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UNIVERSIDADE FEDERAL DE SANTA CATARINA
DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA E
ENGENHARIA DE ALIMENTOS
PROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA
QUÍMICA
SELEÇÃO DE LINHAGENS OXIDADORAS DE AMÔNIO E REMOÇÃO DE
NITROGÊNIO VIA NITRITO EM REATOR DESCONTÍNUO ALIMENTADO (SBR),
SOB CONDIÇÕES DE LIMITAÇÃO DE OXIGÊNIO
Cristiane Pereira Zdradek
Prof. Dr. Willibaldo Schmidell Netto
ORIENTADOR
Prof. Dr. Hugo Moreira Soares
Co- ORIENTADOR
Florianópolis, SC
Setembro, 2005
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Livros Grátis
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UNIVERSIDADE FEDERAL DE SANTA CATARINA (UFSC)
DEPARTAMENTO DE ENGENHARIA QUÍMICA E
ENGENHARIA DE ALIMENTOS (EQA)
PROGRAMA DE PÓS-GRADUAÇÃO EM ENGENHARIA QUÍMICA
SELEÇÃO DE LINHAGENS OXIDADORAS DE AMÔNIO E REMOÇÃO DE NITROGÊNIO
VIA NITRITO EM REATOR DESCONTÍNUO ALIMENTADO (SBR), SOB CONDIÇÕES DE
LIMITAÇÃO DE OXIGÊNIO
Cristiane Pereira Zdradek
Tese submetida ao Programa de
Pós-graduação em Engenharia
Química da Universidade Federal
de Santa Catarina, para obtenção
do grau de Doutor em Engenharia
Química.
Prof. Dr. Willibaldo Schmidell Netto
ORIENTADOR
Prof. Dr. Hugo Moreira Soares
Co- ORIENTADOR
Florianópolis, SC
Setembro, 2005
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“ Por mais difícil que seja o caminho da verdade, ele é
o único que te leva a luz
mesmo que todos digam o contrário”.
Um grande conselheiro
“Justo quando a lagarta achou que o
mundo tinha acabado,
ela virou uma borboleta”.
Dedico este trabalho ao
meu marido, pelo amor e
incentivo que sempre
me prestou.
AGRADECIMENTOS
A Deus, por iluminar meus passos e me fortalecer espiritualmente nos momentos
mais difíceis que enfrentei nesta dura jornada.
Ao meu marido, pelo apoio em todos os sentidos que um verdadeiro companheiro
pode possibilitar.
Ao professor Willibaldo Schmidell, todo meu carinho por contar não só com um
orientador mas com um verdadeiro mestre que deixará ensinamentos para uma vida inteira.
Ao professor Hugo Soares, pela co-orientação e disponibilidade laboratorial para
desenvolvimento do trabalho.
A Valéria e Angelina pelos ótimos conselhos, amizade e apoio durante todo o
trabalho.
Aos amigos do laboratório Francyne, Gustavo, Fabrício, Camila, Janaína, Mônica,
Gilson, João Paulo, Sandra e Alex que sempre estiveram dispostos a ajudar.
Ao Juarez, pela amizade e dedicação em ajudar a qualquer hora.
A Estela, pelo carinho sempre especial nos momentos mais difíceis.
A minha grande amiga Dirlei, pela convivência e apoio em todos os momentos.
A Raquel, o meu especial muito obrigado, acima de tudo por ser uma grande
companheira.
Aos professores e funcionários do Departamento, que contribuíram no meu
aprendizado.
ÍNDICE
LISTA DE TABELAS..................................................................................................
iii
LISTA DE FIGURAS..................................................................................................
vi
NOMENCLATURA.....................................................................................................
X
RESUMO...................................................................................................................
xi
ABSTRACT................................................................................................................
xii
1. INTRODUÇÃO.......................................................................................................
1
2. OBJETIVOS......................................................................................................................
4
2.1. Objetivo Geral...........................................................................................................
4
2.2. Objetivo Específico....................................................................................................
4
3. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA..........................................................................................
5
3.1.Transformações Biológicas do Nitrogênio..................................................................
5
3.2. Importância da Remoção Biológica do Nitrogênio.................................................... 8
3.3.Processo convencional para Remoção Biológica de Nitrogênio................................
10
3.3.1. Nitrificação.........................................................................................................
10
3.3.2. Desnitrificação...................................................................................................
13
3.4. Fatores que influenciam na atividade das bactérias nitrificantes..............................
15
3.5. Novos Processos de Remoção Biológica de Nitrogênio...........................................
18
3.5.1. Processo SHARON...........................................................................................
22
3.5.2. Processo ANAMMOX.......................................................................................
24
3.5.3. Processo SHARON – ANAMMOX.................................................................... 27
3.5.4. Processo OLAND..............................................................................................
29
3.5.5. Processo CANON............................................................................................. 33
4. MATERIAIS E MÉTODOS........................................................................................... 37
4.1. Microrganismos e meio de cultura............................................................................
37
4.2. Construção e operação dos reatores utilizados........................................................
38
4.2.1. Construção........................................................................................................
38
4.2.2. Partida e Operação...........................................................................................
40
4.2.3. Desnitrificação na segunda etapa do reator I....................................................
43
4.3. Determinações Analíticas..........................................................................................
43
4.3.1. Determinação da Concentração de Amônio......................................................
43
4.3.2. Determinação da concentração de nitrito..........................................................
44
4.3.3. Determinação da concentração de nitrato.........................................................
44
4.3.4. Determinação de DQO......................................................................................
44
4.3.5. Determinação da concentração celular.............................................................
45
4.3.6. Cálculos Efetuados............................................................................................
45
4.4. Determinação da velocidade específica de respiração das células (QO
2
)
através da
técnica de respirometria. ...............................................................................................
46
4.4.1. Determinação de QO
2
sem limitação da concentração de oxigênio.................
46
4.4.2. Determinação de K
L
a.........................................................................................
48
4.4.3. Determinação de QO
2
em limitação da concentração de oxigênio...................
50
4.4.4. Construção da curva QO
2
contra C, para determinação dos parâmetros
cinéticos dos microrganismos...........................................................................
50
4.5. Análise FISH..............................................................................................................
51
4.6. Resumo dos ensaios realizados................................................................................
52
5. RESULTADOS E DISCUSSÃO....................................................................................
55
5.1. Dados experimentais obtidos na primeira etapa para o Reator I..............................
55
ÍNDICE
LISTA DE TABELAS..................................................................................................
iii
LISTA DE FIGURAS..................................................................................................
vi
NOMENCLATURA.....................................................................................................
X
RESUMO...................................................................................................................
xi
ABSTRACT................................................................................................................
xii
1. INTRODUÇÃO.......................................................................................................
1
2. OBJETIVOS......................................................................................................................
4
2.1. Objetivo Geral...........................................................................................................
4
2.2. Objetivo Específico....................................................................................................
4
3. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA..........................................................................................
5
3.1.Transformações Biológicas do Nitrogênio..................................................................
5
3.2. Importância da Remoção Biológica do Nitrogênio.................................................... 8
3.3.Processo convencional para Remoção Biológica de Nitrogênio................................
10
3.3.1. Nitrificação.........................................................................................................
10
3.3.2. Desnitrificação...................................................................................................
13
3.4. Fatores que influenciam na atividade das bactérias nitrificantes..............................
15
3.5. Novos Processos de Remoção Biológica de Nitrogênio...........................................
18
3.5.1. Processo SHARON...........................................................................................
22
3.5.2. Processo ANAMMOX.......................................................................................
24
3.5.3. Processo SHARON – ANAMMOX.................................................................... 27
3.5.4. Processo OLAND..............................................................................................
29
3.5.5. Processo CANON............................................................................................. 33
4. MATERIAIS E MÉTODOS........................................................................................... 37
4.1. Microrganismos e meio de cultura............................................................................
37
4.2. Construção e operação dos reatores utilizados........................................................
38
4.2.1. Construção........................................................................................................
38
4.2.2. Partida e Operação...........................................................................................
40
4.2.3. Desnitrificação na segunda etapa do reator I....................................................
43
4.3. Determinações Analíticas..........................................................................................
43
4.3.1. Determinação da Concentração de Amônio......................................................
43
4.3.2. Determinação da concentração de nitrito..........................................................
44
4.3.3. Determinação da concentração de nitrato.........................................................
44
4.3.4. Determinação de DQO......................................................................................
44
4.3.5. Determinação da concentração celular.............................................................
45
4.3.6. Cálculos Efetuados............................................................................................
45
4.4. Determinação da velocidade específica de respiração das células (QO
2
)
através da
técnica de respirometria. ...............................................................................................
46
4.4.1. Determinação de QO
2
sem limitação da concentração de oxigênio.................
46
4.4.2. Determinação de K
L
a.........................................................................................
48
4.4.3. Determinação de QO
2
em limitação da concentração de oxigênio...................
50
4.4.4. Construção da curva QO
2
contra C, para determinação dos parâmetros
cinéticos dos microrganismos...........................................................................
50
4.5. Análise FISH..............................................................................................................
51
4.6. Resumo dos ensaios realizados................................................................................
52
5. RESULTADOS E DISCUSSÃO....................................................................................
55
5.1. Dados experimentais obtidos na primeira etapa para o Reator I..............................
55
5.1.1.Primeira Fase...............................................................................................................
55
5.1.2. Segunda Fase...................................................................................................
60
5.1.3. Terceira Fase.................................................................................................... 62
5.1.4. Medida da atividade nitrificante das células através de respirometria, para a
primeira etapa do reator I.................................................................................
74
5.1.4.1. Avaliação da atividade respirométrica durante períodos aeróbios e
anaeróbios............................................................................................
84
5.1.5. Determinação de parâmetros cinéticos ligados à respiração microbiana.........
85
5.2 Dados Experimentais da segunda etapa para o Reator
I...........................................
88
5.2.1. Resultados obtidos com limitação de
oxigênio..................................................
88
5.2.2. Resultados obtidos com a adição de acetato no meio de alimentação. 94
5.2.3. Medida da atividade nitrificante das células através da respirometria, para a
segunda etapa do reator I...................................................................................
100
5.2.3.1. Medida da velocidade específica de respiração sob diferentes
condições de operação do reator e pH constante...................................
