é composta a membrana, do tipo de módulo, do grau de separação e da
qualidade do permeado necessários e da composição da solução de alimentação do sistema.
2.5.6.2 Propriedades da membrana
Uma alteração nas propriedades da membrana pode reduzir o fouling; uma distribuição
mais estreita de tamanho de poros ou o uso de membranas hidrofílicas, ao invés de
hidrofóbicas causam o mesmo efeito. Membranas carregadas negativamente também podem
reduzir o fouling, especialmente na presença de colóides carregados negativamente na
alimentação.
2.5.6.3 Módulo e condições de processo
O fouling pode ser reduzido através da diminuição do fenômeno de polarização por
concentração e este, por sua vez, pode ser reduzido, como comentado anteriormente, com
alterações nas condições de processo e na configuração do módulo.
2.5.6.4 Limpeza
O fouling pode ocorrer mesmo nos casos em que a solução de alimentação do sistema
de membranas foi submetida a um severo pré-tratamento. Desta forma, os métodos que visam
a limpeza da membrana devem sempre ser utilizados ainda que tenha se utilizado algum dos
métodos citados para a redução do fouling; a freqüência de utilização pode ser estimada
através da otimização do processo (RAUTENBACH e ALBRECHT, 1989; MULDER, 1996).
As limpezas hidráulica, mecânica e química são os métodos de limpeza mais
utilizados e a escolha do método mais apropriado para cada sistema depende, principalmente,
da configuração do módulo, do tipo de membrana, da resistência química da membrana e do
tipo de agente causador do fouling. Dentre estes métodos, a limpeza química é a mais
importante, envolvendo uma grande variedade de agentes químicos que podem ser usados
separadamente ou em conjunto. Alguns exemplos são ácidos (fortes, tal como o H
3
PO
4
, ou
fracos, tal como o ácido cítrico), bases (NaOH), detergentes (alcalinos, não iônicos), enzimas
(proteases, amilases, glucanases), agentes complexantes (EDTA), desinfetantes (H
2
O
2
,
NaOCl), vapor e gás (MULDER, 1996).
Os agentes químicos utilizados na limpeza dos módulos devem ser compatíveis com o
material da membrana e devem ser escolhidos de acordo com as substâncias causadoras do
fenômeno. Os limites das condições normais de operação (pressão, temperatura e fluxo) não
devem ser excedidos durante a operação de limpeza, a fim de evitar qualquer dano irreversível
à membrana. A concentração do reagente e o tempo de limpeza são também bastante
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 62
importantes em relação à resistência química da membrana (RAUTENBACH e ALBRECHT, 1989;
MULDER, 1996).
Diversos autores estudaram diferentes processos de limpeza para membranas
utilizadas no tratamento de efluentes com elevado teor protéico. MAARTENS et al. (1996)
estudaram a aplicação de um método enzimático para a limpeza de membranas de UF após o
tratamento de efluente de um matadouro. M
UÑOZ-AGUADO et al. (1996) estudaram a
aplicação de uma limpeza enzimática e de uma limpeza química em membranas de UF
tratando uma solução contendo albumina bovina (BSA) e soro de leite. K
IM et al. (1993)
estudaram a limpeza química de membranas de UF ao tratar efluentes de elevado teor
protéico. MADAENI et al. (2001) estudaram a aplicação de agentes químicos na limpeza de
membranas de osmose inversa, avaliando as principais condições de operação do sistema
(temperatura, velocidade de alimentação, gradiente de pressão e concentração do agente de
limpeza) a fim de otimizar o processo de limpeza. PLATT e NYSTRÖM (2007), cientes das
influências exercidas por estes parâmetros, investigaram o efeito de diferentes condições
hidrodinâmicas no processo, tais como a influência das forças cisalhantes e da existência, ou
não, de um escoamento plenamente desenvolvido. Para tanto, os autores estudaram o efeito de
diferentes tipos de tubulações de entrada e de geometrias do módulo na limpeza de
membranas utilizadas para o tratamento de uma solução de BSA. Os autores observaram uma
limpeza significativamente melhor nos processos envolvendo escoamentos completamente
desenvolvidos. Nos casos em que isso não é possível, entretanto, os autores perceberam que
uma alteração súbita na geometria da tubulação (expansão) provoca efeito semelhante.
SALLADINI et al. (2007) testaram a aplicação de operações de retrolavagem (com
diferentes níveis de freqüência e duração) durante a UF de um efluente biológico municipal a
fim de reduzir a formação do fouling. Os autores utilizaram duas membranas, com tamanho
nominal de poro de 20 e 50 nm, e observaram a influência positiva das operações de
retrolavagem, uma vez que foi obtido um aumento no fluxo permeado em todos os
experimentos, independente das condições testadas e da MMC das membranas utilizadas.
Com a membrana de 20 nm, os autores obtiveram os melhores resultados com tempos mais
curtos de retrolavagem (0,5 s a cada 1 min de operação). Para ambas as membranas,
entretanto, as condições que proporcionaram a obtenção do melhor fluxo permeado
acarretaram, também, a menor retenção de coliformes totais.
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA
Com o descobrimento da importância nutricional das proteínas e a constatação do grão
de soja como ótima fonte de proteína vegetal – uma vez que este contém cerca de 40% de
proteína – iniciou-se, por volta da década de 50, a utilização destes grãos para a produção de
uma farinha desengordurada destinada à alimentação humana. Esta produção cresce a cada dia
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 63
e estima-se que a mesma tenha atingido, no início dos anos 2000, mundialmente, mais de
1,5 milhões de toneladas de farinha desengordurada por ano.
A farinha ou o farelo de soja são obtidos através da moagem da soja desengordurada,
seguido por uma etapa de peneiramento; estes produtos possuem, aproximadamente, a
seguinte composição: 52% de proteína, 1% de óleo, 4% de fibra bruta, 28% de carboidratos e
6,5% de cinzas. A farinha ou o farelo de soja podem ser utilizados em uma ampla variedade
de produtos alimentícios, tais como sopas, doces, bebidas, sobremesas, produtos de
panificação, cereais matinais e produtos cárneos.
Esta farinha é a precursora de outros importantes produtos: a proteína texturizada de
soja (PTS), a proteína concentrada de soja (PCS) e a proteína isolada de soja (PIS).
A proteína concentrada de soja é produzida através da remoção dos carboidratos e dos
compostos voláteis presentes na farinha a fim de se obter um produto cuja concentração
protéica seja de 65 a 75% (em peso seco).
A proteína texturizada de soja, por sua vez, é obtida a partir da extrusão termoplástica
da farinha desengordurada de soja ou, até mesmo, da proteína concentrada de soja, a fim de se
obter um produto de textura semelhante à carne, com um teor protéico mínimo de 50%.
O processo de produção da proteína isolada de soja (que será discutido com maiores
detalhes na seção 2.6.2) pode ser considerado o mais complexo entre os três, uma vez que visa
à obtenção de um produto basicamente protéico, sendo aceitáveis apenas níveis de proteína
superiores a 90% (NIKOLOV e FUENTES-GRANADOS, 1999). Na seção 2.6.1 são apresentadas as
principais características das proteínas e carboidratos presentes na farinha desengordurada de
soja e na seção 2.6.3 será descrito o sistema de tratamento do efluente proveniente da
produção de isolados protéicos, objeto de estudo do trabalho.
2.6.1 CARACTERÍSTICAS DOS PRINCIPAIS CONSTITUÍNTES DA FARINHA
DESENGORDURADA DE SOJA
Conforme comentado anteriormente, a farinha desengordurada de soja é composta por
52% de proteína e 28% de carboidratos, além de uma pequena proporção de cinzas, fibras e
alguns resquícios de óleo.
Os grãos de soja possuem em sua composição dois tipos de carboidratos: os solúveis
(mono e oligossacarídeos) e os insolúveis (polissacarídeos). Os polissacarídeos representam
de 11 a 19% dos açúcares totais da farinha desengordurada de soja e podem ser estimados a
partir da concentração dos açúcares totais subtraída a concentração total de açúcares solúveis
presentes na farinha. Estes, por sua vez, têm na sucrose, na rafinose e na estaquiose seus
principais componentes (HUI, 1999).
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 64
As proteínas presentes nos grãos de soja existem, em sua grande maioria (90%), como
proteínas de armazenamento, possuem estrutura tridimensional e consistem em misturas
complexas compostas por quatro frações características, de massas molares entre 8 e 600 kDa.
A Tabela 2.4 apresenta estas quatro frações, com as massas molares correspondentes e a
proporção típica em que estas aparecem na farinha de soja (HUI, 1999; FUKUSHIMA, 2004).
Tabela 2.4: Frações protéicas presentes na farinha desengordurada de soja.
Fração % do total Massa Molar (kDa)
2 S 22 8 – 50
7 S 37 61,7 – 180
11 S 31 210 – 350
15 S 11 600
Fonte: HUI, 1999; FUKUSHIMA, 2004
Como pode ser observado nesta tabela, as frações protéicas predominantes na farinha
de soja são a 7 S e a 11 S. A principal porção da fração 7 S (β-conglycinin) é uma
glicoproteína e um trímero; consiste em pelo menos sete isômeros, resultantes de diferentes
combinações de três sub-unidades (α’, α e β, com massas molares de, respectivamente, 72, 68
e 52 kDa). Os isômeros de β-conglycinin, em função do tamanho de suas sub-unidades,
apresentam massas molares entre 126 e 171 kDa e podem causar associação ou dissociação
em função do pH e da força iônica da solução (HUI, 1999; FUKUSHIMA, 2004).
A fração 11 S (glycinin, um hexômero) é um pouco mais complexa que a fração 7 S,
constituindo-se de 12 polipeptídeos, dos quais a metade apresenta um ponto isoelétrico ácido
(massa molar entre 37 e 44 kDa), enquanto que a outra metade apresenta um ponto isoelétrico
básico (massa molar entre 17 e 22 kDa). Algumas sub-unidades ácidas e básicas encontram-se
ligadas em pares não-randômicos através de ligações bissulfídicas; estas são aparentemente
sintetizadas como proteínas de cadeia simples que, posteriormente, são modificadas por
proteólise para formar as cadeias polipeptídicas ácidas e básicas. Os hexômeros de glycinin
dissociam-se em seus constituintes (polipeptídeos, sub-unidades e meias-moléculas) em
função do pH, da força iônica e da temperatura da solução (HUI, 1999; FUKUSHIMA, 2004).
Além dessas duas frações, a farinha desengordurada de soja possui uma variedade de
outras proteínas, mas em menor concentração, tais como os inibidores de tripsina,
hemoglutininas e enzimas (urease e lipoxigenase, por exemplo) (HUI, 1999).
2.6.2 PROCESSO DE PRODUÇÃO DA PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA
O processo tradicional de produção da PIS tem no farelo desengordurado de soja sua
matéria prima básica e inicia-se com uma extração aquosa alcalina (pH 7 a 10) das proteínas e
dos carboidratos solúveis presentes. O resíduo insolúvel desta etapa, composto basicamente
por carboidratos, é removido por centrifugação; as proteínas solúveis remanescentes são,
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 65
então, precipitadas em seu ponto isoelétrico (pH 4,2 a 4,5). As proteínas precipitadas são
posteriormente separadas por centrifugação, lavadas, neutralizadas, ou não, a um pH por volta
de 7 e secas em spray dryer (HUI, 1999; NIKOLOV e FUENTES-GRANADOS, 1999).
O diagrama apresentado na Figura 2.7 esquematiza resumidamente todo o processo de
obtenção de proteínas isoladas, mostrando as frações separadas em cada etapa.
Figura 2.7: Fluxograma esquemático da produção de proteína isolada de soja.
Como pode ser observada nesta figura, a primeira etapa do processo de isolamento das
proteínas consiste na extração das mesmas. O processo de extração nada mais é que a mistura
entre a farinha e a água (solvente), mantida sob agitação, para a dispersão das proteínas
solúveis existentes na farinha e separação das fibras (compostos insolúveis). Nesta etapa, são
dispersas as frações 2 S, 7 S e uma parte da 11 S. A fração 15 S e as proteínas que sofreram
desnaturação irreversível durante o processo de produção da farinha, por sua vez, não são
separadas. Os açúcares são solubilizados junto com as proteínas, devendo ser separados na
etapa de precipitação ácida.
As condições de extração podem variar e, como conseqüencia, tem-se variações nas
frações extraídas. Estas condições podem se diferenciar em relação ao pH, à temperatura, à
granulometria da farinha, ao tipo de processo (contínuo ou batelada) e à razão sólido/água.
Após o término da etapa de extração, as proteínas dispersáveis e os açúcares encontram-se
dissolvidos na água, enquanto que a fração insolúvel (fibras, proteínas 15 S e desnaturadas,
óleo) formam sólidos em suspensão, podendo ser removidos por centrifugação.
F A R I N H A
52% proteína; 1% óleo; 4% fibra bruta; 28% carboidratos, 6,5% cinzas
E X T R A Ç Ã O
Fibra (bruta e dietéica)
Proteínas insolúveis
Proteínas desnaturadas
Óleo
P R E C I P I T A Ç Ã O
Açúcares e carboidratos
Proteínas de baixa MM
Aditivos
S E C A G E M
Proteína: 92% (b.s.)
Mat. mineral: 5%
Umidade: 3%
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 66
Os sólidos separados na primeira centrifugação ainda apresentam um determinado teor
de proteína solúvel (em torno de 40% b.s.) que é proveniente do arraste de uma parte do
líquido pelos sólidos. A fim de recuperar o máximo de proteína possível, estes sólidos podem
ser novamente misturados com água (para promover a diluição das proteínas) e sofrerem
novas centrifugações.
O licor alcalino que deixa as centrífugas possui aproximadamente 63% de proteínas
(b.s.); o restante é composto por açúcares solúveis (tanto monômeros, dímeros como
oligômeros) e matéria mineral. Para separá-los da fração protéica, utiliza-se a propriedade das
proteínas de se aglomerarem e precipitarem quando o pH do meio neutraliza as cargas que as
mantém dispersas. Este valor de pH é denominado ponto isoelétrico e para as proteínas da
soja foi determinado como 4,5. Os açúcares, por sua vez, permanecem solúveis, sendo assim
separados da parte precipitada por centrifugação.
Apesar das proteínas terem sido precipitadas após o ajuste do pH da solução
(geralmente com HCl), uma parte dos carboidratos ainda permanece misturada com elas. A
fim de separar o máximo de proteína possível, realiza-se, normalmente, uma lavagem da
fração sólida que está saindo da primeira centrifugação ácida com água potável. Nesta
lavagem, os açúcares são solubilizados, ao contrário das proteínas. Após mais uma etapa de
centrifugação, separa-se as frações sólido e líquido. A fração sólida é a fração de interesse e é
conduzida à etapa posterior de neutralização e aditivação; a fração líquida, composta por
açúcares e proteínas de baixo peso molecular, constitui o principal resíduo gerado durante o
processo de produção de PIS e é conduzido ao sistema de tratamento de efluente.
As etapas de neutralização e aditivação têm dois objetivos principais: a elevação do
pH da pasta ácida, para que a proteína novamente se disperse formando uma solução, a fim
de facilitar o processamento posterior e alterar a funcionalidade e o desempenho do produto
final; e a adição de alguns aditivos que influenciam nas características funcionais e/ou
nutricionais do produto final. Os aditivos comumente utilizados são os hidróxidos de sódio,
cálcio, magnésio e potássio, o ácido fosfórico, sulfito de sódio, a bromelina, a cisteína e o
peróxido de hidrogênio.
A última etapa no processo produtivo da PIS consiste da etapa de secagem. Esta tem
como objetivo principal a remoção de umidade da pasta protéica a fim de reduzir a atividade
de água do produto e evitar o desenvolvimento microbiano.
É importante salientar que a desnaturação protéica inicia-se em temperaturas acima de
65 – 70 ºC. A temperatura do produto durante a secagem, assim como o tempo necessário
para atingir a umidade final desejada devem, portanto, ser suficientemente baixos para evitar a
desnaturação protéica, mas altos o suficiente para que o processo ocorra de forma adequada,
sendo o secador do tipo spray dryer o mais indicado. Neste tipo de secagem, um fluido
líquido é transformado em produto seco em um único estágio. Para tal, o fluido necessita ser
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 67
atomizado em gotículas de diâmetro muito pequeno para que ocorra um aumento significativo
na sua área superficial. Com isso, os processos de transferência de calor e massa em todas as
gotículas são essencialmente convectivos até o final da secagem, evitando a etapa de difusão.
2.6.3 SISTEMA INDUSTRIAL DE TRATAMENTO DO EFLUENTE PROVENIENTE DA
PRODUÇÃO DE ISOLADOS PROTÉICOS
O efluente gerado na produção de isolados protéicos a base de soja é composto,
basicamente, por proteínas e carboidratos solúveis em meio aquoso, atingindo elevados
valores de DQO, além de altos teores de nitrogênio. Sendo assim, este efluente exige um
sistema de tratamento bastante qualificado a fim de que os parâmetros exigidos pela
legislação ambiental sejam alcançados.
Um sistema típico de tratamento do efluente proveniente da produção de isolados
protéicos a base de soja – por conveniência, aquele que está sendo abordado neste estudo –
envolve, atualmente, um sistema primário, um sistema secundário anaeróbio e um sistema
secundário aeróbio de tratamento; um fluxograma esquemático completo deste sistema está
apresentado no Anexo A. Nesta seção, será dada ênfase à descrição do sistema primário
industrial, uma vez que este é o principal objeto deste trabalho.
O sistema primário industrial em estudo envolve três etapas distintas: um reator
anaeróbio acidogênico primário, um reator tubular e um sedimentador primário. Um
fluxograma esquemático deste sistema pode ser observado na Figura 2.8. Esta figura contém,
ainda, os pontos de coleta de amostras (P1, P2(I) e P3(I)) que serão amplamente utilizadas no
presente trabalho.
Como pode ser observado nesta figura, a primeira etapa do sistema primário é
composta por dois reatores anaeróbios acidogênicos (RAA I e RAA II), que operam em série
e cujo principal objetivo é a insolubilização de parte das proteínas presentes no efluente, para
posterior remoção. Este processo baseia-se na hidrólise dos biopolímeros complexos presentes
no efluente – predominantemente carboidratos e proteínas – pela ação das bactérias
acidogênicas. Conforme explicado na seção 2.4.1, essas bactérias degradam os carboidratos e
proteínas em açúcares e aminoácidos, respectivamente, gerando H
2
, CO
2
e AOV, sendo o
acético, o propiônico e o butírico os mais comuns. Uma vez que a hidrólise dos carboidratos
se dá mais rapidamente do que a das proteínas, os carboidratos são prontamente convertidos
em açúcares solúveis (BEAL, 1995; CAMPOS, 1999), fazendo com que as proteínas sejam,
praticamente, os únicos compostos insolúveis no meio. Outro fator que torna mais rápida a
hidrólise dos carboidratos em detrimento da hidrólise protéica é o pH do sistema, por volta de
4,5. Estudos conduzidos por HANAKI e MATSUO (1986) comprovaram que o pH que favorece
a degradação dos carboidratos encontra-se entre 4,5 e 7,0, mas o pH ideal para a hidrólise
protéica encontra-se entre 6,0 e 7,0.
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 68
Figura 2.8: Sistema primário industrial de tratamento do efluente proveniente da produção de
isolados protéicos.
A biodigestão nos RAA, que possuem um volume de 600 m³, ocorre entre 48 e 50 °C,
sob constante agitação mecânica; durante o processo, o pH do efluente, que inicialmente era
em torno de 4,3, reduz-se para um valor em torno de 3,7, sendo que o tempo de residência
aproximado do efluente nestes reatores é de 6 h.
Nesta etapa, praticamente, não há redução da carga orgânica do efluente; o que ocorre
é a preparação deste para as fases subseqüentes, ou seja, as proteínas são insolubilizadas, para
que possam ser posteriormente removidas.
Saindo do RAA primário, o efluente entra em um reator tubular que consiste em uma
serpentina de tubos, onde o fluxo é empistonado desde a entrada até a saída. Neste reator,
busca-se a coagulação e floculação das partículas a fim de otimizar a sedimentação das
mesmas, aumentando assim, a eficiência do sedimentador primário. Esse processo se dá
através da adição, nesta ordem, de três produtos químicos diferentes: soda, cloreto férrico
(0,6 – 0,7 L.m
-3
de efluente) e polímero aniônico (Mafloc 2990 A, poliacrilamida de elevada
massa molar, 1 – 2 L.m
-3
). A soda tem a finalidade de elevar o pH para 4,5, que é o ponto
isoelétrico das proteínas do efluente, ou seja, o valor de pH que ocasiona a precipitação das
mesmas (SCHNEIDER et al., 1995); os outros dois produtos visam a agregação das partículas
de proteína e a formação de flocos maiores, facilmente sedimentáveis.
A fim de aumentar a eficiência do processo, a serpentina de tubos possui, inicialmente,
um diâmetro reduzido que proporciona uma rápida mistura do efluente com a soda e o cloreto
férrico. A partir da adição do polieletrólito, o diâmetro dos tubos aumenta, diminuindo a
velocidade de agitação, para que não ocorra o rompimento dos flocos formados.
RAA I RAA II
Lodo
Clarificado
NaOH
FeCl
3
Polímero
PIS Planta I
PIS Planta II
Sedimentador
Pasta Protéica
Tratamento
Secundário
Reator
Tubular
Centrífugas
P1
P2(I)
P3(I)
2.6 PROTEÍNA ISOLADA DE SOJA 69
Após a formação dos flocos, o efluente segue para o sedimentador primário que tem
formato circular, possui fundo cônico e é dotado de pás raspadoras de superfície e fundo.
Neste equipamento, os flocos anteriormente formados sedimentam e ocorre a separação do
efluente em duas fases: o clarificado, de reduzida carga orgânica, e o lodo sedimentado. O
efluente clarificado segue para o tratamento posterior e o lodo sedimentado segue para dois
tanques de armazenamento que alimentam três centrífugas horizontais cujo objetivo é a
concentração do lodo e a produção de uma pasta protéica utilizada como fertilizante.
Encerra-se, assim, o sistema primário de tratamento de efluentes e o mesmo é, a partir
daí, conduzido ao sistema secundário anaeróbio de tratamento. Este é operado no modo de
separação de fases e é composto por um reator anaeróbio acidogênico (semelhante ao RAA
primário, mas com um tempo de residência um pouco mais elevado) e três reatores anaeróbios
metanogênicos do tipo UASB com recirculação interna, que operam em paralelo. Após o
tratamento secundário anaeróbio, um sedimentador lamelar remove o lodo fino anaeróbio
enviando-o também para centrífugas e formação de pasta protéica; o clarificado do
sedimentador lamelar é enviado ao tratamento secundário aeróbio.
CAPÍTULO 3
M
ATERIAIS E MÉTODOS
O presente capítulo apresenta os materiais e métodos utilizados neste estudo e
encontra-se dividido em cinco seções: a seção 3.1 apresenta como foi feita a caracterização do
efluente industrial; na seção 3.2 pode-se entender como foi desenvolvido o sistema primário
de bancada para reproduzir, da melhor maneira possível, o sistema primário industrial; a seção
3.3 e a seção 3.4 apresentam os procedimentos adotados para o a avaliação de duas
alternativas de pré-tratamento do efluente bruto industrial: com membranas de UF e com um
agente químico comercial a base de sílica. Por fim, a seção 3.5 apresenta uma descrição dos
métodos e equipamentos utilizados nas análises químicas e físico-químicas realizadas. Vale
ressaltar que todos os reagentes utilizados são de grau analítico, exceto quando mencionada a
procedência.
3.1 CARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE INDUSTRIAL
Com a finalidade de determinar as principais características do efluente estudado,
realizaram-se análises periódicas de temperatura, pH, DQO, teor protéico (PROT), SST e
SSV no efluente bruto industrial, no efluente após a biodigestão anaeróbia e no efluente após
a passagem pelo sistema primário industrial existente (efluente clarificado). Estes três pontos
de coleta podem ser observados na Figura 2.8 e se caracterizam, respectivamente, pela
seguinte nomenclatura: P1, P2(I) e P3(I). Os métodos de análise utilizados nesta etapa
seguiram as normas contidas no Standard Methods (EATON et al., 1995) e encontram-se
descritos, detalhadamente, na seção 3.5.
Para as análises de temperatura e pH foram coletadas amostras simples a cada dois
dias, duas vezes ao dia, durante três semanas (de segunda a sexta). A análise destes
parâmetros foi realizada imediatamente após a coleta das amostras, no laboratório da Estação
de Tratamento de Efluentes da empresa.
3.2 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA 71
As análises de DQO e teor protéico foram realizadas a cada dois dias durante três
semanas. Para tanto, utilizou-se o método de amostragem composta (a fim de se ter uma idéia
geral e não pontual da DQO inicial do efluente), com o auxílio dos operadores da Estação de
Tratamento de Efluentes, que coletavam, dentro do mesmo frasco coletor, duas amostras por
turno, totalizando seis coletas diárias (para uma mesma amostra). Estas amostras eram
conservadas sob refrigeração (4 °C), por um período máximo de 20 dias, após serem
acidificadas até pH 2,0, com H
2
SO
4
. Todas estas análises foram realizadas pela pesquisadora,
no laboratório da Estação de Tratamento de Efluentes da empresa.
As análises de sólidos também foram realizadas a cada dois dias durante três semanas.
As amostras coletadas (do tipo simples) foram analisadas no menor período de tempo possível
após a coleta, adotando-se a conservação das mesmas sob refrigeração por no máximo 5 dias.
Todas estas análises desta etapa do trabalho também foram realizadas pela pesquisadora, no
laboratório da Estação de Tratamento de Efluentes da empresa.
Segundo SCHNEIDER et al. (1995), a determinação do teor de carboidratos (CARB)
presentes no efluente pode ser estimada por diferença: subtraem-se da massa de sólidos totais
do efluente as massas de proteína e de cinzas (sólidos fixos).
3.2 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM
ESCALA DE BANCADA
O principal objetivo deste trabalho consiste em avaliar o comportamento do sistema
primário industrial ao tratar um efluente diferente do efluente bruto industrial, ou seja, um
“novo” efluente gerado em dois processos alternativos de pré-tratamento. Esta avaliação,
entretanto, deve ser feita, primeiramente, em escala de bancada e, para tanto, é necessário o
desenvolvimento de um sistema primário industrial de bancada que reproduza, o mais
próximo possível, o comportamento do sistema industrial ao tratar o efluente bruto.
O sistema de bancada é constituído de um reator anaeróbio operando no modo de
batelada e contém as demais etapas do sistema primário industrial. Este sistema, bem como o
procedimento de inoculação, operação e controle dos gases gerados durante o processo
encontram-se descritos a seguir, nas seções 3.2.1, 3.2.2, 3.2.3 e 3.2.4.
Neste sistema foram realizados os testes com o efluente bruto coletado da planta
industrial e os testes com os “novos” efluentes gerados com os pré-tratamentos estudados; os
resultados obtidos foram, então, comparados e uma avaliação completa sobre o
comportamento do sistema primário ao tratar cada efluente pôde ser realizada.
3.2 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA 72
3.2.1 DESCRIÇÃO DO SISTEMA
O sistema de bancada utilizado pode ser observado na fotografia da Figura 3.1. Este é
composto por um reator anaeróbio de vidro (I) com volume total de 2,4 L (16 cm de diâmetro,
12 cm de altura), agitado magneticamente (II), imerso em um banho para controle da
temperatura (III) e acoplado a um sistema coletor e medidor da vazão dos gases gerados
durante o processo (IV).
Figura 3.1: Sistema primário de bancada utilizado na reprodução do sistema industrial, onde
(I) reator, (II) agitador magnético, (III) banho termostático, (IV) sistema coletor de gases.
3.2.2 INOCULAÇÃO
O inóculo para os experimentos da etapa de digestão anaeróbia acidogênica foi obtido
diretamente da biomassa microbiana presente no interior dos RAAs industriais. Para tanto,
coletou-se em torno de 5 L de amostra do interior do RAA industrial e centrifugou-se a
10.000 rpm, por 6 min, separando-se o lodo do efluente clarificado. Utilizou-se como inóculo,
portanto, 180 mL deste lodo.
3.2.3 OPERAÇÃO E CONTROLE
O procedimento inicial de cada experimento consistiu na coleta da amostra a ser
digerida: efluente industrial ou permeado; no caso do efluente industrial esta coleta foi
realizada diretamente na tubulação de entrada do sistema primário industrial (P1). O volume
de efluente bruto adicionado no reator de bancada foi de 1.800 mL.
Após o sistema (reator contendo a amostra) atingir a temperatura desejada (48 °C),
adicionou-se os 180 mL de inóculo para dar início ao experimento. Sob agitação, retirou-se
uma amostra para controle do pH, alcalinidade, produção de AOV, sólidos, DQO e PROT e
lacrou-se o reator para reprodução das condições anaeróbias. Os métodos adotados para as
análises citadas encontram-se descritos na seção 3.5.
( I )
( III )
( II )
( IV )
3.2 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA 73
A duração da etapa de digestão anaeróbia no sistema de bancada foi, em cada
experimento, de 6 h. Periodicamente – a cada 30 min, para controle de pH (20 mL) e a cada
60 min, para controle de alcalinidade e AOV (40 mL) – retiravam-se amostras do efluente do
interior do reator, através da rápida abertura do sistema (em torno de 5 s). Esta rápida abertura
não prejudicava a anaerobiose do reator, visto que havia também a presença de
microrganismos facultativos no interior do reator anaeróbio, que rapidamente consumiam o
pouco oxigênio que entrava no reator.
Após a etapa de digestão anaeróbia foram adicionados os produtos anteriormente
citados para a precipitação protéica, reproduzindo-se o reator tubular através de uma agitação
primária rápida e uma posterior agitação lenta. Aguardou-se, então, 1 h para que os sólidos
precipitados sedimentassem.
Após cada experimento, foram realizadas as análises de DQO, SST/SSV e PROT, a
fim de observar o comportamento do sistema em quatro etapas do tratamento: efluente bruto
(P1), início do processo de digestão anaeróbia de bancada (efluente + inóculo, P2i(B)),
efluente proveniente do reator anaeróbio de bancada (P2f(B)) e clarificado resultante da
sedimentação dos sólidos (P3(B)). As análises realizadas são apresentadas na seção 3.5.
3.2.4 CONTROLE DA GERAÇÃO DOS GASES DURANTE DIGESTÃO ANAERÓBIA
Durante cada experimento, monitorou-se o volume de gás gerado durante a digestão
anaeróbia através do Método Volumétrico (EATON et al., 1995). Em alguns experimentos (6
durante a digestão anaeróbia do efluente bruto e 4 durante a digestão anaeróbia do permeado)
mediu-se o volume de gás metano gerado durante o experimento; na maioria deles (11 durante
a digestão anaeróbia do efluente bruto e 5 durante a digestão anaeróbia do permeado),
entretanto, mediu-se a produção de gás total.
Para a medição apenas do gás metano, deve-se garantir que todos os demais gases
sejam solubilizados antes da medição final e isso pode ser garantido por meio do transporte do
gás através de um meio bastante alcalino: o metano é um gás muito pouco solúvel em água
nas condições ambientais (2,86 mL.L
-1
a 20 °C) enquanto que outros gases, tal como o
dióxido de carbono (1770 mL.L
-1
a 20 °C), são muito mais solúveis; além disso, a
solubilidade de outros gases varia com o pH do meio, tornando-se ainda mais solúvel quanto
maior a alcalinidade (SOARES e ZAIAT, 2005). Assim, conforme pode ser observado na
Figura 3.1, o sistema medidor de gás metano foi formado por uma coluna recheada com
cápsulas de NaOH e por uma solução básica (KOH 50%) contendo um indicador. Isso
garantiu a dissolução dos demais gases presentes no ambiente alcalino e a medida única do
volume de metano gerado no reator. Esse meio alcalino foi ligado a uma proveta graduada,
que indicava a quantidade de gás produzido (N
ETO, 1992).
3.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF 74
Para a medida da quantidade de gás total produzida durante os experimentos,
suprimiu-se o sistema alcalino, ligando a saída de gás diretamente na proveta graduada.
3.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF
Nesta etapa, o objetivo foi a avaliação da utilização de três membranas cerâmicas
tubulares de ultrafiltração no pré-tratamento do efluente bruto industrial. A fim de avaliar o
desempenho de cada membrana na remoção da carga orgânica do efluente bruto, análises de
DQO, SST/SSV e PROT foram realizadas em amostras do efluente bruto e do permeado
recolhidas em cada experimento. Parâmetros tais como o fluxo permeado, a retenção e a
formação dos fenômenos de polarização por concentração e fouling também foram avaliados.
A seguir, nas seções 3.3.1, 3.3.2 , 3.3.3 e 3.3.4 são apresentados, respectivamente, as
membranas estudadas, o sistema de membranas utilizado, os testes realizados e os
procedimentos para a limpeza das membranas.
3.3.1 MEMBRANAS DE UF
As três membranas estudadas foram fornecidas pela ANDRITZ Separation, Indústria e
Comércio de Equipamentos de Filtração Ltda.; a Folha de Dados destas membranas encontra-
se no Anexo B.