100
5.2.3.2. Medida da atividade sob diferentes condições de operação do reator
com variação de pH...................................................................................
108
5.2.4. Determinação dos parâmetros cinéticos...........................................................
111
5.3. Dados experimentais obtidos na primeira etapa para o Reator II.............................
117
5.3.1. Medida da atividade nitrificante das células.......................................................
123
5.3.2. Determinação dos parâmetros cinéticos............................................................
129
5.4. Dados experimentais para a segunda etapa do Reator II.........................................
130
5.4.1. Medida da atividade nitrificante das células através da respirometria, para a
segunda etapa do reator
II................................................................................
136
5.4.1.1. Medidas de velocidade específica de respiração sob diferentes
condições de operação do reator e pH constante.....................................
136
5.4.1.2. Medidas de velocidade específica de respiração sob diferentes
condições de operação do reator com variação de pH.............................
142
6. CONCLUSÕES................................................................................................................. 146
7. SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS................................................................
149
8. REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS..................................................................................
150
ANEXOS................................................................................................................................
157
LISTA DE TABELAS
Tabela 3.1. Estados de oxidação do nitrogênio, em diferentes compostos.......................
6
Tabela 3.2. Concentração de nitrogênio em esgoto doméstico......................................... 9
Tabela 3.3. Concentração de nitrogênio em efluente de suinocultura após decantação
(dados de 2001 com duas coletas por mês – Vazão 600 m
3
/d)......................
9
Tabela 3.4. Parâmetros Cinéticos para 20
0
C e pH 8.........................................................
17
Tabela 3.5. Valores médios previstos para um ano de operação do processo SHARON,
com adição de metanol de 1Kg/Kg N-NH
4
no afluente..................................
24
Tabela 3.6. Comparação entre os processos SHARON e ANAMMOX, ambos
alimentados com efluente de biodigestor......................................................
26
Tabela 3.7. Dados do processo SHARON e ANAMMOX combinados.............................. 28
Tabela 3.8.Efeitos da adição de concentrações definidas de nitrito, na produção de N
2
O
e N
2
, durante a desnitrificação por Nitrosomonas europaea...........................
31
Tabela 3.9. Dados de operação do processo OLAND, nos períodos A e B em reator
SBR...............................................................................................................
32
Tabela 3.10. Dados do estado estacionário durante a condição anóxica e a condição
com limitação de oxigênio.............................................................................
34
Tabela 3.11. Valores de diferentes parâmetros durante o estado estacionário do
período com limitação de oxigênio................................................................
35
Tabela 4.1. Composição de nutrientes do meio sintético...................................................
38
Tabela 4.2. Composição da solução de micronutrientes....................................................
38
Tabela 4.3. Percentual (em relação a quantidade estequiométrica – Eq. 4.4) adicionado
de acetato ao longo do tempo de operação do reator I na segunda fase de
operação........................................................................................................
43
Tabela 4.4. Ensaios realizados ao longo do tempo de operação para o reator I...............
54
Tabela 4.5. Ensaios realizados ao longo do tempo de operação para o reator II..............
55
Tabela 5.1.Equações exponenciais ajustadas às fases de operação do reator I, após o
terceiro período de lavagem..........................................................................
66
Tabela 5.2. Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas concentrações
de amônio, nitrito e nitrato, para as fases C e D...........................................
76
Tabela 5.3. Dados das análises da concentração de amônio, nitrito e nitrato realizadas
no reator I, primeira etapa, pelo período de 24 horas, no dia 221................
78
Tabela 5.4. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 23 horas de operação do
reator I, primeira fase, a partir dos dados experimentais de respiração
celular............................................................................................................
83
Tabela 5.5: Determinação da velocidade de respiração celular em diferentes
momentos, para o dia 110 do Reator I, primeira etapa, Fase D....................
84
Tabela 5.6. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente para a primeira
etapa do reator I............................................................................................
86
Tabela 5.7. Dados de FISH obtidos para o dia 119 de operação do Reator I....................
92
Tabela 5.8. Dados de velocidade de respiração e as respectivas concentrações de
amônio, nitrito e nitrato na saída do reator I, segunda etapa........................
100
Tabela 5.9: Dados das análises da concentração de amônio, nitrito, nitrato e velocidade
específica de respiração realizadas no reator I, segunda etapa, durante
ciclo completo de alimentação no dia 271.....................................................
102
Tabela 5.10. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 19 horas de
acompanhamento do reator I, segunda fase, a partir dos dados
experimentais de respiração celular..............................................................
105
Tabela 5.11: Medida da velocidade de respiração celular no reator I, para a segunda
etapa no dia 278, e as respectivas concentrações de amônio e DQO.........
107
Tabela 5.12: Dados de velocidade de respiração, amônio, nitrito e nitrato para
acompanhamento do reator I, na segunda etapa, referente ao dia 20, pelo
período de 12 horas.......................................................................................
108
Tabela 5.13. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para o reator I,
segunda etapa...............................................................................................
112
Tabela 5.14: Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para o dia 57, na
segunda etapa do Reator I............................................................................
114
Tabela 5.15: Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para os dias 132,
187 e 224, na segunda etapa do Reator I.....................................................
115
Tabela 5.16. Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas
Concentrações de amônio, nitrito e nitrato realizadas no reator II, primeira
etapa, pelo período de 24 horas....................................................................
124
Tabela 5.17. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 24 horas de
acompanhamento do reator II, primeira etapa, a partir dos dados
experimentais de respiração celular..............................................................
128
Tabela 5.18. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente para a primeira
etapa do Reator II..........................................................................................
129
Tabela 5.19. Dados de velocidade de respiração e as respectivas concentrações de
amônio, nitrito e nitrato na saída do reator II, segunda etapa.......................
136
Tabela 5.20: Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas
concentrações de amônio, nitrito e nitrato realizadas no reator II, segunda
etapa, pelo período de 23 horas....................................................................
138
Tabela 5.21. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 23 horas de
acompanhamento do reator II, segunda fase, a partir dos dados
experimentais de respiração celular..............................................................
141
Tabela 5.22. Dados de velocidade específica de respiração em função do pH e
concentração do efluente nos dias 34 e 44, na segunda etapa para o
Reator II.........................................................................................................
142
LISTA DE FIGURAS
Figura 3.1. Reações envolvidas no ciclo do nitrogênio.................................................
6
Figura 3.2. Esquema simplificado de uma planta de tratamento de nitrificação e
desnitrificação para remoção biológica de nitrogênio......................................
14
Figura 3.3. Eficiência de Desnitrificação em função da relação DQO/N, para
desnitrificação via nitrato e via nitrito...............................................................
15
Figura 3.4. Valores máximos da vazão específica de alimentação, em reator contínuo
submetido à lavagem de células......................................................................
20
Figura 3.5. Esquema representativo da união do processo SHARON e ANAMMOX........
28
Figura 3.6. Possível rota metabólica para a conversão da amônia a nitrogênio gasoso,
pelo Nitrosomonas europaea...........................................................................
30
Figura 4.1. Sistema operacional para o estudo da geração de nitrito e remoção
biológica de nitrogênio.....................................................................................
39
Figura 4.2. Determinação experimental de K
L
a utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 500 mgN-NH
4
.L
-1
......................................
49
Figura 4.3. Determinação experimental de K
L
a, utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 1000 mgN-NH
4
.L
-1
....................................
49
Figura 5.1: Variação da concentração celular em função do tempo para a primeira
lavagem do Reator I.........................................................................................
56
Figura 5.2: Concentração celular em função do tempo no período de SBR após o
primeiro período de lavagem do reator I..........................................................
57
Figura 5.3: Dados das concentrações de amônio, nitrito, nitrato e da remoção de
nitrogênio, após a primeira lavagem celular do reator I...................................
58
Figura 5.4: Concentração celular em função do tempo no segundo processo de
lavagem do reator I..........................................................................................
60
Figura 5.5: Comportamento da concentração celular ao longo do tempo, após a
segunda lavagem do reator I...........................................................................
61
Figura 5.6: Concentração de amônio, nitrito e nitrato no efluente do reator, após o
segundo período de lavagem no reator I.........................................................
62
Figura 5.7: Concentração celular em função do tempo para o reator I, no terceiro
processo de lavagem.....................................................................................
63
Figura 5.8: Concentração celular em função do tempo, para as três primeiras fases do
reator I, após a terceira lavagem.....................................................................
65
Figura 5.9: Concentração celular em função do tempo para a fase D do reator I, após a
terceira lavagem no reator I...........................................................................
65
Figura 5.10: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito no efluente e perda de nitrogênio
para as três primeiras fases do reator I, após a terceira lavagem.................
67
Figura 5.11: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito no efluente e perda de nitrogênio
para a fase D do reator I, após a terceira lavagem.......................................
69
Figura 5.12. Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para
determinação da respiração celular, referente a Fase D da primeira etapa
do Reator I (dia 158)......................................................................................
75
Figura 5.13: Variação da velocidade específica de respiração celular ao longo do
tempo, para o Reator I, primeira etapa..........................................................
77
Figura 5.14: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o acompanhamento
de 24 horas, na primeira etapa, reator I (dia 221).........................................
79
Figura 5.15. Variação da velocidade específica de respiração em função da
concentração de oxigênio dissolvido no meio, ajustado segundo proposto
pelo modelo de Monod, dia 70, primeira etapa, Reator I..............................
85
Figura 5.16. Valores de QO
2max
e K
o
ao longo do tempo, para o Reator I, na primeira
etapa..............................................................................................................
87
Figura 5.17: Concentração celular em função do tempo, para as quatro primeiras fases
do reator I, na segunda etapa, após partida do reator em SBR....................
89
Figura 5.18: Concentrações de amônio, nitrato e nitrito para as quatro primeiras fases
do reator I, na segunda etapa, após a partida do reator em SBR.................
90
Figura 5.19: Concentração celular em função do tempo, após adição de acetato no
meio de alimentação, para as Fases E, F e G..............................................
95
Figura 5.20: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito e remoção de nitrogênio, após
adição de acetato no meio de alimentação, para as fases E e F..................
95
Figura 5.21: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e remoção de nitrogênio para a
fase G, reator I, segunda etapa.....................................................................
96
Figura 5.22: Quantidade de DQO adicionada e DQO residual no reator I, segunda
etapa, ao longo das fases E, F e G...............................................................
97
Figura 5.23: Variação da velocidade específica de respiração celular ao longo do
tempo, para o Reator I, segunda etapa.........................................................
101
Figura 5.24: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o acompanhamento
de 18 horas, na segunda etapa, Reator I......................................................
103
Figura 5.25: Relação entre velocidade específica e velocidade específica máxima
observada em cada ensaio de respiração em função do pH, para os dias
20 e 57, da segunda etapa, Reator I.............................................................
109
Figura 5.26: Relação entre velocidade específica e velocidade específica máxima
observada em cada ensaio de respiração e concentração de ácido nitroso
em função do pH, para o dia 132 (Fase D), 187 (Fases E) e 224 (Fase F)
da segunda etapa, Reator I...........................................................................
110
Figura 5.27. Variação da velocidade específica de respiração em função da
concentração de oxigênio dissolvido no meio, ajustado segundo proposto
pelo modelo de Monod, dia 187, segunda etapa, Reator I............................
112
Figura 5.28. Valores de QO
2max
e K
o
ao longo do tempo, para o Reator I, na segunda
etapa..............................................................................................................
113
Figura 5.29. Velocidade específica de respiração (QO
2max
) e constante de saturação
(K
o
) em função do pH, para o dia 57, da segunda etapa, Reator I................
114
Figura 5.30: Variação da concentração celular em função do tempo, para o reator II
operando em processo contínuo...................................................................
118
Figura 5.31: Concentração celular em função do tempo no período de SBR, após o
período de lavagem.......................................................................................
119
Figura 5.32: Dados da concentração de amônio, nitrito, nitrato e conversão de amônio
no efluente do reator II, durante o período de 200 dias (1: 54 horas sem
aeração; 2: aumento de 50 % na concentração do meio de alimentação; 3:
50 horas sem aeração)..................................................................................
120
Figura 5.33. Variação da concentração de oxigênio dissolvido em função do tempo no
Reator II, para determinação de respiração celular, no dia 138....................
123
Figura 5.34. Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o acompanhamento
de 23 horas, na primeira etapa, reator II.......................................................
125
Figura 5.35. Concentração celular em função do tempo, para as fases A, B e C da
segunda etapa, Reator II...............................................................................
131
Figura 5.36: Concentração celular em função do tempo para as fases D, E, F e G, da
segunda etapa, Reator II...............................................................................
132
Figura 5.37: Concentração de amônio, nitrito, nitrato e conversão do amônio, durante
as fases A, B e C, para o Reator II, segunda etapa......................................
133
Figura 5.38: Concentração de amônio, nitrito e nitrato, durante as fases D, E, F e G,
para o Reator II, segunda etapa....................................................................
134
Figura 5.39: Conversão do amônio às demais formas nitrogenadas e remoção de
nitrogênio, para as fases D, E, F e G, Reator II, segunda etapa...................
134
Figura 5.40. Variação da velocidade específica de respiração em função do tempo,
para a segunda etapa do reator II.................................................................
137
Figura 5.41. Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o acompanhamento
de 23 horas, na segunda etapa, reator II......................................................
139
Figura 5.42. Variação da velocidade específica de respiração em função do pH, para os
dias 57 e 132, referentes a segunda etapa do Reator II...............................
143
Figura 5.43. Variação da velocidade específica de respiração e concentração de ácido
nitroso em função do pH, para o dia 118, da segunda etapa do Reator II....
144
NOMENCLATURA
ANAMMOX Anaerobic Ammonium Oxidation Process
BON bactéria oxidadora de nitrito
BOA bactéria oxidadora de amônio
CANON Completely Autotrophic Nitrogen-removal Over Nitrite
DQO demanda bioquímica de oxigênio
SHARON
Single Reactor High Activity Ammonia Removal Over
Nitrite
OLAND Oxygen Limited Autotrophic Nitrification Denitrification
K
d
velocidade específica de decaimento d
-1
TRH tempo de retenção hidráulica
SBR sequencing batch reactor
F vazão de alimentação L.h
-1
X concentração celular no reator g.L
-1
X
0
concentração celular na alimentação g.L
-1
V volume do reator L
r
x
velocidade de crescimento das células g.L
-1
.h
-1
µ
velocidade específica de crescimento d
-1
ou h
-1
D vazão específica de alimentação d
-1
[N-NH
4
]
0
concentração de amônio no afluente ou na alimentação mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
] concentração de amônio no reator mgN-NH
4
.L
-1
[N-NO
2
] concentração de N-NO
2
no reator mgN-NO
2
.L
-1
[N-NO
2
]
0
concentração de N-NO
2
no afluente ou alimentação mgN-NO
2
.L
-1
[N
Total
]
concentração de nitrogênio na forma de amônio, nitrito e
nitrato no reator
mgN.L
-1
QO
2
velocidade específica de respiração celular mgO
2
(gSST.min)
-1
C concentração de oxigênio dissolvido mgO
2
.L
-1
K
L
a coeficiente volumétrico de transferência de oxigênio min
-1
FISH Fluorescent In Situ Hybridisation
µ
max velocidade máxima de crescimento h
-1
SST sólidos suspensos totais g.L
-1
SSV sólidos suspensos voláteis g.L
-1
µ
N-NH4
velocidade de consumo de substrato mgN-NH
4
.(gSST.d)
-1
µ
N-NO2
velocidade de formação de produto mgN-NO
2
.(gSST.d)
-1
θ
c
tempo de retenção de sólidos d
NOMENCLATURA
ANAMMOX
Anaerobic Ammonium Oxidation Process
BON bactéria oxidadora de nitrito
BOA bactéria oxidadora de amônio
CANON
Completely Autotrophic Nitrogen-removal Over
Nitrite
DQO demanda bioquímica de oxigênio
SHARON
Single Reactor High Activity Ammonia Removal Over
Nitrite
OLAND
Oxygen Limited Autotrophic Nitrification
Denitrification
K
d
velocidade específica de decaimento d
-1
TRH tempo de retenção hidráulica
SBR sequencing batch reactor
F vazão de alimentação L.h
-1
X concentração celular no reator g.L
-1
X
0
concentração celular na alimentação g.L
-1
V volume do reator L
r
x
velocidade de crescimento das células g.L
-1
.h
-1
µ
velocidade específica de crescimento d
-1
ou h
-1
D vazão específica de alimentação d
-1
[N-NH
4
]
0
concentração de amônio no afluente ou na alimentação mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
] concentração de amônio no reator mgN-NH
4
.L
-1
[N-NO
2
] concentração de N-NO
2
no reator mgN-NO
2
.L
-1
[N-NO
2
]
0
concentração de N-NO
2
no afluente ou alimentação mgN-NO
2
.L
-1
[N
Total
]
concentração de nitrogênio na forma de amônio, nitrito e
nitrato no reator
mgN.L
-1
QO
2
velocidade específica de respiração celular mgO
2
(gSST.min)
-1
C concentração de oxigênio dissolvido mgO
2
.L
-1
K
L
a coeficiente volumétrico de transferência de oxigênio min
-1
FISH Fluorescent In Situ Hybridisation
µ
max velocidade máxima de crescimento h
-1
SST sólidos suspensos totais g.L
-1
SSV sólidos suspensos voláteis g.L
-1
µ
N-NH4
velocidade de consumo de substrato mgN-NH
4
.(gSST.d)
-1
µ
N-NO2
velocidade de formação de produto mgN-NO
2
.(gSST.d)
-1
θ
c
tempo de retenção de sólidos d
RESUMO
A remoção do nitrogênio, particularmente de águas residuárias com elevadas concentrações
de amônio, através do processo clássico de nitrificação e desnitrificação, requer eficiente
aeração e fonte externa de carbono orgânico. Desta forma, a aplicação dos novos
processos biológicos que promovem a desnitrificação via nitrito vem ganhando espaço
devido as vantagens oferecidas, como a economia de energia, redução na matéria orgânica
utilizada e aumento na velocidade de desnitrificação. Neste sentido, o presente trabalho teve
por objetivo estudar fatores que promovem o acúmulo de nitrito, tais como a lavagem das
bactérias oxidadoras de nitrito e a limitação da disponibilidade de oxigênio dissolvido.
Posteriormente, buscou-se estudar a desnitrificação pela adição de acetato de sódio como
fonte de carbono. O lodo nitrificante proveniente de um sistema de lodos ativados para
tratamento de esgoto doméstico foi adaptado em meio sintético autotrófico, sob aeração, por
160 dias. Após, foram inoculados dois reatores (R I e R II), com volume útil de 2 L, operados
como descontínuo alimentado repetido (SBR) com TRH de 2 dias. Os reatores foram
submetidos a uma lavagem inicial e posterior período de crescimento celular. Observou-se
uma crescente dificuldade em arrastar as células oxidadoras de nitrito, de forma que
passou-se a utilizar a limitação de oxigênio dissolvido. No R I o acúmulo de nitrito, em cerca
de 450 mg N-NO
2
.L
-1
, foi atingido quando o reator operou com 15 minutos de aeração no
período de 1 hora. No R II foi promovido um aumento de carga e o reator só apresentou
nitrito (cerca de 600 mgN-NO
2
.L
-1
) após 147 dias de operação e uma parada de 50 horas na
aeração. Em um segundo conjunto de experimentos, os reatores foram inoculados com o
mesmo lodo nitrificante, que estava em operação a 412 dias. Nesta etapa não foi realizada a
lavagem das células e a estratégia aplicada, para promover a nitritação, foi a limitação de
oxigênio dissolvido. No R I, ocorreu um estado estacionário após 100 dias de operação, com
uma concentração média de nitrito de 457 mgN-NO
2
.L
-1
, com 15 minutos de aeração e uma
hora sem aeração. A seguir, foi adicionado acetato de sódio no meio de alimentação,
visando a desnitrificação via nitrito. A adição foi progressiva e os percentuais de eliminação
de nitrogênio superiores a 80 % foram atingidos quando se adicionou a quantidade
estequiométrica proposta. No reator II foi realizado um aumento da carga nitrogenada,
promovendo desta maneira um maior crescimento celular, sendo após iniciada uma fase de
limitação de oxigênio, possibilitando desta maneira um reator gerador de altas
concentrações de nitrito. O reator obteve um estado estacionário com uma concentração
média de 824 mgN-NO
2
.L
-1
e com 30 minutos de aeração em uma hora. Todos os ensaios
foram acompanhados por testes respirométricos, de forma a quantificar a atividade das
células envolvidas, quando submetidas às distinta condições de operação.