Foram utilizadas três membranas cerâmicas, tubulares, que diferem entre si em função
de sua massa molar de corte (MMC): 50 kDa, 20 kDa e 5 kDa. Estas membranas possuem
250 mm de comprimento, diâmetros internos e externos de, respectivamente, 6 e 10 mm e,
portanto, uma área de permeação de 0,0047 m
2
.
3.3.2 SISTEMA DE MEMBRANAS
O sistema de membranas utilizado é mostrado, esquematicamente, na Figura 3.2. A
Figura 3.3 mostra uma fotografia deste mesmo sistema. Este sistema é constituído pelos
seguintes equipamentos e acessórios:
− um tanque de alimentação (4) com 26 L de capacidade, com sistema de
aquecimento por serpentina ligado a um banho (HAAKE DC-30) para
controle da temperatura;
− uma bomba de deslocamento positivo (PROCON) (5) que transporta o fluido
(água ou efluente) através da tubulação;
− um pré-filtro (7) (Hidro Filter, Hidro Filtros do Brasil Ind. E Com. Filtros
Ltda., tamanho nominal de poros de 1 μm) cujo objetivo é a retenção de
partículas suspensas que possam incrustar na membrana;
3.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF 75
Figura 3.2: Fluxograma esquemático do sistema de membranas. (1) Módulo de membrana,
(2) Manômetro, (3) Válvula do tipo gaveta, (4) Tanque de alimentação, (5) Bomba de
deslocamento positivo, (6) Válvula do tipo agulha, (7) Pré-filtro, (9) Manômetro, (10) Tanque
para recolhimento do permeado e (11) retorno da corrente de concentrado.
Figura 3.3: Fotografia do sistema de membranas. (1) Módulo de membrana, (4) Tanque de
alimentação, (5) Bomba de deslocamento positivo, (7) Pré-filtro, (10) Corrente de permeado,
(11) Corrente de concentrado, (C1) Retorno de concentrado, (C2) Coleta do concentrado, (P1)
Retorno do permeado e (P2) Coleta do permeado.
− a membrana tubular encontra-se no interior do módulo (1) de aço inox
(também fornecido pela ANDRITZ Separation Indústria e Comércio de
Equipamentos de Filtração Ltda.), com escoamento tangencial;
− o fluido que atravessa a membrana divide-se em duas correntes: uma de
permeado (10) e outra de concentrado (11), a qual retorna para o tanque de
alimentação;
4
5
7
1
10
10
11
11
C2
P2
P1
C1
3.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF 76
− dois manômetros (Aquila Tecnologia, com escala até 10 bar), um posicionado
na entrada do módulo (9) e outro na saída do concentrado (2), que indicam a
perda de carga da corrente de alimentação durante o escoamento;
− o controle de pressão se dá através de duas válvulas (6, do tipo agulha) e (3,
do tipo gaveta). A linha de recirculação, além de controle da pressão tem
também o objetivo de controlar a velocidade de escoamento do fluido.
As tubulações C e P que aparecem na Figura 3.3 permitem que o sistema seja operado
no modo de reciclo total, com o retorno do concentrado (C) e/ou do permeado (P) ao tanque
de alimentação (C1 e P1), ou no modo batelada, quando o permeado (P2) é removido do
sistema, ou no modo de passagem única quando ambos, o permeado e o concentrado (C2 e
P2), são recolhidos do sistema.
3.3.3 TESTES REALIZADOS
As seções a seguir descrevem os testes realizados na avaliação da aplicação de
membranas de UF no pré-tratamento do efluente bruto da produção de isolados protéicos.
3.3.3.1 Experimentos de caracterização em relação ao fluxo permeado de água
Primeiramente, a fim de caracterizar as três membranas utilizadas, bem como avaliar o
funcionamento do sistema, foi realizada a determinação do fluxo permeado de água destilada
de cada membrana em diferentes pressões. Para tanto, alimentou-se o sistema com água
destilada – sob temperatura constante de 25°C e velocidade de alimentação de 2,4 m.s
-1
– e
variou-se a pressão transmembrana entre 1 e 8 bar. A fim de garantir o estado estacionário,
em cada mudança de pressão, a água destilada circulou por 15 min no sistema; após, mediu-se
o tempo necessário para a coleta de 40 mL de permeado.
3.3.3.2 Experimentos com o efluente bruto
Após os testes preliminares de caracterização, pôde-se partir para a realização de
experimentos com o efluente bruto como solução de alimentação.
Primeiramente, foi determinado o fluxo permeado de efluente de cada membrana, de
modo semelhante ao apresentado anteriormente, no modo de operação de reciclo total com o
objetivo de determinar o fluxo limite e a melhor pressão de operação. A seguir, determinou-
se a eficiência de cada uma das membranas na diminuição da DQO e dos sólidos presentes no
efluente bruto, bem como na retenção das proteínas presentes, através de técnicas analíticas
adequadas – descritas na seção 3.5 – realizadas nas amostras de efluente bruto e de permeado
recolhidas durante os experimentos.
Vale lembrar que o efluente bruto em estudo, proveniente da produção de isolados
protéicos a base de soja, é composto, basicamente, por carboidratos e proteínas solúveis em
3.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE COM MEMBRANAS DE UF 77
meio aquoso e que a massa molar das proteínas presentes neste efluente se encontra na faixa
de 8 a 50 kDa, conforme explicado na seção 2.6.
3.3.3.3 Experimentos de compactação das membranas
Testes avaliando a existência ou não do fenômeno de compactação das membranas
estudadas também foram realizados. Nestes testes, mediu-se o fluxo permeado de água
destilada (sob temperatura de 25 °C e velocidade de alimentação de 2,4 m.s
-1
) com a pressão
variando, em ordem crescente, de 1 a 8 bar. Quando o
Δ
P máximo foi atingido (8 bar),
manteve-se o sistema sob esta pressão e mediu-se o fluxo a cada 5 min até que este não
variasse mais com o tempo. Atingido o equilíbrio, variou-se novamente o
Δ
P do sistema,
desta vez em ordem decrescente (de 8 a 1 bar), medindo-se novamente o fluxo permeado de
água destilada em cada valor de
Δ
P.
3.3.3.4 Experimentos de determinação do fator de concentração
Outra série de experimentos realizados visou à determinação do Fator de
Concentração (FC) de cada membrana. Este pode ser estimado através da Equação 3.1 e
constitui-se de uma variável limitante do processo, uma vez que está diretamente ligado ao
fluxo permeado: quanto maior a concentração da solução, menor o fluxo permeado.
()
F
VV
V
FC
−
=
0
0
(3.1)
Nesta equação, V
0
e V
F
são, respectivamente, o volume inicial da solução de
alimentação (em L) e o volume de permeado produzido (em L). Nesta série de experimentos,
não se trabalhou com o modo de operação de reciclo total, uma vez que todo o permeado
gerado era removido do sistema.
Cabe salientar que todos os experimentos que utilizaram efluente como solução de
alimentação foram conduzidos a 48 °C a fim de simular as condições industriais.
3.3.3.5 Experimentos para determinar a tendência de fouling das membranas
A fim de avaliar a tendência ao fouling apresentada por cada membrana nas condições
experimentais, realizaram-se testes, em triplicata, que consistiam na medida de diminuição do
fluxo permeado de água destilada após a passagem do efluente pela membrana. Para tanto,
ambientou-se o sistema com água destilada por 15 min (pressão transmembrana de 6 bar,
velocidade de escoamento de 2,4 m.s
-1
) e, após este tempo, mediu-se o fluxo permeado;
removeu-se a água do sistema e alimentou-se o mesmo com efluente bruto, nas mesmas
condições de operação; operou-se o sistema no modo reciclo total por 4 h. Após este tempo,
substituiu-se novamente a alimentação por água destilada e mediu-se novamente o fluxo
permeado de água destilada, nas mesmas condições operacionais.
Nestes experimentos, a diferença entre o fluxo permeado de água destilada antes e
após a passagem do efluente pelo sistema de membranas indica, diretamente, a tendência de
3.4 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 78
fouling de cada membrana, uma vez que a diminuição do fluxo causada pelo fenômeno de
polarização por concentração cessa no momento em que se remove o efluente do sistema.
3.3.4 LIMPEZA DAS MEMBRANAS
A fim de restituir as características de fluxo e retenção de cada membrana após cada
experimento, bem como prevenir o desenvolvimento de microrganismos no sistema, adotou-
se o procedimento de limpeza química indicado pelo fabricante das membranas. Este
procedimento foi realizado sob temperatura de 65 °C,
Δ
P de 1 bar e velocidade máxima de
alimentação e consistiu nas seguintes etapas:
− enxágüe do sistema com água destilada para remoção da solução residual do
processo de concentração; este procedimento foi realizado até que o permeado
se apresentasse visualmente limpo;
− limpeza alcalina com hidróxido de sódio (5 g.L
-1
) por 30 min, para remoção
dos contaminantes orgânicos;
− enxágüe com água destilada por 15 min para remoção da solução alcalina;
− limpeza ácida com ácido cítrico (5 g.L
-1
) por 30 min, para a remoção dos
contaminantes inorgânicos;
− enxágüe com água destilada por 15 min para remoção da solução ácida.
3.4 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO
A BASE DE SÍLICA
Esta etapa do trabalho envolveu o estudo da aplicação de um novo agente químico
comercial a base de sílica no pré-tratamento do efluente bruto a fim de melhorar o sistema
primário de tratamento de efluentes.
Conforme comentado anteriormente, o sistema primário de tratamento industrial
utiliza, atualmente, um mecanismo de coagulação / floculação após uma etapa inicial de
digestão anaeróbia. Esse sistema foi adotado a partir de estudos preliminares nos quais foi
comprovada a ineficiência da utilização de reagentes químicos comumente utilizados para
este fim na coagulação / floculação do efluente bruto, em função da solubilidade dos
compostos presentes (S
CHNEIDER et al., 1995). Neste estudo, avaliou-se a aplicação do agente
químico a base de sílica diretamente no efluente bruto, uma vez que este agente vem
apresentando excelentes resultados na floculação / coagulação de efluentes com elevados
teores protéicos provenientes de indústrias frigoríficas.
3.4 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 79
Avaliou-se, primeiramente, a concentração de produto a ser utilizada, bem como o tipo
e concentração de polímero (catiônico ou aniônico) que melhor se adapta a este agente. Para
tanto, em diversos experimentos de Testes de Jarros, amostras de efluente bruto (2 L) foram
tratadas com diferentes volumes do produto (50 – 250 ppm) e diferentes volumes e tipos de
polímeros (catiônico: 0 – 20 ppm e aniônico: 0 – 10 ppm) e deixadas em repouso a fim de que
os sólidos precipitados sedimentassem. É importante salientar que estes intervalos de
concentração foram escolhidos em função das recomendações do fabricante do produto
estudado. Os polímeros comerciais utilizados foram o polieletrólito aniônico Mafloc 2990 A e
o polímero catiônico Mafloc 170 C. A Tabela 3.1 apresenta as concentrações das soluções de
agente e polímeros utilizadas nos experimentos.
Tabela 3.1: Concentrações das soluções de agente químico (AQ), polímero catiônico (PC) e
polímero aniônico (PA) avaliadas nos Testes de Jarros, segundo recomendações do fabricante.
Agente Químico
(AQ)
Polímero Catiônico
(PC)
Polímero Aniônico
(PA)
Concentração da
Solução (mg.L
-1
)
0,8 0,1 0,1
Concentração
utilizada (ppm)
50 – 150 – 250 0 – 10 – 20 0 – 5 – 10
Volume (mL, em
jarro de 2 L)
12,5 – 37,5 – 62,5 0 – 20 – 40 0 – 10 – 20
Estes experimentos foram realizados no laboratório da Estação de Tratamento de
Efluentes da empresa, imediatamente após a coleta das amostras, na temperatura do efluente
bruto (48 °C). O procedimento utilizado encontra-se descrito a seguir:
− coleta do efluente diretamente da tubulação de entrada no sistema;
− 3 min de espera para separação da espuma;
− coleta do efluente do fundo do recipiente (sem espuma);
− adição de 2 L de efluente nos jarros;
− adição dos reagentes químicos, sob intensa agitação, na seguinte ordem:
agente químico, polímero catiônico, polímero aniônico (30s de intervalo);
− 1 min de espera, sob agitação lenta, para formação dos flocos;
− 20 min de espera, sem agitação, para sedimentação;
− coleta do efluente clarificado.
3.5 ANÁLISES QUÍMICAS E FÍSICO-QUÍMICAS REALIZADAS 80
A fim de determinar a melhor combinação destes parâmetros, foram realizadas
análises de pH, SST, DQO e PROT (seguindo os métodos apresentados na seção 3.5), no
efluente bruto e no efluente clarificado, para cada experimento.
Testes avaliando a influência da variação do pH do efluente bruto na eficiência do
agente químico estudado também foram realizados. Para tanto, ajustou-se o pH do efluente
bruto aos valores de 3,50, 4,25 e 5,00 com NaOH e H
2
SO
4
5 gmol.L
-1
antes da adição dos
agentes químicos. Além disso, testes utilizando cloreto férrico e polímero aniônico também
foram realizados para fins de comparação.
A Figura 3.4 apresenta uma fotografia do sistema utilizado para a realização dos
Testes de Jarros. Nesta figura, estão apresentadas três etapas do experimento: (a) o início do
experimento (antes da adição dos produtos químicos); (b) o momento em que a agitação era
desligada (1 min após a adição dos produtos) e (c) após 20 min de sedimentação dos sólidos.
Figura 3.4: Fotografia dos
Testes de Jarros realizados a fim de avaliar as concentrações de agente
químico e polímeros no pré-tratamento do efluente bruto, onde (a) início do experimento, (b) após
adição dos reagentes químicos e (c) final do experimento.
3.5 ANÁLISES QUÍMICAS E FÍSICO-QUÍMICAS REALIZADAS
As análises realizadas durante este trabalho seguiram as normas contidas no Standard
Methods (E
ATON et al., 1995); os métodos e equipamentos utilizados são descritos a seguir.
3.5.1 PH
Para a medida do pH das amostras de efluente utilizou-se um pHmetro da marca Hach,
modelo Sension 3, calibrado com as soluções padrões indicadas pelo fornecedor.
3.5.2 DQO
Para a análise da DQO do efluente utilizou-se o método fotométrico, por este possuir
aplicabilidade a diferentes amostras e por sua facilidade de manipulação (EATON et al., 1995).
3.5 ANÁLISES QUÍMICAS E FÍSICO-QUÍMICAS REALIZADAS 81
Para a realização destas análises, na etapa de caracterização do efluente industrial,
adotou-se o método de coleta composta de amostras; nas demais etapas do trabalho, adotou-se
o método de coleta simples. Para fins de conservação, as amostras coletadas foram
acidificadas até pH 2,0, com ácido sulfúrico e mantidas sob refrigeração (4 °C).
A seguir encontram-se listados os materiais e equipamentos utilizados nesta análise.
− Kit Merck para análise de DQO através do método fotométrico;
− solução A (1.14679.0495) a base de mercúrio (II) sulfato e ácido sulfúrico;
− solução B (1.14680.0495) a base de dicromato de potássio e ácido sulfúrico;
− thermoreaktor TR-300, Merck;
− espectrofotômetro SQ 118, Merck.
A análise consistiu na diluição da amostra a ser analisada até que esta atingisse um
valor de DQO de até 10.000 mg.L
-1
; 1,0 mL da amostra diluída foi adicionada em cada frasco,
em duplicata; adicionou-se, a seguir, 2,2 mL da solução A e 1,8 mL da solução B; os tubos
foram, então, levados ao termorreator, previamente aquecido, onde ficaram por duas horas na
temperatura de 148 °C.
Completada a digestão, retiraram-se as amostras, deixando-as esfriar até a temperatura
ambiente (em torno de 40 min). Quando resfriadas, os valores de DQO das amostras foram
lidos no espectrofotômetro.
Para a análise do teor de DQO solúvel, filtraram-se as amostras com filtros circulares,
Whatman, GF/C 90 e procedeu-se com a mesma metodologia descrita anteriormente.
3.5.3 TEOR PROTÉICO
Para a determinação do teor protéico das amostras utilizou-se também o método
fotométrico, conforme descrito no Standard Methods (EATON et al, 1995). Para tanto,
utilizou-se o Kit 1.14763.0001 da Merck, para análise de nitrogênio orgânico total na faixa de
10 a 150 mg.L
-1
. A fim de calcular o teor protéico a partir do teor de nitrogênio determinado
em análise, o fator de multiplicação utilizado para a razão nitrogênio-proteína foi de 6,25
(SCHNEIDER et al., 1995).
O procedimento de análise consistiu na diluição da amostra até que esta atingisse uma
DQO de até 7.000 mg.L
-1
; adição de 1 mL da amostra diluída em um frasco contendo 9 mL de
água destilada; adição de 2 conchas do reagente N-1K (peróxidisulfato de potássio); adição de
6 gotas do reagente N-2K (hidróxido de sódio); digestão por 90 min a 100 °C; repouso até
atingir temperatura ambiente; coleta de 1 mL do sobrenadante deste tubo e adição deste
3.5 ANÁLISES QUÍMICAS E FÍSICO-QUÍMICAS REALIZADAS 82
volume em outro tubo do Kit já contendo solução de ácido sulfúrico e fosfórico; adição de
1 mL do reagente N-3K; repouso de 10 min; leitura em espetrofotômetro.
O sistema de amostragem, o termorreator e o espectrofotômetro utilizado nestas
análises foram os mesmos descritos na seção 3.5.2.
Novamente, para a análise do teor de PROT solúvel, filtraram-se as amostras com
filtros circulares, Whatman, GF/C 90 e procedeu-se com a mesma metodologia descrita
anteriormente.
3.5.4 SST E SSV
Para as análises de SST e SSV foi utilizado um sistema de filtração a vácuo (filtros
circulares, Whatman, GF/C 110) uma balança analítica (Sartorius, modelo BP3100P, com
precisão de 0,01 g), uma estufa com circulação interna de ar (105 °C) e uma mufla (550 °C).
Nestas análises utilizou-se o método de amostragem simples e a preservação das amostras,
pelo menor tempo possível, sob refrigeração.
Para o início da análise, retirou-se a umidade dos filtros na mufla, por 15 min, a
550 °C; a massa de cada um deles (PF) foi determinada após atingirem novamente a
temperatura ambiente. Cada filtro foi, então, levado ao sistema de filtração a vácuo que filtrou
um determinado volume (VA) de amostra. Este volume, dependendo da quantidade de sólidos
presentes na amostra variou entre 10 e 50 mL.
O filtro, juntamente com o material remanescente após a filtragem, foi levado à estufa,
por 1 h, a 105 °C; a massa determinada após o retorno deste à temperatura ambiente
denominou-se PFA.
O filtro foi então levado para a mufla, a 550 °C, por 15 min, para a determinação dos
SSV da amostra. Após este tempo, aguardou-se o resfriamento do mesmo e determinou-se a
massa remanescente (PFC).
Com estes dados é possível o cálculo dos teores de SST e SSV das amostras com o
uso das relações 3.2 e 3.4, a seguir:
1000000SST.Ldemg
1-
×
−
=
VA
PFPFA
(3.2)
1000000SSF.Ldemg
1-
×
−
=
VA
PFPFC
(3.3)
efluentedeL
SSFdemg
efluentedeL
SSTdemg
efluentedeL
SSVdemg
−=
(3.4)
3.6 AJUSTE DE DADOS 83
3.5.5 ANÁLISE DE ALCALINIDADE E PRODUÇÃO DE AOV
Para o monitoramento da alcalinidade e produção de AOV no sistema anaeróbio de
bancada também adotou-se o método indicado no Standard Methods (EATON et al., 1995).
Neste método, filtra-se a amostra (filtro Whatman, GF/C 90), a fim de obter 100 mL
de filtrado, titula-se esse volume até pH 4 com ácido sulfúrico 0,1 N (V
1
), titula-se novamente
até pH 3,3, ferve-se a solução por 3 min, esfria-se a mesma em água gelada até a temperatura
ambiente, eleva-se o pH da solução novamente até 4 com hidróxido de sódio 0,1 N e, por fim,
titula-se a solução até pH 7 (V
2
). Desta forma, a alcalinidade e a acidez volátil da solução
podem ser estimadas através das seguintes relações:
Alcalinidade total (mg CaCO
3
.L
-1
) = V
1
(mL) × 50 (3.5)
AOV (mg ácido acético.L
-1
) = V
2
(mL) × 60 (3.6)
3.6 AJUSTE DE DADOS
Para o ajuste dos dados e conseqüente determinação das constantes dos modelos
utilizados, fez-se uso de um software de estimação não-linear de parâmetros, contido no
programa Statistica ´98 Edition. A fim de verificar a veracidade das soluções, repetiram-se as
regressões com diferentes valores iniciais (PELEG, 1993).
Para a análise da qualidade dos ajustes fez-se uso do coeficiente de regressão (R
2
) e do
erro médio relativo (EMR), em percentagem, dado pela seguinte equação:
∑
−
=
=
N
i
EXP
CALCEXP
V
VV
N
1
100
EMR(%)
(3.7)
onde N é o número de experimentos, V
EXP
são os dados experimentais e V
CALC
são os dados
estimados pelo modelo.
Para que um ajuste seja considerado adequado, este deve gerar valores de EMR abaixo
de 10%. Além disso, o modelo que apresenta um coeficiente de regressão igual à unidade é
considerado perfeito; logo, quanto mais próximo de 1,0 for o valor de R
2
gerado pelo ajuste,
melhor ele representa os dados experimentais (NETO et al., 1995).
CAPÍTULO 4
R
ESULTADOS E DISCUSSÕES
Neste capítulo são apresentados e discutidos os resultados obtidos em cada uma das
etapas do presente trabalho. A primeira etapa visou a identificação das principais
características do efluente que seria estudado nas etapas posteriores; assim, a seção 4.1
apresenta os resultados referentes à caracterização do efluente. A partir do conhecimento
destas características passou-se ao estudo de dois processos alternativos para o pré-tratamento
do efluente bruto: a ultrafiltração e a coagulação/floculação com um novo agente químico a
base de sílica; os resultados obtidos em cada uma destas etapas encontram-se descritos nas
seções 4.2 e 4.3, respectivamente. Por fim, desenvolveu-se um sistema primário em escala de
bancada a fim de tornar possível a comparação do comportamento deste sistema ao tratar o
efluente bruto em estudo e os efluentes gerados nas etapas anteriores de pré-tratamento. Desta
forma, a seção 4.4 apresenta os resultados obtidos durante o desenvolvimento do sistema
primário de bancada, bem como a avaliação do comportamento deste ao tratar o efluente
bruto; a seção 4.5, por sua vez, apresenta a avaliação do comportamento do sistema primário
de bancada ao tratar os efluentes gerados durante os processos de pré-tratamento.
Na análise de alguns resultados optou-se por apresentar e discutir os resultados sob a
forma de percentuais médios de remoção dos parâmetros analisados, ao invés de discutir seus
valores brutos. Esta escolha foi feita baseada na grande variação apresentada pelos valores
dos parâmetros analisados, principalmente em relação ao efluente bruto. O percentual de
remoção apresentado pelos sistemas estudados, por sua vez, apresentou menor variação,
facilitando a discussão dos mesmos.
4.1
C
ARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE
85
4.1
C
ARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE
O efluente bruto (P1) em estudo, proveniente da planta de produção de proteína
isolada de soja, apresentou temperaturas variando entre 44 e 50 °C, cuja média ficou em torno
de 48 °C (dados coletados a cada dois dias, duas vezes ao dia, durante três semanas).
O pH do efluente bruto (P1) foi medido periodicamente durante três semanas e este
variou entre 4,0 e 4,8 (média de 4,3). O pH do efluente do RAA (P2(I)) apresentou-se
praticamente constante, em torno de 3,7; o pH do efluente clarificado (P3(I)), por sua vez,
apresentou um valor praticamente constante de 4,2.
A análise da demanda química de oxigênio no efluente bruto (P1) apresentou valores
bastante variáveis ao longo do período monitorado. Estima-se que esta variação seja
decorrente de alterações desejáveis e/ou necessárias nas características do processo de
produção das proteínas isoladas de soja. Os valores de DQO observados no efluente
proveniente dos RAA (P2(I)) e no efluente clarificado (P3(I)), por sua vez, apresentaram
valores de DQO bem mais constantes. Isso pode ser explicado pela homogeneização do
efluente bruto no interior do RAA e pela remoção uniforme dos sólidos no sedimentador
primário.
Na Figura 4.1, encontra-se o gráfico dos valores médios (de nove repetições) de DQO
total e solúvel dos pontos analisados (P1 – efluente bruto, P2(I) – efluente proveniente dos
RAA, e P3(I) – clarificado proveniente do sedimentador primário).
Figura 4.1: Resultado das análises de DQO total e solúvel realizadas durante a etapa de
caracterização do efluente bruto.
Como pode ser observado nesta figura, a redução de DQO total do efluente bruto para
o efluente clarificado fica em torno de 4.300 mg.L
-1
, ou seja, a eficiência do sistema primário
industrial – em termos de remoção de DQO total – é de aproximadamente 25%; em termos de
DQO solúvel, a eficiência de remoção do sistema industrial fica em torno de 23%. Além
disso, pode-se observar que a DQO total do efluente em P2(I) é superior à DQO total do
17380
18600
13050
16730
14880
12960
0 5000 10000 15000 20000 25000
P1
P2(I)
P3(I)
DQO total ou solúvel (mg.L
-1
)
DQO solúvel
DQO total
4.1
C
ARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE
86
efluente bruto; isso pode ser explicado pelo arraste de parte das bactérias anaeróbias presentes
no interior do reator e responsáveis pela digestão do efluente. A DQO solúvel em P2(I),
entretanto, é inferior à DQO solúvel em P1, indicando a insolubilização e/ou o consumo de
parte das proteínas solúveis presentes no efluente bruto.
Em relação aos teores de DQO solúvel do efluente, pode-se observar que esta
representa em torno de 96% da DQO total do efluente bruto (P1), em torno de 80% da DQO
total do efluente proveniente do reator anaeróbio acidogênico (P2(I)) e praticamente 100% da
DQO total do efluente clarificado (P3(I)).
A Figura 4.2 apresenta os valores médios obtidos durante as análises de SST e SSV
dos mesmos três pontos de coleta (nove repetições). Estes resultados também se mostraram
levemente variáveis, sobretudo para o efluente bruto. Conforme os dados apresentados nesta
figura, observa-se que o teor de SST e de SSV do efluente industrial clarificado – P3(I) – é
bem inferior ao teor de SST e de SSV do efluente bruto, indicando uma eficiência de remoção
em torno de 86%, em relação ao teor de sólidos, pelo sistema primário industrial. Além disso,
observa-se a grande elevação no teor de sólidos do efluente durante a digestão anaeróbia,
entre P1 e P2(I). Isso ocorre devido à precipitação das proteínas presentes em solução –
principal objetivo desta primária etapa de tratamento – mas, também, devido ao arraste da
biomassa microbiana, conforme comentado anteriormente.
Figura 4.2: Resultado médio das análises de SST e SSV realizadas durante a etapa de
caracterização do efluente bruto.
A partir desta figura pode-se observar, ainda, que os teores de SSV do efluente bruto
(P1) e do efluente clarificado (P3(I)) representam, em média, em torno de 98% dos sólidos
suspensos totais do efluente.
Vale ressaltar, a fim de se ter uma idéia a respeito da fração dos sólidos solúveis em
relação à fração dos sólidos suspensos do efluente, que os valores médios de ST obtidos para
os mesmos pontos apresentados acima (P1, P2(I) e P3(I)) foram de, respectivamente,
18.280 mg.L
-1
(± 12%), 18.970 mg.L
-1
(± 10%) e 14.310 mg.L
-1
(± 8%). Isso indica, portanto,
3820
7920
560
3750
7560
550
0 2000 4000 6000 8000 10000
P1
P2(I)
P3(I)
SST ou SSV (mg.L
-1
)
SSV
SST
4.1
C
ARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE
87
que os sólidos suspensos representam em torno de 20% dos sólidos totais presentes no
efluente bruto (P1); essa fração aumenta para algo em torno de 42% quando se analisa o
efluente que deixa o reator anaeróbio acidogênico industrial (P2(I)) e diminui para um valor
por volta de 4% no caso do efluente clarificado (P3(I)).
O teor protéico inicial do efluente (P1), após a passagem pelo RAA industrial (P2(I)) e
após a passagem pelo sedimentador primário industrial (P3(I)) também foi determinado. Os
valores médios obtidos (de nove repetições), em mg.L
-1
, encontram-se na Figura 4.3.
Figura 4.3: Resultado médio das análises de teor protéico realizadas durante a etapa de
caracterização do efluente bruto.
Pode-se observar que o teor protéico do efluente diminui consideravelmente após a
passagem deste pelo sistema primário industrial de tratamento. Considerando-se estes valores
médios obtidos, pode-se estimar um rendimento na remoção protéica em torno de 55%. Essa
remoção, entretanto, não ocorre apenas devido ao mecanismo de insolubilização e
precipitação protéica, mas se dá, também, devido à degradação da própria proteína pelas
bactérias acidogênicas (que necessitam do nitrogênio fornecido pelas proteínas para seu
crescimento e desenvolvimento). Assim, remove-se a proteína e, conseqüentemente, a carga
orgânica do efluente através da sedimentação e remoção das proteínas anteriormente
precipitadas, mas também, através da sedimentação e remoção da biomassa microbiana
agregada ao efluente no RAA primário e responsável pelo consumo de parte das proteínas
presentes no meio.
Ao considerar a massa de proteína removida a cada litro de efluente tratado, observa-
se que o sistema primário industrial removeu, em média, 2.370 mg de proteína. Esse valor
corresponde, aproximadamente, à metade da massa de DQO removida por litro de efluente
(4.300 mg.L
-1
). O restante da DQO removida corresponde, portanto, aos açúcares consumidos
durante a etapa de digestão anaeróbia.
É importante salientar que os dados referentes às análises realizadas nesta etapa do
presente trabalho são apresentados, na íntegra, no Apêndice A.
4240
4580
1870
0 1500 3000 4500 6000
P1
P2(I)
P3(I)
Proteína (mg.L
-1
)
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 88
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO
Nesta seção são apresentados os resultados obtidos na avaliação do uso de três
membranas cerâmicas tubulares de ultrafiltração (5, 20 e 50 kDa) para o tratamento do
efluente bruto estudado, visando, prioritariamente, a remoção da carga orgânica e da proteína
presente neste efluente.
4.2.1 DETERMINAÇÃO DO FLUXO PERMEADO DE CADA MEMBRANA
A Figura 4.4 apresenta o fluxo permeado de água destilada (a 25 °C) e de efluente (a
48 °C) das membranas de 5, 20 e 50 kDa versus o
Δ
P de operação correspondente. Os
experimentos foram realizados em modo de operação de reciclo total e com velocidade de
alimentação de 2,4 m.s
-1
. Os dados experimentais correspondentes a esta figura são
apresentados no Apêndice B.
Figura 4.4: Fluxo permeado de água destilada e efluente através das membranas de
5, 20 e 50 kDa em função da variação da pressão transmembrana.
Como pode ser observado na Figura 4.4, os fluxos permeados de água destilada foram,
em todos os casos, superiores aos fluxos de efluente, mesmo tendo sido determinados em uma
temperatura inferior. Estes resultados mostram que é recorrente a obtenção de um fluxo
permeado de água destilada sempre superior ao fluxo permeado de efluente. A determinação
dos fluxos permeados de água e efluente em temperaturas diferentes não compromete a
análise dos resultados, mas representa grande ganho na facilidade de operação do sistema,
uma vez que diminui a necessidade com o aquecimento da água quando solução de
alimentação. Vale ressaltar que a comparação entre fluxos (fluxo permeado de água destilada,
por exemplo, antes e após a passagem do efluente pela membrana, ou fluxo permeado de
efluente, nas diferentes membranas) deve ser feita estritamente na mesma temperatura.
0
300
600
900
1200
1500
1800
2100
2400
2700
1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0 9,0
J (L.m-².h
-1
)
ΔP (bar)
Água (50 kDa)
Efluente (50 kDa)
Água (20 kDa)
Efluente (20 kDa)
Água (5 kDa)
Efluente (5 kDa)
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 89
A análise da Figura 4.4 mostra que quanto maior o
Δ
P aplicado, maior o fluxo
permeado, tanto de água como de efluente. Observa-se, ainda, uma grande semelhança entre
os fluxos permeados da membrana de 5 e de 20 kDa; isso decorre da diversidade de fatores
que afetam o fluxo através da membrana, não sendo este dependente apenas da MMC das
mesmas, mas também da geometria do módulo, do tamanho de poro nominal e da distribuição
dos tamanhos de poros, do material, da porosidade, da espessura e da morfologia da
membrana. ALIBHAI et al. (2006) obtiveram resultado semelhante ao determinar o fluxo
permeado de água destilada para duas membranas planas com MMC de 100 kDa (fluxo de
114 L.m
-2
.h
-1
) e 200 kDa (59 L.m
-2
.h
-1
); os autores atribuíram esse resultado às diferenças na
estrutura das membranas, incluindo aí, a porosidade das mesmas.