ABSTRACT
The nitrogen removal, especially from residual water, with high concentrations of ammonium,
through the classical process of nitrification and denitrification, require an efficient aeration
and an external source of organic carbon. In this way, the application of new biological
processes which promote the denitrification via nitrite is being used for its advantages such
as energy saving, reduction in the organic matter used and an increase in the denitrification
speed. This work had as an objective to study factors which promote the nitrite accumulation
such as nitrite oxidizing bacteria wash and the availability limit of dissolved oxygen. Later, it
was studied the denitrification by the addition of sodium acetate as carbon source. The
nitrificant sludge from an active sludge system for domestic treatment of sludge was adapted
in an autotrophic synthetic environment, under aeration, for 160 days. After that, two reactors
were inoculated (RI and R II), with useful volume of 2 L, operated as repetitive discontinuous
fed (SBR) with TRH of two days. The reactors were submitted to an initial wash and a later
cellular growth period. It was observed a crescent difficult in gathering nitrite oxidizers cells.
So, the dissolved oxygen limit was used. In RI, nitrite accumulation of about 450 mg N-
NO
2
.L
-1
was reached when the reactor operated with 15 minutes of aeration in a period of 1
hour. In R II an increase of load was promoted and the reactor only presented nitrite (about
600 mgN-NO
2
.L
-1
) after 147 days of operation and a 50 hour break of aeration. In a second
set of experiments, the reactors were inoculated with the same nitrificant sludge, which was
in operation for 412 days. In this step it was not done the cells wash and the strategy applied
to promote the nitritation was the dissolved oxygen limit. In R I, there was a steady state after
100 days of operation, with a nitrite average concentration of 457 mgN-NO
2
.L
-1
, with 15
minutes of aeration and one hour without. After that it was added sodium acetate in the
feeding environment, aiming the denitrification via nitrite. The addition was progressive and
the nitrogen elimination percentage higher than 80% was reached when it was added the
estequiometric amount proposed. In reactor II it was done an increase of nitrogen load,
promoting in this way a greater cellular growth. An oxygen limit phase was initiated after that,
enabling a generating reactor of high concentrations of nitrite. The reactor obtained a steady
state with an average concentration of 824 mgN-NO
2
.L
-1
and with 30 minutes of aeration in
one hour. All the experiments were followed by respirometric tests to quantify the involved
cells activity when submitted to the different operation conditions.
INTRODUÇÃO
O constante crescimento populacional tem levado ao esgotamento de recursos
naturais e contribuído para o agravamento dos problemas ambientais. O despejo
indiscriminado de resíduos, provenientes de indústrias e esgotos domésticos, acaba por
aumentar estes problemas, causando contaminação nos solos, rios, mares e lençóis
freáticos.
A preocupação com o impacto causado no meio ambiente é recente, lembrando que
nas décadas de 60 e 70 o foco estava em minimizar os problemas causados pelas altas
cargas de matéria orgânica encontradas nas águas residuárias. Desta forma, o estudo da
degradação da matéria orgânica em processos aeróbios e anaeróbios avançou de tal forma
que permitiu o desenvolvimento de sistemas com alta eficiência, possibilitando o avanço das
pesquisas na direção de outros nutrientes igualmente prejudiciais ao meio ambiente.
Particularmente a partir da década de 80 o estudo da degradação biológica de
substâncias nitrogenadas passou a despertar uma maior atenção, devido aos problemas
causados por este nutriente.
O nitrogênio como um elemento essencial a vida é altamente necessário aos
microrganismos para a construção de suas macromoléculas protéicas, mas em condições
excessivas e dependendo da forma que é descartado, pode causar graves danos aos
sistemas aqüíferos. Existe um grande número de águas residuárias para as quais a
remoção de nitrogênio é fundamental, entre elas, os efluentes de suinocultura e de refinaria
de petróleo.
Devido aos riscos inerentes ao lançamento de efluentes com elevada concentração
deste componente, a legislação brasileira limita a concentração de amônio máxima para
descarte em 20 mgN-NH
4
+
.L
-1
, para efluentes de qualquer natureza.
O CONAMA (Conselho Nacional de Meio Ambiente) dá as diretrizes básicas para o
estabelecimento de padrões de qualidade para o lançamento de águas residuárias em
corpos d’água. No entanto, é delegado aos órgãos estaduais o controle da poluição e o
estabelecimento de parâmetros que julguem serem mais adequados aos casos específicos
de suas regiões. A legislação local deve ser minimamente aquela sugerida pelo CONAMA
podendo estes órgãos ter padrões mais exigentes, porém nunca menos exigentes.
Com relação ao nitrato formado a partir da reação de nitrificação no próprio
ambiente, a Resolução do CONAMA (n
0
357 de 2005) sugere níveis abaixo de 10 mgN.L
-1
para água potável, pois, embora não se tenha relatos de danos à saúde, o nitrato se reduz
facilmente a nitrito no trato digestivo, tornando-se nocivo devido ao seu efeito cancerígeno.
O processo mais utilizado e estudado até o presente, para a remoção de nitrogênio,
tem sido o processo clássico de nitrificação e desnitrificação. Este processo envolve uma
primeira fase em que bactérias, principalmente as autotróficas pertencentes ao gênero
Nitrosomonas, oxidam o amônio a nitrito; a seguir, as bactérias pertencentes em particular
ao gênero Nitrobacter oxidam o nitrito a nitrato, ocorrendo estas duas fases em aerobiose.
Numa segunda etapa, o nitrato formado é convertido em nitrogênio gasoso por bactérias
quimiorganotróficas, que necessitam de uma fonte de carbono para completar o processo
(HENZE, et al., 1997, VON SPERLING, 1996).
O processo clássico demanda um eficiente sistema de aeração na etapa de
nitrificação e adição de fonte externa de carbono apropriada para a etapa de desnitrificação.
A quantidade de biomassa gerada é uma preocupação, pois o lodo formado deve ser
descartado ou tratado de maneira apropriada.
Atualmente os processos de remoção biológica de efluentes visam uma redução de
custos, bem como um aumento da eficiência, principalmente em tratamento de águas com
altas concentrações de nitrogênio, otimizando as estratégias de tratamento usuais, ou
buscando implementar novos processos com microrganismos capazes de converter
nitrogênio na forma amoniacal e nitrito em nitrogênio gasoso.
O avanço das pesquisas, principalmente no campo microbiológico, tem possibilitado
a descoberta de novos microrganismos e novas rotas metabólicas que vem de encontro com
a atual tendência.
Neste sentido os atuais processos direcionam a remoção de nitrogênio via nitrito o
que ocasiona uma redução de 25 % na demanda de oxigênio necessária para a nitrificação,
40 % de redução da matéria orgânica utilizada e cerca de 63 % de aumento na velocidade
de desnitrificação (KATSOGIANNIS, 2003). Para ter-se sucesso na geração de nitrito é
necessário promover a ação das bactérias oxidadoras de amônio (BOA), em detrimento das
bactérias oxidadoras de nitrito (BON), o que ocorrerá mediante a aplicação de recursos que
estão no foco do presente trabalho e serão detalhadamente discutidos adiante.
O presente trabalho foi desenvolvido no Laboratório de Engenharia Bioquímica do
Departamento de Engenharia Química e Engenharia de Alimentos, no qual existem outros
trabalhos em andamento, a maioria no sentido de otimizar novos processos para eliminação
de nitrogênio, e também enxofre, com a preocupação de reduzir custos, aumentar eficiência
e melhorar o sistema operacional, conforme citado acima.
O foco principal do trabalho foi o de selecionar bactérias oxidadoras de amônio,
utilizando um reator do tipo descontínuo alimentado repetido (SBR – sequencing batch
reactor), com reciclo interno de células. A seleção destas bactérias oxidadoras de amônio
deu-se principalmente por limitação de oxigênio, o que propiciou um reator gerador de
nitrito, no qual posteriormente foi promovida a desnitrificação heterotrófica.
O trabalho também contou com um segundo reator, no qual se efetuou um aumento
de carga com limitação de oxigênio, no qual foi possível avaliar a eventual inibição das
bactérias frente a altas concentrações de nitrito.
2. OBJETIVOS
2.1. Objetivo geral
Estudar a geração de nitrito a partir do amônio em meio sintético e em reator
operado na forma SBR (sequencing batch reactor), assim como estudar a eliminação
de nitrogênio a partir do nitrito gerado pela adição de fonte de carbono.
2.2. Objetivos específicos
- Seleção de linhagens que convertem amônio em nitrito, através da técnica
de lavagem de células, utilizando, em processo contínuo, uma vazão
específica de alimentação superior a velocidade máxima de crescimento
das células, o que em princípio arrasta mais rapidamente as bactérias
oxidadoras de nitrito (BON) que as bactérias oxidadoras de amônio (BOA).
- Seleção de linhagens por limitação da concentração de oxigênio dissolvido
- Avaliar as condições necessárias para a eliminação de nitrito, levando-o a
N
2
, por operação em condições anóxicas e pela adição de fonte de
carbono.
- Caracterizar a atividade nitrificante através do consumo de oxigênio, ao
longo do processo de seleção, ou seja, medida da velocidade de
respiração dos microrganismos (respirometria) ao longo do processo.
3. REVISÃO BIBLIOGRÁFICA
3.1. Transformações Biológicas do Nitrogênio
O nitrogênio é um nutriente essencial para qualquer célula viva, pois está na forma
de proteínas, ácidos nucléicos, adenosinas fosfatos, nucleotídeos, piridina e pigmentos,
sendo que uma bactéria típica contém cerca de 12% de nitrogênio em relação a sua matéria
seca. O elemento encontrado em maior abundância na atmosfera terrestre é o nitrogênio
gasoso, que pode ser utilizado pelas bactérias fixadoras de nitrogênio, como Rhizobium,
Azobacter e Cianobactérias (MADIGAN et al., 1997).