C
HOLLANGI e HOSSAIN (2007) estudaram a aplicação de três membranas planas de
celulose de 3, 5 e 10 kDa no fracionamento de amostras de soro de leite em porções ricas em
proteína (retida pelas membranas) e lactose (permeada através da membrana). Os autores
testaram temperaturas entre 20 e 40 °C e gradientes de pressão entre 1 e 5 bar; o fluxo
permeado de água para as três membranas aumentou linearmente com o aumento de pressão,
atingindo valores de 30, 75 e 290 L.m
-2
.h
-1
, com um
Δ
P de 3 bar, para as membranas de 3, 5 e
10 kDa, respectivamente. Os autores observaram, nos experimentos com a membrana de
5 kDa, que o fluxo permeado da amostra de efluente contendo proteína (em torno de
23 L.m
-2
.h
-1
com um
Δ
P de 4 bar) foi menor que o fluxo permeado da amostra que continha
apenas lactose (em torno de 29 L.m
-2
.h
-1
com um
Δ
P de 4 bar), indicando que a presença de
proteína diminui a força motriz e aumenta o potencial de fouling, afetando,
significativamente, o fluxo permeado.
No presente estudo, o fluxo permeado de efluente menor do que o fluxo permeado de
água evidencia que os efeitos de fouling e polarização por concentração são significativos,
mesmo no início do experimento, e este efeito tende a se agravar à medida que a solução vai
sendo concentrada. Neste caso, pode-se afirmar que o aumento do fluxo é limitado pelo
aumento da camada polarizada, isto é, o aumento de
Δ
P é contrabalançado pelo aumento da
resistência total.
Entretanto, observou-se que os resultados obtidos para os fluxos permeados de água
destilada para as três membranas estudadas não apresentaram um comportamento linear com
o aumento de
Δ
P, o qual é relatado pela grande maioria dos autores da área de membranas,
destacando-se os trabalhos de GALAMBOS et al. (2004); MOHAMMADI e ESMAEELIFAR (2004);
ELLOUZE et al. (2005); CHOLLANGI e HOSSAIN (2007) e WU et al. (2007), entre outros.
Atribuiu-se este comportamento anômalo ao processo de compactação das membranas, o qual
é usualmente insignificante em se tratando de membranas cerâmicas, devido à estrutura pouco
deformável do material. Testes avaliando a ocorrência de compactação das membranas foram,
então, realizados.
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 90
4.2.2 TESTES DE COMPACTAÇÃO
A Figura 4.5 e a Figura 4.6 apresentam, respectivamente, os resultados dos testes de
compactação para as membranas de 20 (com 3 experimentos) e 5 kDa (com 2 experimentos).
Os dados experimentais correspondentes a estas figuras são apresentados no Apêndice C.
Figura 4.5: Análise da compactação na membrana de 20 kDa, através do fluxo permeado de
água destilada em função da variação de
Δ
P (os índices (1), (2) e (3) correspondem aos
experimentos 1, 2 e 3).
Figura 4.6: Análise da compactação na membrana de 5 kDa, através do fluxo permeado de
água destilada em função da variação de
Δ
P ((1) e (2) correspondem aos experimentos 1 e 2).
Como pode ser observado nas figuras 4.5 e 4.6, o fenômeno de compactação mostrou-
se bastante significativo em ambas as membranas; o fluxo permeado de água destilada das
membranas compactadas se mostrou bem inferior quando comparados aos fluxos
apresentados na Figura 4.4. Na Figura 4.5, três repetições do mesmo experimento são
apresentadas. No experimento 1 (membrana de 20 kDa (1)), pode-se perceber o efeito da
0
200
400
600
800
1000
1200
1400
1600
1800
2000
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0 9,0
J (L.m
-
².h
-1
)
ΔP (bar)
20 kDa (1)
20 kDa (2)
20 kDa (3)
0
250
500
750
1000
1250
1500
1750
2000
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0 9,0
J (L.m
-
².h
-1
)
ΔP (bar)
5 kDa (1)
5 kDa (2)
t = 80 min
t = 40 min
t = 40 min
t = 215 min
t = 200 min
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 91
compactação já a partir de um
Δ
P maior do que 4 bar. Neste experimento, o tempo de
compactação, ou seja, o tempo durante o qual o sistema foi mantido em um
Δ
P de 8 bar foi de
40 min. No experimento 2 (20 kDa (2)), o efeito da compactação começou a ser percebido em
um valor de
Δ
P maior do que 5 bar e manteve-se o mesmo tempo de compactação do primeiro
experimento. Percebeu-se, entretanto, que, depois de decorrido este tempo, o fluxo permeado
de água apresentou-se superior ao obtido no experimento 1, indicando que a membrana não
havia se compactado por completo e realizou-se, então, um novo experimento (20 kDa (3)).
Neste, mais 80 min foram necessários até que o fluxo permeado de água destilada não se
alterasse mais com o tempo.
No experimento 1 com a membrana de 5 kDa (5 kDa (1)), é marcante o efeito da
compactação da membrana sobre o fluxo permeado; no experimento 2 (5 kDa (2)), com a
membrana já mais compactada, o efeito é um pouco menor, mas ainda aparece. O que se
destaca nestes testes com a membrana de 5 kDa é o tempo necessário para se completar a
compactação na pressão de 8 bar; no primeiro e no segundo experimentos foram necessários,
respectivamente, 215 e 200 min para que o fluxo permeado se estabilizasse.
A membrana de 50 kDa apresentou um comportamento bastante semelhante ao da
membrana de 20 kDa, levando em torno de 105 min para atingir um fluxo constante; os
resultados de compactação desta membrana estão apresentados no Apêndice C.
4.2.3 DETERMINAÇÃO DO FATOR DE CONCENTRAÇÃO
A fim de observar o efeito da concentração da solução de alimentação no fluxo
permeado através das três membranas estudadas determinou-se o FC de cada uma delas,
conforme explicado na seção 3.3.3. A Figura 4.7 apresenta o comportamento do fluxo
permeado de efluente de cada uma das membranas em função do fator de concentração da
solução (três repetições). Estes experimentos foram realizados na temperatura de 48 °C e com
um
Δ
P constante de 6 bar. Os dados experimentais correspondentes a esta figura são
apresentados no Apêndice D.
Conforme pode ser observado na Figura 4.7, quanto maior o FC da solução de
alimentação, ou seja, quanto mais concentrada esta se encontra, menor o fluxo permeado de
efluente. Isso é conseqüência do aumento da pressão osmótica, do acúmulo de moléculas de
soluto na camada polarizada da membrana – aumentando a espessura da mesma e, portanto, a
resistência à permeação – e do fouling. Percebe-se, entretanto, que este efeito é mais
significativo nas membranas de 50 e 20 kDa (inclinação maior da curva).
Para um FC em torno de 1,25, por exemplo, observou-se uma redução média
aproximada de 30% no fluxo permeado da membrana de 5 kDa, e de 69 e 41,5% para as
membranas de 20 e 50 kDa, , respectivamente. F
ERSI e DHAHBI (2008) também utilizaram o
FC a fim de avaliar o comportamento do fluxo permeado através de uma membrana de NF
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 92
(plana, de poliamida, com tamanho nominal de poro de 2 nm) no tratamento de dois tipos de
efluentes: um efluente têxtil biologicamente tratado e o permeado proveniente de um pré-
tratamento deste mesmo efluente com uma membrana de UF (tubular, cerâmica, de tamanho
nominal de poro de 50 nm). No primeiro caso, os autores perceberam uma redução do fluxo
permeado muito pequena até um FC igual a 1,3 e uma redução mais drástica a partir deste
valor, atingindo em torno de 70% de redução do fluxo inicial em um FC em torno de 1,6. Ao
processar o efluente pré-tratado, entretanto, resultados muito melhores foram obtidos: o fluxo
permeado apresentou pequena redução até um valor de FC em torno de 2,8 e mesmo, para um
FC de 10 a redução no fluxo permeado não ultrapassou os 60%.
Figura 4.7: Fluxo permeado de efluente em função do fator de concentração da solução para
as membranas de 5, 20 e 50 kDa (48 °C e 6 bar).
Através dos resultados obtidos neste trabalho pode-se observar, ainda, que o fluxo
permeado inicial apresentado pela membrana de 20 kDa foi consideravelmente menor que o
fluxo permeado apresentado pelas outras duas membranas.
A partir dos dados obtidos nesta série de experimentos, realizou-se um balanço de
massa a fim de avaliar o que estava acontecendo com a massa de proteína que alimentava o
sistema de membranas. Neste tipo de sistema, a massa de proteína que entra na corrente de
alimentação pode ter três destinos diferentes: a corrente de permeado, a corrente de
concentrado e, ainda, a deposição nos poros e/ou na superfície da membrana. Como o objetivo
do pré-tratamento com as membranas de UF é a remoção da proteína presente, através da
retenção das mesmas pela membrana, espera-se uma massa protéica mais elevada no
concentrado do que no permeado. A Tabela 4.1 apresenta os resultados obtidos no balanço de
massa. Nesta tabela, Perm, Conc e Memb representam, respectivamente, os percentuais (em
relação à massa protéica da alimentação) encontrados na corrente do permeado, na corrente
0
100
200
300
400
500
600
700
800
1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,0
J (L.m
-
².h
-1
)
Fator de Concentração
MMC = 5 kDa
MMC = 20 kDa
MMC = 50 kDa
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 93
do concentrado e retida na membrana; m ret representa a massa protéica (em g) aderida à
membrana e t representa o tempo total de experimento (em min).
Tabela 4.1: Resultado do balanço de massa em relação à massa de proteína presente na
corrente de alimentação do sistema de membranas de UF (Perm e Conc representam, as
correntes de permeado e concentrado e Memb representa a massa retida na membrana.
MMC Perm Conc Memb Memb t
(kDa) (%) (%) (%) (g) (min)
50 40 51 8,7 3,13 368
50 38 53 8,9 2,25 330
média 39 52 8,8 2,69 349
20 12 83 4,8 1,68 352
20 13 74 13,1 4,41 425
20 29 65 6,7 1,54 420
média 18 74 8,2 2,54 399
5 31 57 11,6 4,79 310
5 30 43 27,6 11,56 357
5 33 55 11,7 1,97 188
média 31 52 17,0 6,11 285
Como pode ser observado, a membrana que apresentou os melhores resultados de
retenção protéica foi a membrana de 20 kDa, uma vez que esta membrana apresentou a menor
massa de proteína na corrente de permeado, seguida pela membrana de 5 kDa. Pode-se
observar, entretanto, que os experimentos com a membrana de 20 kDa foram os mais longos
para recolher o mesmo volume de permeado, devido ao baixo fluxo apresentado por esta
membrana; este fato explica a menor massa protéica na corrente de permeado e o maior
percentual de retenção protéico obtido pela membrana de 20 kDa.
Pode-se observar, também, que a membrana de 5 kDa foi a responsável pela retenção
média do maior percentual de proteína na membrana (17%). O pré-tratamento com as
membranas de UF visa a diminuição da carga orgânica e, principalmente, do teor protéico do
efluente bruto. Estudos futuros, entretanto, podem avaliar o potencial de recuperação da
proteína removida durante o pré-tratamento para reaproveitamento no sistema de produção da
PIS. Isso acarretaria uma grande diminuição das perdas protéicas ocorridas durante a
produção da PIS e um aumento no lucro da empresa. Neste sentido, pode-se verificar que,
quanto maior o percentual de proteína retido pela membrana, melhor será o processo de
recuperação, uma vez que a proteína recolhida na corrente de concentrado deverá passar por
algum processo de tratamento a fim de tornar-se disponível, enquanto que a proteína retida na
membrana precisa apenas ser removida do sistema.
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 94
CHOLLANGI e HOSSAIN (2007), utilizando uma solução de proteína e lactose,
realizaram o balanço de massa no processo de UF com uma membrana de 5 kDa e
observaram a deposição de 0,9 g de proteína na membrana (4,6% da proteína presente na
solução de alimentação), e que 86% da proteína presente na solução de alimentação permeou
a membrana e se encontrava na corrente de permeado, enquanto que apenas 10% da proteína
foi removida da alimentação através da corrente de concentrado. Os autores observaram que a
quantidade de proteína depositada na membrana depende, entre outros fatores, da
concentração de proteína na alimentação, da velocidade de alimentação, da temperatura e da
pressão transmembrana.
4.2.4 COMPORTAMENTO DO FLUXO PERMEADO EM FUNÇÃO DO TEMPO
Através dos mesmos dados obtidos nos experimentos de determinação do FC, é
possível estimar o comportamento do fluxo permeado de efluente de cada membrana estudada
em função do tempo; estes são apresentados na Figura 4.8 (membranas de 50, 20 e 5 kDa). Os
dados experimentais correspondentes a esta figura também são apresentados no Apêndice D.
Figura 4.8: Análise do fluxo permeado de efluente em função do tempo de experimento, em
triplicata, para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (48 °C e 6 bar).
Como pode ser observado nesta figura, as membranas de 5, 20 e 50 kDa apresentaram
uma redução no fluxo permeado de efluente, de, aproximadamente, 40, 50 e 60%,
respectivamente, nos primeiros 170 min de experimento, evidenciando que existem interações
entre a solução e as membranas. Nas membranas de 50 e 5 kDa a queda mais significativa se
deu nas primeiras 3 h de experimento. Estes resultados estão de acordo com os obtidos por
CHOLLANGI e HOSSAIN (2007) que perceberam uma queda linear do fluxo em função do
tempo de experimento nos primeiros 25 min; após este tempo, o fluxo permeado de efluente
atingiu estado quase estacionário. SALLADINI et al. (2007), estudando efluente municipal com
membranas cerâmicas tubulares de tamanho nominal de poro de 20 e 50 nm, sob temperatura
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 50 100 150 200 250 300 350 400 450
J (L.m
-
².h
-1
)
tempo (min)
MMC = 5 kDa
MMC = 20 kDa
MMC = 50 kDa
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 95
de 20 °C,
Δ
P de 1,8 bar e velocidade de 7 m.s
-1
, observaram diminuições de 15 e 46 % no
fluxo permeado nos primeiros 180 min de experimento, respectivamente.
A fim de estudar os principais fenômenos responsáveis pela diminuição do fluxo
permeado de efluente no decorrer dos experimentos de ultrafiltração, alguns testes de fouling
foram realizados. Primeiramente, avaliou-se o potencial de fouling das membranas estudadas
em função da permeabilidade à água destilada antes e após a passagem do efluente pelas
mesmas. Os resultados obtidos nesta etapa são apresentados a seguir, na seção 4.2.5.
A etapa seguinte consistiu na avaliação dos mecanismos de fouling que estavam
predominando durante a ultrafiltração do efluente em estudo. Esta análise foi realizada através
do ajuste dos dados experimentais obtidos ao Modelo de Hermia; os resultados obtidos com
estes ajustes são apresentados na seção 4.2.6.
4.2.5 TESTES DE “FOULING” EM FUNÇÃO DA PERMEABILIDADE DAS MEMBRANAS
A partir dos dados de fluxo permeado de água destilada através das membranas
previamente compactadas, foram realizados novos experimentos a fim de avaliar o potencial
de fouling a partir da permeabilidade de cada membrana de UF estudada. Para tanto, cada uma
das membranas (previamente compactadas) foi utilizada no pré-tratamento do efluente bruto
por um período de 4 h. As demais condições dos experimentos foram as seguintes:
temperatura de 48 °C, velocidade de alimentação de 2,4 m.s
-1
e
Δ
P de 6 bar. Este valor de
Δ
P
não foi escolhido em função do fluxo crítico nem do fluxo limite do processo (que não foi
atingido até um
Δ
P de 8 bar), mas em função das limitações operacionais do equipamento. A
Figura 4.9 apresenta os fluxos permeados de água destilada obtidos antes (JI) e após (JF) a passagem
do efluente através das membranas de 5, 20 e 50 kDa, bem como o ajuste dos dados experimentais à
equação da reta. As equações obtidas, bem como os demais dados experimentais são apresentados,
detalhadamente, no Apêndice E.
A partir da comparação entre as curvas de fluxo permeado de água destilada antes e
depois do experimento (JI e JF) pode-se perceber a elevada tendência ao fouling apresentada
pelas três membranas estudadas. Uma vez que o fenômeno de polarização por concentração
ocorre somente durante a operação do sistema e que a membrana já se encontra totalmente
compactada, pode-se afirmar que a diminuição do fluxo percebida nestes testes deve-se,
exclusivamente à formação do fouling.
Diversos autores reportaram elevadas tendências ao fouling de membranas de UF ao
tratar efluentes de alta carga orgânica, principalmente na presença de elevados teores de
proteína. Conforme comentado anteriormente, CHOLLANGI e HOSSAIN (2007) observaram que
a presença de proteína diminui o efeito da força motriz e aumenta a tendência ao fouling,
afetando, significativamente, o fluxo permeado.
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 96
Figura 4.9: Fluxo permeado de água versus pressão transmembrana antes (JI) e após (JF) os
experimentos com efluente para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (25 °C).
CHAN et al. (2002) estudaram a determinação de um fluxo crítico aparente, a partir do
qual a formação de fouling em membranas de UF, utilizadas na separação de diferentes
misturas protéicas (binárias), era relevante ao processo. Foram utilizadas membranas de UF
de celulose, com MMC de 30 kDa. Os autores perceberam durante os experimentos que a
retenção das proteínas de maior tamanho era determinante para o fluxo crítico aparente,
devido à formação de uma camada dinâmica pelas partículas retidas, que ocasionava o
aumento do
Δ
p em que este ocorria. Nos experimentos com fluxo constante, a retenção se
manteve praticamente constante, indicando a produção de condições constantes de
polarização, não afetadas, significativamente, pela formação de fouling.
Utilizando-se a Equação 2.10 e os coeficientes angulares das retas apresentados na
Figura 4.9, (apresentados, detalhadamente, no Apêndice E), obtém-se percentuais de fouling
de 65% para a membrana de 5 kDa, 69% para a membrana de 20 kDa e 76% para a membrana
de 50 kDa. Estes valores são inferiores aos obtidos por W
U et al. (2007), conforme comentado
na seção 2.5.5.2.
4.2.6 CARACTERIZAÇÃO DOS MECANISMOS DE FOULING UTILIZANDO O MODELO
DE
HERMIA
A partir dos dados de decaimento do fluxo permeado em função do tempo foi possível
avaliar os mecanismos de fouling que estavam ocorrendo, predominantemente, durante a
ultrafiltração do efluente estudado com as três membranas diferentes. Para tanto,
primeiramente, avaliou-se o ajuste dos dados (incluindo a totalidade das curvas obtidas) às
equações linearizadas do Modelo de Hermia (Tabela 2.3) a fim de avaliar qual mecanismo de
fouling predominava em cada caso; estes resultados são apresentados na seção 4.2.6.1.
0
50
100
150
200
250
300
350
400
450
500
550
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0 9,0
J (L/m²h)
ΔP (bar)
5 kDa JI 5 kDa JF
20 kDa JI 20 kDa JF
50 kDa JI 50 kDa JF
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 97
Na seqüência, testou-se o ajuste de diferentes seções de cada curva experimental
obtida à equação 2.5, a fim de avaliar se diferentes mecanismos de fouling estavam ocorrendo
durante o processo e quais eram eles. Estes resultados encontram-se na seção 4.2.6.2 .
4.2.6.1 Ajuste dos dados experimentais às equações linearizadas
A fim de analisar qual o mecanismo de fouling predominante nos processos
envolvendo as três membranas de UF estudadas, ajustaram-se os dados experimentais de
fluxo permeado em função do tempo, obtidos em triplicata para cada membrana, às equações
linearizadas do Modelo de Hermia, apresentadas anteriormente na Tabela 2.3.
As figuras a seguir apresentam o ajuste dos dados experimentais obtidos com as
membranas de 5, 20 e 50 kDa às equações linearizadas propostas pelo Modelo de Hermia para
cada mecanismo de fouling. A Figura 4.10 apresenta o ajuste dos dados experimentais à
equação correspondente ao modelo de bloqueio completo de poro, ou seja, para o caso de n =
2 (Equação 2.6). A Figura 4.11 apresenta o ajuste dos dados experimentais à equação
correspondente ao modelo de bloqueio padrão, ou seja, para o caso de n = 1,5 (Equação 2.7);
a Figura 4.12 apresenta o ajuste dos dados experimentais à equação correspondente ao modelo
de bloqueio de poro intermediário (n = 1) (Equação 2.8) e a Figura 4.13 apresenta o ajuste dos
dados experimentais à equação correspondente ao modelo de bloqueio de poro devido à
formação de torta (n = 0) (Equação 2.9). Nestas figuras, para fins de melhor visualização, é
apresentada apenas uma curva correspondente a cada membrana e as linhas cheias
correspondem ao modelo ajustado.
Figura 4.10: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do tempo
ajustados à Equação 2.6 (n = 2) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (25 °C).
3,0
3,5
4,0
4,5
5,0
5,5
6,0
6,5
7,0
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000
ln [J (L.m
-2
.h
-1
)]
t (s)
MMC = 5 kDa MMC = 20 kDa MMC = 50 kDa
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 98
Figura 4.11: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do tempo
ajustados à Equação 2.7 (n = 1,5) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (25 °C).
Figura 4.12: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do tempo
ajustados à Equação 2.8 (n = 1) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (25 °C).
0,03
0,05
0,07
0,09
0,11
0,13
0,15
0,17
0,19
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000
1 / J
0.5
(L
-0,5
.m.h
0,5
)
MMC = 5 kDa
MMC = 20 kDa
MMC = 50 kDa
0,000
0,005
0,010
0,015
0,020
0,025
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000
1 / J (L
-1
.m
2
.h)
t (s)
MMC = 5 kDa
MMC = 20 kDa
MMC = 50 kDa
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 99
Figura 4.13: Dados experimentais do logaritmo natural do fluxo em função do tempo
ajustados à Equação 2.9 (n = 0) para as membranas de 5, 20 e 50 kDa (25 °C).
A Tabela 4.2 apresenta os valores de R
2
e EMR(%) (médios, de três repetições e
calculados conforme descrito anteriormente, na seção 3.6) gerados no ajuste dos dados
experimentais obtidos com as membranas de 5, 20 e 50 kDa às equações linearizadas do
Modelo de Hermia. O parâmetro CES indica o número de curvas experimentais que, quando
preditas com a equação da reta correspondente, geraram valores de EMR(%) superiores a
10% (valor limite para que o ajuste seja considerado adequado).
Tabela 4.2: Valores médios de R
2
e EMR(%) gerados no ajuste dos dados experimentais às
equações linearizadas do Modelo de Hermia (CES indica o número de curvas experimentais
cujo ajuste às equações correspondentes geraram valores de EMR(%) superiores a 10%).
Modelo Parâmetro 5 kDa 20 kDa 50 kDa
n = 2
R
2
0,9726 0,9941 0,9864
EMR (%) 0,66 0,95 1,24
CES 0 0 0
n = 1.5
R
2
0,9738 0,9812 0,9919
EMR (%) 3,83 3,77 3,26
CES 0 0 0
n = 1
R
2
0,9620 0,9493 0,9739
EMR (%) 9,16 24,88 10,75
CES 2 2 1
n = 0
R
2
0,9098 0,8641 0,8949
EMR (%) 43,21 463,23 97,45
CES 2 3 3
0,E+00
2,E-05
4,E-05
6,E-05
8,E-05
1,E-04
0 5000 10000 15000 20000 25000 30000
1 / J
2
(L
-2
.m
4
.h
2
)
t (s)
MMC = 5 kDa
MMC = 20 kDa
MMC = 50 kDa
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 100
Como pode ser observado nas figuras Figura 4.10 a Figura 4.13 e na Tabela 4.2, as
três membranas estudadas apresentaram um comportamento semelhante em relação aos
mecanismos de fouling durante o processo de permeação do efluente industrial.
A equação linearizada correspondente ao modelo de bloqueio completo dos poros foi a
que melhor se ajustou aos dados experimentais das três membranas estudadas, nas condições
em que foram realizados os experimentos. Isso pode ser confirmado visualmente através dos
ajustes apresentados nas Figuras Figura 4.10 a Figura 4.13 e através da análise dos valores de
EMR(%) apresentados na Tabela 4.2. A predominância deste mecanismo de fouling indica a
presença de moléculas na solução de alimentação maiores que os poros da membrana. A
equação linearizada correspondente ao modelo padrão de bloqueio de poros, entretanto,
também obteve um bom ajuste aos dados experimentais, principalmente em relação à
membrana de 50 kDa. O bom ajuste a este modelo, por sua vez, indica a presença de
moléculas na solução de alimentação menores que os poros da membrana. Ao observar o
modelo referente ao n = 1,5 na Tabela 4.2, percebe-se que quanto maior a MMC da
membrana, maior o valor de R
2
e menor o valor de EMR(%) gerados no ajuste dos dados
experimentais; o tamanho das moléculas da solução de alimentação (entre 8 e 50000 Da)
corrobora este comportamento.
O modelo de bloqueio de poros devido à formação de torta não se ajustou bem aos
dados experimentais, indicando que este mecanismo de fouling praticamente não ocorreu
durante a ultrafiltração com as três membranas, uma vez que a ocorrência deste mecanismo
deve-se à presença de elevadas concentrações de moléculas de tamanho superior ao tamanho
dos poros das membranas.
Conforme comentado anteriormente, na seção 2.5.5.1, os dados experimentais obtidos
por V
ELA et al. (2008) através da ultrafiltração de uma solução de PEG com uma membrana
cerâmica tubular de diâmetro de poro nominal de 4 nm apresentaram o melhor ajuste aos
modelos de bloqueio de poro devido à formação de torta e ao modelo de bloqueio
intermediário. Os autores, tendo testado diferentes condições de operação, perceberam que
quanto maior o gradiente de pressão utilizado e menor a velocidade de alimentação, mais
severas eram as condições de fouling e maiores eram as diferenças entre os dados
experimentais e os preditos pelos modelos linearizados, à exceção do modelo de bloqueio de
poros devido à formação de torta, pois estas condições de operação favorecem a ocorrência
deste tipo de fouling.
LIM e BAI (2003) perceberam através do ajuste de seus dados experimentais (obtidos
durante a microfiltração de dois efluentes diferentes provenientes de processos de lodo
ativado) às equações linearizadas do modelo de Hermia, a predominância inicial dos
mecanismos de bloqueio de poros, seguidos pelo mecanismo de decaimento do fluxo devido à
formação de torta.
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 101
A Tabela 4.3 apresenta os valores do fluxo inicial (experimental e predito) e das
constantes preditas pelo ajuste dos dados experimentais, obtidos com as membranas de 5, 20 e
50 kDa, a cada um dos modelos linearizados em estudo.
Tabela 4.3: Valores de fluxo inicial (experimental (J
0
exp) e predito (J
0
)) e das constantes
preditas pelo ajuste dos dados experimentais às equações linearizadas do Modelo de Hermia.
n = 2 n = 1.5 n = 1 n = 0
MMC
J
0
exp J
0
K
c
J
0
K
p
J
0
K
i
J
0
K
t
(kDa)
(L.m
2
.h
-1
) (L.m
2
.h
-1
) (s
-1
) (L.m
2
.h
-1
) (s
-0.5
.m
-0.5
)(L.m
2
.h
-1
) (m
-1
) (L.m
2
.h
-1
) (s.m
-2
)
5
542,77 480,58 5,0E-05 493,83 1,0E-06 526,32 2,0E-07 707,11 1,0E-09
496,55 515,89 7,0E-05 575,08 2,0E-06 714,29 3,0E-07 447,21 3,0E-09
403,62 399,02 4,0E-05 403,22 1,0E-06 400,00 1,0E-07 408,25 9,0E-10
20
241,24 238,63 1,0E-04 301,41 6,0E-06 1000,00 2,0E-06 70,71 6,0E-08
213,18 227,58 6,0E-05 261,83 3,0E-06 384,62 7,0E-07 141,42 2,0E-08
258,37 240,69 5,0E-05 254,37 2,0E-06 277,78 3,0E-07 2236,07 6,0E-09
50
739,18 684,71 1,0E-04 789,04 4,0E-06 1250,00 5,0E-07 353,55 4,0E-09
557,42 527,69 8,0E-05 575,08 2,0E-06 666,67 3,0E-07 577,35 3,0E-09
489,90 419,98 6,0E-05 439,50 2,0E-06 476,19 3,0E-07 707,11 2,0E-09
Como pode ser observado na Tabela 4.3, alguns valores preditos de fluxo inicial se
aproximaram bastante dos valores experimentais; outros, entretanto, se mostraram bastante
diferentes. Essa diferença pode ser atribuída à grande variação de fluxo no início do
experimento devido à simultânea formação da camada polarizada e do fouling.
VELA et al. (2008) perceberam que quanto mais severas eram as condições de fouling
da membrana, maiores eram os valores das constantes obtidos através do ajuste dos dados
experimentais aos modelos linearizados de Hermia. Assim, quanto maior o gradiente de
pressão utilizado pelos autores, e menor a velocidade de alimentação, maiores eram os valores
preditos para as constantes dos modelos. Os resultados da Tabela 4.3 mostram que as
constantes com os valores mais elevados foram obtidas para a membrana de 20 kDa que, por
sua vez, apresentou o menor fluxo permeado, indicando a maior severidade do fouling; estes
resultados se assemelham àqueles obtidos por VELA et al. (2008).
É importante salientar que os dados experimentais e calculados referentes ao ajuste às
equações linearizadas do Modelo de Hermia são apresentados no Apêndice F.
4.2.6.2 Ajuste dos dados experimentais ao modelo geral de Hermia
A fim de avaliar a ocorrência ou não de diferentes mecanismos de fouling durante um
único experimento, os dados experimentais foram, também, ajustados ao modelo geral de
Hermia, ou seja, à Equação 2.5. Para tanto, primeiramente, ajustou-se os dados de tempo de
experimento (t, em h) em função do volume de permeado gerado (V, em L) a um polinômio
de terceira ordem. As Figuras 4.14, 4.15 e 4.16 apresentam o ajuste dos dados experimentais
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 102
obtidos, respectivamente, com as membranas de 5, 20 e 50 kDa (em triplicata) a um
polinômio de terceiro grau de t (h) em função de V (L). As equações que ajustam cada uma
das curvas experimentais são apresentadas nas figuras correspondentes. Os dados
experimentais referentes a estas figuras são apresentados no Apêndice G.
Figura 4.14: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado para a
membrana de 5 kDa (em triplicata, 5a, 5b e 5c) a um polinômio de grau três.
Figura 4.15: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado para a
membrana de 20 kDa (em triplicata, 20a, 20b e 20c) a um polinômio de grau três.
Como pode ser observado, os ajustes a um polinômio de terceiro grau foram muito
bons, com elevados coeficientes de correlação. Esse procedimento possibilitou, portanto, o
ajuste dos dados experimentais ao modelo geral de Hermia, ou seja, à Equação 2.5. A grande
vantagem da utilização deste método de ajuste é a possibilidade de avaliação de diferentes
y=0,003x
3
+0,008x
2
+0,477x‐ 0,005
R²=0,999
y=0,011x
3
‐ 0,052x
2
+0,588x‐ 0,008
R²=0,999
y=0,007x
3
‐ 0,011x
2
+0,605x+0,018
R²=0,999
0,0
1,0
2,0
3,0
4,0
5,0
6,0
7,0
8,0
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0
t(h)
V(L)
5a
5b
5c
y=0,350x
3
‐ 0,704x
2
+1,522x
R²=1
y=0,062x
3
‐ 0,028x
2
+1,157x+0,042
R²=0,998
y=0,016x
3
+0,054x
2
+0,982x+0,042
R²=0,999
0,0
1,0
2,0
3,0
4,0
5,0
6,0
7,0
8,0
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0
t(h)
V(L)
20a
20b
20c
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 103
partes da curva separadamente, ou seja, é possível avaliar a ocorrência de diferentes
mecanismos de fouling em diferentes etapas de um mesmo experimento. A metodologia
anterior, que utiliza as equações linearizadas, considera, para avaliação, a totalidade da curva.
Figura 4.16: Ajuste dos dados experimentais de tempo versus volume permeado para a
membrana de 50 kDa (em triplicata, 50a, 50b e 50c) a um polinômio de grau três.
Nesta etapa do trabalho, foram avaliados diferentes seções das curvas de (d
2
t / dV
2
) em
função de (dt / dV) a fim de estimar, através do uso de um software de estimação não-linear de
parâmetros, contido no programa Statistica ´98 Edition, o valor de n que melhor se ajustava a
cada seção.
A Tabela 4.4 apresenta os dados obtidos com alguns destes ajustes para os
experimentos (três repetições, (a), (b) e (c)) realizados com a membrana de 5 kDa. Esta tabela
indica o valor de n estimado para cada seção correspondente da curva; cores iguais na coluna
de n indicam valores que tendem ao mesmo modelo (mesmo valor de n).
Como pode ser observado na Tabela 4.4, as três repetições dos experimentos com a
membrana de 5 kDa geraram resultados bastante semelhantes entre si. É possível perceber o
aparecimento de, basicamente, três mecanismos de fouling. Na primeira parte dos
experimentos, percebe-se que foi obtido um valor de n bastante elevado, ou seja, um valor que
não se enquadra em nenhum dos modelos previstos por Hermia, indicando que não há um
único mecanismo de fouling ocorrendo no processo, mas, sim, uma combinação destes, o que
dificulta a identificação de cada um deles. Este resultado poderia ser esperado, uma vez que
no início de qualquer processo de ultrafiltração há a formação da camada de polarização por
concentração, fenômeno que não é abrangido pelo modelo.
Após esta fase inicial, percebe-se, em uma etapa intermediária, a predominância de um
mecanismo de bloqueio de poros padrão (n = 1,5), ou seja, com moléculas de tamanho
y=0,041x
3
‐ 0,268x
2
+0,853x‐ 0,101
R²=0,992
y=0,012x
3
‐ 0,059x
2
+0,596x‐ 0,024
R²=0,999
y=0,004x
3
+0,053x
2
+0,478x‐ 0,000
R²=0,999
0,0
1,0
2,0
3,0
4,0
5,0
6,0
7,0
8,0
0,0 1,0 2,0 3,0 4,0 5,0 6,0 7,0 8,0
t(h)
V(L)
50a
50b
50c
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 104
inferiores ao diâmetro dos poros da membrana; ou, ainda, com moléculas maiores, mas
passíveis de permear a membrana (devido à capacidade de deformação da molécula). Na
etapa final do experimento observa-se a predominância do mecanismo de bloqueio de poros
intermediário (n = 1), indicando que as moléculas presentes acabam por se depositar umas
sobre as outras e que nem todos os poros da membrana estão bloqueados. Isso vai ao encontro
do resultado de diminuição do fluxo permeado em função do tempo para a membrana de
5 kDa, uma vez que esta membrana apresentou a menor diminuição do fluxo entre as
membranas estudadas.
Tabela 4.4: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em função de
(dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5 para a membrana de 5 kDa.
t V
K n R
2
(h) (L)
5 (a)
< 1,67 < 3,08 0,7500
4,7218 0,9539
1,67 < t < 3,17 3,08 < V < 5,24 0,1557 1,5098 0,9966
> 3,17 > 5,24 0,1407 0,9995 0,9991
5 (b)
< 0,8 < 1,54 -20,2343
9,8281 0,9027
0,8 < t < 1,67 1,54 < V < 3,08 16,4135 9,4857 0,9102
1,67 < t < 3,22 3,08 < V < 5,16 0,2734 1,5666 0,9875
> 3,22 > 5,16 0,2635 0,8395 0,9986
5 (c)
< 1,50 < 2,40 7,2015
11,5289 0,8545
1,50 < t < 2,10 2,40 < V < 3,20 0,2526 2,7351 0,9971
> 2,10 > 3,20 0,1926 1,6308 0,9975
> 2,42 > 3,60 0,1908 1,5142 0,9991
A análise da Tabela 4.4 mostra que o último experimento realizado com a membrana
de 5 kDa apresentou, na fase final do experimento, a predominância do mecanismo de
bloqueio de poros padrão (n = 1,5). Essa diferença se deve, entretanto, ao término precoce do
experimento, em um t = 3,13 h e V = 4,40 L. Assim sendo, provavelmente, o experimento foi
encerrado antes que o mecanismo de bloqueio de poros intermediário aparecesse.
A Tabela 4.5 apresenta os dados obtidos com alguns dos ajustes feitos para os
experimentos (três repetições, (a), (b) e (c)) realizados com a membrana de 20 kDa.
Novamente, esta tabela indica o valor de n estimado para cada seção correspondente da curva;
cores iguais na coluna de n indicam valores semelhantes.
Como pode ser observado, as três repetições do experimento com a membrana de
20 kDa também geraram resultados semelhantes entre si. Pelos valores de n estimados pelo
Modelo de Hermia, é notável, semelhantemente ao que já havia ocorrido nos experimentos
com a membrana de 5 kDa, a ocorrência simultânea de diferentes mecanismos de fouling e do
fenômeno de polarização por concentração. Percebe-se, na seqüência, uma fase intermediária
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 105
na qual predomina o mecanismo de bloqueio de poros padrão (n = 1,5) e o predomínio, no
final de todas as repetições, do mecanismo de bloqueio de poros intermediário (n = 1).
Tabela 4.5: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em função de
(dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5 (membrana de 20 kDa).
t V
K n R
2
(h) (L)
20 (a)
< 2,5 < 1,8 1,11E-13
35,3147 0,8277
> 1,06 > 0,9 0,8386 0,9821 0,9734
20 (b)
< 1,78 < 1,39 0,0338
7,2548 0,8849
1,78 < t < 3,32 1,39 < V < 2,33 0,2745 1,5323 0,9946
> 3,32 > 2,33 0,4429 0,8761 0,9982
> 2,42 > 1,84 0,4073 0,9499 0,9950
20 (c)
< 1,80 < 1,60 0,1333
2,9324 0,9805
1,8 < t < 2,93 1,60 < V < 2,40 0,1867 1,4672 0,9988
> 2,93 > 2,40 0,2362 0,9537 0,9979
A Tabela 4.6 apresenta os resultados obtidos para a membrana de 50 kDa (três
repetições, (a), (b) e (c)). Novamente, esta tabela indica o valor de n estimado para cada seção
correspondente da curva; cores iguais na coluna de n indicam valores semelhantes.
Tabela 4.6: Valores de n estimados para cada seção das curvas de (d
2
t / dV
2
) em função de
(dt / dV) através do ajuste dos dados experimentais à Equação 2.5 (membrana de 50 kDa).
t V
K n R
2
(h) (L)
50 (a)
< 1,28 < 3,08 -0,8721
2,9706 0,7912
< 0,78 < 2,04 -0,6878 1,4038 0,9523
0,78 < t < 2,88 2,04 < V < 5,16 0,5408 1,1005 0,9429
> 2,88 > 5,16 0,6197 0,5758 0,9999
> 0,78 > 2,04 0,5108 0,7817 0,9704
50 (b)
< 1,33 < 2,58 -1,79E+09
45,0967 0,6519
< 0,77 < 1,54 -12,0788 8,8406 0,9030
0,77 < t < 2,80 1,54 < V < 4,66 0,3660 2,6468 0,9220
1,33 < t < 2,80 2,58 < V < 4,66 0,3187 1,9395 0,9780
> 1,63 > 3,08 0,2583 1,0111 0,9866
> 2,80 > 4,66 0,2754 0,8446 0,9976
50 (c)
< 1,50 < 2,40 0,2115
0,8946 0,9977
< 0,92 < 1,60 0,2208 0,9721 0,9987
0,92 < t < 1,50 1,60 < V < 2,40 0,2053 0,7919 0,9999
0,92 < t < 2,85 1,60 < V < 3,80 0,2020 0,7336 0,9995
> 0,92 > 1,60 0,2006 0,6802 0,9992
> 2,85 > 3,80 0,2034 0,6333 0,9999
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 106
Como pode ser observado nesta tabela, o ajuste dos dados experimentais, obtidos com
a membrana de 50 kDa, à equação geral do Modelo de Hermia geraram resultados um pouco
diferentes nas três repetições realizadas. Além disso, os resultados obtidos com esta
membrana diferiram significativamente daqueles obtidos nos outros dois casos. Em duas das
repetições, percebe-se comportamento inicial semelhante às outras duas membranas, no qual
um conjunto de mecanismos de fouling pode ser identificado, devido ao elevado valor obtido
para a constante n do Modelo de Hermia. Em outra repetição, entretanto, o valor da constante
n no início do processo de ultrafiltração se aproxima bastante de n = 1, indicando a ocorrência
de um mecanismo de bloqueio de poros intermediário. Alguns períodos que se ajustam aos
valores de n = 1,5 e n = 2 também podem ser identificados durante os experimentos. Um
comportamento comum às três repetições, entretanto, foi a obtenção de valores muito baixos
de n na fase final das três repetições realizadas; nesta fase do processo, portanto, não é
possível identificar apenas um mecanismo de fouling que possa estar predominando, mas tem-
se, novamente, um conjunto de mecanismos ocorrendo simultaneamente.
Comparando-se os resultados obtidos nos dois métodos de ajuste dos dados
experimentais ao Modelo de Hermia, discutidos neste e na seção anterior, percebe-se uma
discrepância em relação ao mecanismo predominante de fouling obtido em cada método.
Enquanto que o ajuste dos dados experimentais às equações linearizadas do Modelo de
Hermia indicou, predominantemente, a ocorrência do mecanismo de bloqueio completo de
poros, este foi detectado muito poucas vezes no ajuste dos dados experimentais ao modelo
geral de Hermia. Ambos os métodos de ajuste possuem vantagens e desvantagens. O ajuste às
equações linearizadas do Modelo de Hermia destaca-se pela precisão do método (uma vez
que, ao estimar as derivadas dos dados experimentais no método de ajuste ao modelo geral de
Hermia, diminui-se a precisão do mesmo); o outro método, por sua vez, destaca-se pela
possibilidade de combinar diferentes mecanismos de fouling na análise dos resultados de
filtração correspondente a um único experimento, realizado sob condições de operação
constantes. Este permite, portanto, a identificação da ocorrência de diferentes mecanismos de
fouling em um único processo de ultrafiltração. A diferença nos resultados obtidos pelos dois
métodos deve-se, portanto, à diferença de enfoque dado em cada um deles.
V
ELA et al. (2008), ao ajustar os dados experimentais obtidos durante a ultrafiltração
de polietilenoglicol, construiu curvas de dt / dV versus V e percebeu que estas apresentavam,
praticamente, dois tipos de comportamento: uma fase inicial de comportamento convexo (até
em torno de V = 0,5 L) e uma fase final de comportamento quase linear. Os autores
identificaram esta fase final como característica do mecanismo de bloqueio de poros devido à
formação de torta. Alguns valores da constante n obtidos pelos autores foram de 0,81 e 0,12,
respectivamente, nas fases inicial (até V = 1 L) e final do processo de ultrafiltração. Os
coeficientes de correlação obtidos pelos autores nos ajustes realizados (entre 0,55 e 0,78)
ficaram, entretanto, bem abaixo dos obtidos neste estudo. Os autores observaram ainda que o
mecanismo de bloqueio de poros devido à formação de torta não apresentou um impacto
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 107
muito significativo no decaimento do fluxo permeado, uma vez que, neste período, a
diminuição do fluxo não foi muito severa.
O ajuste dos dados experimentais obtidos por JUANG et al. (2007) durante a
ultrafiltração (
Δ
P de 1 kg.cm
-2
, v de 0,3 m.s
-1
) de um efluente proveniente de um parque
industrial de Taiwan ao modelo geral de Hermia gerou valores de n que se aproximaram de
1,5 e 0, respectivamente, nas fases inicial (até t = 10 min) e final do experimento. Os valores
de K obtidos em cada uma das fases foram de 12,25 m
-1,5
.min
-0,5
e 9,72x10
-7
m
-6
.min.
Pode-se perceber que nos dois trabalhos citados anteriormente (VELA et al., 2008 e
J
UANG et al., 2007) as fases iniciais referidas pelos autores (V até 1 L e t até 10 min), e a partir
das quais já se percebeu a predominância do mecanismo de bloqueio de poros devido à
formação de torta, são bem inferiores às fases iniciais consideradas no presente trabalho. Isso
pode indicar a ocorrência de mecanismos bem mais complexos de fouling no presente estudo
(ocorrência conjunta de diferentes mecanismos).
4.2.7 DETERMINAÇÃO DA CAPACIDADE SELETIVA DE CADA MEMBRANA
Uma vez determinadas as principais características de fluxo permeado, fator de
concentração, formação de camada polarizada e fouling de cada tipo de membrana, partiu-se
para o estudo da seletividade de cada membrana. Desta forma, avaliou-se a capacidade de
retenção de sólidos totais (ST) e voláteis (SV), sólidos suspensos totais (SST) e voláteis
(SSV), de DQO e de proteína (PROT) de cada uma das membranas em experimentos sob
modo de operação de reciclo total, com temperatura de 48 °C,
Δ
P de 6 bar e v de 2,4 m.s
-1
,
mantidos constantes. A Figura 4.17 apresenta os resultados médios de retenção, em
percentagem, obtidos para cada membrana.
Figura 4.17: Retenções médias obtidas para as membranas de 5, 20 e 50 kDa.
13
22
21
13
25
24
17
30
34
30
45
52
70
73
86
72
74
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
MMC=50kDa MMC=20kDa MMC=5kDa
Retençãomédia(%)
TipodeMembrana
ST SV DQO PROT SST SSV
4.2 APLICAÇÃO DE PSM NO TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO 108
Como pode ser observado na Figura 4.17, a membrana que apresentou os melhores
resultados de retenção foi a membrana de 5 kDa, tendo obtido percentuais médios de retenção
de DQO e proteína acima de 30 e 50%, respectivamente. Além disso, a retenção de sólidos
suspensos totais e voláteis superou os 85%. As retenções levemente superiores dos teores de
SV e SSV em relação aos teores de ST e SST observadas nesta figura podem ser explicadas
pela imprecisão relacionada aos métodos de análise.
As proteínas presentes na soja possuem massa molar entre 8 e 600 kDa; espera-se,
portanto, que o efluente proveniente da produção de isolados protéicos a base de soja
contenha proteínas solúveis de baixa massa molar, as quais não foram separadas no processo
convencional de produção. Os resultados de retenção protéica obtidos comprovam esta
hipótese, uma vez que a membrana de 5 kDa apresentou retenção protéica 22% superior à
retenção apresentada pela membrana de 50 kDa. Esta retenção reflete também na diminuição
da DQO do permeado em relação ao efluente bruto. A DQO remanescente corresponde às
pequenas moléculas de açúcares solúveis presentes no efluente capazes de permear mesmo a
membrana de 5 kDa.
Neste contexto, vale ressaltar os trabalhos de CHAI et al. (1999), de CHOLLANGI e
HOSSAIN (2007) e de AHN et al. (1999). Os primeiros estudaram a aplicação de duas
membranas de MF (0,65 e 0,22 µm) e duas membranas de UF (30 e 1 kDa) no tratamento do
efluente proveniente da produção de um produto a base de soja (bean curd) – pH de 4,4, DQO
de 10000 mg.L
-1
e elevado teor protéico. Com as membranas de MF, os autores obtiveram
remoções de 13 e 15,6% de DQO, respectivamente; a remoção de DQO obtida pela
membrana de 30 kDa foi também muito próxima de 15%, indicando, praticamente, a
inexistência de moléculas entre 0,22 µm e 30 kDa. A membrana de 1 kDa, por sua vez,
removeu em torno de 35% da DQO do efluente. Assim, os autores concluíram que a maioria
do material orgânico presente no efluente constituía-se de pequenos açúcares e não de
macromoléculas de proteína. CHOLLANGI e HOSSAIN (2007) obtiveram retenções protéicas
superiores a 90% utilizando a membrana de 5 kDa e um
Δ
P de 4 bar durante o tratamento de
solução contendo proteína e lactose. Deste percentual, os autores observaram o depósito de
18,9% da proteína presente na solução de alimentação na superfície da membrana. A
LONSO et
al. (2001) obtiveram 81% e 12% de retenção de DQO e nitrogênio total utilizando membranas
de UF de tamanho de poro nominal de 4 nm no tratamento de esgotos municipais; AHN et al.
(1999) também utilizaram membranas de tamanho de poro nominal de 4 nm no tratamento de
esgotos municipais, obtendo percentagens de remoção de 70 e 33% para estes dois
parâmetros, respectivamente.
Os dados experimentais referentes a esta etapa do trabalho são apresentados no
Apêndice H.
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 109
4.2.8 POSSIBILIDADE DE UTILIZAÇÃO DO PERMEADO E DO CONCENTRADO
PROVENIENTE DO PRÉ
-TRATAMENTO COM A MEMBRANA DE UF
Conforme comentado anteriormente, o pré-tratamento do efluente bruto com a
membrana de UF gera duas correntes distintas: a corrente de permeado e a corrente de
concentrado. Uma vez que o objetivo do pré-tratamento é remover a maior quantidade
possível da proteína presente na solução de alimentação, gerando um permeado de baixa
carga orgânica, a proteína removida é, na sua maioria, arrastada para a corrente de
concentrado, fazendo com que esta tenha uma carga orgânica mais elevada.
A corrente de permeado, de menor carga orgânica e protéica, poderá ter dois destinos:
ser direcionada ao sistema primário de tratamento industrial de efluentes existente ou, ainda,
ser direcionada diretamente ao sistema secundário anaeróbio de tratamento industrial de
efluentes existente. A viabilidade técnica de ambos os destinos foi estudada e os resultados
deste estudo são apresentados na seção 4.5.
A corrente de concentrado, de maior carga orgânica e protéica, também poderá ter dois
destinos distintos. Um deles, a curto prazo, assemelha-se ao destino do lodo removido
atualmente do sedimentador primário industrial (conforme explicado anteriormente na seção
2.6.3), ou seja, a corrente de concentrado poderá passar por centrífugas para a remoção da
água e ser utilizada na produção de uma pasta protéica utilizada como fertilizante. Outra
possibilidade, mais promissora, por acarretar em aumento na produção da PIS e na diminuição
das perdas durante o processo, seria a recuperação da proteína solúvel presente na corrente de
concentrado para seu reaproveitamento no processo produtivo da PIS. Esta corrente poderia
ser adicionada à corrente proveniente da etapa de neutralização (conforme explicado na seção
2.6.2), contendo as proteínas solúveis provenientes do processo produtivo da PIS e ser
submetida, junto com esta, às etapas posteriores de aditivação e secagem. A viabilidade desta
possibilidade, entretanto, necessita ser avaliada em estudos futuros.
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO
A BASE DE SÍLICA
Na presente etapa deste estudo pretende-se avaliar a aplicação de um novo agente
químico a base de sílica no pré-tratamento do efluente bruto estudado, visando,
principalmente, a remoção da proteína solúvel presente no efluente.
A fim de avaliar a melhor relação entre a concentração de agente químico
(50 – 250 ppm), concentração de polímero catiônico (0 – 20 ppm) e concentração de polímero
aniônico (0 – 10 ppm) para o pré-tratamento do efluente em estudo em função da remoção de
DQO, SST e proteína, diversos Testes de Jarros foram realizados; a descrição detalhada destes
testes encontra-se na seção 3.4.
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 110
A primeira série de experimentos envolveu a realização de 27 Testes de Jarros, nos
quais foi utilizado antiespumante para a dissolução da espuma presente, em larga escala, no
efluente bruto utilizado nos experimentos.
Estes experimentos iniciais não apresentaram bons resultados, uma vez que, na grande
maioria deles, ocorreu a flotação dos sólidos formados, em detrimento da sedimentação dos
mesmos. Esse processo não é desejado, uma vez que o sistema de tratamento de efluentes
industrial existente visa à remoção de sólidos sedimentados e a flotação dos mesmos causaria
sérios problemas ao sistema. Especulou-se que a adição do antiespumante poderia estar
alterando a carga e formação dos flocos, causando, por conseqüência, a flotação dos sólidos.
Mesmo ocorrendo a flotação dos sólidos, optou-se pela coleta do clarificado gerado
em cada teste e pela análise da DQO destes clarificados. A remoção média de DQO obtida
nesta primeira série de experimentos foi inferior a 12%, valor este considerado ruim se
comparado à remoção obtida pelo sistema industrial atual (próximo a 20%).
A Tabela 4.7 apresenta os dados referentes a cada experimento (volumes adicionados
de agente químico (AQ), polímero catiônico (PC) e polímero aniônico (PA)), bem como os
resultados obtidos nesta primeira série de experimentos; os índices S e F, na coluna R,
indicam, respectivamente, a sedimentação ou a flotação dos sólidos formados; os resultados
de DQO e SST encontram-se em mg.L
-1
; os percentuais de remoção comparam os teores de
DQO e SST do efluente bruto e do efluente clarificado. Como pode ser observado nesta
tabela, em 19 dos 27 testes realizados, os sólidos formados flotaram, enquanto que a
sedimentação ocorreu em apenas 8 deles.
Um resultado interessante que pôde ser obtido através do cálculo dos percentuais de
remoção de DQO e SST – em função dos valores de DQO e SST do efluente bruto e do
efluente clarificado apresentados nesta tabela – relaciona-se à concentração de polímero
aniônico utilizada: quanto menor a concentração de polímero aniônico, melhores eram os
resultados obtidos. Desta forma, os experimentos seguintes foram realizados apenas variando-
se a concentração de agente químico e de polímero catiônico. Este resultado não foi adotado
como definitivo, mas teve o propósito de diminuir o número de experimentos necessários para
a correta análise do problema.
A segunda série de experimentos foi realizada, primeiramente, sem a remoção da
espuma presente no efluente bruto. Percebeu-se, nestes experimentos, que a espuma presente
– e concentrada na parte superior dos jarros – acabava por atrair os flocos de sólidos
formados, através da incorporação de minúsculas bolhas de ar a estes flocos, causando a
flotação dos mesmos e, conseqüentemente, prejudicando a sedimentação.
Com o intuito de eliminar o efeito negativo da espuma, a mesma foi removida quando
da coleta do efluente. Para tanto, coletou-se o efluente da linha de processo em um recipiente
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 111
de 20 L, esperou-se 5 min para que a espuma se concentrasse na parte superior deste
recipiente e coletou-se, então, os 2 L de efluente para o teste da parte inferior do recipiente,
praticamente sem espuma. A fim de garantir a ausência total das microbolhas de ar,
adicionou-se, ainda, uma pequena quantidade de antiespumante (quantidade bem inferior à
adicionada anteriormente).
Tabela 4.7: Resultados dos primeiros Testes de Jarros para avaliação da concentração de
agente químico (AQ), polímero catiônico (PC) e aniônico (PA); a coluna R indica a
sedimentação (S) ou flotação (F) dos sólidos formados durante o processo.
EXP
AQ PC PA
R
Efluente bruto Efluente clarificado
Remoção (%)
(mL) (mL) (mL) pH DQO SST pH DQO SST
DQO SST
15 35 20 10 S 4,32 12300 1030 4,84 11500 707 6,5 31,4
12 35 10 10 F 4,32 12300 1030 4,80 10900 693 11,4 32,7
13 35 20 0 F 4,32 12300 1030 4,80 10900 747 11,4 27,5
23 50 20 5 S 4,32 12300 1030 5,04 11300 377 8,1 63,4
14 35 20 5 S 4,32 12300 1030 4,80 11200 430 8,9 58,3
20 50 10 5 S 4,32 12300 1030 5,05 11100 493 9,8 52,1
7 20 30 0 F 4,47 12400 1110 4,69 12000 313 3,2 71,8
24 50 20 10 F 4,47 12400 1110 5,01 11400 437 8,1 60,6
3 20 10 10 F 4,47 12400 1110 4,67 12100 443 2,4 60,1
1 20 10 0 S 4,47 12400 1110 4,67 11700 298 5,6 73,2
22 50 20 0 S 4,47 12400 1110 4,98 11700 313 5,6 71,8
25 50 30 0 F 4,47 12400 1110 4,97 11600 343 6,5 69,1
18 35 30 10 F 4,38 12900 1075 4,76 11300 480 12,4 55,3
27 50 30 10 F 4,38 12900 1075 4,91 11000 340 14,7 68,4
17 35 30 5 F 4,38 12900 1075 4,70 11400 343 11,6 68,1
10 35 10 0 F 4,38 12900 1075 4,71 11200 327 13,2 69,6
19 50 10 0 F 4,38 12900 1075 4,86 11700 310 9,3 71,2
4 20 20 0 F 4,38 12900 1075 4,57 11600 333 10,1 69,0
9 20 30 10 F 4,53 14000 915 4,74 12600 440 10,0 51,9
5 20 20 5 F 4,53 14000 915 4,74 12300 470 12,1 48,6
16 35 30 0 F 4,53 14000 915 4,86 12600 437 10,0 52,2
11 35 10 5 F 4,53 14000 915 4,88 12100 443 13,6 51,6
2 20 10 5 F 4,53 14000 915 4,73 12300 363 12,1 60,3
6 20 20 10 F 4,53 14000 915 7,74 12400 463 11,4 49,4
8 20 30 5 S 4,43 11800 1045 4,59 12100 368 -2,5 64,8
26 50 30 5 S 4,43 11800 1045 4,90 xxx 345 xxx 67,0
21 50 10 10 F 4,43 11800 1045 4,86 11000 343 6,8 67,2
Com este procedimento obteve-se a sedimentação dos sólidos formados em cerca de
80% dos experimentos realizados. Percebeu-se, entretanto, uma grande instabilidade dos
flocos formados, uma vez que, em alguns casos e após um período de repouso, ocorria a
flotação dos sólidos anteriormente sedimentados. As Figuras 4.18 e 4.19 apresentam os
valores médios para as remoções (%) de DQO, SST e PROT obtidas, nesta série de
experimentos, em função das concentrações de agente químico (50, 150 e 250 ppm) e de
polímero catiônico (0, 5 e 10 ppm), respectivamente.
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 112
Figura 4.18: Efeito da concentração de agente químico (50, 150 e 250 ppm) nas remoções
médias (%) de DQO, SST e PROT.
Figura 4.19: Efeito da concentração de polímero catiônico (0, 5 e 10 ppm) nas remoções
médias (%) de DQO, SST e PROT.
Como pode ser observado nestas figuras, a remoção de proteína e DQO foi baixa,
indicando que, nas condições investigadas, a utilização deste novo agente químico para o pré-
tratamento do efluente bruto em estudo não foi adequada.
O efeito do pH do efluente bruto na eficiência da remoção de DQO, proteína e SST
também foi estudado e, para tanto, foram realizados Testes de Jarros variando-se não apenas
as concentrações de agente químico (50, 150 e 25 ppm) e polímero catiônico
(0, 10 e 20 ppm), mas, também, o pH inicial do efluente a ser tratado (3,50, 4,25 e 5,00,
ajustados com NaOH ou H
2
SO
4
5 gmol.L
-1
). A Figura 4.20 apresenta estes resultados.
Como pode ser observado nesta figura, o valor de pH que proporcionou os maiores
percentuais de remoção foi o pH de 4,25. Como o pH do efluente bruto se aproxima muito
33
4
2
5
13
56
62
61
0
10
20
30
40
50
60
70
50ppm 150ppm 250ppm
Remoçãomédia(%)
ConcentraçãodeAgenteQuímico
DQO
PROT
SST
4
3
4
7
5
6
54
66
56
0
10
20
30
40
50
60
70
0ppm 5ppm 10ppm
Remoçãomédia(%)
ConcentraçãodePolímeroCatiônico
DQO
PROT
SST
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 113
deste valor, torna-se desnecessário, portanto, o ajuste do pH do efluente bruto antes deste ser
submetido ao tratamento com o agente químico estudado. Os experimentos anteriores estavam
sendo, portanto, conduzidos na melhor condição de pH possível.
Figura 4.20: Efeito do pH inicial do efluente bruto (3,50, 4,25 e 5,00) nas remoções médias
(%) de DQO, SST e proteína.
Testes de Jarros comparativos foram realizados com os reagentes utilizados
atualmente no tratamento de efluentes industrial: cloreto férrico, na concentração de
0,6 – 0,7 L.m
-3
de efluente e polímero aniônico (poliacrilamida de elevada massa molar) na
concentração de 1,0 – 2,0 L.m
-3
. Para tanto, concentrações similares às utilizadas
industrialmente foram adicionadas a jarros contendo 2 L de efluente, nas mesmas condições
dos testes anteriores.
Vale ressaltar, entretanto, que, conforme comentado anteriormente (na seção 2.6.3), no
sistema industrial de tratamento de efluentes, esses reagentes convencionais (cloreto férrico e
polímero aniônico) são adicionados após uma etapa prévia de biodigestão anaeróbia, na qual
são precipitadas parte das proteínas presentes no efluente bruto. Este procedimento é adotado
devido a estudos anteriores no próprio sistema de tratamento, no qual se observou que a
adição direta dos reagentes convencionais não fornecia bons resultados de floculação /
coagulação. Os testes com o novo agente químico a base de sílica foram realizados,
entretanto, diretamente com o efluente bruto, pois a utilização direta deste agente vem
apresentando resultados promissores na floculação / coagulação protéica de efluentes
provenientes do processamento de carnes (DUPONT, 2006)
Com a aplicação dos reagentes convencionais, foram obtidas remoções médias em
torno de 8% de DQO, 6% de proteína e 70% de SST, valores ainda bem abaixo dos obtidos
quando da adição dos reagentes convencionais após a etapa de biodigestão anaeróbia, mas
superiores aos obtidos com a aplicação do agente químico estudado. Além disso, é importante
444
8
9
5
53
64
60
0
10
20
30
40
50
60
70
3,50 4,25 5,00
Remoçãomédia(%)
pHdoEfluente
DQO
PROT
SST
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 114
salientar que os flocos formados após a adição do cloreto férrico e do polímero aniônico
mostraram-se muito mais estáveis do que aqueles formados após a adição do agente químico.
É importante salientar que os dados experimentais obtidos durante o estudo da
aplicação do agente químico a base de sílica no pré-tratamento do efluente bruto são
apresentados no Apêndice I.
4.3.1 ANÁLISE ECONÔMICA DA UTILIZAÇÃO DO NOVO AGENTE QUÍMICO A BASE DE
SÍLICA NO PRÉ
-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO EM ESTUDO
Conforme comentado anteriormente, o novo agente químico em estudo seria utilizado
em uma etapa diferente da qual os reagentes químicos convencionais são atualmente
adicionados. Os reagentes químicos convencionais (cloreto férrico e polímero aniônico) são
eficientes no processo de floculação protéica após uma etapa inicial de digestão anaeróbia –
na qual os compostos orgânicos presentes no efluente bruto são convertidos em compostos de
cadeias menores – e após o ajuste do pH do efluente para um valor próximo ao ponto
isoelétrico das proteínas. O novo agente químico, por sua vez, pode ser adicionado
diretamente no pré-tratamento do efluente bruto; isso se dá devido à estrutura química deste
agente, capaz de proporcionar a floculação de compostos orgânicos de cadeias mais extensas,
as quais estão presentes no efluente proveniente da produção de isolados protéicos. Uma vez
que um dos principais gastos no sistema primário de tratamento de efluentes atual relaciona-se
ao consumo de hidróxido de sódio para ajuste do pH, esta seria uma das principais vantagens
da aplicação deste novo agente químico.
Uma análise econômica do consumo de reagentes químicos no sistema primário de
tratamento de efluentes industrial atual deve considerar, principalmente, os gastos com o
NaOH e FeCl
3
. Na época em que se iniciou o estudo do pré-tratamento do efluente bruto com
o novo agente químico a base de sílica (06/2005), o consumo de NaOH e FeCl
3
, pelo sistema
primário de tratamento de efluentes industrial, era de, respectivamente, 1,72 e 1,54 kg por m
3
de efluente tratado. Isso gerava um custo em torno de R$ 71,00 e R$ 43,00, respectivamente,
por tonelada de proteína isolada de soja produzida. Somando-se a estes, o custo do polímero
aniônico utilizado (R$ 6,50 por tonelada de PIS), pode-se estimar um gasto mensal de
aproximadamente R$ 121,00 por tonelada de PIS produzida. Uma vez que são produzidas em
torno de 2200 toneladas de PIS por mês, pode-se estimar o gasto mensal em reagentes
químicos pelo sistema primário existente em aproximadamente R$ 266.000,00
(U$ 520,000.00).
A análise econômica do uso do novo agente químico a base de sílica no pré-tratamento
do efluente proveniente da produção de isolados protéicos a base de soja deve considerar o
aluguel do equipamento para a produção do reagente (R$ 33.000,00 por mês), o custo para a
produção do mesmo (84% devido à aquisição do silicato de sódio, 6% devido ao consumo de
4.3 PRÉ-TRATAMENTO DO EFLUENTE BRUTO COM AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA 115
NaOH e 10% devido ao consumo de CO
2
) e o consumo de polímero catiônico para o
adequado funcionamento do sistema.
O custo para a produção do reagente pode ser estimado em, aproximadamente,
R$ 47,00 por tonelada de PIS; o consumo de polímero catiônico implica em um gasto em
torno de R$ 10,00 por tonelada de PIS. Pode-se estimar, portanto, um gasto mensal de,
aproximadamente, R$ 160.000,00 (U$ 312,000.00) com o pré-tratamento do efluente bruto
com o novo agente químico a base de sílica (já contabilizado o aluguel do equipamento).
Comparando-se os gastos obtidos com cada tratamento, pode-se observar uma
economia em torno de R$ 106.000,00 (U$ 208,000.00) por mês em reagentes, se o pré-
tratamento do efluente em estudo com o novo agente químico a base de sílica apresentasse
bons resultados e fosse implementado. Entretanto, os testes realizados até o momento
apresentaram resultados muito ruins, não apenas em relação à remoção dos parâmetros
considerados, mas também, em relação à estabilidade dos flocos formados. Pelos resultados
obtidos a implementação deste pré-tratamento pode levar, até mesmo, ao colapso do sistema.