A fixação bacteriana do nitrogênio é um processo metabólico que necessita de
energia para quebrar a tripla ligação do nitrogênio (N=N). Cerca de 85% da fixação de
nitrogênio na Terra são de origem biológica. O processo de fixação também pode ocorrer
quimicamente na atmosfera, via descargas elétricas, através da fixação industrial (indústria
de fertilizantes) ou por processos de queima de combustíveis fósseis (BROCK, 1994).
Deve-se destacar que o nitrogênio total em meio líquido inclui o nitrogênio orgânico
(proteínas, aminoácidos e uréia), íon amônio (originário da primeira etapa da decomposição
do nitrogênio orgânico), nitrito e nitrato.
A reciclagem de nitrogênio na célula envolve em grande parte as formas mais
disponíveis como amônia e nitrato, porém como o grande reservatório de nitrogênio está na
forma de N
2
, é de fundamental importância o estudo da habilidade dos organismos em
utilizar o nitrogênio nesta forma. De uma maneira geral, as substâncias orgânicas
nitrogenadas podem ser degradadas por sistemas microbianos gerando NH
3
, enquanto que
o nitrogênio atmosférico (N
2
) pode ser convertido em NH
3
pelas bactérias fixadoras de
nitrogênio. Também o nitrato (NO
3
-
) pode ser convertido em N
2
, o qual é lançado para a
atmosfera, ou em amônia, a qual será posteriormente utilizada na síntese de compostos
necessários para o metabolismo microbiano (HENZE et al., 1997; MADIGAN et al., 1997).
Devido ao grande número de estados de oxidação que o nitrogênio pode assumir, se
dá o fato dele poder existir em muitos compostos. O estado de oxidação do nitrogênio pode
variar de -3 (na forma de amônia e compostos orgânicos) a +5 (na forma de nitratos),
conforme apresentado na Tabela 3.1.
Tabela 3.1. Estados de oxidação do nitrogênio, em diferentes compostos (MADIGAN et al.,
1997).
Compostos Estado de oxidação
Nitrogênio orgânico (R – NH
2
) -3
Amônia (NH
3
) -3
Gás nitrogênio (N
2
) 0
Óxido nitroso (N
2
O) +1
Óxido nítrico (NO) +2
Íon nitrito (NO
2
-
) +3
Dióxido de nitrogênio (NO
2
) +4
Íon nitrato (NO
3
-
) +5
A adaptação e sobrevivência de microrganismos no que se refere à grande
variedade de fatores ambientais a que são expostos, depende da capacidade de
desenvolverem caminhos alternativos para a obtenção de energia. As vias metabólicas
envolvidas no ciclo do nitrogênio inorgânico, são realizadas por microrganismos bastante
discutidos na literatura e, também, por alguns desconhecidos até o momento (YE &
THOMAS, 2001).
As principais transformações dos compostos nitrogenados, resultantes do
metabolismo microbiano, incluem processos de fixação, nitrificação, desnitrificação,
oxidação anaeróbia do amônio via nitrito e redução desassimilatória do nitrato, que são
mostrados na Figura 3.1.
Figura 3.1: Reações envolvidas no ciclo do nitrogênio (YE & THOMAS, 2001).
N
2
O N
2
NH
2
OH NH
4
biomassa
do nitrito
NO NO
2
-
NO
3
-
Redução desassimilatória do nitrito Redução
do nitrato
Fixação do
Nitrogênio
Oxidaç
ão
Redução desassimilatória
do óxido nítrico
Oxidação do
amô
nio
O íon amônio produzido pela fixação bacteriana do nitrogênio ou pela amonificação
de compostos orgânicos nitrogenados pode ser assimilado para síntese celular ou oxidado a
nitrato pela ação das bactérias nitrificantes abundantes no solo. O nitrato formado é
convertido, através do processo de desnitrificação, a óxido nitroso e nitrogênio gasoso, que
é liberado para a atmosfera. O nitrato pode, ainda, ser assimilado (redução assimilatória do
nitrato) ou desassimilado, através da redução desassimilatória do nitrato a íon amônio
(BROCK, 1994).
A redução assimilatória do nitrato leva à formação do íon amônio, utilizado para a
biossíntese celular. Este processo ocorre sob condições aeróbias e anaeróbias, não
resultando em rendimento energético e o produto, íon amônio, não é excretado para o meio.
Quando existe grande concentração do íon amônio, o processo é inibido ou torna-se
insignificante (TIEDJE, 1988).
A redução desassimilatória do nitrato a amônia (RDNA) ocorre sob condições de
oxigênio limitante e serve para dissipar o excesso de potencial redutor ou gerar amônia para
assimilação e crescimento celular anaeróbio (YE & THOMAS, 2001).
A primeira reação da via da RDNA é a redução do nitrato a nitrito, denominada
respiração do nitrato. Esse passo é acoplado a produção de energia na maioria dos
organismos. Apesar de necessária, não é a etapa limitante (TIEDJE, 1988).
A reação mais recentemente descoberta, em relação ao ciclo do nitrogênio, é a
oxidação anaeróbia do íon amônio, via nitrito, possibilidade esta encontrada pelo
metabolismo microbiano para converter amônio em nitrogênio gasoso na ausência de
oxigênio e de matéria orgânica. As atividades microbianas de oxidação anaeróbia do amônio
e desnitrificação são os principais mecanismos na conversão de nitrogênio combinado a
nitrogênio gasoso, completando o ciclo do nitrogênio (YE & THOMAS, 2001).
3.2. Importância da Remoção Biológica do Nitrogênio
O nitrogênio, embora essencial para a vida, em condições excessivas e dependendo
da forma em que é descartado, pode causar danos aos sistemas aqüíferos.
Os organismos autotróficos fotossintetizantes presentes em ambientes aquáticos
naturais têm seu crescimento limitado pela presença de nutrientes como nitrogênio e
fósforo. Quando estes são lançados, em quantidades excessivas, em mananciais através de
esgotos sanitários ou efluentes industriais permitem o crescimento destes organismos,
principalmente o de algas. Estas algas promovem a turvação da água impedindo a
passagem da luz. Após seu ciclo de vida, as algas morrem e depositam-se no fundo do
manancial sendo então degradadas pelas bactérias heterotróficas presentes no meio. A
princípio são degradadas pelas bactérias aeróbias que consomem o oxigênio do meio,
prejudicando a sobrevivência dos organismos aquáticos. Após o fim do oxigênio, as
bactérias anaeróbias continuam a degradação, produzindo desta forma gases que levam à
flotação do material depositado aumentando assim a concentração de material em
suspensão. A este fenômeno dá-se o nome de eutrofização dos copos aceptores (SOARES,
2005).
No caso de efluentes domésticos a concentração de nitrogênio presente excede o
requerimento microbiano para oxidar a matéria orgânica existente, então somente parte do
nitrogênio é removido por atividade microbiana, sendo que o nitrogênio residual estimula a
atividade autotrófica, causando o problema da eutrofização citado acima (GRAY, 1992).
É de fundamental importância ter-se idéia da concentração das formas nitrogenadas
nas águas residuárias que se deseja tratar, a fim de escolher a forma mais adequada de
tratamento a ser realizado. Na Tabela 3.2 encontram-se alguns dados para o esgoto
doméstico (HENZE et al., 1997 apud SCHMIDELL & REGINATTO, 2005). Outros dados a
respeito de efluentes, como da indústria de suinocultura, encontram-se na Tabela 3.3.
Sendo este um exemplo típico de efluente muito concentrado em nitrogênio, o qual pode
significar a necessidade de tratamento mais elaborado (SEZERINO et al., 2002 apud
SCHMIDELL & REGINATTO, 2005).
Tabela 3.2. Concentração de nitrogênio em esgoto doméstico (HENZE et al., 1997 apud
SCHMIDELL & REGINATTO, 2005).
Tipo de Esgoto
Grandeza Concentrado Moderado Diluído Muito Diluído
Nitrog. Total 80 50 30 20
Nitrog. Amoniacal
50 30 18 12
Nitrito 0,1 0,1 0,1 0,1
Nitrato 0,5 0,5 0,5 0,5
Nitrog. Orgânico 30 20 12 8
Fósforo 23 16 10 6
Dados em mgN/L ou mgP/L
Tabela 3.3. Concentração de nitrogênio em efluente de suinocultura após decantação
(dados de 2001 com duas coletas por mês – Vazão 600 m
3
/d) (SEZERINO et
al., 2002 apud SCHMIDELL & REGINATTO, 2005).
Valores
N Total
(mgN.L
-1
)
NH
4
+
(mgN.L
-1
)
NO
2
+
(mgN.L
-1
)
NO
3
-
(mgN.L
-1
)
Outros
Média
1672
±266
893
±141
474
±162
82
±23
223
Máximo
2300 1210 884 120
-
Mínimo
1150 630 128 26
-
S
372 197 227 32
-
Para a remoção de nitrogênio de efluentes de indústrias e em plantas de tratamento
de esgotos, podem ser utilizados tratamentos físico-químicos ou tratamentos biológicos. Os
tratamento químicos de eliminação de amônio por precipitação com amônio-fosfato de
magnésio ou por “stripping” são eficientes, mas em relação aos processos de tratamento
biológicos são mais onerosos (FUX et al., 2002).
Segundo Duran (1999), para determinar o tipo de tratamento a ser realizado, deve-se
levar em conta fatores como as características do líquido a tratar, nível de remoção
requerido, tipo de instalação existente e nível de complexidade da tecnologia a implementar.
Basicamente qualquer tratamento biológico para eliminação do nitrogênio consiste
em levá-lo a nitrogênio gasoso, o qual é emitido para a atmosfera sem danos ao meio
ambiente.
3.3. Processo convencional para Remoção Biológica de Nitrogênio
A eliminação de nitrogênio mais conhecida ocorre em duas etapas distintas, uma na
presença de oxigênio, denominada de nitrificação (fase aeróbia), e outra na ausência de
oxigênio (fase anaeróbia), chamada de desnitrificação.
3.3.1. Nitrificação
Na primeira etapa do processo convencional de remoção de nitrogênio, o oxigênio
funciona como substância que aceita os elétrons transportados na cadeia respiratória,
permitindo a reoxidação das coenzimas e a geração de ATP, de forma que o amônio, a
forma reduzida de nitrogênio, é oxidado a nitrato, via nitrito, sendo esta a etapa denominada
de nitrificação (MADIGAN et al., 1997). Esta etapa é encarada freqüentemente como a
limitante no processo de remoção de nitrogênio, motivo pelo qual se encontra uma maior
quantidade de dados disponíveis na literatura.