Em função disto, alguns estudos foram realizados diretamente na planta do sistema de
tratamento de efluentes industrial a fim de reduzir o volume de reagentes químicos utilizados
pelo sistema primário convencional de tratamento de efluentes. Foram alterados sensores e
bombas dosadoras, mas a principal alteração consistiu no ponto de ajuste de pH. Como
explicado anteriormente, no sistema primário convencional, o pH inicial do efluente era em
torno de 4,3. Durante a digestão anaeróbia, o pH do efluente reduzia-se para um valor em
torno de 3,7 e era ajustado, no início do reator tubular, para um valor de 4,5. Percebeu-se,
entretanto, que este efluente possuía uma capacidade de tamponamento em um pH por volta
de 3,9, o que aumentava consideravelmente o volume de soda necessário para elevá-lo de 3,7
para 4,5. Adotou-se, portanto, a partir destas observações, o controle do pH no interior do
segundo reator acidogênico, a fim de evitar que o efluente atingisse valores de pH inferiores a
4,0 (BEAL, 2007). Conseguiu-se, a partir daí, uma redução significativa no volume de NaOH
(de 1,72 kg.m
-3
de efluente para 0,8 kg.m
-3
) e FeCl
3
(de 1,54 kg.m
-3
de efluente para
1,45 kg.m
-3
) utilizados no sistema. A partir desta redução, o custo mensal de reagentes
químicos utilizados no sistema primário industrial de tratamento de efluentes em estudo
reduziu-se para um valor em torno de R$ 175.000,00 (U$ 341,000.00).
Comparando-se este valor com o valor estimado para o custo do pré-tratamento com o
novo agente químico a base de sílica, pode-se observar que a implementação deste último já
não representaria uma economia significativa para a empresa.
Considerando-se os motivos financeiros e, em grande parte, os resultados obtidos com
a utilização do novo agente químico a base de sílica no pré-tratamento do efluente bruto em
estudo, a implementação deste projeto foi considerada inviável e sua continuação,
desnecessária.
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 116
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM
ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO)
Após a avaliação de dois processos alternativos para o pré-tratamento do efluente
bruto em estudo, partiu-se para o desenvolvimento de um sistema primário de bancada que
reproduzisse, da melhor maneira possível os resultados do sistema primário industrial. O
equipamento de bancada utilizado nestes experimentos encontra-se descrito na seção 3.2.
Cada experimento, em batelada, durou em torno de 7 h: aproximadamente 6 h de tempo de
residência no reator anaeróbio de bancada e em torno de 1 h para a sedimentação e separação
do efluente clarificado. As condições de operação do reator foram: temperatura de 48 °C
(± 2 °C) e agitação (magnética) constante, a fim de manter as mesmas características do
processo industrial.
Nestes experimentos, comparou-se a eficiência do sistema de bancada na remoção de
DQO, proteína e sólidos suspensos totais e voláteis do efluente bruto com o sistema primário
industrial. Para tanto, análises dos parâmetros mencionados foram realizadas no efluente antes
e após cada experimento. Além disso, monitorou-se o volume de gás gerado, o pH e o teor de
alcalinidade e AOV do sistema. Os dados experimentais obtidos durante o desenvolvimento
do sistema primário industrial em escala de bancada (tratando o efluente bruto) são
apresentados no Apêndice J.
A Figura 4.21 apresenta a variação de pH do efluente bruto (P1) e a variação do pH
final, ou seja, após a passagem pelo reator anaeróbio de bancada (P2f(B)).
Figura 4.21: Variação de pH no efluente bruto (P1) e após passagem pelo reator anaeróbio de
bancada (P2f(B)).
Observa-se que o pH final do efluente apresentou uma variação menor que a
apresentada pelo efluente bruto. O pH do efluente bruto utilizado nos experimentos de
bancada variou entre 4,0 e 4,7 (média de 4,3 ± 0,18), enquanto que o pH final do efluente
variou entre 3,4 e 3,8 (média de 3,7 ± 0,14). Pode-se observar, também, comparando estes
3,4
3,6
3,8
4,0
4,2
4,4
4,6
4,8
12345678910111213141516
pH
Experimentos de Bancada
P1 P2f(B)
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 117
valores com os valores industriais (apresentados anteriormente na seção 4.1), que o
decaimento do pH seguiu a tendência apresentada pelo efluente no RAA industrial, indicando
uma possível hidrólise dos biopolímeros presentes no efluente bruto e a produção dos AOV
pelas bactérias acidogênicas, responsáveis pela diminuição do pH.
A Figura 4.22 apresenta o resultado de pH versus tempo de residência para três
experimentos (cada experimento está representado por um símbolo). Os demais experimentos
apresentaram um comportamento bastante semelhante aos apresentados e não foram incluídos
na figura a fim de evitar um acúmulo de pontos.
Figura 4.22: Variação do pH do efluente ao longo do tempo de residência no reator anaeróbio
de bancada.
De acordo com os resultados apresentados nesta figura, o efluente entra no processo
com um pH por volta de 4,3 e a sua maior diminuição ocorre no período inicial do
experimento, ou seja, nas primeiras 2 h, quando o pH do efluente atinge valores por volta de
3,6. Após este período, dois comportamentos foram observados: em alguns casos, o pH
continuava a diminuir, atingindo valores abaixo de 3,4, mas, com o decorrer do tempo, este
valor novamente se elevava, acabando, após 6 h de experimento, por volta de 3,7; em outros
casos, após as primeiras 2 h de decaimento, o pH do efluente acabava se estabilizando por
volta de 3,6 encerrando as 6 h de experimento também por volta de 3,7. Isso indica que a
maior produção de ácidos orgânicos voláteis se dá nas primeiras 2 h de experimento,
causando o decaimento do pH do sistema, devido à rápida hidrólise dos compostos facilmente
degradáveis presentes no meio.
Especula-se, neste momento, que nos experimentos em que ocorre o aumento do pH
após determinado tempo, possa estar ocorrendo o consumo dos ácidos orgânicos voláteis
formados durante a fase acidogênica, ou seja, é possível que esteja iniciando-se o processo de
3,2
3,4
3,6
3,8
4,0
4,2
4,4
0 60 120 180 240 300 360
pH
tempo de residência (min)
Experimento 8
Experimento 10
Experimento 12
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 118
metanogênese no interior do reator anaeróbio. Essa hipótese será melhor avaliada e discutida
posteriormente, em função da produção gasosa durante a digestão anaeróbia.
A Figura 4.23 apresenta uma comparação dos dados de variação do pH do efluente
com os dados do teor de ácidos orgânicos voláteis gerados durante as 6 h de experimento. As
linhas pontilhadas foram inseridas apenas para fins de melhor visualização.
Figura 4.23: Relação entre a variação de pH e a formação de ácidos orgânicos voláteis em
função do tempo de residência no reator anaeróbio de bancada.
Observa-se que a diminuição do pH acompanha, em sentido oposto, a formação dos
ácidos orgânicos voláteis pelas bactérias acidogênicas, indicando que o decaimento do pH
deve, realmente, ser causado pela hidrólise dos biopolímeros presentes no meio a AOV, CO
2
e
H
2
. Além disso, pode-se observar que o valor mínimo da concentração de AOV presente no
sistema foi em torno de 1.300 mg.L
-1
. Uma vez que a concentração destes ácidos está
relacionada com a atividade das bactérias acidogênicas e metanogênicas e que concentrações
superiores a 1.000 mg.L
-1
indicam a predominância da acidogênese no interior do reator, em
detrimento da metanogênese (BEAL, 1995; NETO, 1992), pode-se comprovar que o reator
anaeróbio de bancada está cumprindo sua função principal que depende da atividade das
bactérias acidogênicas.
A predominância da acidogênese no reator anaeróbio também pode ser comprovada
através do monitoramento do volume de gás gerado durante o experimento. Conforme visto
anteriormente, durante a acidogênese ocorre a formação dos ácidos orgânicos voláteis e a
conversão destes em acetato, CO
2
e H
2
. Na metanogênese, entretanto, ocorre a formação de
metano e CO
2
a partir do acetato e H
2
anteriormente formados (NETO, 1992; METCALF e
EDDY, 1991). Assim, nos primeiros experimentos, adaptou-se, ao sistema de medição do
3,2
3,4
3,6
3,8
4,0
4,2
4,4
1250
1400
1550
1700
1850
2000
2150
2300
2450
2600
2750
0 60 120 180 240 300 360
pH
AOV (mgHAc.L
-1
)
tempo de residência (min)
Concentração de AOV
pH
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 119
volume de gás gerado no reator anaeróbio de bancada, um sistema de lavagem dos gases
gerados para que apenas o volume de gás metano produzido fosse medido (conforme
explicado previamente, na seção 3.2.4).
Percebeu-se nos experimentos que utilizaram o sistema de lavagem de gases que não
foi detectada a liberação de gás metano durante as 6 h de experimento, confirmando a total
predominância da acidogênese, em detrimento da metanogênese no reator anaeróbio.
Este resultado concorda com o apresentado por GUERREIRO et al. (1999) que não
detectaram a produção de metano durante a operação de um reator anaeróbio, sob constante
agitação, nas temperaturas de 37 e 55 °C, com TRH de até 48 h.
Após confirmar a hipótese de que gás metano não é gerado, removeu-se o sistema de
lavagem de gases e mediu-se, a partir daí, o volume de gás total gerado durante o
experimento.
A Figura 4.24 apresenta os dados gerados através do monitoramento do volume de gás
total produzido nas condições normais de temperatura e pressão (CNTP) durante 6 h para
cinco experimentos.
Figura 4.24: Volume de gás total gerado durante a digestão anaeróbia de bancada em função
do tempo de residência.
Observa-se que a produção de gás total foi bastante variada para os diferentes
experimentos (todos sob as mesmas condições de operação). Ao estimar o fator de produção
de gás, ou seja, o quanto de gás (m
3
) foi produzido em função da quantidade de DQO (kg)
removida do sistema, também se percebe uma variação bastante elevada entre as diversas
repetições do mesmo experimento; das curvas apresentadas na Figura 4.24, pôde-se estimar
um fator de produção gasosa (em m
3
de gás produzido por kg de DQO removida) de 0,054
(Δ), 0,232 (+), 0,279 ( ), 0,135 (×) e 0,110 ( ). Acredita-se que estas variações sejam
0
50
100
150
200
250
300
350
400
450
0 60 120 180 240 300 360
V de gás produzido (mL)
tempo de residência (min)
Experimento 8 Experimento 10
Experimento 11 Experimento 13
Experimento 14
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 120
resultado das diferenças na atividade do lodo coletado a cada experimento e utilizado como
inóculo do reator anaeróbio de bancada. Além disso, as variações apresentadas pelo efluente
bruto – devido às alterações desejadas e/ou necessárias no processo de produção da PIS –
também afetam a produção gasosa no reator anaeróbio.
Os resultados de cada experimento, entretanto, apresentaram uma tendência parecida:
uma produção gasosa mais significativa nas primeiras 2 h e a continuidade desta produção,
mesmo que em menor volume, até o final do experimento. Considerações adicionais a
respeito da produção gasosa durante a digestão anaeróbia serão discutidas mais adiante.
A remoção de DQO total nos experimentos de bancada ficou em torno de 24%
(± 10%). A Figura 4.25 apresenta os valores iniciais (P1), intermediários (após a passagem
pelo reator anaeróbio, P2f(B)) e finais (efluente clarificado, P3(B)) de DQO obtidos em
diversos experimentos. Na figura, as linhas pontilhadas têm a única função de facilitar a
visualização.
Figura 4.25: Valores iniciais, intermediários e finais de DQO para os experimentos de
bancada.
Como pode ser observado nesta figura, os valores de DQO do efluente bruto (P1)
mostraram-se bastante variáveis. Os valores mais elevados de DQO de P2f(B) em relação à
DQO afluente (P1) podem ser explicados pelo fato de esta englobar a carga orgânica
adicionada ao sistema quando da adição do inóculo (composto de microrganismos e, portanto,
de elevada carga orgânica). Assim, a DQO do sistema não aumentou devido às reações
ocorridas no interior do reator anaeróbio, mas ficou mais elevada devido à adição do inóculo.
Comparando-se os pontos das duas seqüências (P1 e P2f(B)) pode-se perceber certa
proporcionalidade entre elas. Isso era esperado, uma vez que, em todos os experimentos, a
mesma quantidade de lodo foi adicionada ao sistema.
10000
13000
16000
19000
22000
25000
28000
31000
34000
1234567891011121314
DQO (mg.L
-1
)
Experimentos de Bancada
P1
P2f(B)
P3(B)
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 121
Uma comparação entre estas duas seqüências e a seqüência inferior (P3(B)) também
demonstra certa proporcionalidade, indicando uma eficiência na remoção de DQO mais ou
menos constante nos diversos experimentos do sistema de bancada.
Em diversos experimentos, determinou-se também a DQO solúvel de cada ponto
analisado. Resultados muito semelhantes aos obtidos industrialmente foram alcançados para a
fração de DQO solúvel do efluente em relação à DQO total do mesmo. O efluente bruto,
conforme esperado, apresentou, em média, os mesmos 97% de DQO solúvel em relação à
DQO total do efluente; o efluente clarificado também apresentou resultados compatíveis com
os obtidos industrialmente, quando praticamente 100% de sua DQO total mostrou-se solúvel;
o efluente do ponto P2f(B), por sua vez, apresentou uma fração um pouco menor de DQO
solúvel em relação à DQO total do que o efluente coletado em uma etapa semelhante do
processo industrial, 73%. A Figura 4.26 apresenta os valores iniciais (P1), intermediários
(após a passagem pelo reator anaeróbio, P2f(B)) e finais (efluente clarificado, P3(B)) de DQO
solúvel obtidos nos diversos experimentos.
Figura 4.26: Valores iniciais, intermediários e finais de DQO solúvel obtidos para os
experimentos de bancada.
Através da observação desta figura, torna-se claro que o valor mais elevado de DQO
total do ponto P2f(B) deve-se, praticamente, apenas à adição da matéria orgânica, sob a forma
de inóculo, ao reator no início da digestão anaeróbia, uma vez que os valores de DQO solúvel
destes dois pontos (P1 e P2f(B)) permanecem muito semelhantes.
A fim de avaliar a eficiência na remoção de sólidos do sistema primário de bancada,
analisaram-se os parâmetros de SST e SSV do efluente bruto (P1), do efluente após a
passagem pelo reator anaeróbio de bancada (P2f(B)) e do efluente clarificado (P3(B)). A
Figura 4.27 apresenta os valores de SSV (em mg.L
-1
) obtidos em diferentes experimentos.
10000
13000
16000
19000
22000
25000
28000
31000
34000
1234567891011121314
DQO solúvel (mg.L
-1
)
Experimentos de Bancada
P1
P2f(B)
P3(B)
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 122
Nesta figura, são apresentados também os valores calculados de SSV P1+L, os quais foram
obtidos a partir da soma ponderada do SSV referente à P1 com o SSV do inóculo
correspondente a cada experimento.
Figura 4.27: Valores de SSV (em mg.L
-1
) estimados para os experimentos de bancada.
Como pode ser observado, o aumento na concentração de SSV do efluente causado
pela adição do lodo (inóculo) no início do experimento de bancada é bastante significativo.
Observa-se, além disso, que, em praticamente todos os experimentos de bancada, os teores de
SSV das amostras P2f(B) se mostraram um pouco superiores aos teores de SSV das amostras
de P1+L; esse aumento no teor de SSV durante a digestão anaeróbia pode ser decorrente do
processo de insolubilização protéica que promove o aumento no teor de sólidos suspensos da
amostra.
A partir da Figura 4.27 também é possível observar a elevada eficiência do sistema de
bancada na remoção do SSV do efluente, a qual fica em torno de 76% (remoção média). Esse
percentual de remoção, entretanto, é um pouco inferior ao percentual de remoção obtido pelo
sistema primário industrial (86%).
Em relação à proporção entre os teores de SST e SSV dos diferentes pontos
analisados, pôde-se perceber que, em média, em torno de 93% dos sólidos suspensos totais do
lodo utilizado como inóculo eram voláteis; os teores de SSV do efluente bruto e do efluente
clarificado, por sua vez, representaram, em média, em torno de 97 e 95% dos sólidos
suspensos totais do efluente, respectivamente.
Em relação à fração dos sólidos suspensos versus a fração dos sólidos totais do
efluente, resultados muito semelhantes aos obtidos industrialmente foram alcançados.
Estimou-se, nos experimentos de bancada, que os sólidos suspensos representam em torno de
0
2000
4000
6000
8000
10000
12000
14000
1234567891011121314
SSV (mg.L
-1
)
Experimentos de Bancada
P1
P1+L
P2f(B)
P3(B)
4.4 DESENVOLVIMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
(TRATANDO EFLUENTE BRUTO) 123
20% dos sólidos totais presentes no efluente bruto (P1), 46 % dos sólidos totais presentes no
efluente que deixa o reator anaeróbio acidogênico de bancada (P2f(B)) e 6% dos sólidos totais
presentes no efluente clarificado (P3(B)).
Finalmente, uma vez que o objetivo principal do sistema primário industrial é a
insolubilização, precipitação e remoção das proteínas presentes no efluente bruto, avaliou-se a
remoção destas pelo sistema primário de bancada.
A Figura 4.28 apresenta a variação do teor protéico do efluente bruto (P1), após este
passar pelo reator anaeróbio de bancada (P2f(B)) e deste, após o final do sistema primário de
bancada, ou seja, após a remoção dos sólidos sedimentados (P3(B)).
Figura 4.28: Teor protéico apresentada pelo efluente bruto, após passagem pelo reator
anaeróbio e após sedimentação dos sólidos, nos experimentos de bancada.
A partir dos dados apresentados na Figura 4.28, observa-se a eficiência do sistema
primário de bancada na remoção de grande parte da proteína presente no efluente.
Semelhantemente ao comportamento da DQO do sistema anaeróbio, também se percebe um
aumento significativo do teor protéico quando se compara o seu valor no efluente (P1) com o
valor após a digestão anaeróbia (P2f(B)). Novamente, isso pode ser explicado pela adição do
lodo biológico ao reator anaeróbio de bancada: o teor de proteína se eleva devido à proteína
adicionada ao meio. Além disso, ao se comparar estas duas seqüências com a última delas
(P3(B)), verifica-se a eficiência da etapa de sedimentação e remoção das proteínas
anteriormente insolubilizadas e precipitadas. O sistema primário de bancada apresentou uma
eficiência média de remoção protéica em torno de 49% (± 10%), que pode ser considerada
muito boa, mesmo que um pouco inferior ao obtido pelo sistema primário industrial (55%).
Os teores de proteína solúvel dos pontos coletados também foram estimados para
alguns experimentos de bancada. Os resultados das análises indicaram que, em média, 70% da
0
1500
3000
4500
6000
7500
9000
10500
12000
13500
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
Teor protéico (mg.L
-1
)
Experimentos de Bancada
P1
P2f(B)
P3(B)
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
124
proteína total do efluente bruto (P1), 40% da proteína total do efluente proveniente do reator
anaeróbio acidogênico de bancada (P2f(B)) e 80% da proteína total do efluente clarificado
(P3(B)) eram solúveis. A fração baixa de proteína solúvel em relação à proteína total do ponto
P2f(B) indica a eficiência do processo de bancada na insolubilização das proteínas presentes
no meio. Por outro lado, a elevada fração de proteína solúvel em relação à proteína total do
efluente clarificado indica que a etapa de sedimentação está removendo boa parte das
proteínas presentes. A eficiência na remoção da proteína solúvel do efluente pelo sistema de
bancada ficou, em média, em torno de 44%.
Semelhantemente à análise feita na determinação dos teores de DQO total e solúvel do
efluente, observou-se que os teores de proteína solúvel do ponto P1 e do ponto P2f(B)
mostraram-se muito semelhantes. Desta forma, comprovou-se que, também neste caso, o
aumento no teor de proteína total percebido no ponto P2f(B) deve-se à adição da matéria
orgânica, sob a forma de inoculo.
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE
BANCADA AO TRATAR O PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
Conforme comentado anteriormente, após a avaliação de dois processos alternativos
de pré-tratamento do efluente bruto e do desenvolvimento de um sistema primário de bancada
capaz de reproduzir, com bons resultados, o sistema primário industrial, partiu-se para a
avaliação deste sistema tratando o permeado obtido do sistema de membranas. Isso ocorreu
uma vez que o pré-tratamento com o novo agente químico a base de sílica não apresentou
bons resultados. Foram realizados diversos experimentos, sob as mesmas condições de
operação, utilizando o permeado do sistema de membranas como alimentação. Em todos eles,
o pré-tratamento do efluente bruto com o sistema de membranas e a coleta do permeado
gerado foi realizado em um dia e, no dia seguinte, realizou-se o tratamento do permeado com
o sistema primário de bancada. Os dados experimentais obtidos durante a avaliação do
comportamento do sistema primário de bancada ao tratar o permeado do sistema de
membranas são apresentados no Apêndice K.
Nos experimentos de pré-tratamento do efluente bruto com o sistema de membranas,
foi utilizada a membrana de UF com MMC de 5 kDa (em função dos resultados obtidos
anteriormente e descritos na seção 4.2) com as seguintes condições de operação: temperatura
de 48 °C,
Δ
P de 6 bar e v de 2,4 m.s
-1
.
A Figura 4.29 apresenta os teores médios de sólidos (ST/SV e SST/SSV) das amostras
coletadas nas diferentes etapas dos experimentos: efluente bruto (P1), permeado obtido após o
pré-tratamento com a membrana de 5 kDa (P), ponto inicial da digestão anaeróbia, ou seja,
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
125
amostra contendo permeado + inóculo (P2i(B)), ponto final da digestão anaeróbia (P2f(B)) e
efluente clarificado proveniente do sistema primário de bancada (P3(B)).
Figura 4.29: Teores de sólidos das amostras de efluente bruto (P1), permeado (P), início
(P2i(B)) e fim (P2f(B)) da digestão anaeróbia de bancada e efluente clarificado (P3(B)).
Conforme pode ser observado, a diferença entre os teores de sólidos dos dois tipos de
efluentes utilizados neste estudo como alimentação do sistema primário de bancada é bastante
significativa. Nesta série de experimentos, o pré-tratamento com a membrana de 5 kDa
proporcionou retenções de 26% de ST, 29% de SV, 73% de SST e 74% SSV, gerando um
efluente pré-tratado (P) com teores de sólidos bem inferiores aos do efluente bruto (P1). Os
valores de retenção obtidos nesta série de experimentos mostraram-se um pouco superiores
aos obtidos anteriormente (apresentados na seção 4.2) em relação aos teores de ST/SV, mas
um pouco inferiores em relação aos teores de SST/SSV.
Conforme o esperado, o teor de sólidos aumentou consideravelmente do ponto P para
o ponto P2i(B) e esse aumento é muito mais significativo em relação aos sólidos suspensos
presentes na amostra. Isso é decorrência da adição do inóculo ao efluente bruto (no início da
digestão anaeróbia), o qual contém, basicamente, matéria orgânica em suspensão. Os teores
de sólidos suspensos em relação aos totais confirmam este resultado, uma vez que os sólidos
suspensos voláteis representam em torno de 15% dos SV do efluente bruto (P1), em torno de
5% dos SV do permeado (P) e sobem para 33% dos SV do efluente no início da digestão.
Durante a digestão anaeróbia – do ponto P2i(B) ao ponto P2f(B) – percebe-se uma
pequena diminuição nos sólidos totais da amostra e um aumento nos sólidos suspensos da
mesma; isto indica o consumo de parte dos sólidos solúveis presentes na amostra (causando a
diminuição do teor de ST/SV) e, também, a transformação de parte dos sólidos solúveis em
16054
12553
16001
14721
12059
12681
9643
12642
11474
7715
2117
569
4476
4716
609
1880
482
4156
4284
491
0
2000
4000
6000
8000
10000
12000
14000
16000
18000
P1 P P2i(B) P2f(B) P3(B)
Teoresdesólidos(mg.L
‐1
)
Pontodeamostragem
ST
SV
SST
SSV
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
126
sólidos suspensos. O aumento dos sólidos suspensos voláteis (e o aumento do percentual de
SSV em relação aos SV) pode indicar, também, o crescimento microbiano no interior do
reator anaeróbio.
A comparação entre os teores de sólidos ao final da digestão anaeróbia de bancada
(P2f(B)) com os teores de sólidos do efluente clarificado (P3(B)) mostra uma diminuição
significativa entre eles, principalmente no teor de sólidos suspensos (SST/SSV), indicando
que toda a matéria orgânica adicionada como inóculo permaneceu em suspensão e foi
removida na etapa de bancada de clarificação do efluente.
Por outro lado, a comparação entre os teores de sólidos do permeado (P) e do efluente
clarificado (P3(B)) revela que o tratamento com o sistema primário de bancada acarretou em
uma redução muito pequena nos teores de sólidos da amostra. Tal fato pode indicar que, a
partir do pré-tratamento do efluente com a membrana de UF, as fases do tratamento primário
do efluente não sejam mais tão importantes, não exercendo uma influência muito significativa
no efluente que passa por este tratamento. Uma análise criteriosa desta hipótese, entretanto,
deve levar em consideração não apenas os teores de sólidos, mas, sobretudo, os teores de
DQO, proteína e carboidrato presentes na amostra.
A Figura 4.30 apresenta os teores médios de DQO total e solúvel (DQO sol),
carboidrato (CARB) e proteína total e solúvel (PROT sol) das amostras nas diferentes etapas
dos experimentos: efluente bruto (P1), permeado obtido após o pré-tratamento com a
membrana de 5 kDa (P), ponto inicial da digestão anaeróbia (P2i(B)), ponto final da digestão
anaeróbia (P2f(B)) e efluente clarificado proveniente do sistema primário de bancada (P3(B)).
Figura 4.30: Teores de DQO, carboidrato e proteína das amostras de efluente bruto (P1),
permeado (P), início (P2i(B)) e fim (P2f(B)) da digestão anaeróbia de bancada e efluente
clarificado (P3(B)).
16300
11078
17200
16033
10711
14967
10467
12067
11033
10033
10485
8272
8422
7195
6633
2989
1362
4366
4124
1135
2317
1242
1727
1633
1081
0
2000
4000
6000
8000
10000
12000
14000
16000
18000
20000
P1 P P2i(B) P2f(B) P3(B)
Teores(mg.L
‐1
)
Pontodeamostragem
DQO
DQOsol
CARB
PROT
PROTsol
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
127
A análise da Figura 4.30 mostra que existe diferença significativa entre os dois tipos
de efluente utilizados como alimentação do sistema primário de bancada. Nesta série de
experimentos, foram obtidas retenções de 32% de DQO (30% de DQO solúvel), 21% de
carboidrato e 54% de proteína (46% de proteína solúvel), gerando-se, portanto, um efluente
pré-tratado com carga orgânica significativamente menor que a do efluente bruto.
Semelhantemente ao comportamento dos teores de sólidos da amostra, os teores de
DQO e proteína também aumentam consideravelmente após a adição do inóculo. Conforme
esperado, os teores de carboidrato, DQO solúvel e proteína solúvel, entretanto, pouco se
alteram com a adição do inóculo. Durante a digestão anaeróbia de bancada percebe-se uma
pequena diminuição em todos os parâmetros: 7% de DQO, 9% de DQO solúvel, 15% de
carboidrato, 6% de proteína e 5% de proteína solúvel. Esse resultado confirma a maior
facilidade e rapidez de consumo dos carboidratos em relação ao consumo das proteínas pelas
bactérias acidogênicas. A diminuição na DQO da amostra decorre do consumo do substrato
presente, mas estes dois parâmetros não apresentam uma relação direta, visto que um aumento
dos sólidos voláteis da amostra (crescimento microbiano) causa um aumento da DQO.
A etapa de bancada de clarificação é responsável pela remoção de 33% da DQO, 8%
do carboidrato e 72% da proteína da amostra que deixa o reator anaeróbio de bancada. A
análise da eficiência do sistema primário de bancada (comparação entre P e P3(B)), por sua
vez, indica uma remoção de apenas 3% de DQO, 4% de DQO solúvel, 20% de carboidrato,
16% de proteína e 13% de proteína solúvel.
Adicionalmente, a comparação entre os teores de DQO e proteína solúvel com os
teores de DQO e proteína totais, mostra que no efluente bruto, 92% da DQO e 77% da
proteína total eram solúveis e que no permeado esses valores aumentam para,
respectivamente, 95 e 91%. Com a adição do inóculo, os percentuais de DQO e proteína
solúvel em relação à DQO e proteína total caem para 70 e 40%, respectivamente; estes teores
se mantêm mais ou menos constantes até o final da digestão anaeróbia e voltam a aumentar
significativamente após a etapa de clarificação (94 e 95%, respectivamente).
Os resultados anteriores confirmam diferenças significativas entre os dois tipos de
efluentes utilizados na alimentação do sistema primário de bancada e no comportamento deste
sistema ao tratar cada tipo de efluente. A fim de melhor fundamentar as comparações entre
estes comportamentos, três experimentos foram realizados (experimentos 7, 8 e 9, doravante
denominados de “experimentos completos’). Nestes experimentos, a mesma amostra de
efluente bruto era utilizada para a obtenção do permeado (que seria tratado pelo sistema
primário de bancada no dia seguinte) e para o tratamento no sistema primário de bancada. No
primeiro dia era feita a coleta do efluente bruto e do lodo destinado ao inóculo do reator
anaeróbio de bancada: 1,8 L do efluente bruto eram tratados no sistema primário de bancada
(semelhantemente aos experimentos cujos resultados foram descritos anteriormente na seção
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
128
4.4) e o volume restante era pré-tratado no sistema de membranas; ao final do pré-tratamento,
coletava-se o permeado gerado que, no dia seguinte, era tratado no sistema primário de
bancada. Com este procedimento, descartam-se dois dos fatores de erro comum aos outros
experimentos: a variação na concentração do lodo (inóculo) e a variação nas características do
efluente bruto.
A seguir são apresentados e comparados os resultados do controle dos parâmetros da
digestão anaeróbia obtidos durante os três experimentos completos realizados. A Figura 4.31
apresenta os dados do volume de gás total produzido durante a digestão anaeróbia do efluente
bruto (experimentos 7E, 8E e 9E) e do permeado (experimentos 7P, 8P e 9P) nas condições
normais de temperatura e pressão (CNTP).
Figura 4.31: Volume de gás total gerado durante a digestão anaeróbia de bancada do efluente
bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P).
Conforme pode ser observado, produções gasosas sempre mais elevadas foram obtidas
durante a digestão anaeróbia do efluente bruto (E) quando comparadas à produção gasosa do
efluente pré-tratado (permeado, P). Nestes experimentos, é possível estimar uma produção
gasosa média de 42 mL.(h.L)
-1
para o efluente bruto, frente a uma produção gasosa de
31 mL.(h.L)
-1
para o permeado; nos experimentos 7 e 8, por exemplo, quase 30% a menos de
gás total foram produzidos durante o tratamento primário de bancada do permeado. Como os
gases gerados são os principais produtos da etapa de hidrólise ácida do efluente, percebe-se
uma maior atividade dos microrganismos presentes ao tratar o efluente bruto.
0
50
100
150
200
250
300
350
400
450
500
0 50 100 150 200 250 300 350 400
Gás Total (mL)
tempo (min)
7E
7P
8E
8P
9E
9P
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
129
A partir dos dados apresentados na Figura 4.31 e dos dados médios de DQO inicial e
final da digestão anaeróbia do efluente bruto (23.133 mg.L
-1
e 22.200 mg.L
-1
,
respectivamente) e do permeado (15.533 mg.L
-1
e 14.933 mg.L
-1
, respectivamente), é possível
a determinação do fator de produção de gás de cada experimento. Na digestão anaeróbia do
efluente bruto obteve-se um fator de produção de gás médio em torno de 0,48 m
3
de gás por
kg de DQO removida (0,48 m
3
.kgDQO
-1
), um pouco inferior, entretanto, ao fator de produção
de gás médio obtido na digestão anaeróbia do permeado, de 0,54 m
3
.kgDQO
-1
. Isso demonstra
que a diferença entre o consumo de DQO durante a digestão anaeróbia do efluente bruto e do
permeado é mais significativa do que a diferença obtida na produção gasosa nestes processos.
Vale ressaltar ainda que, nesta etapa do trabalho (com o tratamento primário de
bancada tratando o permeado das membranas), foram realizados quatro testes nos quais o
volume de gás metano produzido foi monitorado. Semelhantemente ao que já havia ocorrido
na etapa anterior (com o sistema primário de bancada tratando o efluente bruto), não foi
percebida a produção deste gás durante a digestão anaeróbia, sob as condições estudadas.
A Figura 4.32 apresenta o comportamento do pH do sistema durante a digestão
anaeróbia de bancada do efluente bruto (experimentos 7E, 8E e 9E) e do permeado
(experimentos 7P, 8P e 9P) em cada experimento completo.
Figura 4.32: Comportamento do pH do sistema durante a digestão anaeróbia de bancada do
efluente bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P).
A análise desta figura mostra que o pH do sistema apresentou comportamento bastante
semelhante nas três repetições realizadas; a diferença de pH entre os pontos inicial e final foi
3,2
3,4
3,6
3,8
4,0
4,2
4,4
0 40 80 120 160 200 240 280 320 360
pH
tempo(min)
7E 7P 8E 8P 9E 9P
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
130
pequena, tanto nos experimentos com efluente bruto como nos experimentos com efluente
pré-tratado. O pH inicial nos experimentos envolvendo o tratamento do efluente bruto (4,03,
4,03 e 4,12) mostrou-se levemente inferior ao pH inicial nos experimentos envolvendo o
tratamento do permeado (4,10, 4,02 e 4,23); da mesma forma, o pH final nos experimentos
com o efluente bruto (3,44, 3,47 e 3,50) mostrou-se levemente inferior ao pH final nos
experimentos com o permeado (3,61, 3,59 e 3,57). Estes resultados indicam que está
ocorrendo, no tratamento de ambos os tipos de efluente, a conversão dos biopolímeros
presentes em produtos responsáveis pela diminuição do pH (AOV, CO
2
e H
2
).
Ao comparar os resultados aqui apresentados para a digestão anaeróbia do efluente
bruto (Figura 4.32) com os resultados apresentados anteriormente, na seção 4.4 (Figura 4.22),
percebe-se similaridade entre algumas curvas apresentadas. Da mesma forma que nos
experimentos anteriores com efluente bruto (Figura 4.22), a diminuição do pH do efluente,
nesta série de experimentos com o efluente bruto, também foi mais significativa nas primeiras
2 h de digestão anaeróbia. Nenhum destes últimos três experimentos, entretanto, apresentou
aumento no pH do efluente na fase final de digestão anaeróbia, como havia ocorrido em
alguns dos experimentos anteriores com o efluente bruto, demonstrando que o consumo dos
AOV não está ocorrendo nesta fase da digestão.
Na Figura 4.33 são apresentadas as curvas de produção de AOV (em mgHAc.L
-1
) em
função do tempo de digestão anaeróbia do efluente bruto (experimentos 7E, 8E e 9E) e do
permeado (experimentos 7P, 8P e 9P), para os três experimentos completos realizados.
Figura 4.33: Produção de AOV (em mgHAc.L
-1
)
durante a digestão anaeróbia de bancada do
efluente bruto (7E, 8E e 9E) e do permeado (7P, 8P e 9P).
800
950
1100
1250
1400
1550
1700
1850
2000
2150
2300
2450
2600
2750
0 50 100 150 200 250 300 350 400
AOV(mgHAc.L
‐1
)
tempo(min)
7E 7P 8E
8P 9E 9P
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
131
Como pode ser observado, a produção de AOV durante a digestão anaeróbia do
efluente bruto foi um pouco superior à produção de AOV durante a digestão anaeróbia do
permeado. Estimando-se o fator de formação de produto (r
P
, em g.(L.h)
-1
), obtém-se um valor
médio de 0,088 para a digestão anaeróbia do efluente bruto e um valor médio de 0,067 para a
digestão anaeróbia do efluente pré-tratado. A partir destes valores, é possível a determinação
de um importante parâmetro cinético: a velocidade específica de formação de produto (µ
P
).
Este é obtido dividindo-se o fator de produção de AOV (r
P
) pela concentração de SSV do
sistema. Uma vez que esta concentração praticamente não se altera durante a digestão
anaeróbia de ambos os tipos de efluente (como já pôde ser observado na Figura 4.29 e
também poderá ser visto, posteriormente, na Figura 4.34), utilizou-se, para o calculo de µ
P
a
concentração de SSV no ponto P2i(B) tanto para a digestão anaeróbia do efluente bruto
(P2i(B)E) como para a digestão anaeróbia do permeado (P2i(B)P). Estimou-se, portanto, uma
velocidade específica de formação de AOV de 0,4248 d
-1
durante a digestão anaeróbia do
efluente bruto e de 0,5064 d
-1
durante a digestão anaeróbia do permeado. Este resultado indica
que, mesmo com uma produção menor de AOV durante a digestão anaeróbia do permeado, a
atividade das bactérias acidogênicas parece um pouco superior nestes experimentos. Os
valores obtidos são inferiores aos valores citados em literatura para a velocidade específica
máxima de bactérias acidogênicas (µ
P
> 1,33 d
-1
para cultura mista (HENZE e HARREMOES,
1983) e µ
P
= 2 d
-1
para esgoto doméstico (METCALF e EDDY, 1991)).
Ao considerar o fator de conversão de carboidrato em AOV (g de AOV produzidas
por g de carboidrato consumido e considerando que os biopolímeros mais consumidos são os
carboidratos), foram obtidos valores muito baixos: média de 0,058 e 0,027 para a digestão do
efluente bruto e do permeado, respectivamente. Estes baixos valores podem indicar a
predominância da formação de biomassa, em detrimento à formação dos demais produtos da
digestão anaeróbia.
Semelhantemente aos resultados obtidos anteriormente, tanto para o efluente bruto
como para o permeado, nesta série de experimentos a concentração mínima de AOV presente
no sistema foi sempre superior a 1.000 mg.L
-1
indicando, novamente, a predominância da
acidogênese no interior do reator, em detrimento da metanogênese (BEAL, 1995; NETO, 1992).
A Figura 4.34 apresenta os teores (médios, de três repetições) de sólidos (ST/SV e
SST/SSV) das amostras coletadas nas diferentes etapas dos experimentos. Nesta figura, tem-
se os resultados do experimento de bancada com o efluente bruto (P1, P2i(B)E, P2f(B)E e
P3(B)E) e os resultados do experimento de bancada com o permeado obtido do pré-tratamento
do próprio efluente bruto P1 com a membrana de 5 kDa (P, P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P).
Como pode ser observado na Figura 4.34, os resultados obtidos nos experimentos de
bancada tratando o permeado da membrana de UF foram muito semelhantes aos descritos
anteriormente (Figura 4.29, média dos experimentos anteriores): de P1 para P foram obtidas
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
132
retenções de ST, SV, SST e SSV de, respectivamente, 31%, 34%, 71% e 74%; houve um
aumento considerável nos teores de sólidos de P para P2i(B)P, sendo o aumento dos sólidos
suspensos bem mais significativo que o aumento dos sólidos totais; de P2i(B)P para P2f(B)P
ocorreu uma pequena diminuição nos teores de ST/SV e um pequeno aumento nos teores de
SST/SSV; a etapa de bancada de clarificação do permeado mostrou-se eficiente, sendo
responsável pela remoção de cerca de 10% de ST, 30% de SV e 90% de SST e SSV; do ponto
P para o ponto P3(B)P, entretanto, foram obtidas remoções novamente baixas: 4%, 24%, 41%
e 43%, respectivamente.
Figura 4.34: Teores de sólidos das amostras de efluente bruto (P1), do permeado (P) e do
resultado dos dois ciclos de experimentos de bancada: tratando o efluente bruto (P2i(B)E,
P2f(B)E e P3(B)E) e tratando o efluente pré-tratado (P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P).
Nos experimentos de bancada realizados com o efluente bruto, por sua vez, percebe-se
resultados um pouco diferentes daqueles obtidos durante o tratamento primário de bancada do
permeado. O aumento no teor de sólidos de P1 para P2i(B)E, por exemplo, ocorre, mas não é
tão expressivo quanto nesta mesma etapa do tratamento do permeado. Isso pode ser explicado
pelo teor mais elevado de sólidos totais e suspensos que o efluente bruto contém, em relação
ao permeado, sólidos, estes, que são removidos do efluente durante o tratamento com a
membrana de 5 kDa. Além disso, enquanto que no efluente bruto, 12% dos ST e 15% dos SV
são sólidos suspensos, no permeado, apenas 5% dos ST e 6% são sólidos em suspensão. O
comportamento dos teores de sólidos do efluente bruto e do permeado durante a etapa de
digestão anaeróbia de bancada, entretanto, se mostrou muito semelhante, podendo indicar que
a menor concentração de nutrientes presentes no permeado possa não estar influenciando no
crescimento microbiano no interior do reator anaeróbio.
0
2500
5000
7500
10000
12500
15000
17500
20000
22500
25000
P1 P2i(B)E P2f(B)E P3(B)E P P2i(B)P P2f(B)P P3(B)P
Teoresdesólidos(mg.L
‐1
)
PontodeAmostragem
ST
SV
SST
SSV
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
133
Um balanço de massa em relação à matéria orgânica adicionada ao sistema através da
adição do inóculo indica que o volume de efluente bruto adicionado ao reator continha, em
média, 30 g de ST (3,9 g de SST); destes, 24 g eram SV (3,6 g de SSV). Conforme pode ser
observado, praticamente todos os sólidos suspensos do efluente eram voláteis. Com a adição
dos 0,18 L de inóculo (contendo, em média, 8 g de ST, 6,4 g de SV, 6 g de SST e 5,4 g de
SSV), no início da fase de digestão anaeróbia, a amostra a ser digerida (1,98 L) continha,
portanto, 38 g de ST (10 g de SST), das quais 31 g eram de SV (9 g de SSV). Desta forma, o
inóculo era responsável pelo aumento de 27% dos ST, 29% dos SV e 150% dos SST/SSV.
O volume de permeado adicionado ao reator continha, por sua vez, uma média de 21 g
de ST (1,0 g SST), das quais 16 g eram SV (0,9 g de SSV). A amostra a ser digerida, já
contendo o inóculo, apresentava, em média, 28% de ST, 22% de SV, 6% de SST e 5% de
SSV. O inóculo era, portanto, responsável pelo aumento de 33% dos ST, 37,5% dos SV e
500% dos SST e SSV.
A fim de estudar mais detidamente a influência da menor concentração de nutrientes
do permeado na digestão anaeróbia de bancada, foi construída a Figura 4.35, que apresenta os
teores (médios, de três repetições) de DQO, DQO solúvel (DQO sol), carboidrato (CARB),
proteína (PROT) e proteína solúvel (PROT sol) das amostras coletadas nas diferentes etapas
dos experimentos. Novamente, tem-se os resultados do experimento de bancada com o
efluente bruto (P1, P2i(B)E, P2f(B)E e P3(B)E) e os resultados do experimento de bancada
com o permeado obtido a partir do pré-tratamento do próprio efluente bruto P1 com a
membrana de 5 kDa (P, P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P).
A análise desta figura mostra que retenções médias de 38% de DQO (37% de DQO
solúvel), 25% de carboidrato e 62% de proteína (56% de proteína solúvel) foram obtidas nesta
série de experimentos com a membrana de 5 kDa (de P1 para P); resultados ainda melhores
que os obtidos anteriormente (Figura 4.30).
Do ponto P2i(B)E para o ponto P2f(B)E percebe-se que, no tratamento do efluente
bruto, o teor de proteína total manteve-se constante, enquanto que o teor de proteína solúvel
diminuiu em torno de 12%; durante a digestão anaeróbia do permeado (pontos P2i(B)P a
P2f(B)P), percebe-se que a proteína total também aumenta levemente, mas a proteína solúvel
não diminui. Isso pode ser explicado pela relação proteína/carboidrato presente no efluente
bruto e no permeado: o efluente bruto contém uma proporção maior de proteína em relação ao
teor de carboidrato, fazendo com que uma maior parte da proteína presente acabe sendo
consumida pelos microrganismos, no lugar dos carboidratos; como a concentração destes é
muito maior no permeado, em relação à concentração protéica, estes se encontram mais
disponíveis aos microrganismos, sendo consumidos preferencialmente. Uma diminuição
levemente maior do teor de carboidratos da amostra de permeado durante a digestão anaeróbia
(em relação ao teor de carboidratos do efluente bruto durante a mesma etapa) corrobora este
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
134
resultado e está de acordo com os resultados obtidos por GUERREIRO et al. (1999) e BREURE e
VAN HANDEL (1985) que perceberam, em seus experimentos, que quanto maior a razão entre
os teores de proteína e carboidrato presentes no efluente, maior é eficiência nas fases de
hidrólise e acidificação das proteínas.
Figura 4.35: Teores de DQO, carboidrato e proteína das amostras de efluente bruto (P1), do
permeado (P) e do resultado dos dois ciclos de experimentos de bancada: tratando o efluente
bruto (P2i(B)E, P2f(B)E e P3(B)E) e tratando o permeado (P2i(B)P, P2f(B)P e P3(B)P).
De forma análoga, ao se comparar a remoção de nutrientes durante o tratamento
primário de bancada do efluente bruto (P1 a P3(B)E) com a remoção de nutrientes durante o
tratamento primário de bancada do permeado (P a P3(B)P) percebe-se valores muito
superiores no primeiro caso: do efluente bruto removeu-se, em média, 26% de DQO (24% de
DQO solúvel), 25% de carboidrato e 48% de proteína (41% de proteína solúvel); do
permeado, foram removidos, em média, 12% de DQO (13% de DQO solúvel), 25% de
carboidrato e 21% de proteína (18% de proteína solúvel).
A discussão apresentada a respeito dos percentuais de remoção obtidos com o
tratamento primário do efluente bruto e do permeado proveniente do pré-tratamento deste
efluente bruto com a membrana de 5 kDa mostra que o tratamento primário do efluente bruto
promoveu percentuais de remoção bastante superiores ao tratamento primário do permeado e
isso se deve ao maior teor de nutrientes contido naquele. Uma análise dos valores brutos dos
parâmetros estudados (a partir da Figura 4.35), entretanto, também é válida. Uma comparação
entre os teores de DQO, DQO solúvel, carboidrato, proteína e proteína solúvel do ponto
P3(B)E – clarificado proveniente do tratamento primário de bancada do efluente bruto – e do
ponto P – permeado proveniente do pré-tratamento do efluente bruto com membrana de
0
2500
5000
7500
10000
12500
15000
17500
20000
22500
25000
27500
P1 P2i(B)E P2f(B)E P3(B)E P P2i(B)P P2f(B)P P3(B)P
Teores(mg.L
‐1
)
PontodeAmostragem
DQO
DQOsol
CARB
PROT
PROTsol
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
135
5 kDa, permite concluir que o pré-tratamento do efluente bruto com a membrana é mais
eficiente na remoção destes parâmetros que o próprio tratamento primário. Assim, no caso da
implementação deste pré-tratamento, o efluente que chegaria ao sistema primário industrial,
apresentaria uma carga orgânica menor que a do efluente atual que deixa este mesmo sistema
como efluente clarificado.
Os resultados obtidos indicam que poderia ser considerada a eliminação do sistema
primário de tratamento, a partir da implementação de um eficiente pré-tratamento com um
sistema de membranas de UF. Uma questão a ser avaliada, contudo, seria se a eliminação do
sistema primário não afetaria o tratamento secundário anaeróbio de efluentes (composto por
um reator anaeróbio acidogênico e três reatores anaeróbios metanogênicos), uma vez que,
como visto anteriormente, a menor relação proteína/carboidrato presente no efluente prejudica
a fase de hidrólise protéica. Ao se observar esta relação, entretanto, percebe-se que a diferença
entre P1 (0,308) e P (0,156) – os dois tipos estudados de alimentação do sistema primário de
bancada – é bem superior à diferença entre P3(B)E (0,213) e P (0,156), a atual e a hipotética
alimentação do sistema secundário anaeróbio. Este resultado indica, portanto, que o efeito da
diminuição do teor protéico durante o pré-tratamento do efluente bruto com a membrana de
UF pode não ser tão significativo a ponto de prejudicar o sistema secundário anaeróbio de
tratamento de efluente.
Por outro lado, os resultados obtidos mostram também que a manutenção do sistema
primário de tratamento não seria prejudicial ao sistema, e que este não entraria em colapso
devido à alimentação com efluente de menor carga orgânica. A eficiência desta etapa seria
reduzida, mas os parâmetros atingidos seriam ainda inferiores aos apresentados pelo efluente
clarificado que não foi submetido ao pré-tratamento (P3(B)E), possivelmente facilitando o
tratamento deste nas etapas posteriores do sistema. Um balanço de massa em relação aos
teores de sólidos e nutrientes presentes em cada amostra analisada e removidos em cada uma
das três principais etapas envolvidas: de P1 para P (pré-tratamento) de P1 para P3(B)E
(tratamento primário do efluente bruto) e de P para P3(B)P (tratamento primário do
permeado) comprova este fato; o resultado destes balanços está apresentado na Tabela 4.8.
Conforme pode ser observado, a massa de sólidos e de nutrientes removida durante o
pré-tratamento do efluente bruto com a membrana de UF (P1 – P) se aproxima muito da
massa de sólidos e de nutrientes removida durante o tratamento primário do efluente bruto (P1
– P3(B)E), indicando que a implementação deste pré-tratamento geraria um “novo” efluente
(P) muito semelhante ao efluente clarificado gerado pelo sistema primário atual (P3(B)E).
Vale lembrar que no sistema primário atual de tratamento de efluentes, os sólidos e
nutrientes removidos durante a etapa de sedimentação, de P1 para P3(B)E, são descartados no
solo, sob a forma de fertilizante. Pode-se concluir, portanto, que a implementação do pré-
tratamento com a membrana de UF, seguido pelo reaproveitamento dos componentes retidos
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
136
pela membrana (de P1 para P) no processo produtivo da PIS, reduziria, consideravelmente, os
teores de sólidos e nutrientes descartados no solo, bem como as perdas no processo produtivo
da PIS. Se, após o pré-tratamento com o sistema de membranas, o efluente (permeado do
sistema de membrana) fosse direcionado ao sistema primário industrial, a massa de sólidos e
nutrientes descartada no solo, sob a forma de fertilizante seria semelhante à massa
apresentada na coluna (G) da Tabela 4.8
Tabela 4.8: Balanço de massa em relação aos teores de sólidos e nutrientes removidos
durante o pré-tratamento com membrana de UF (P1 para P) e durante o tratamento primário
do efluente bruto (P1 para P3(B)E) e do permeado (P para P3(B)P).
(A) (B) (C) (D) (E) (F) (G) Soma
P1 P P3(B)E P3(B)P P1‐P3(B)E P1‐P P‐P3(B)P (F)+(G)
(g) (g) (g) (g) (g) (g) (g) (g)
ST 30,6 21,2 19,5 15,9 11,2 9,4 5,4 14,8
SV 24,6 16,3 12,0 9,6 12,7 8,3 6,7 15,0
SST 3,9 1,1 0,9 0,5 3,0 2,8 0,6 3,4
SSV 3,6 0,9 0,7 0,4 2,9 2,7 0,5 3,2
DQO 33,5 20,8 19,2 14,1 14,3 12,7 6,6 19,3
DQOs 31,0 19,6 18,3 13,2 12,7 11,4 6,4 17,8
PROT 5,8 2,2 2,3 1,3 3,5 3,6 0,9 4,5
PROTs 4,3 1,9 2,0 1,2 2,3 2,4 0,7 3,1
CARB 18,8 14,1 10,9 8,3 7,9 4,7 5,9 10,6
A análise da última coluna desta tabela, que representa a soma das massas de sólidos e
nutrientes removidas durante o pré-tratamento com a membrana de UF com as massas
removidas durante o tratamento primário do permeado da membrana, mostra uma remoção
bem mais efetiva, em todos os parâmetros, destes dois processos conjuntos em relação ao
processo único de pré-tratamento com a membrana de UF (coluna (F)), sem o posterior
tratamento primário do permeado); a remoção de sólidos e nutrientes durante os dois
processos conjuntos também mostrou-se superior às remoções obtidas durante o tratamento
primário do efluente bruto (coluna (E)).
Pode-se concluir que a implementação do sistema de membranas de UF no pré-
tratamento do efluente bruto seria de grande valia para o sistema atual de tratamento de
efluentes, diminuindo a carga orgânica do efluente que chega a este sistema e, por
conseqüência, facilitando as etapas posteriores do mesmo. Além disso, a partir do
desenvolvimento de um sistema de reaproveitamento dos nutrientes removidos durante o pré-
tratamento, no processo de produção da PIS, esta implementação possibilitaria, também, uma
diminuição significativa nas perdas e, por conseqüência, ganhos econômicos.
4.5 AVALIAÇÃO DO COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
137
Por fim, tendo em vista os resultados obtidos com os processos conjuntos de pré-
tratamento com as membranas de UF seguido pelo tratamento primário do permeado destas
membranas, sugere-se a manutenção do sistema primário, mesmo após a implementação do
pré-tratamento com o sistema de membranas. Futuramente, poder-se-ia avaliar,
industrialmente, o comportamento do sistema secundário anaeróbio ao receber, diretamente, o
permeado do sistema de membranas.
CAPÍTULO 5
C
ONCLUSÕES
Este trabalho apresenta a avaliação da aplicação de dois processos alternativos no pré-
tratamento do efluente bruto proveniente da produção de isolados protéicos. Ambos os
processos estudados – pré-tratamento com membranas de UF e pré-tratamento com agente
químico a base de sílica – visaram à diminuição da carga orgânica e, principalmente, do teor
protéico deste efluente. Para tanto, além da avaliação da aplicação de cada processo, a
caracterização do efluente em estudo e o desenvolvimento de um sistema primário de bancada
que reproduzisse da forma mais exata possível o sistema primário industrial consistiram de
etapas fundamentais para este trabalho.
A caracterização do efluente bruto indicou que o mesmo apresenta características
bastante variáveis em função do processo produtivo da PIS. Dentre suas principais
características pode-se citar a elevada carga orgânica (em torno de 17.000 mgDQO.L
-1
), o
elevado teor protéico (4.200 mg.L
-1
), o pH ácido (4,3), a elevada temperatura (48 °C) e teores
consideráveis de sólidos (em torno de 3.800 mgSST.L
-1
e 18.000 mgST.L
-1
). Após a
passagem pelo sistema primário industrial, o efluente passa a apresentar características mais
estáveis: pH de 3,7 após o RAA e de 4,2 após sedimentador primário; DQO final de
aproximadamente 13.000 mg.L
-1
, teor protéico final em torno de 1.800 mg.L
-1
e 550
mgSST.L
-1
. Estes resultados indicam, portanto, uma eficiência de remoção de 25% de DQO,
55% de proteína e 86% de SST no sistema primário industrial de tratamento de efluentes.
O estudo da utilização do agente químico a base de sílica no pré-tratamento do
efluente bruto não gerou resultados satisfatórios em relação à remoção das proteínas e da
DQO presente no efluente e, sobretudo, em relação à estabilidade dos flocos formados durante
o processo de coagulação / floculação. Estes flocos, em grande parte dos experimentos
acabaram flotando ao invés de sedimentar, o que poderia acarretar sérios problemas ao
sistema atual de tratamento. Uma análise econômica da utilização deste processo também não
CONCLUSÕES 139
mostrou resultados satisfatórios. Como conseqüência, a utilização desta alternativa de pré-
tratamento foi considerada tecnicamente inviável.
A aplicação de membranas de UF no pré-tratamento do efluente se mostrou bastante
promissora em relação à qualidade final do efluente obtido. A membrana com MMC de 20
kDa apresentou o menor fluxo permeado em decorrência dos fenômenos de compactação,
polarização por concentração e fouling, que se mostraram bastante significativos para esta
membrana. A membrana que proporcionou os menores percentuais de retenção (de proteína,
DQO e sólidos), por sua vez, foi a membrana de 50 kDa, devido à proximidade do seu
tamanho nominal de poros ao tamanho das moléculas presentes no efluente bruto. A
membrana que apresentou os melhores resultados no pré-tratamento do efluente bruto, nas
condições avaliadas neste trabalho foi a membrana de 5 kDa, a qual foi selecionada para a
continuidade do trabalho. Essa membrana apresentou a menor diminuição do fluxo permeado
em função do tempo, indicando um efeito menos significativo dos fenômenos de
compactação, polarização por concentração e fouling em relação às outras duas membranas. A
utilização desta membrana resultou nos melhores percentuais de retenção: 34% de DQO, 52%
de proteína, 21% de ST e 86% de SST, tendo o permeado obtido uma carga orgânica e teores
de sólidos e proteína bastante inferiores aos do efluente bruto.
A fim de avaliar o que ocorreria com o sistema primário de tratamento ao receber o
“novo” efluente gerado a partir do pré-tratamento com a membrana de UF, um sistema
primário de bancada foi desenvolvido. Quando este sistema foi utilizado no tratamento do
efluente bruto, resultados muito satisfatórios foram obtidos, pois este tratamento apresentou
comportamento bastante semelhante ao sistema primário industrial. Remoções em torno de
24% de DQO, 49% de proteína e 76% de SST foram obtidas com o sistema primário de
bancada. Além disso, o pH final do efluente apresentou-se por volta de 3,7 e um pouco menos
variável que o pH inicial. A diminuição mais significativa de pH ocorreu nas primeiras 2 h de
experimento, indicando a rápida hidrólise dos carboidratos presentes no meio a ácidos
orgânicos voláteis, CO
2
e H
2
. Isso também pode ser comprovado pela maior produção de
AOVs percebida nas primeiras 2 h de experimento. Nos experimentos em que se mediu a
produção de gás metano observou-se que não houve produção de gás; naqueles em que a
produção de gás total foi monitorada, percebeu-se uma grande variação no volume de gás
produzido em diferentes experimentos sob as mesmas condições. Acredita-se que estas
variações sejam resultado das diferenças na atividade do lodo (inóculo) e das variações
apresentadas pelo efluente bruto, devido às alterações no processo de produção da PIS.
O sistema primário de bancada previamente desenvolvido para o tratamento do
efluente bruto foi utilizado para o tratamento do permeado da membrana de UF. Em função
da menor carga orgânica e da menor relação proteína/carboidrato apresentada pelo permeado,
reduções muito menores do que as obtidas durante o tratamento primário de bancada do
efluente bruto foram obtidas: apenas 4% de ST, 41% de SST, 12% de DQO, 13% de DQO
CONCLUSÕES 140
solúvel, 21% de proteína e 18% de proteína solúvel foram removidos. Os teores de sólidos do
efluente bruto e do permeado obtidos durante a etapa de digestão anaeróbia de bancada,
entretanto, se mostraram muito semelhantes, indicando que a menor concentração de
nutrientes presentes no permeado não estava influenciando no crescimento microbiano no
interior do reator.
Uma análise dos valores brutos dos parâmetros estudados, por sua vez, permite
concluir que o pré-tratamento do efluente bruto com a membrana é mais eficiente na remoção
dos teores de sólidos, proteína e DQO quando comparado ao próprio tratamento primário. Ou
seja, no caso da implementação deste pré-tratamento, o efluente que chegaria ao sistema
primário de tratamento possuiria uma carga orgânica menor que o efluente que atualmente
deixa este mesmo sistema (clarificado). Além disso, comparando-se a relação
proteína/carboidrato do clarificado do sistema primário atual (0,213) com a do permeado
(0,156), percebe-se que o efeito da diminuição do teor protéico durante o pré-tratamento do
efluente bruto com a membrana de UF pode não ser tão significativo a ponto de prejudicar o
sistema secundário anaeróbio de tratamento de efluente, caso este recebesse o permeado do
processo de UF.
O comportamento do pH do sistema durante a digestão anaeróbia do permeado
mostrou-se muito semelhante ao pH do sistema durante a digestão anaeróbia do efluente
bruto, indicando, portanto, que está ocorrendo, no tratamento de ambos os tipos de efluente, a
conversão dos biopolímeros presentes em produtos responsáveis pela diminuição do pH
(AOV, CO
2
e H
2
); a produção de AOV durante a digestão anaeróbia do efluente bruto foi
superior à produção de AOV durante a digestão anaeróbia do permeado.
Um balanço de massa em relação aos teores de sólidos e nutrientes removidos em cada
uma das principais etapas envolvidas comprovou que a implementação do pré-tratamento com
membranas geraria um “novo” efluente muito semelhante ao efluente clarificado gerado pelo
sistema primário atual. Pode-se concluir, portanto, que a implementação deste pré-tratamento
traria benefícios ao sistema de tratamento de efluentes atual, diminuindo a carga orgânica do
efluente que chega a este sistema e, por conseqüência, facilitando as etapas posteriores do
mesmo. Associado a isto, a partir do desenvolvimento de um sistema de reaproveitamento dos
nutrientes removidos durante o pré-tratamento, no processo de produção da PIS, esta
implementação possibilitaria uma significativa diminuição nos teores de sólidos e nutrientes
descartados no solo (sob a forma de fertilizante), bem como nas perdas no processo produtivo
da PIS.
Em função da elevada remoção de sólidos e nutrientes obtida durante os dois
processos conjuntos (pré-tratamento com membrana de UF e posterior tratamento primário do
permeado), sugere-se a manutenção do sistema primário atual, mesmo com a implementação
do pré-tratamento estudado.
CAPÍTULO 6
S
UGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS
Como projeto futuro, sugere-se uma análise econômica da implementação industrial
de um sistema de membranas de UF para o pré-tratamento do efluente bruto proveniente da
produção de isolados protéicos. Esta análise, entretanto, deve considerar a viabilidade de
reaproveitamento do material recuperado pela membrana no processo produtivo da PIS, e
todos os benefícios que este reaproveitamento acarretaria, bem como a possibilidade de
remoção do sistema primário atual de tratamento de efluentes.
Outra análise que poderia ser realizada para dar continuidade a este trabalho refere-se
ao estudo de outras membranas para o tratamento do efluente bruto, avaliando-se
características de fluxo e retenção e o efeito destas sobre a digestão anaeróbia. Além disso, a
viabilidade de utilização de um pré-tratamento anterior ao sistema de UF (filtração,
centrifugação, precipitação, entre outros) poderia ser estudada a fim de remover os sólidos
insolúveis presentes na solução de alimentação do sistema de UF; um processo conjunto, que
utilize, primeiramente, uma membrana de MF (para remoção da porção de sólidos de maior
massa molar), seguido por uma membrana de UF para a remoção da proteína poderia ser
avaliado com a mesma finalidade (o que possivelmente diminuiria os problemas relacionados
aos fenômenos de fouling no processo de UF).
Finalmente, a fim de implementar industrialmente o pré-tratamento com a membrana
de UF, outros processos de limpeza do sistema de membranas poderiam ser avaliados,
visando a minimização da utilização de reagentes químicos e da geração de resíduos.
CAPÍTULO 7
B
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A
NEXO
A 148
A
NEXO A
FLUXOGRAMA ESQUEMÁTICO DO SISTEMA INDUSTRIAL DE
TRATAMENTO DE EFLUENTES
Pasta Protéica
ANEXO B 149
ANEXO B
FOLHA DE DADOS DAS MEMBRANAS DE UF
MEMBRANAS CERÂMICAS – FOLHA DE DADOS
Geometria................... Elementos Mono/Multicanais
Material de Suporte................ ∝ - Al2O3
Material da Membrana
Microfiltração 1,2 / 0,8 / 0,4 / 0,2 / 0,1 µm........ ∝ - Al2O3
Ultrafiltração 20 kD / 5 kD / 0,05 µm............. ZrO2 / TiO2
Pressão Transmembrana..................... 15 bar
Fluxo de Permeado com H2O destilada (l/m².h) .........cfe membrana
Temperatura de Operação (máx.)......... 120ºC
Estabilidade Físico- Químico
Solução de limpeza................. sob consulta
Faixa de pH.............. 1 – 14
Faixa de temperatura............... é função do material das vedações
Prescrições de lavagem ...........Sem limitações com respeito ao
agente de limpeza e temperatura.
Exceção: Não utilizar ácido fluorídrico.
OBSERVAÇÕES ESPECIAIS
PARA LAVAGEM / REGENERAÇÃO UTILIZAR AS SEGUINTES SOLUÇÕES
Solução de NaOH........ Concentração de 0,5 a 3,0%..... Temperatura 80ºC
Solução de HNO3....... Concentração de 0,5 a 2,0%...... Temperatura 40ºC Máx.
ANDRITZ Separation Indústria e Comércio de Equipamentos de Filtração Ltda.