Os microrganismos participantes do processo são autotróficos, ou seja, utilizam o
CO
2
como fonte de carbono ou, ainda, quimiolitotróficos, pois oxidam compostos inorgânicos
como doadores de elétrons na cadeia respiratória, para a obtenção de energia (MADIGAN et
al., 1997).
Segundo Hagopian & Riley (1998), as duas etapas da nitrificação envolvem
microrganismos distintos. A oxidação de NH
4
+
a NO
2
-
seria realizada pelo gênero
Nitrosomonas, Nitrosococcus, Nitrosospira e Nitrosolobus, sendo o Nitrosomonas, a bactéria
mais citada em referências bibliográficas. Os gêneros Nitrobacter, Nitrococus e Nitrospira
entendidos como responsáveis pela oxidação do nitrito (NO
2
-
) a nitrato (NO
3
-
), sendo a
Nitrobacter, o gênero mais citado como responsável pela segunda etapa do processo de
nitrificação.
Henze, et al., 1997 e Madigan et al., 1997, apresentam as reações a seguir para o
processo de nitrificação e desnitrificação.
Geração de nitrito:
NH
4
+
+ 3/2O
2
→ NO
2
-
+ H
2
O + 2H
+
∆G = -287 KJ.mol
-1
(esta reação tem a hidroxilamina, NH
2
OH, como composto intermediário)
Geração de Nitrato:
NO
2
-
+ 1/2O
2
→ NO
3
-
∆G = -76 KJ.mol
-1
Reação Global:
NH
4
+
+ 2O
2
→ NO
3
-
+ 2H
+
+ H
2
O
Segundo Madigan et al. (1997), o potencial redox E
0
do par NH
2
OH/NH
4
, que
participa da primeira reação, é de 0 volts, assim como o E
0
do par NO
3
-
/NO
2
-
é da ordem de
+0,43 volts, valores esses bastantes elevados, o que indica que as bactérias nitrificadoras
devem doar elétrons para a sua cadeia de transporte de elétrons apenas em etapas mais
adiantadas do processo global, o que limita a possibilidade de uma maior geração de ATP,
esperando-se células de crescimento lento.
Em termos de crescimento celular Henze et al. (1997), propõem a seguinte
estequiometria para as duas etapas da nitrificação:
80,7NH
4
+
+ 114,55O
2
+160,4HCO
3
-
→ C
5
H
7
NO
2
+ 79,7NO
2
-
+ 82,7H
2
O + 155,4H
2
CO
3
134,5NO
2
-
+ NH
4
+
+ 62,25O
2
+ HCO
3
-
+ 4H
2
CO
3
→ C
5
H
7
NO
2
+ 134,5NO
3
-
+ 3H
2
O
Equação Global:
NH
4
+
+ 1,86O
2
+ 1,98HCO
3
-
→ 0,020C
5
H
7
NO
2
+ 0,98NO
3
-
+ 1,88H
2
CO
3
+ 1,04H
2
O
A partir da discussão proposta por Schmidell & Reginatto (2005), é possível calcular
o fator de conversão substrato a células, para todo o conjunto de microrganismos
participantes da conversão.
Através da primeira reação para o Nitrosomonas pode-se perceber que ocorre a
geração de 113g de células, pela conversão de 80,7x14 = 1129,8gN-NH
4
+
, ou seja,
113/1129,8 = 0,10gSSV/gN-NH
4
+
removido. Este cálculo também pode ser realizado para o
nitrogênio oxidado, levando-se em conta o NO
2
-
, ou seja, 113/(79,7x14) = 0,10gSSV/gN-
NH
4
+
oxidado. Utilizando a equação global, calcula-se o fator de conversão substrato a
células global, ou seja, [(113x0,02)/(1x14)] = 0,16gSSV/gN-NH
4
+
, o que representaria uma
contribuição de 0,06gSSVgN-NO
2
-
do Nitrobacter para este total.
A partir da equação global, que leva em conta o crescimento celular, pode-se
calcular a quantidade de oxigênio necessária para o processo, ou seja:
É possível calcular também este consumo, sem levar em conta o crescimento
celular, através da reação global anteriormente indicada, considerando apenas a reação de
nitrificação, ou seja:
A diferença entre estes dois valores indica que o carbono inorgânico, utilizado pelas
células para o crescimento, age também como um agente oxidante, reduzindo o consumo
de oxigênio.
Para o caso da oxidação do amônio ir somente até nitrito, têm-se o seguinte valor
indicado por HENZE, et al., 1997.
Este valor de oxigênio representa cerca de 25% de economia na passagem de
amônio apenas até nitrito, o que justifica a tendência dos novos processos em realizar
apenas a primeira etapa da nitrificação.
A reação de nitrificação encontra suas condições ótimas num pH em torno de 7,5 e
temperatura entre 28 e 36ºC. Sob estas condições, a velocidade específica de crescimento
para o Nitrosomonas, está entre 0,6 e 0,8 d
-1
, enquanto para o Nitrobacter pode-se esperar
velocidade em torno de 0,6 e 1,0 d
-1
, o que indica baixas velocidades específicas (HENZE,
et al., 1997).
Condições estáveis em um sistema de nitrificação, levam os microrganismos amônio-
oxidantes e nitrito-oxidantes a perfeita simbiose, ocorrendo, portanto, a formação de flocos.
+
+
−=
×−
×
42
4
2
2
25,4
14
1
32
86,1
NHgNgO
mol
gN
NmolNH
mol
gO
molO
+
+
−=
×−
×
42
4
2
2
57,4
14
1
32
2
NHgNgO
mol
gN
NmolNH
mol
gO
molO
NgNHgO
mol
gN
NmolNH
mol
gO
molO
−=
×−
×
+
+
42
4
2
2
24,3
14
7,80
32
55,114
Com isso, não é esperado o acúmulo de nitrito no lodo ativado aeróbio (VERSTRAETE,
2001). Os fatores que podem induzir ao acúmulo de nitrito como alta concentração de
amônia livre, baixo pH, limitação da concentração de oxigênio dissolvido e outros serão
discutidos no item 3.5.
3.3.2. Desnitrificação
Na etapa seguinte, denominada de desnitrificação, tem-se o nitrato (gerado na
nitrificação e ainda possível de ser utilizado por microrganismos), como receptor de elétrons,
provenientes de um material orgânico, passando a forma de gás N
2
. A reação tem o óxido
nítrico (NO) e o óxido nitroso (N
2
O), como possíveis intermediários, igualmente lançados na
atmosfera, porém em quantidades normalmente muito baixas.
A etapa de desnitrifição é realizada por bactérias heterotróficas facultativas e
normalmente abundantes no esgoto doméstico, sendo o gênero Pseudomonas o mais
conhecido. Estas bactérias utilizam o nitrato como receptor de elétrons na presença de
algum material orgânico, que funciona como doador de elétrons, em ausência de oxigênio,
ou seja, em condições anóxicas. O material orgânico necessário, pode ser adicionado
artificialmente, como metanol, etanol, acetato e outros, ou disponível internamente no
próprio processo (VON SPERLING, 1997; MADIGAN et al., 1997). A estequiometria a seguir
representa a etapa da desnitrificação.
0,61C
18
H
19
O
9
N + 4,54NO
3
-
+ 0,39NH
4
+
+ 4,15H
+
→ C
5
H
7
NO
2
+ 2,27N
2
+ 5,98CO
2
+
5,15H
2
O
A desnitrificação encontra suas condições mais favoráveis para pH no valor 8 e
temperatura de 35
0
C. Nestas condições a velocidade específica de crescimento atinge
valores da ordem de 3 a 6 d
-1
, sendo estes bem superiores aos encontrados para as
bactérias autotróficas (WIESMANN, 1994).
Embora a etapa de desnitrificação aconteça de forma mais facilitada que a de
nitrificação, devido a diversidade de bactérias que realizam esta operação, pode haver
problemas relacionados com a concentração de oxigênio dissolvido. Conforme EPA (1993),
para sistemas de lodos ativados a desnitrificação pode ser inibida para concentrações de
oxigênio dissolvido de 0,3 a 1,5 mgO
2
.L
-1
, tratando-se de células que possuem crescimento
aglomerado em forma de flocos.
A Figura 3.2 apresenta uma forma simplificada de representação do processo para
remoção de nitrogênio, utilizando a ação conjunta da etapa de nitrificação e desnitrificação.
Existem inúmeros esquemas para projeto e construção de sistemas utilizando as duas
etapas citadas acima. Neste exemplo, o efluente entra inicialmente num processo anóxico,
no qual ocorre a desnitrificação em presença de um composto orgânico. Este material
orgânico pode estar presente no efluente, ou ainda ser adicionado a fim de aumentar a
eficiência da desnitrificação. O líquido que sai desta etapa passa a fase aeróbia na qual o
amônio é levado a nitrito ou nitrato. Num último momento ocorre a sedimentação com o
retorno do lodo concentrado, podendo-se imaginar uma taxa de reciclo de 50 a 100% da
vazão de entrada do efluente.
Figura 3.2. Esquema simplificado de uma planta de tratamento de nitrificação e
desnitrificação para remoção biológica de nitrogênio.
Estudos sobre a remoção de nitrogênio via nitrito, demonstram vantagens também
para a etapa de desnitrificação, a exemplo do que ocorre na nitrificação, conforme citado
anteriormente.
A economia de matéria orgânica na desnitrificação via nitrito foi citada por Abeling &
Seyfried (1992), como vantagem na obtenção de elevados valores de desnitrificação
(máximo de 92%) com menores quantidades de matéria orgânica. Os dados obtidos pelos
autores encontram-se na Figura 3.3.
ANÓXICO
Afluente
Efluente
recirculação do lodo
N
2
Pouco substrato
orgânico
Sedimentação
Retirada de
lodo
AERÓBIO
Figura 3.3. Eficiência de Desnitrificação em função da relação DQO/N, para
desnitrificação via nitrato e via nitrito (ABELING e SEYFRIED, 1992).