Rua Progresso,450 – CEP 89.107-000 – Pomerode – SC
Tel.: 47 3387-9100 - Fax: 47 3387-9103 - Home page: www.andritz.com
APÊNDICE A 150
APÊNDICE A
RESULTADOS DAS ANÁLISES REALIZADAS NA ETAPA DE
CARACTERIZAÇÃO DO EFLUENTE BRUTO
Amostra 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18
T(°C)
P1
49 50 45 46 48 48 50 50 47 46 49 50 44 46 50 50 48 48
pH
P1
4.2 4.6 4.0 4.3 4.8 4.8 4.2 4.4 4.0 4.1 4.1 4.1 4.0 4.2 4.6 4.5 4.4 4.2
P2(I) 3.7 3.6 3.7 3.7 3.7 3.8 3.7 3.7 3.6 3.6 3.7 3.7 3.7 3.6 3.6 3.7 3.7 3.7
P3(I) 4.2 4.2 4.2 4.4 4.2 4.2 4.3 4.3 4.1 4.1 4.2 4.2 4.3 4.2 4.2 4.4 4.3 4.2
P1
DQOtot(mg.L
‐1
) DQOsol(mg.L
‐1
) PROTtot(mg.L
‐1
) ST(mg.L
‐1
) SST(mg.L
‐1
) SSV(mg.L
‐1
)
1 17200 16550 4520 19985 3850 3800
2 20500 19350 3840 16428 4110 4036
3 15300 14600 4260 18460 3438 3345
4 19000 18150 4870 20474 4002 3922
5 19450 18650 4050 19105 3987 3891
6 14250 14050 3600 16086 3634 3565
7 15850 15550 4490 16645 4202 4126
8 14600 14250 4220 17560 3489 3430
9 20250 19400 4320 19785 3660 3616
P2(I)
DQOtot(mg.L
‐1
) DQOsol(mg.L
‐1
) PROTtot(mg.L
‐1
) ST(mg.L
‐1
) SST(mg.L
‐1
) SSV(mg.L
‐1
)
1 16900 13550 4350 17253 8354 7945
2 18700 15000 3893 19654 8003 7587
3 20150 16000 4025 20864 7356 7018
4 20100 15950 5104 18298 7958 7608
5 19800 15800 5267 17412 7286 6958
6 16850 13750 4983 19105 8369 8034
7 16750 13600 3987 20054 8100 7727
8 20450 16050 4854 18990 8554 8143
9 17750 14200 4780 19105 7345 7051
P3(I)
DQOtot(mg.L
‐1
) DQOsol(mg.L
‐1
) PROTtot(mg.L
‐1
) ST(mg.L
‐1
) SST(mg.L
‐1
) SSV(mg.L
‐1
)
1 13100 13150 1980 14220 553 545
2 12450 12350 1664 13874 526 521
3 12600 12500 2020 13223 578 570
4 13050 13000 1954 15104 594 583
5 13750 13600 1740 15458 581 575
6 12400 12300 1795 14975 535 527
7 12950 12800 1805 13394 544 537
8 13300 13200 2076 13912 562 554
9 13850 13750 1820 14654 566 550
APÊNDICE B 151
APÊNDICE B
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE A DETERMINAÇÃO DO
FLUXO PERMEADO DE ÁGUA DESTILADA E DE EFLUENTE BRUTO
Vamostra(mL‐L) 40 0.04
MMC=50kDa
J
H2O
antesexperimento FluxodeEfluente
ΔP(bar) t(s) J(L.m
‐
²h
‐1
) ∆P(bar) t(s) J
E
(L.m
‐
²h
‐1
)
1 2.5 117.11 260.93
2 33.19 920.69 3.5 84 .24 362.75
3 22.66 1348.53 4.5 63.4 481.98
4 17.65 1731.32 5.5 50.23 608.36
5 15.7 1946.35 6.5 41.19 741.87
6 13.65 2238.66 7.5 36.63 834.23
7 12.28 2488.42
8
MMC=20kDa
ΔP(bar) t(s) J(L.m
‐
²h
‐1
) ∆P(bar) t(s) J
E
(L.m
‐
²h
‐1
)
1 105.18 290.53 3.5 148.78 205.39
2 55.54 550.19 4.5 11 4.8 266.18
3 38.78 787.98 5.5 94 .15 324.56
4 31.44 971.94 6.5 77 .49 394.34
5 26.42 1156.61 7.5 69.96 436.79
6 23.59 1295.37 8.5 65.95 463.35
7 20.17 1515.01
8 18.46 1655.35
MMC=5kDa
ΔP(bar) t(s) J(L.m
‐
²h
‐1
) ∆P(bar) t(s) J
E
(L.m
‐
²h
‐1
)
1 90,63 337,17 2,5 344,02 88,83
2 50,54 604,63 3,5 241,89 126,33
3 35,67 856,68 4,5 170,95 178,75
4 27,45 1113,21 5,5 123,19 248,05
5 24,63 1240,67 6,5 93,02 328,51
6 21,91 1394,69 7,5 75,56 404,42
7 20,25 1509,02 8,5 64,49 473,84
8 18,74 1630,62
APÊNDICE C 152
APÊNDICE C
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE OS TESTES DE
COMPACTAÇÃO DAS MEMBRANAS DE
UF
MMC=50kDa(Exp1) MMC=20kDa(Exp1) MMC=20kDa(Exp2) MMC=20kDa(Exp3)
ΔP
t J
ΔP
t J
Δ
P
t J
ΔP
t J
(bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
)
1 126,83 240,93 1 58,21 524,96 1 57,89 527,86 1 177,95 171,72
2 66,74 457,86 2 37,52 814,44 2 34,90 875,58 2 98,99 308,70
3 49,39 618,70 3 28,12 1086,69 3 27,27 1120,56 3 70,18 435,42
4 42,96 711,31 4 25,90 1179,84 4 22,91 1333,82 4 56,72 538,75
5 36,49 837,43 5 26,77 1141,49 5 18,98 1610,00 5 47,81 639,15
6 36,62 834,46 6 27,37 1116,47 6 20,75 1472,66 6 41,77 731,57
7 38,37 796,40 7 27,66 1104,76 7 18,45 1656,25 7 38,67 790,22
8 35,58 858,85 8 27,90 1095,26 8 17,77 1719,63 8 35,28 866,15
8 39,57 772,25 8 33,85 902,74 8 20,37 1500,13 8 38,36 796,60
8 44,09 693,08 8 38,02 803,73 8 21,52 1419,97 8 39,16 780,33
8 45,17 676,51 8 42,24 723,43 8 23,77 1285,56 8 41,66 733,50
8 46,63 655,32 8 46,25 660,71 8 25,15 1215,02 8 42,96 711,31
8 47,97 637,02 8 48,84 625,67 8 26,73 1143,20 8 44,43 687,77
8 49,45 617,95 8 52,66 580,28 8 28,34 1078,26 8 45,67 669,10
8 48,46 630,58 8 54,09 564,94 8 29,61 1032,01 8 46,37 659,00
8 50,45 605,70 8 56,79 538,08 8 31,27 977,22 8 47,24 646,86
8 50,91 600,23 8 57,69 529,69 7 36,16 845,07 8 47,37 645,09
8 51,34 595,20 7 64,95 470,48 6 42,43 720,19 8 48,76 626,70
8 52,72 579,62 6 75,45 405,01 5 51,22 596,60 8 52,73 579,51
8 53,11 575,37 5 88,40 345,68 4 64,25 475,61 8 52,23 585,06
8 52,95 577,11 4 106,99 285,61 3 82,69 369,55 8 53,43 571,92
8 53,72 568,83 3 130,87 233,50 2 113,72 268,71 8 53,77 568,30
8 54,46 561,10 2 176,06 173,56 1 210,26 145,33 8 52,84 578,31
8 54,56 560,08 1 291,35 104,88 7 62,48 489,08
8 56,51 540,75 6 69,94 436,91
8 60,71 503,34 5 83,68 365,17
8 66,54 459,24 4 102,51 298,10
8 65,7 465,11 3 130,27 234,57
8 66,7 458,14 2 182,91 167,06
7 72,48 421,60 1 371,63 82,23
6 83,59 365,57
5 95,91 318,61
4 115,31 265,01
3 142,85 213,91
2 187,04 163,38
1 325,81 93,79
APÊNDICE C 153
MMC=5kDa(Exp1) Continuação(Exp1) MMC=5kDa(Exp2) Continuação(Exp2)
ΔP
t J
ΔP
t J
ΔP
t J
ΔP
t J
(bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
) (bar) (s) (L.m
‐
².h
‐1
)
1 58,74 520,22 8 65,34 467,67 1 136,65 223,62 8 46,55 656,45
2 32,09 952,25 8 65,92 463,56 2 71,59 426,84 8 48,04 636,09
3 24,35 1254,94 8 66,49 459,58 3 50,97 599,52 8 48,97 624,01
4 19,53 1564,66 8 66,52 459,38 4 42,02 727,22 8 49,35 619,20
5 19,16 1594,87 8 68,33 447,21 5 35,06 871,58 8 50,20 608,72
6 24,85 1229,69 8 67,82 450,57 6 31,87 958,82 8 50,46 605,58
7 23,84 1281,78 8 71,70 426,19 7 29,06 1051,54 8 51,57 592,55
8 23,47 1301,99 8 72,44 421,84 8 27,47 1112,40 8 50,04 610,67
8 26,25 1164,10 8 73,31 416,83 8 32,45 941,69 8 52,39 583,27
8 29,09 1050,46 8 74,12 412,27 8 34,45 887,02 8 50,95 599,76
8 30,89 989,24 8 73,29 416,94 8 36,05 847,65 8 52,79 578,85
8 32,09 952,25 8 74,91 407,93 8 37,88 806,70 8 52,27 584,61
8 33,99 899,02 8 74,20 411,83 8 39,05 782,53 8 52,24 584,95
8 36,28 842,28 7 84,77 360,48 8 39,98 764,33 7 58,02 526,68
8 37,34 818,36 6 99,00 308,66 8 40,49 754,70 6 68,52 445,97
8 39,02 783,13 5 119,82 255,03 8 41,54 735,62 5 79,13 386,17
8 41,37 738,65 4 149,65 204,19 8 43,02 710,31 4 97,06 314,83
8 41,90 729,30 3 185,56 164,68 8 43,01 710,48 3 126,02 242,48
8 42,16 724,80 2 260,36 117,37 8 43,18 707,68 2 183,84 166,22
8 43,88 696,39 1 442,47 69,06 8 43,66 699,90 1 335,59 91,06
8 45,53 671,16 8 44,10 692,92
8 45,88 666,04 8 44,20 691,35
8 45,97 664,73 8 45,16 676,66
8 47,44 644,13 8 45,00 679,06
8 49,05 622,99 8 45,70 668,66
8 50,27 607,87 8 46,80 652,94
8 51,74 590,60 8 47,91 637,82
8 54,06 565,26 8 47,52 643,05
8 56,39 541,90 8 46,71 654,20
8 57,13 534,88 8 47,66 641,16
8 59,31 515,22 8 47,36 645,22
8 60,33 506,51 8 48,20 633,98
8 61,56 496,39 8 50,38 606,55
8 62,09 492,15 8 50,17 609,08
8 63,49 481,30 8 43,52 702,15
8 63,33 482,52 8 44,78 682,40
8 65,04 469,83 8 44,29 689,95
8 64,22 475,83 8 45,31 674,42
APÊNDICE D 154
APÊNDICE D
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE A DETERMINAÇÃO DO
FATOR DE CONCENTRAÇÃO DAS MEMBRANAS DE UF
MMC=20kDa(Exp1)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 15650 1.00 126.67 241.24
63.3 900 14710 1.06 194.45 157.15
150 1800 13770 1.14 309.87 98.61
352 2700 12830 1.22 1094.69 27.91
MMC=20kDa(Exp2)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 17910 1.00 143.34 213.18
37 450 17460 1.03 154.20 198.17
68 900 17010 1.05 170.73 178.98
107 1390 16520 1.08 194.39 157.20
145 1840 16070 1.11 230.95 132.31
199 2330 15580 1.15 292.06 104.63
260 2780 15130 1.18 360.87 84.68
355 3270 14640 1.22 543.30 56.24
425 3720 14190 1.26 697.84 43.79
MMC=20kDa(Exp3)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 12000 1.00 118.27 258.37
30 400 11600 1.03 137.62 222.04
54 800 11200 1.07 143.59 212.81
79 1200 10800 1.11 162.42 188.14
108 1600 10400 1.15 177.01 172.63
140 2000 10000 1.20 195.52 156.29
176 2400 9600 1.25 214.54 142.43
219 2840 9120 1.32 233.84 130.68
262 3240 8720 1.38 261.97 116.65
309 3640 8320 1.44 285.53 107.02
360 4040 7920 1.52 315.08 96.98
420 4480 7440 1.61 417.63 73.17
APÊNDICE D 155
MMC=50kDa(Exp1)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 17300 1.00 41.34 739.18
22 1000 16300 1.06 52.27 584.61
47 2040 15220 1.14 63.06 484.58
77 3080 14140 1.22 79.26 385.54
117 4120 13060 1.32 107.07 285.40
173 5160 11980 1.44 156.73 194.97
261 6200 10940 1.58 265.00 115.31
427 6990 10190 1.70 484.13 23.67
MMC=50kDa(Exp2)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 14990 1.00 54.82 557.42
18 550 14440 1.04 61.26 498.82
30 1000 13990 1.07 67.67 451.57
46 1540 13450 1.11 73.06 418.26
62 2040 12950 1.16 77.45 394.55
80 2580 12410 1.21 84.87 360.05
98 3080 11910 1.26 91.97 332.26
120 3620 11370 1.32 100.47 304.15
142 4120 10870 1.38 109.46 279.17
168 4660 10330 1.45 122.61 249.23
195 5160 9830 1.52 138.66 220.38
228 5700 9290 1.61 159.02 192.16
263 6200 8790 1.71 188.93 161.74
311 6740 8250 1.82 233.75 130.73
368 7240 7750 1.93 330.25 34.70
MMC=50kDa(Exp3)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPermeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 12500 1,00 62,38 489,90
25 800 11700 1,07 72,45 421,78
40 1200 11300 1,11 87,31 349,99
55 1600 10900 1,15 94,44 323,57
72 2000 10500 1,19 99,95 305,73
90 2400 10100 1,24 106,36 287,30
119 2800 9700 1,29 112,03 272,76
138 3400 9100 1,37 122,27 249,92
171 3800 8700 1,44 140,44 217,59
201 4200 8220 1,52 159,49 191,60
229 4600 7820 1,60 169,32 180,47
259 5000 7420 1,68 177,46 172,20
292 5400 7020 1,78 202,60 150,83
330 5800 6620 1,89 217,49 140,50
APÊNDICE D 156
MMC=5kDa(Exp1)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPe rmeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 18670 1.00 56.30 542.77
60 2040 16580 1.13 84.20 362.92
100 3080 15490 1.21 92.03 332.04
140 4120 14400 1.30 93.57 326.58
190 5240 13230 1.41 102.80 297.25
245 6280 12140 1.54 127.45 239.76
310 7320 11050 1.69 150.97 202.41
MMC=5kDa(Exp2)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPe rmeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 17420 1.00 61.54 496.55
18 500 16920 1.03 63.91 478.14
31 1000 16420 1.06 68.16 448.32
48 1540 15840 1.10 72.57 421.08
63 2040 15340 1.14 76.57 399.08
77 2580 14800 1.18 80.29 380.59
100 3080 14300 1.22 89.37 341.92
121 3620 13760 1.27 99.95 305.73
142 4120 13260 1.31 104.48 292.47
168 4660 12720 1.37 120.51 253.57
193 5160 12220 1.43 129.81 235.40
224 5700 11680 1.49 149.75 204.06
258 6200 11180 1.56 177.06 172.58
301 6740 10640 1.64 220.70 138.46
357 7240 10140 1.72 265.03 115.30
MMC=5kDa(Exp3)
tespera Vpremov Vconc FC FluxoPe rmeado
(min) (mL) (mL) (Vi/Vi‐Vp) t(s) J
E
(L.m
‐2
.h
‐1
)
0 0 10000 1.00 75.71 403.62
17 400 9600 1.04 78.31 390.22
31 800 9200 1.09 82.99 368.21
44 1200 8800 1.14 86.76 352.21
59 1600 8400 1.19 90.37 338.14
74 2000 8000 1.25 94.29 324.08
90 2400 7600 1.32 99.15 308.20
110 2800 7100 1.41 103.04 296.56
126 3200 6700 1.49 106.62 286.60
145 3600 6300 1.59 107.70 283.73
166 4000 5900 1.69 114.86 266.04
188 4400 5400 1.85 127.67 239.35
APÊNDICE E 157
APÊNDICE E
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE A REALIZAÇÃO DOS
TESTES DE FOULING EM FUNÇÃO DA PERMEABILIDADE DAS
MEMBRANAS DE
UF
Fluxopermeadodeáguadestiladaantesdoexperimentocomefluente
MMC=5kDa MMC=20kDa MMC=50kDa
ΔP t J ΔP t J ΔP t J
(bar) (s) (L/m²h) (bar) (s) (L/m²h) (bar) (s) (L/m²h)
8 74,20 411,83 8 57,69 529,69 8 66,70 458,14
7 84,77 360,48 7 64,95 470,48 7 72,48 421,60
6 99,00 308,66 6 75,45 405,01 6 83,59 365,57
5 119,82 255,03 5 88,40 345,68 5 95,91 318,61
4 149,65 204,19 4 106,99 285,61 4 115,31 265,01
3 185,56 164,68 3 130,87 233,50 3 142,85 213,91
2 260,36 117,37 2 176,06 173,56 2 187,04 163,38
1 442,47 69,06 1 291,35 104,88 1 325,81 93,79
y=48,782x+16,892 y=59,914x+48,936 y=51,787x+54,458
Fluxopermeadodeáguadestiladaapósoexperimentocomefluente
MMC=5kDa MMC=20kDa MMC=50kDa
ΔP t J ΔP t J ΔP t J
(bar) (s) (L/m²h) (bar) (s) (L/m²h) (bar) (s) (L/m²h)
6 278,49 109,73 6 266.01 114.87 6 384.33 79.51
5 326,33 93,64 5 355.45 85.97 5 450.43 67.84
4 405,77 75,31 4 437.91 69.78 4 559.56 54.61
3 536,14 57,00 3 586.49 52.10 3 730.88 41.81
2 791,15 38,62 2 841.75 36.30 2 1017.24 30.04
1 1101,20 27,75 1 1516.84 20.15 1 1361.95 16.83
y=16.95x+7.6829 y=18,295x‐0,8362 y=12,56x+4,4783
APÊNDICE F 158
APÊNDICE F
DADOS EXPERIMENTAIS E CALCULADOS A PARTIR DO AJUSTE ÀS
EQUAÇÕES LINEARIZADAS DO
MODELO DE HERMIA
APÊNDICE F 159
MMC=5kDa
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 542,77
0 1,51E‐04 6,297 0,0018 0,0429 3,39E‐06 6,175 0,2761 0,0019 0,4465 0,045 0,6912 2,00E‐06 5,8687
60 362,92
3600 1,01E‐04 5,894 0,0028 0,0525 7,59E‐06 5,995 0,2444 0,0026 0,7022 0,049 1,0593 5,60E‐06 3,7489
100 332,04
6000 9,22E‐05 5,805 0,0030 0,0549 9,07E‐06 5,875 0,1716 0,0031 0,4190 0,051 1,0097 8,00E‐06 1,6856
140 326,58 8400 9,07E‐05 5,789 0,0031 0,0553 9,38E‐06 5,755 0,0831 0,0036 2,4163 0,053 0,4998 1,04E‐05 1,5597
190 297,25 11400 8,26E‐05 5,695 0,0034 0,0580 1,13E‐05 5,605 0,2247 0,0042 3,4646 0,056 0,3943 1,34E‐05 2,6289
245 239,76 14700 6,66E‐05 5,480 0,0042 0,0646 1,74E‐05 5,440 0,1034 0,0048 2,2922 0,060 1,0798 1,67E‐05 0,5712
310 202,41
18600 5,62E‐05 5,310 0,0049 0,0703 2,44E‐05 5,245 0,1756 0,0056 1,9649 0,064 1,3594 2,06E‐05 2,2290
EMR(%) 1,28 11,71 6,09 18,29
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L,m
‐2
,h
‐1
) (s) (m,s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0,5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 496,55 0 1,38E‐04 6,208 0,0020 0,0449 4,06E‐06 6,246 0,0410 0,0014 2,0322 0,042 0,4719 5,00E‐06 1,5521
18 478,14 1080 1,33E‐04 6,170 0,0021 0,0457 4,37E‐06 6,170 0,0004 0,0017 1,1713 0,044 0,2729 8,24E‐06 5,8919
31 448,32 1860 1,25E‐04 6,106 0,0022 0,0472 4,98E‐06 6,116 0,0111 0,0020 0,8145 0,045 0,2553 1,06E‐05 7,5101
48 421,08 2880 1,17E‐04 6,043 0,0024 0,0487 5,64E‐06 6,044 0,0016 0,0023 0,3112 0,047 0,1741 1,36E‐05 9,4565
63 399,08 3780 1,11E‐04 5,989 0,0025 0,0501 6,28E‐06 5,981 0,0088 0,0025 0,0752 0,049 0,1062 1,63E‐05 10,6828
77 380,59 4620 1,06E‐04 5,942 0,0026 0,0513 6,90E‐06 5,923 0,0216 0,0028 0,4022 0,051 0,0415 1,89E‐05 11,5459
100 341,92 6000 9,50E‐05 5,835 0,0029 0,0541 8,55E‐06 5,826 0,0099 0,0032 0,6277 0,054 0,0468 2,30E‐05 11,2598
121 305,73 7260 8,49E‐05 5,723 0,0033 0,0572 1,07E‐05 5,738 0,0175 0,0036 0,6260 0,056 0,1132 2,68E‐05 10,0210
142 292,47 8520 8,12E‐05 5,678 0,0034 0,0585 1,17E‐05 5,650 0,0339 0,0040 1,0469 0,059 0,0304 3,06E‐05 10,7610
168 253,57 10080 7,04E‐05 5,536 0,0039 0,0628 1,56E‐05 5,540 0,0056 0,0044 0,8120 0,062 0,0997 3,52E‐05 8,4390
193 235,40 11580 6,54E‐05 5,461 0,0042 0,0652 1,80E‐05 5,435 0,0317 0,0049 0,9824 0,065 0,0324 3,97E‐05 8,0146
224 204,06
13440 5,67E‐05 5,318 0,0049 0,0700 2,40E‐05 5,305 0,0167 0,0054 0,7230 0,069 0,1356 4,53E‐05 5,9141
258 172,58
15480 4,79E‐05 5,151 0,0058 0,0761 3,36E‐05 5,162 0,0148 0,0060 0,2873 0,073 0,3030 5,14E‐05 3,5477
301 138,46
18060 3,85E‐05 4,931 0,0072 0,0850 5,22E‐05 4,982 0,0691 0,0068 0,3733 0,078 0,5620 5,92E‐05 0,8968
357 115,30
21420 3,20E‐05 4,748 0,0087 0,0931 7,52E‐05 4,747 0,0014 0,0078 0,6511 0,085 0,6149 6,93E‐05 0,5284
EMR(%) 0,29 10,94 3,26 106,02
APÊNDICE F 160
MMC=5kDa
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/ J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR (%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 403,62
0 1,12E‐04 6,000 0,0025 0,0498 6,14E‐06 5,989 0,0159 0,0025 0,0753 0,050 0,0041 6,00E‐06 0,1880
17 390,22 1020 1,08E‐04 5,967 0,0026 0,0506 6,57E‐06 5,948 0,0258 0,0026 0,1278 0,051 0,0324 6,92E‐06 0,4449
31 368,21 1860 1,02E‐04 5,909 0,0027 0,0521 7,38E‐06 5,915 0,0084 0,0027 0,0916 0,052 0,0726 7,67E‐06 0,3369
44 352,21 2640 9,78E‐05 5,864 0,0028 0,0533 8,06E‐06 5,883 0,0272 0,0028 0,2208 0,052 0,1320 8,38E‐06 0,3255
59 338,14 3540 9,39E‐05 5,823 0,0030 0,0544 8,75E‐06 5,847 0,0343 0,0029 0,2912 0,053 0,1596 9,19E‐06 0,4193
74 324,08 4440 9,00E‐05 5,781 0,0031 0,0555 9,52E‐06 5,811 0,0438 0,0029 0,3825 0,054 0,1963 1,00E‐05 0,4156
90 308,20 5400 8,56E‐05 5,731 0,0032 0,0570 1,05E‐05 5,773 0,0615 0,0030 0,5257 0,055 0,2578 1,09E‐05 0,2629
110 296,56 6600 8,24E‐05 5,692 0,0034 0,0581 1,14E‐05 5,725 0,0479 0,0032 0,5239 0,056 0,2395 1,19E‐05 0,4176
126 286,60 7560 7,96E‐05 5,658 0,0035 0,0591 1,22E‐05 5,687 0,0420 0,0033 0,5568 0,057 0,2411 1,28E‐05 0,4312
145 283,73 8700 7,88E‐05 5,648 0,0035 0,0594 1,24E‐05 5,641 0,0104 0,0034 0,3652 0,059 0,1217 1,38E‐05 0,9446
166 266,04 9960 7,39E‐05 5,584 0,0038 0,0613 1,41E‐05 5,591 0,0104 0,0035 0,5826 0,060 0,2105 1,50E‐05 0,4928
188 239,35 11280 6,65E‐05 5,478 0,0042 0,0646 1,75E‐05 5,538 0,0911 0,0036 1,0970 0,061 0,4586 1,62E‐05 0,6223
EMR(%) 0,42 4,84 2,13 5,30
MMC=20 kDa
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/ J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%)
0 241,24 0 6,70E‐05 5,486 0,0041 0,0644 1,72E‐05 5,475 0,0496 0,0010 18,9690 0,058 2,6341
63,3 157,15 3798 4,37E‐05 5,057 0,0064 0,0798 4,05E‐05 5,095 0,1874 0,0086 8,7715 0,080 0,1935
150 98,61 9000 2,74E‐05 4,591 0,0101 0,1007 1,03E‐04 4,575 0,0889 0,0190 21,8420 0,112 2,7061
352 27,91 21120 7,75E‐06 3,329 0,0358 0,1893 1,28E‐03 3,363 0,2535 0,0432 5,1756 0,184 0,6540
EMR(%) 0,58 54,76 6,19
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/ J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1 /(J
2
) EMR(%)
0 213,18 0 5,92E‐05 5,362 0,0047 0,0685 2,20E‐05 5,428 0,1354 0,0026 4,9525 0,062 1,0852 2,00E‐04 89,8828
37 198,17 2220 5,50E‐05 5,289 0,0050 0,0710 2,55E‐05 5,294 0,0109 0,0042 1,9645 0,068 0,4030 3,33E‐04 134,2795
68 178,98 4080 4,97E‐05 5,187 0,0056 0,0747 3,12E‐05 5,183 0,0098 0,0055 0,2608 0,074 0,1051 4,45E‐04 147,2124
107 157,20 6420 4,37E‐05 5,058 0,0064 0,0798 4,05E‐05 5,042 0,0334 0,0071 1,2796 0,081 0,1813 5,85E‐04 149,5670
145 132,31 8700 3,68E‐05 4,885 0,0076 0,0869 5,71E‐05 4,906 0,0462 0,0087 1,6645 0,088 0,1232 7,22E‐04 129,3323
199 104,63 11940 2,91E‐05 4,650 0,0096 0,0978 9,13E‐05 4,711 0,1450 0,0110 1,6280 0,098 0,0163 9,16E‐04 100,3546
260 84,68 15600 2,35E‐05 4,439 0,0118 0,1087 1,39E‐04 4,492 0,1318 0,0135 1,6094 0,109 0,0073 1,14E‐03 79,3948
355 56,24 21300 1,56E‐05 4,030 0,0178 0,1333 3,16E‐04 4,150 0,3303 0,0175 0,1684 0,126 0,6366 1,48E‐03 40,8400
425 43,79 25500 1,22E‐05 3,779 0,0228 0,1511 5,22E‐04 3,898 0,3473 0,0205 1,1613 0,138 0,9425 1,73E‐03 25,7471
EMR(%) 1,19 14,69 3,50 896,61
APÊNDICE F 161
MMC=20kDa
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 258,37 0 7,18E‐05 5,554 0,0039 0,0622 1,50E‐05 5,484 0,1064 0,0036 0,5821 0,063 0,0653 2,00E‐07 8,2221
30 222,04 1800 6,17E‐05 5,403 0,0045 0,0671 2,03E‐05 5,394 0,0145 0,0041 0,6728 0,066 0,1004 1,10E‐05 3,8138
54 212,81 3240 5,91E‐05 5,360 0,0047 0,0685 2,21E‐05 5,322 0,0605 0,0046 0,2252 0,069 0,0767 1,96E‐05 0,9210
79 188,14 4740 5,23E‐05 5,237 0,0053 0,0729 2,83E‐05 5,247 0,0148 0,0050 0,4597 0,072 0,0829 2,86E‐05 0,1147
108 172,63 6480 4,80E‐05 5,151 0,0058 0,0761 3,36E‐05 5,160 0,0135 0,0055 0,3577 0,076 0,0492 3,91E‐05 1,3722
140 156,29 8400 4,34E‐05 5,052 0,0064 0,0800 4,09E‐05 5,064 0,0194 0,0061 0,3626 0,080 0,0510 5,06E‐05 1,9665
176 142,43 10560 3,96E‐05 4,959 0,0070 0,0838 4,93E‐05 4,956 0,0057 0,0068 0,3001 0,084 0,0030 6,36E‐05 2,4122
219 130,68 13140 3,63E‐05 4,873 0,0077 0,0875 5,86E‐05 4,827 0,0791 0,0075 0,1202 0,089 0,1431 7,90E‐05 2,9145
262 116,65 15720 3,24E‐05 4,759 0,0086 0,0926 7,35E‐05 4,698 0,1079 0,0083 0,2498 0,094 0,1395 9,45E‐05 2,3839
309 107,02 18540 2,97E‐05 4,673 0,0093 0,0967 8,73E‐05 4,557 0,2078 0,0092 0,1623 0,100 0,2686 1,11E‐04 2,3032
360 96,98 21600 2,69E‐05 4,575 0,0103 0,1015 1,06E‐04 4,404 0,3116 0,0101 0,1867 0,106 0,3576 1,30E‐04 1,8407
420 73,17 25200 2,03E‐05 4,293 0,0137 0,1169 1,87E‐04 4,224 0,1345 0,0112 1,5286 0,113 0,2713 1,51E‐04 1,5787
EMR(%) 1,08 5,21 1,61 29,84
MMC=50kDa
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 739,18 0 2,05E‐04 6,606 0,0014 0,0368 1,83E‐06 6,529 0,1448 0,0008 5,1082 0,036 0,4014 8,00E‐06 42,1389
22 584,61 1320 1,62E‐04 6,371 0,0017 0,0414 2,93E‐06 6,397 0,0511 0,0015 1,8308 0,041 0,1446 1,33E‐05 44,2343
47 484,58 2820 1,35E‐04 6,183 0,0021 0,0454 4,26E‐06 6,247 0,1288 0,0022 0,8866 0,047 0,3998 1,93E‐05 44,0916
77 385,54 4620 1,07E‐04 5,955 0,0026 0,0509 6,73E‐06 6,067 0,2359 0,0031 2,4878 0,054 0,7733 2,65E‐05 36,6997
117 285,40 7020 7,93E‐05 5,654 0,0035 0,0592 1,23E‐05 5,827 0,3827 0,0043 2,8759 0,064 0,9474 3,61E‐05 24,2353
173 194,97 10380 5,42E‐05 5,273 0,0051 0,0716 2,63E‐05 5,491 0,5172 0,0060 2,0984 0,077 0,9605 4,95E‐05 11,0304
261 115,31 15660 3,20E‐05 4,748 0,0087 0,0931 7,52E‐05 4,963 0,5670 0,0086 0,0607 0,098 0,6867 7,06E‐05 0,7588
427 23,67 25620 6,57E‐06 3,164 0,0422 0,2055 1,78E‐03 3,967
EMR(%) 2,03 15,35 4,31 203,19
APÊNDICE F 162
50FC
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 557,42 0 1,55E‐04 6,323 0,0018 0,0424 3,22E‐06 6,269 0,0578 0,0015 1,0925 0,042 0,1032 3,00E‐06 0,4523
18 498,82 1080 1,39E‐04 6,212 0,0020 0,0448 4,02E‐06 6,182 0,0324 0,0018 0,6010 0,044 0,1361 6,24E‐06 3,6843
30 451,57 1800 1,25E‐04 6,113 0,0022 0,0471 4,90E‐06 6,125 0,0128 0,0020 0,5253 0,045 0,2491 8,40E‐06 4,7526
46 418,26 2760 1,16E‐04 6,036 0,0024 0,0489 5,72E‐06 6,048 0,0128 0,0023 0,1753 0,047 0,2286 1,13E‐05 6,4886
62 394,55 3720 1,10E‐04 5,978 0,0025 0,0503 6,42E‐06 5,971 0,0076 0,0026 0,2143 0,049 0,1595 1,42E‐05 8,0284
80 360,05 4800 1,00E‐04 5,886 0,0028 0,0527 7,71E‐06 5,885 0,0020 0,0029 0,3904 0,051 0,1772 1,74E‐05 8,3714
98 332,26 5880 9,23E‐05 5,806 0,0030 0,0549 9,06E‐06 5,798 0,0090 0,0033 0,5633 0,053 0,1702 2,06E‐05 8,5237
120 304,15 7200 8,45E‐05 5,718 0,0033 0,0573 1,08E‐05 5,693 0,0292 0,0037 0,7545 0,056 0,1442 2,46E‐05 8,5043
142 279,17 8520 7,75E‐05 5,632 0,0036 0,0599 1,28E‐05 5,587 0,0532 0,0041 0,8820 0,059 0,1237 2,86E‐05 8,1721
168 249,23 10080 6,92E‐05 5,518 0,0040 0,0633 1,61E‐05 5,462 0,0680 0,0045 0,8500 0,062 0,1561 3,32E‐05 7,0978
195 220,38 11700 6,12E‐05 5,395 0,0045 0,0674 2,06E‐05 5,333 0,0777 0,0050 0,6940 0,065 0,2239 3,81E‐05 5,6693