Através da Figura 3.3 é possível perceber uma clara economia de carbono orgânico
usando-se a desnitrificação via nitrito ao invés do nitrato. Para uma relação de 2.8 até
valores em torno de 6.0 DQO/N a eficiência de desnitrificação mostra uma considerável
diferença, o que reforça a idéia de novos processos utilizando esta estratégia.
3.4. Fatores que influenciam na atividade das bactérias nitrificantes
Como se sabe, sempre existem valores ótimos de pH e temperatura, por exemplo,
para a ação dos microrganismos. No entanto, também se sabe que o controle preciso
destes fatores, apenas é possível em reatores de bancada, sendo que em reatores de
grande porte deverá ocorrer uma certa heterogeneidade ao longo do reator. O ideal é que o
microrganismo tenha uma faixa de valores ótimos dessas grandezas e não valores pontuais.
A interferência de alguns substratos como NH
3
e HNO
2
, podem exercer efeito
inibitório nas bactérias nitrificantes, causando alteração dos parâmetros cinéticos, tornando-
os dependentes do pH utilizado no processo (GRAY, 1992; HENZE, et al., 1997).
30
40
50
60
70
80
90
100
2,5 3,0 3,5 4,0 4,5 5,0 5,5 6,0 6,5 7,0
DQO/N
Eficiência de Desnitrificação (%)
Via NO2
Via NO3
Eficiência da desnitrificação, via nitrato ou nitrito, em função
da relação DQO/N
30
40
50
60
70
80
90
100
2,5 3,0 3,5 4,0 4,5 5,0 5,5 6,0 6,5 7,0
DQO/N
Eficiência de Desnitrificação (%)
Via NO2
Via NO3
Eficiência da desnitrificação, via nitrato ou nitrito, em função
da relação DQO/N
Os equilíbrios químicos entre amônio e amônia livre (substrato das bactérias
oxidadoras de amônio), e também do nitrito e ácido nitroso (substrato das oxidadoras de
nitrito) são descritos pelas seguintes equações (ANTHONISEN et al., 1976):
- Equilíbrio amônio/amônia livre
NH
3
+ H
+
?NH
4
+
Onde:
[NH
3
] = concentração de amônia (mgN.L
-1
)
[NH
4
] = concentração de amônio (mgN.L
-1
)
([NH
3
] + [NH
4
]) = amônia total como N (mgN.L
-1
)
t = temperatura em graus Celsius
- Equilíbrio Nitrito/Ácido Nitroso
HNO
2
?NO
2
-
+ H
+
Onde:
[NO
2
] = concentração de nitrito (mgN.L
-1
)
[H-NO
2
] = concentração de ácido nitroso (mgN.L
-1
)
t = temperatura em graus Celsius
A partir das equações apresentadas acima é possível calcular as quantidades de
amônia e ácido nitroso livres para distintos valores de pH e distintas temperaturas.
[ ]
(
)
pH
a
pH
K
NHNH
NH
10
10][][
43
3
+
×+
=
+
=
t
e
a
K
2736344
[ ]
pH
b
K
NO
HNO
10
][
2
2
+
=
(
)
t
e
b
K
+−
=
2732300
Em havendo a possibilidade de ser a amônia livre o verdadeiro substrato das
bactérias amônio oxidantes, valores de pH entre 7,5 e 8,5 devem limitar a ação destas
bactérias, devido às baixas quantidades de amônia livre encontradas. Em valores de pH
inferiores a 6,5 a nitrificação praticamente para, pela falta da amônia livre e alta da
concentração de ácido nitroso. Deve-se lembrar que a amônia é também a substância tóxica
da nitrificação, o que limita um aumento de pH a valores superiores a 8,5, por acarretarem
um aumento considerável desta amônia, causando inibição ao sistema, além de ocasionar
“stripping” de amônia (ABELING & SEYFRIED, 1992; HELLINGA et al., 1998; WIESMANN,
1994).
O sistema biológico que promove a nitrificação é intensamente afetado pela
concentração de ácido nitroso. Para valores de pH entre 7 e 8 a porcentagem de ácido
nitroso é praticamente nula. Entretanto, para valores inferiores a 7 e, em particular, para
valores abaixo de 6, esta concentração aumenta, o que provoca grande inibição.
Anthonisen et al. (1976) relata que ocorre a inibição do Nitrosomonas entre 10 e 150
mgNH
3
.L
-1
e do Nitrobacter entre 0,1 e 1,0 mgNH
3
.L
-1
. Também a inibição dos
microrganismos nitrificantes é detectada para concentrações de ácido nitroso entre 0,22 e
2,8 mg HNO
2
.L
-1
.
Fatores como pH e temperatura afetam diretamente o valor dos parâmetros cinéticos
da equação de Monod, como a velocidade específica máxima de crescimento e a constante
de saturação, conforme diversas citações da literatura.
De acordo com EPA (1993), encontram-se valores de µ
max
de 0,3 d
-1
para 10
0
C, 0,65
d
-1
para 20
0
C e 1,2 d
-1
para 30
0
C, bem como valores de K entre 0,6 a 3,6 mgN.L
-1
para
20
0
C.
Wiesmann (1994) também indica valores para os parâmetros cinéticos da equação
de Monod, conforme apresenta a Tabela 3.4.
Tabela 3.4. Parâmetros Cinéticos para 20
0
C e pH 8 (WIESMANN, 1994).
Oxidação de
NH
4
+
Oxidação de
NO
2
-
Degradação aeróbia
de orgânicos (DQO)
Redução de
NO
3
-
µ
max
= 0,77 d
-1
µ
max
= 1,08 d
-1
µ
max
= 7,2 d
-1
µ
max
= 2,6 d
-1
Y = 0,147 g.gN
-1
Y = 0,042 g.gN
-1
Y = 0,43 g.gDQO
-1
Y = 0,4 g.gDQO
-1
K
d
= 0,048 d
-1
K
d
= 0,048 d
-1
K
d
= 0,24 d
-1
K
d
= 0,1 d
-1
K
d
= velocidade específica de decaimento celular
É freqüente desprezar-se o valor da velocidade específica de decaimento para o
cultivo de bactérias nitrificantes, devido aos baixos valores, conforme apresentado na
Tabela 3.4, quando se compara aos microrganismos heterotróficos.
3.5. Novos Processos de Remoção Biológica de Nitrogênio
As pesquisas no tratamento biológico de efluentes estão em constante avanço e
cada vez mais a literatura tem mostrado novas linhas para a eliminação de nitrogênio de
águas residuárias, visando um aumento de eficiência e redução de custos (FUX et al., 2002;
MULDER & KEMPEN, 1997; VERSTRAETE & PHILIPS, 1998).
O tratamento convencional, apresentado anteriormente tem sido utilizado no
tratamento de esgotos e em casos de efluentes pouco concentrados em amônio. Em se
tratando de efluentes muito concentrados, ocorre dificuldades no dimensionamento e
operação a partir do sistema citado.
Como relatado anteriormente, os novos processos, de uma forma geral, buscam
realizar a eliminação de nitrogênio utilizando o nitrito como receptor de elétrons e não o
nitrato.
Katsogiannis (2003), cita vantagens da remoção via nitrito, como: 40 % de redução
da matéria orgânica utilizada na etapa de desnitrificação, 63 % de aumento na velocidade
de desnitrificação, redução de 25 % na demanda de oxigênio para efetuar-se a nitritação
(oxidação do amônio até nitrito) em comparação ao processo clássico de nitrificação e
também cita como vantagem um decréscimo de 300 % no crescimento da biomassa.
Portanto, para promover a nitrificação parcial do amônio até nitrito, é necessário
cessar a ação das bactérias oxidadoras de nitrito, ou seja, as bactérias do gênero
Nitrobacter. Diante disto diversos autores apresentam discussões sobre fatores que
contribuem para o acúmulo de nitrito, os quais serão apresentados a seguir.
Elevadas concentrações de amônia livre
De acordo com o apresentado anteriormente a amônia livre, a qual se torna presente
à medida em que se eleva o pH, exerce efeito inibitório tanto para o Nitrobacter quanto para
o Nitrosomonas. Entretanto, o Nitrobacter é mais sensivelmente atingido e concentrações
relativamente baixas são suficientes para promover sua inibição.
Abeling & Seyfried (1992), citam que concentrações da ordem de 1-5 mgNH
3
.L
-1
inibem a nitratação mas não inibem a nitritação, os autores declaram que para atingir uma
máxima velocidade de nitritação foi preciso prevenir a inibição do Nitrosomonas pela amônia
livre. A máxima velocidade específica de geração de nitrito e mínima geração de nitrato,
ocorreu com 5 mgNH
3
.L
-1
a pH 8,5 e temperatura de 20
0
C.
Mauret et al. (1996 apud YOO et al., 1999) citam uma faixa entre 6,6 e 8,9 mgN-
NH
3
.L
-1
para inibição do Nitrobacter. Balmelle et al. (1992 apud YOO et al., 1999) citam que
concentrações tão baixas quanto 1 mgN-NH
3
.L
-1
podem exercer efeito inibitório na
nitratação.
Alguns autores citam a possibilidade de haver adaptação do Nitrobacter a altas
concentrações de amônia, da ordem de até 40 mgN-NH
3
.L
-1
, o que demonstra a dificuldade
de controlar a ação das bactérias oxidadoras de nitrito apenas com controle de pH e
presença de amônia livre, apesar deste fator ser de grande importância na ação das
bactérias (YOO et al., 1999).
Temperatura
Balmelle et al. (1992, apud YOO et al., 1999) demonstraram que apesar do
Nitrobacter apresentar inibição para concentrações de amônia livre entre 2 e 5 mgN-NH
3
.L
-1
,
esta se mostrou ativa em temperaturas relativamente baixas, de 10 a 20
0
C, obtendo desta
maneira baixas concentrações de nitrito. Por outro lado, em temperaturas acima de 25
0
C a
atividade das bactérias oxidadoras de amônio mostrou-se mais elevada em relação as
oxidadoras de nitrito.
_____________________
MAURET, M.; PAUL, E.; PUECH-COSTES, E.; MAURETTE, M. T.; BAPTISTE, P..
“Application of experimental research methodology to the study of nitrification in mixed
culture”. Water Science and Technology, Vol. 34, N
0
1-2, pp. 245-252. 1996.