228 192,16 13680 5,34E‐05 5,258 0,0052 0,0721 2,71E‐05 5,174 0,1068 0,0056 0,5125 0,069 0,2845 4,40E‐05 4,1750
263 161,74 15780 4,49E‐05 5,086 0,0062 0,0786 3,82E‐05 5,006 0,1047 0,0062 0,0553 0,073 0,4553 5,03E‐05 2,1127
311 130,73 18660 3,63E‐05 4,873 0,0076 0,0875 5,85E‐05 4,776 0,1333 0,0071 0,4806 0,079 0,6434 5,90E‐05 0,0531
368 34,70 22080 9,64E‐06 3,547 0,0288 0,1698 8,31E‐04 4,502
EMR(%) 0,71 7,79 3,25 76,09
t J t v Experimentais Preditos
(min) (L.m
‐2
.h
‐1
) (s) (m.s
‐1
) ln(J) 1/J 1/(J
0.5
) 1/(J
2
) ln(J) EMR(%) 1/J EMR(%) 1/(J
0.5
) EMR(%) 1/(J
2
) EMR(%)
0 489,90 0 1,36E‐04 6,194 0,0020 0,0452 4,17E‐06 6,040 0,1776 0,0021 0,2057 0,048 0,3984 2,00E‐06 3,7142
25 421,78 1500 1,17E‐04 6,044 0,0024 0,0487 5,62E‐06 5,950 0,1114 0,0026 0,5395 0,051 0,2945 5,00E‐06 0,7894
40 349,99 2400 9,72E‐05 5,858 0,0029 0,0535 8,16E‐06 5,896 0,0467 0,0028 0,0930 0,053 0,1273 6,80E‐06 1,1931
55 323,57 3300 8,99E‐05 5,779 0,0031 0,0556 9,55E‐06 5,842 0,0776 0,0031 0,0013 0,054 0,1661 8,60E‐06 0,7115
72 305,73 4320 8,49E‐05 5,723 0,0033 0,0572 1,07E‐05 5,781 0,0728 0,0034 0,2733 0,056 0,1063 1,06E‐05 0,0391
90 287,30 5400 7,98E‐05 5,661 0,0035 0,0590 1,21E‐05 5,716 0,0702 0,0037 0,4912 0,059 0,0601 1,28E‐05 0,4040
119 272,76 7140 7,58E‐05 5,609 0,0037 0,0605 1,34E‐05 5,612 0,0041 0,0042 1,1219 0,062 0,1688 1,63E‐05 1,5088
138 249,92 8280 6,94E‐05 5,521 0,0040 0,0633 1,60E‐05 5,543 0,0288 0,0046 1,0402 0,064 0,1134 1,86E‐05 1,1376
171 217,59 10260 6,04E‐05 5,383 0,0046 0,0678 2,11E‐05 5,425 0,0557 0,0052 0,9047 0,068 0,0450 2,25E‐05 0,4727
201 191,60 12060 5,32E‐05 5,255 0,0052 0,0722 2,72E‐05 5,317 0,0832 0,0057 0,6825 0,072 0,0420 2,61E‐05 0,2940
229 180,47 13740 5,01E‐05 5,196 0,0055 0,0744 3,07E‐05 5,216 0,0278 0,0062 0,8779 0,075 0,0712 2,95E‐05 0,2844
259 172,20 15540 4,78E‐05 5,149 0,0058 0,0762 3,37E‐05 5,108 0,0566 0,0068 1,1742 0,079 0,2413 3,31E‐05 0,1367
292 150,83 17520 4,19E‐05 5,016 0,0066 0,0814 4,40E‐05 4,989 0,0386 0,0074 0,7821 0,083 0,1153 3,70E‐05 1,1241
330 140,50 19800 3,90E‐05 4,945 0,0071 0,0844 5,07E‐05 4,852 0,1344 0,0080 0,9260 0,087 0,2486 4,16E‐05 1,2770
EMR(%) 0,99 9,11 2,20 13,09
APÊNDICE G 163
APÊNDICE G
DADOS EXPERIMENTAIS E CALCULADOS A PARTIR DO AJUSTE ÀS
EQUAÇÕES LINEARIZADAS DO
MODELO DE HERMIA
MMC=5kDa MMC=20kDa MMC=50kDa
t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
0,00 0,00 0,480 0,015 0,00 0,00 1,541 ‐1,444 0,00 0,00 0,853‐0,538
1,00 2,04 0,551 0,054 1,06 0,90 1,102 0,469 0,37 1,00 0,439‐0,289
1,67 3,08 0,617 0,074 2,50 1,80 2,385 2,383 0,78 2,04 0,274‐0,030
2,33 4,12 0,704 0,094 5,87 2,70 5,391 4,296 1,28 3,08 0,378 0,230
3,17 5,24 0,821 0,115 t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
1,95 4,12 0,751 0,489
4,08 6,28 0,951 0,135 0,00 0,00 1,151 ‐0,047 2,88 5,16 1,395 0,748
5,17 7,32 1,102 0,155 0,62 0,45 1,167 0,120 4,35 6,20 2,308 1,008
t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
1,13 0,90 1,259 0,286 7,12 6,99 3,182 1,205
0,00 0,00 0,589‐0,106 1,78 1,39 1,443 0,468 t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
0,30 0,50 0,544‐0,071 2,42 1,84 1,691 0,634 0,00 0,00 0,594‐0,117
0,52 1,00 0,517‐0,037 3,32 2,33 2,047 0,816 0,30 0,55 0,542‐0,075
0,80 1,54 0,508 0,001 4,33 2,78 2,451 0,982 0,50 1,00 0,515‐0,041
1,05 2,04 0,517 0,036 5,92 3,27 2,977 1,164 0,77 1,54 0,505 0,001
1,28 2,58 0,546 0,073 7,08 3,72 3,538 1,331 1,03 2,04 0,515 0,039
1,67 3,08 0,591 0,108 t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
1,33 2,58 0,547 0,080
2,02 3,62 0,660 0,145 0,00 0,00 0,981 0,109 1,63 3,08 0,597 0,119
2,37 4,12 0,741 0,180 0,50 0,40 1,033 0,149 2,00 3,62 0,672 0,160
2,80 4,66 0,848 0,217 0,90 0,80 1,100 0,188 2,37 4,12 0,762 0,198
3,22 5,16 0,966 0,252 1,32 1,20 1,183 0,228 2,80 4,66 0,880 0,240
3,73 5,70 1,112 0,290 1,80 1,60 1,283 0,268 3,25 5,16 1,010 0,278
4,30 6,20 1,265 0,324 2,33 2,00 1,398 0,307 3,80 5,70 1,171 0,320
5,02 6,74 1,451 0,362 2,93 2,40 1,528 0,347 4,38 6,20 1,340 0,358
5,95 7,24 1,640 0,396 3,65 2,84 1,691 0,391 5,18 6,74 1,545 0,399
t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
4,37 3,24 1,855 0,430 6,13 7,24 1,754 0,438
0,00 0,00 0,599‐0,015 5,15 3,64 2,035 0,470 t(h) Vp(L) dt/dV d
2
t/dV
2
0,28 0,40 0,597 0,002 6,00 4,04 2,231 0,509 0,00 0,00 0,479 0,107
0,52 0,80 0,601 0,020 7,00 4,48 2,464 0,553 0,42 0,80 0,573 0,130
0,73 1,20 0,613 0,038 0,67 1,20 0,627 0,141
0,98 1,60 0,632 0,055 0,92 1,60 0,686 0,152
1,23 2,00 0,657 0,073 1,20 2,00 0,749 0,164
1,50 2,40 0,690 0,091 1,50 2,40 0,817 0,175
1,83 2,80 0,730 0,108 1,98 2,80 0,889 0,186
2,10 3,20 0,776 0,126 2,30 3,40 1,006 0,203
2,42 3,60 0,830 0,143 2,85 3,80 1,089 0,214
2,77 4,00 0,891 0,161 3,35 4,20 1,177 0,226
3,13 4,40 0,959 0,179 3,82 4,60 1,270 0,237
4,32 5,00 1,367 0,248
4,87 5,40 1,469 0,260
5,50 5,80 1,575 0,271
APÊNDICE H 164
APÊNDICE H
DADOS EXPERIMENTAIS REFERENTES À DETERMINAÇÃO DA
CAPACIDADE SELETIVA DAS MEMBRANAS DE
UF
MMC=50kDa MMC=20kDa MMC=5kDa
Experimento1
DQO(%) 16,00 33,17 27,03
PROT(%) 23,92 41,83 54,70
CARB(%) 12,30 6,59 10,00
ST(%) 12,48 11,40 18,45
SV(%)) 14,46 14,18 20,49
SST(%) 76,34 75,41 83,64
SSV(%) 77,11 75,07 84,79
Experimento2
DQO(%) 11,56 25,15 39,39
PROT(%) 30,16 43,64 62,85
CARB(%) 4,33 21,83 9,23
ST(%) 8,84 24,17 21,90
SV(%) 10,17 26,37 26,29
SST(%) 68,69 56,97 88,87
SSV(%) 71,41 59,59 87,73
Experimento3
DQO(%) 18,00 37,98 36,00
PROT(%) 35,00 53,44 53,00
CARB(%) 35,42 16,25
ST(%) 37,17 23,52
SV(%) 39,49 27,24
SST(%) 79,00 88,14
SSV(%) 79,60 89,02
Experimento4
DQO(%) 23,66 23,78 33,08
PROT(%) 29,71 41,83 38,79
CARB(%) 10,43 12,35 20,00
ST(%) 19,03 16,52 21,85
SV(%) 14,32 18,46 23,71
SST(%) 66,02 82,13 81,85
SSV(%) 66,95 80,65 83,06
Média
DQO(%) 17,31 30,02 33,87
PROT(%) 29,70 45,19 52,33
CARB(%) 9,02 19,05 13,87
ST(%) 13,45 22,32 21,43
SV(%) 12,98 24,62 24,43
SST(%) 70,35 73,38 85,62
SSV(%) 71,83 73,73 86,15
APÊNDICE I 165
APÊNDICE I
DADOS EXPERIMENTAIS OBTIDOS DURANTE O ESTUDO DA APLICAÇÃO
DE AGENTE QUÍMICO A BASE DE SÍLICA NO PRÉ
-TRATAMENTO DO
EFLUENTE BRUTO
Exp
AQ PC PA pH Sólidos DQO total Nitrogênio total
ppm ppm ppm pH(i) pH(f) SST(i) SST(f) DQO(i) DQO(f) N(i) N(f)
4 350 20 4 4,30 5,04 1223 567 17700 16800 730 640
8 350 10 8 4,30 4,96 1223 493 17700 16900 730 650
1 50 0 4 4,30 4,37 1223 673 17700 18100 730 650
9 200 0 0 4,30 4,64 1223 740 17700 17600 730 490
15 200 10 4 4,30 4,62 1223 597 17700 17100 730 640
13 200 10 4 4,30 4,72 1977 513 16330 15900 640 570
3 50 20 4 4,30 4,37 1977 590 16330 16300 640 710
7 50 10 8 4,30 4,38 1977 663 16330 16300 640 460
2 350 0 4 4,30 5,23 1977 997 16330 15700 640 680
12 200 20 8 4,30 4,79 1977 1530 16330 15700 640 650
6 350 10 0 4,33 5,20 1133 867 18360 17400 720 500
5 50 10 0 4,33 4,43 1133 913 18360 18800 720 770
14 200 10 4 4,33 4,76 1133 913 18360 17600 720 490
11 200 0 8 4,33 4,77 1133 1037 18360 18100 720 790
10 200 20 0 4,33 4,77 1133 920 18360 18300 720 690
Exp
FeCl
3
AQ PC PA pH Sólidos DQO total N total
ppm ppm ppm ppm pH(i) pH(f) SST(i) SST(f) DQO(i) DQO(f) N(i) N(f)
1 0 300 15 0 4,33 5,83 783 390 10900 10400 280 280
2 250 200 15 2 4,33 4,83 783 377 10900 9500 280 230
3 500 100 8 4 4,33 3,78 783 617 10900 9400 280 200
4 750 0 0 4 4,33 2,76 783 430 10900 9300 280 220
5 0 300 15 0 4,34 5,78 833 413 13700 10500 270 330
6 250 200 15 2 4,34 4,70 833 397 13700 10300 270 420
7 500 100 8 4 4,34 3,98 833 397 13700 9600 270 220
8 750 0 0 4 4,34 2,94 833 437 13700 9700 270 220
APÊNDICE I 166
Exp
pH AQ PC pH Sólidos DQO total N total
pH(i) Ajustp/ ppm ppm pH(f) SST(i) SST(f) DQO(i) DQO(f) N(i) N(f)
1 4,40 3,50 150 0 1870 1125 11000 10500 263 238
2 4,40 3,50 250 10 4,14 1870 975 11000 10600 263 221
3 4,40 4,25 50 0 4,33 1870 910 11000 10900 263 260
4 4,40 4,25 150 10 4,60 1870 785 11000 10500 263 252
5 4,40 4,25 50 20 4,38 1870 935 11000 10700 263 258
6 4,40 5,00 150 0 5,74 1870 810 11000 10600 263 249
7 4,40 4,25 150 10 4,63 1870 695 11000 10700 263 251
8 4,40 5,00 150 20 5,65 1870 880 11000 10600 263 261
9 4,40 4,25 150 10 4,63 1870 585 11000 10800 263 245
10 4,40 3,50 150 20 3,89 1870 700 11000 10600 263 242
11 4,40 3,50 50 10 3,64 1870 715 11000 10700 263 262
12 4,40 5,00 250 10 6,05 1870 555 11000 10600 263 234
13 4,40 4,25 250 0 4,90 1870 600 11000 10400 263 235
14 4,40 5,00 50 10 5,18 1870 720 11000 10600 263 255
15 4,40 4,25 250 20 4,91 1870 805 11000 10500 263 229
Exp
pH AQ PC/PA pH Sólidos DQO total N total
pH(i) Ajustp/ ppm ppm pH(f) SST(i) SST(f) DQO(i) DQO(f) N(i) N(f)
1 4,50 3,50* 200 10PC 3,93 1080 1035 14300 13300 307 273
2 4,50 ‐ 200 10PC 5,02 1080 815 14300 13200 307 286
3 4,50 3,50* 200 10PC 3,93 1080 640 14300 11700 307 91
4 4,50 ‐ 200 10PA 5,00 1080 1065 14300 13100 307 276
5 4,50 4,25* 0 5PA 4,28 1080 645 14300 12400 307 127
APÊNDICE J 167
APÊNDICE J
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE O DESENVOLVIMENTO
DO SISTEMA PRIMÁRIO INDUSTRIAL EM ESCALA DE BANCADA
TRATANDO O EFLUENTE BRUTO
APÊNDICE J 168
SólidosTotais‐ST(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 16737 17865 17775 19645 25562 21493 19823 15040 17695 18325 22368 11227 17435 14950
P2 18020 22360 21055 27052 ‐ 27030 22220 16780 21990 19083 19798 16353 18503 15307
P3 12027 13133 14838 14112 19817 17795 17728 10700 16263 12957 15693 10918 13108 11308
Sólidos‐SST(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 5153 4205 3205 6628 3880 4923 5993 2955 3898 3575 2580 2285 2245 1660
L 32975 37610 60810 74910 42140 69175 48455 52460 58080 ‐ 42195 50525 32095 26745
,9P1+,1L 7935 7546 8966 13456 7706 11348 10239 7906 9316 ‐ 6542 7109 5230 4169
P2 ‐ ‐ 9463 12820 9130 12013 10527 8427 9323 7773 6833 7193 5107 4610
P3 435 411 1370 1034 1315 1324 1304 771 1173 802 646 690 640 518
Sólidos‐SSV(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 4908 4080 3045 6296 3686 5337 5788 2938 3567 3380 2598 2388 2410 1813
L 31410 35840 57770 63674 40033 64305 46340 48930 52020 ‐ 38875 45495 30155 26125
,9P1+,1L 7558 7256 8517 12034 7321 11234 9843 7537 8413 6800 6225 6698 5185 4244
P2 ‐ ‐ 8990 12179 8674 11557 10057 8143 8560 7157 6763 7167 5250 4603
P3 413 390 1302 982 1249 1229 1186 770 990 692 620 666 605 534
DQO(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 17100 16950 16800 19200 25000 21900 20900 12200 16250 15250 21450 13000 14400 13000
P2 20900 26500 23700 28300 33000 30800 24200 20150 21200 20250 27550 17100 19450 17900
P3 12600 12700 14200 11850 18500 12000 12250 11125 12550 11350 17500 10350 12000 11900
APÊNDICE J 169
DQOsolúvel(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 16587 16102.5 16632 18816 24250 21243 19855 11956 15925 15098 20592 12480 14112 12090
P2 14630 19345 16116 19527 23100 21868 17182 13904 15264 13365 19285 11628 13809 12530
P3 12550 12630 14190 11820 18485 12010 12250 11105 12500 113350 17510 10340 11965 11875
Teorprotéico(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 4091 4036 4345 7301 6531 4693 5211 2856 4045 3581 4388 2123 3315 2828
P2 6577 9012 9163 13424 11000 9613 8021 6781 7934 6537 7317 5963 5523 4922
P3 1711 1864 2200 2154 3098 2521 2184 1534 2103 1907 2651 1273 2101 1571
P2‐0.9P1 2896 5380 5253 6853 5123 5390 3332 4211 4293 3315 3368 4053 2539 2377
Proteínasolúvel(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
P1 2864 2785 3041 5184 4702 3191 3648 1999 2791 2471 3071 1422 2288 2036
P2 2631 3785 3757 5235 4290 3941 3209 2713 3094 2484 3073 2385 2209 1969
P3 1369 1509 1826 1680 2478 2017 1769 1243 1661 1487 2147 1018 1681 1273
APÊNDICE J 170
pH
1 8 10 12
t(min) pH t(min) pH t(min) pH t(min) pH
0 4,26 0 4,25 0 4,32 0 4,30
347 3,80 45 3,84 30 4,02 25 4,10
2 75 3,68 60 3,83 85 3,94
t(min) pH 105 3,68 90 3,77 130 3,78
0 4,51 135 3,57 120 3,63 190 3,65
367 3,81 195 3,27 185 3,71 250 3,76
3 225 3,35 215 3,54 310 3,73
t(min) pH 255 3,60 245 3,57 360 3,73
0 4,40 285 3,52 285 3,29 13
362 4,11 315 3,71 330 3,65 t(min) pH
4 360 3,71 360 3,67 0 4,36
t(min) pH 9 11 30 4,32
0 4,68 t(min) pH t(min) pH 60 4,26
360 3,72 0 4,23 0 4,18 105 4,11
5 30 4,17 50 3,97 170 3,85
t(min) pH 60 4,03 93 3,88 235 3,89
0 4,36 90 3,88 238 3,69 285 3,88
365 3,63 120 3,92 283 3,68 355 3,82
6 175 3,77 328 3,68 14
t(min) pH 205 3,70 360 3,61 t(min) pH
0 4,54 235 3,63 0 4,08
380 3,66 265 3,78 47 4,10
7 315 3,72 92 3,76
t(min) pH 340 3,58 227 3,52
0 4,07 360 3,68 287 3,55
395 3,52 360 3,57
APÊNDICE J 171
ProduçãodeGás
1 8 10 12
t(min) CH
4
(mL) t(min) total(mL) t(min) total(mL) t(min) total(mL)
0 0 0 0 0 0 0 0
347 0 15 20 30 10 25 35
2 35 40 60 30 85 40
t(min) CH
4
(mL) 60 70 90 50 130 45
0 0 75 80 120 75 190 50
367 0 105 120 185 105 250 50
3 135 160 215 120 310 55
t(min) CH
4
(mL) 195 205 245 140 360 60
0 0 225 220 285 170 13
362 0 255 240 330 190 t(min) total(mL)
4 285 260 360 210 0 0
t(min) CH
4
(mL) 315 280 11 30 80
0 0 360 300 t(min) total(mL) 60 180
360 0 9 0 0 105 230
5 t(min) total(mL) 50 120 170 255
t(min) CH
4
(mL) 0 0 68 200 235 285
0 0 20 20 93 270 285 310
365 0 60 25 238 350 360 325
6 90 25 273 375 14
t(min) CH
4
(mL) 120 30 308 390 t(min) total(mL)
0 0 175 40 345 420 0 0
380 0 205 45 360 435 33 60
7 235 45 47 90
t(min) total(mL) 264 60 77 140
0 0 315 65 92 150
20 15 340 75 227 200
225 20 360 90 257 220
375 35 287 230
395 35 322 250
360 255
APÊNDICE J 172
AlcalinidadeeAOV
10 12
t Alcalinidade AOV t Alcalinidade AOV
(min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
0 267 1333
25
88 1125
30 0 1634
85
25 1185
60 0 1895
130
0 1230
90 0 1900
190
0 1365
120 0 2318
250
0 1440
185 0 2457
310
0 1485
215 0 2629
360
0 1577
245 0 2430 13
285 0 2358 t Alcalinidade AOV
330 0 2400 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
360 0 2172
30
229 2006
11
60
81 2238
t Alcalinidade AOV
95
0 2503
(min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
170
0 2647
0
103 1877
235
0 2637
5
0 2571
285
0 2745
93
0 2660
355
0 2923
238
0 2883 14
283
0 2520 t Alcalinidade AOV
328
0 2250 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
366
0 2495
0
0 1262
47
0 1646
92
0 1769
227
0 2077
287
0 1935
357
0 2015
APÊNDICE K 173
APÊNDICE K
DADOS EXPERIMENTAIS COLETADOS DURANTE A AVALIAÇÃO DO
COMPORTAMENTO DO SISTEMA PRIMÁRIO DE BANCADA AO TRATAR O
PERMEADO DO SISTEMA DE MEMBRANAS
APÊNDICE K 174
SólidosTotais‐ST(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7E 7P 8E 8P 9E 9P
P1 13310 16200 12700 17270 16290 17640 ‐ 18800 ‐ 15960 ‐ 16320
P ‐ 13210 ‐ 13730 12680 12870 18800 12730 15960 10520 16320 12130
P2i 14150 16910 ‐ 22790 13860 16430 22020 14940 18600 14540 17740 14390
P2f 13090 16730 ‐ 22220 12970 14470 19080 12720 15780 12920 15000 12650
P3 11450 13180 ‐ 14580 11640 11620 15570 12090 13150 10670 13020 11240
L ‐ 28140 ‐ 120630 37080 60570 53460 33780 45990 47030 35900 36430
SólidosTotais‐SV(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 10500 13090 8330 13680 13140 14320 ‐ 15050 ‐ 12780 ‐ 13240
P ‐ 10160 ‐ 10500 9850 9750 15050 10310 12780 7650 13240 9280
P2i 11450 13830 ‐ 17650 10700 13190 18000 11440 15270 11380 14540 11500
P2f 10350 13600 ‐ 17430 9950 11590 15220 9300 12610 9820 11850 9750
P3 7440 9600 ‐ 9660 7200 7240 9590 7180 7910 6350 8190 7050
L ‐ 23490 ‐ 92820 28860 48050 42920 26710 35350 36070 28450 29220
Sólidos‐SST(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 2130 1340 1845 2510 2590 ‐ ‐ 2760 ‐ 1936 ‐ 1828
P 327 660 410 558 783 ‐ 2760 492 1936 755 1828 ‐
P2i 3576 4477 2730 10305 3390 ‐ 6345 2915 5420 3940 4145 ‐
P2f 3760 4520 3870 10535 3245 ‐ 6380 3095 5660 3990 4505 ‐
P3 540 750 910 830 503 ‐ 840 293 586 437 540 ‐
L 29010 42410 24350 107660 27820 ‐ 40310 22290 35140 34320 25690 ‐
APÊNDICE K 175
Sólidos‐SSV(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 1640 1240 1675 2200 2270 ‐ ‐ 2505 ‐ 1832 ‐ 1680
P 300 548 368 453 647 ‐ 2505 416 1832 645 1680 ‐
P2i 3441 4285 2607 9365 3047 ‐ 5905 2720 5140 3630 3890 ‐
P2f 3745 4290 3345 9160 3035 ‐ 5810 2750 5095 3660 4165 ‐
P3 430 597 797 587 427 ‐ 676 278 454 326 409 ‐
L 25800 39400 21700 95680 23950 ‐ 37720 16900 30570 29900 22560 ‐
Teorprotéico(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 2431 2994 2563 3225 2869 3144 3600 3600 3275 3275 2800 2800
P 1331 1531 1331 1506 1650 1231 1463 1463 1031 1031 1181 1181
P2i 4188 4063 9081 3338 4394 6531 3350 5900 3575 4463 2938
P2f 3150 4031 2888 8494 3456 4788 6638 3775 6019 3563 4469 2969
P3 1200 1294 1163 1456 1119 1094 1831 1131 1800 856 1363 900
Proteínasolúvel(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 ‐ 2375 2256 ‐ ‐ ‐ 2700 2700 2319 2319 2100 2100
P ‐ 1413 1413 ‐ ‐ ‐ 1244 1243 900 900 1004 1004
P2i ‐ 2175 1713 ‐ ‐ ‐ 2874 1340 2588 1294 1964 1233
P2f ‐ 2081 1550 ‐ ‐ ‐ 2589 1435 2231 1269 1743 1128
P3 ‐ 1294 1138 ‐ ‐ ‐ 1593 962 1444 813 1172 801
APÊNDICE K 176
DQO(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 13600 15800 14600 15900 14500 16500 22500 22500 17100 17100 16200 16200
P 10800 11300 11000 11300 10000 10700 13400 13400 10100 10100 11100 11100
P2i 18900 17000 14500 28400 13600 15800 26300 16100 23100 16400 20000 14100
P2f 14600 17000 13700 25000 14200 15000 24800 15400 22500 15400 19300 14000
P3 10300 11000 9900 11200 10000 12200 15300 10700 12900 10000 13000 9600
DQOsolúvel(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 ‐ 14300 14100 ‐ ‐ ‐ 20475 20475 16500 16500 14742 14742
P ‐ 11200 10700 ‐ ‐ ‐ 12663 12663 9500 9500 10490 10490
P2i ‐ 12700 13800 ‐ ‐ ‐ 16569 10787 14700 9700 12600 9447
P2f ‐ 12200 11000 ‐ ‐ ‐ 14880 9702 13400 9900 11580 8820
P3 ‐ 10800 10000 ‐ ‐ ‐ 14382 9951 12850 9300 12090 9024
CARBOIDRATO(mg.L
‐1
)
1 2 3 4 5 6 7 7P 8E 8P 9E 9P
P1 ‐ 10096 ‐ 10455 10271 11176 11450 11450 9505 9505 10440 10440
P ‐ 8629 ‐ 8994 8200 8519 8847 8847 6619 6619 8099 8099
P2i ‐ 9768 ‐ 8569 7362 8796 16955 8090 9370 7805 13826 8562
P2f ‐ 9569 ‐ 8936 6494 6802 14158 5525 6591 6257 11135 6781
P3 ‐ 8306 ‐ 8204 6081 6146 9297 6049 6110 5494 7972 6150
APÊNDICE K 177
pH
1 3 5 7EfBruto 8EfBruto 9EfBruto
t(min) pH t(min) pH t(min) pH t(min) pH t(min) pH t(min) pH
0 4,22 0 4,17 0 4,19 0 4,03 0 4,03 0 4,12
180 3,57 30 3,99 30 3,93 30 3,79 30 3,81 30 3,9
360 3,46 60 3,96 60 3,84 60 3,68 60 3,74 60 3,77
2 90 3,76 90 3,73 90 3,59 90 3,69 90 3,72
t(min) pH 120 3,77 120 3,74 120 3,63 120 3,67 120 3,67
0 4,28 180 3,63 150 3,68 150 3,53 150 3,59 150 3,62
30 4,24 210 3,57 180 3,69 180 3,55 180 3,59 180 3,61
60 4,18 240 3,56 212 3,63 210 3,45 210 3,55 210 3,53
90 4,13 270 3,51 240 3,68 240 3,48 240 3,55 240 3,53
120 4,09 300 3,5 274 3,59 270 3,43 270 3,50 270 3,51
150 4,09 330 3,48 300 3,61 300 3,45 300 3,51 300 3,46
180 4,02 360 3,49 330 3,57 330 3,44 330 3,45 330 3,49
210 4,00 4 360 3,61 360 3,44 360 3,47 360 3,50
240 3,99 t(min) pH 6 7Permeado 8Permeado 9Permeado
270 4,00 0 4,09 t(min) pH t(min) pH t(min) pH t(min) pH
300 3,94 30 3,96 0 4,08 0 4,1 0 4,02 0 4,23
330 3,98 60 3,87 30 3,89 30 3,96 30 3,89 30 3,98
360 3,93 90 3,80 60 3,80 60 3,86 60 3,82 60 3,85
120 3,71 90 3,71 90 3,74 90 3,73 90 3,78
150 3,69 120 3,68 120 3,77 120 3,74 120 3,74
187 3,61 150 3,65 150 3,67 150 3,70 150 3,73
210 3,59 180 3,65 180 3,69 180 3,69 180 3,67
247 3,55 210 3,64 210 3,64 210 3,64 210 3,66
270 3,56 240 3,67 240 3,66 240 3,68 240 3,64
304 3,51 270 3,61 270 3,63 270 3,64 270 3,62
330 3,49 300 3,58 300 3,66 300 3,63 300 3,58
360 3,49 330 3,59 360 3,61 330 3,59 330 3,59
360 3,57 360 3,59 360 3,57
APÊNDICE K 178
ProduçãodeGás
1 6 7Permeado 8Permeado 9Permeado
t(min) CH
4
(mL)t(min) total(mL) t(min) total(mL)t(min) total(mL) t(min) total(mL)
0 00 0 0 0 0 0 0 0
360 030 40 30 65 30 35 30 50
2 60 70 60 100 60 67 60 80
t(min) CH
4
(mL) 90 110 90 135 90 112 90 120
0 0120 150 120 155 120 157 120 160
360 0150 210 150 190 150 197 150 210
3 180 240 180 215 180 217 180 248
t(min) CH
4
(mL)210 265 210 255 210 237 210 275
0 0240 280 240 285 240 247 240 295
360 0270 295 270 315 270 257 270 310
4 300 310 300 343 300 267 300 320
t(min) CH
4
(mL)330 325 330 363 330 282 330 330
0 0360 345 360 365 360 297 360 340
360 0 7EfBruto 8EfBruto 9EfBruto
5 t(min) total(mL) t(min) total(mL)t(min) total(mL)
t(min) total(mL) 0 0 0 0 0 0
0 030 40 30 65 30 40
30 4060 90 60 125 60 95
60 8590 165 90 230 90 155
90 125120 238 120 260 120 225
120 160150 295 150 285 150 270
150 198180 342 180 310 180 295
180 213210 390 210 330 210 330
212 233240 425 240 350 240 350
240 248270 450 270 390 270 380
274 265300 470 300 410 300 390
304 280330 487 330 420 330 410
330 288360 495 360 430 360 428
360 325
APÊNDICE K 179
AlcalinidadeeAOV
1 4 7EfBruto 8Permeado
t Alcalinidade AOV t Alcalinidade AOV t Alcalinidade AOV t Alcalinidade AOV
(min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
0 0 827 0
51
‐
0 0 1620 0 0 1140
180 0 1320 40
0
1170 60 0 1920 60 0 1415
360 0 1500 90
0
1378 120 0 2186 120 0 1515
2 150
0
1485 180 0 2370 180 0 1500
t Alcalinidade AOV 210
0
1589 240 0 2461 240 0 1545
(min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) 270
0
1641 360 0 2554 300 0 1605
30 136 982 360
0
1755 7Permeado 360 0 1688
90 88 1095 5 t Alcalinidade AOV 9EfBruto
150 46 1175 t Alcalinidade AOV (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) t Alcalinidade AOV
210 25 1140 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) 0 44 1455 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
270 0 1233 0
95
1125 60 0 1620 0 97 1294
330 0 1250 60
0
1465 120 0 1755 60 0 1721
3 120
0
1557 180 0 1875 120 0 1906
t Alcalinidade AOV 180
0
1695 240 0 2000 180 0 2088
(min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) 240
0
1725 300 0 2085 240 0 2205
0
100 1020 300
0
1815 360 0 2145 300 0 2331
60
0 1200 360
0
1875 8EfBruto 360 0 2367
120
0 1336 6 t Alcalinidade AOV 9Permeado
180
0 1455 t Alcalinidade AOV (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) t Alcalinidade AOV
240
0 1482 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
) 0 0 1230 (min) (mgCacO
3
.L
‐1
) (mgHac.L
‐1
)
300
0 1628 0
25
1335 60 0 1580 0 150 1118
360 0 1678 60
0
1575 120 0 1760 60 0 1545
120
0
1860 180 0 1892 120 0 1635
180
0
1950 240 0 1985 180 0 1830
240
0
2085 300 0 2045 240 0 1815
360
0
2250 360 0 2085 300 0 1875
360 0 2055
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