BALMELLE, B.; NGUYEN, M.; CAPDEVILLE, B.; CORNER, J. C.; DEGUIN, A.. “Study of
factors controlling nitrite build-up in biological proceses for water nitrification”. Water
Science and Technology, Vol. 26, N
0
5-6, pp. 1017-1025. 1992.
A Figura 3.4 mostra dados de velocidades específicas máximas de crescimento para
Nitrosomonas e Nitrobacter em função da temperatura e dos máximos valores das vazões
específicas de alimentação em testes de lavagem de células em reator contínuo sem reciclo
de células. Para temperaturas superiores a 25
0
C, os dados permitem avaliar uma maior
atividade do Nitrosomonas em relação ao Nitrobacter, o que permite imaginar uma maior
possibilidade de acúmulo de nitrito do que em temperaturas mais baixas (VERSTRAETE &
PHILIPS, 1998).
Figura 3.4. Valores máximos da vazão específica de alimentação, em reator contínuo
submetido à lavagem de células (VERSTRAETE & PHILIPS, 1998).
Através destes dados é possível imaginar uma seleção de bactérias oxidadoras de
amônio em temperaturas mais elevadas. Isto seria possível através do processo de lavagem
de células em processo contínuo, submetido à vazão especifica de alimentação maior do
que a velocidade específica de crescimento das bactérias oxidadoras de nitrito.
Nitrosomonas
y = 0,0134x
1,1026
Nitrobacter
y = 0,044x
0,6713
0,0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
5 10 15 20 25 30 35 40 45
Temperatura (
0
C)
Máximo D (d
-1
)
Concentração de Oxigênio Dissolvido
De acordo com o apresentado anteriormente, as bactérias nitrificantes são aeróbias
e, portanto, dependem da concentração de oxigênio dissolvido para realizarem a etapa da
nitrificação. Apesar disto, é apresentado o fato das bactérias oxidadoras de nitrito serem
mais sensíveis a baixas concentrações de oxigênio que as oxidadoras de amônio. Com isto,
vários trabalhos estão usando a limitação de oxigênio dissolvido para causar a inibição do
Nitrobacter e promover o acúmulo de nitrito (GARRIDO et al., 1997; LAANBROEK et al.,
1993; HUNIK et al., 1994).
Wyffels et al. (2003) investigaram o acúmulo de nitrito em um reator contínuo,
utilizando filtração em membranas para o reciclo total de células. Os autores obtiveram
cerca de 50 % de conversão do amônio em nitrito quanto operaram com 0,1 mgO
2
.L
-1
a
temperatura de 35
0
C e pH 7,9. Quando esta concentração de oxigênio foi da ordem de 0,25
mgO
2
.L
-1
ocorreu praticamente a total conversão do amônio a nitrito, atingindo uma
concentração de cerca de 800 mgN-NO
2
.L
-1
.
Pollice et al., (2002) investigaram a inibição das bactérias oxidadoras de nitrito
através de dois reatores, nos quais promoviam situações de não limitação e de limitação de
oxigênio, frente a variação no tempo de residência celular, a determinada temperatura e pH.
Os autores mostraram que a oxidação do amônio a nitrito foi obtida em todos os testes
realizados sob limitação de oxigênio independente da idade do lodo, não observando a
presença de altas velocidades específicas de formação de nitrato. Nos testes sob aeração
contínua, apenas foi possível obter altas velocidades específicas de acúmulo de nitrito em
baixos valores de tempo de residência celular, nos quais ocorre uma lavagem celular
acentuada. Desta maneira, a adoção do controle de oxigênio como procedimento para a
nitrificação parcial, diminuiria os riscos de “lavagem” da biomassa, o que pode ser pertinente
quando operando com um curto tempo de residência celular.
Turk & Mavinic (1987), observaram que células aclimatadas em condições anóxicas
foram capazes de sustentar longos períodos de acúmulo de nitrito, de até algumas horas,
quando colocadas sob plena aeração. Estes resultados solidificam a idéia de intercalar
períodos de aeração com períodos sem aeração, tendo em vista o acúmulo de nitrito, sem a
ocorrência de quantidades consideráveis de nitrato. Além disso, esta estratégia é mais
simples que a utilização de controles refinados para o oxigênio dissolvido em valores
extremamente baixos.
A estratégia de aeração alternada para limitar a oxidação do amônio apenas até
nitrito tem favorecido principalmente a aplicação de processos de remoção simultânea de
amônio e nitrito, como o processo ANAMMOX ou OLAND (MULDER et al., 1995; KUAI &
VERSTRAETE, 1998).
Concentração de hidroxilamina não ionizada (ou hidroxilamina livre)
Yang & Alleman (1992 apud YOO et al., 1999) concluíram que somente a
concentração de oxigênio dissolvido e concentração de amônia livre como fatores isolados
não parecem ser os fatores dominantes na formação e sustentação de nitrito em um
determinado reator. Por outro lado, a hidroxilamina (NH
2
OH/NH
3
OH
+
), um intermediário na
nitrificação, a qual seria a real inibidora das bactérias oxidadoras de nitrito, tem sua
concentração aumentada quando se realiza o cultivo em elevados valores de pH (altas
concentrações de amônia livre) e baixos valores de oxigênio dissolvido. Esta pesquisa
mostrou que a presença de hidroxilamina possui relação consistente com a atividade de
nitratação das células. Os autores, acreditaram ser a concentração de hidroxilamina o maior,
se não o principal, fator no sistema de nitrificação.
Levando em consideração que através do controle dos fatores acima, torna-se
possível a obtenção de uma nitrificacão parcial até nitrito, serão apresentados, a seguir,
novos processos que visam a eliminação de nitrogênio através destas possibilidades.
3.5.1. Processo SHARON
O processo SHARON (“Single Reactor High Activity Ammonia Removal Over Nitrite”),
propõe a eliminação de nitrogênio via nitrito em um único reator, sem retenção de biomassa,
com temperaturas acima de 25
0
C (JETTEN et al., 1997).
Este processo é essencialmente utilizado para águas residuárias com elevada
concentração de nitrogênio amoniacal, as quais consumiriam uma quantidade excessiva de
oxigênio para realizar o processo completo da nitrificação. Funciona como um pré-
tratamento capaz de produzir um efluente com quantidades reduzidas de amônio,
possibilitando, posteriormente, um tratamento mais convencional, a fim de atingir a condição
necessária para o despejo em rios e córregos (HELLINGA et al., 1998; MULDER &
KEMPEN, 1997).
Mulder & Kempen (1997), indicam vantagens do processo SHARON, como o baixo
investimento devido a utilização de um único reator com simples operação e manutenção,
baixos custos relacionados as baixas quantidades de oxigênio e carbono utilizadas, além do
processo não requerer pré-tratamento e não utilizar nenhum tipo de produto químico.
_____________________
YANG, L.; ALLEMAN, J. E..” Investigation of batch-wise nitrite build-up by an anriched
nitrification culture”. Water Science and Technology, Vol. 26, N
0
5-6, pp. 997-1005. 1992.
O processo baseia-se na seleção de linhagens de bactérias oxidadoras de amônia a
partir de um lodo nitrificante, em reator contínuo no qual é aplicada uma vazão específica de
alimentação superior a velocidade de crescimento das células. Como as células geradoras
de nitrato, possuem uma velocidade de crescimento inferior as geradoras de nitrito, quando
submetidas a temperaturas relativamente altas, uma elevada vazão de alimentação
promoveria a “lavagem” das geradoras de nitrato para fora do reator (MULDER & KEMPEN,
1997; VERSTRAETE & PHILIPS, 1998).
Mulder & Kempem (1997) propuseram intercalar períodos aerados com períodos
sem aeração. Nos períodos aerados ocorreria um decréscimo do pH e a formação do nitrito,
já em situação anóxica com adição de uma fonte externa de carbono, ocorreria a passagem
do nitrito a nitrogênio gasoso, de forma a elevar o pH. Desta forma os períodos aerados e
anóxicos eram definidos em função dos valores limites de pH estipulados previamente.
A estequiometria do processo, segundo Mulder & Kempen (1997) é representada
pelas seguintes reações:
Nitritação
NH
4
+
+ 1,5 O
2
à NO
2
-
+ H
2
O + 2H
+
Desnitrificação
6 NO
2
-
+ 3CH
3
OH + 3CO
2
à 3 N
2
+ 6 HCO
3
-
+ 3 H
2
A Tabela 3.5 apresenta alguns dados de operação utilizando o processo SHARON
para tratamento do líquido proveniente da concentração de lodos (HELLINGA et al., 1998).
Tabela 3.5. Valores médios previstos para um ano de operação do processo
SHARON, com adição de metanol de 1Kg/Kg N-NH
4
no afluente
(HELLINGA et al., 1998).
Parâmetros Afluente Efluente
NH
4
+
(mgN.L
-1
) 972 130
NO
2
-
(mgN.L
-1
)
- 345
NO
3
-
(mgN.L
-1
)
- 0,9
HCO
3
-
(mmol.L
-1
) 72,3 7,3
HCO
3
-
/ NH
4
+
(mmol.L
-1
) 1,1 0,78
pH 8,3 7,4
Temperatura (
0
C) 30 35
Biomassa (gSSV.L
-1
) - 0,33
Os dados apresentados na Tabela 3.5 mostram uma média anual de 85 % de
conversão de amônio. Os valores indicam uma quantidade significativa de amônio e nitrito
ainda presentes no efluente, os quais devem ser adicionados ao primeiro reator do sistema
(anóxico) para sofrer a desnitrificação e completar a eliminação de nitrogênio. É preciso
salientar a baixa concentração celular no reator, resultado da elevada vazão específica de
alimentação aplicada ao reator contínuo sem reciclo de células.
O processo SHARON é o único dos novos processos a ter aplicação em escala
industrial. O processo está patenteado e opera em algumas instalações na Holanda, sendo
aplicado, como citado anteriormente, para o tratamento de efluentes com alta concentração
de amônio, como é o caso de águas residuárias da concentração de lodos de processo de
biodigestão (VAN LOOSDRECHT et al., 2001).
3.5.2. Processo ANAMMOX
De uma maneira geral os trabalhos que relatam a oxidação anaeróbia do amônio são
recentes, pois até a década de 90 os mais discutidos eram os processos aeróbios.
Mulder et al. (1995) observaram perda de amônio em um reator desnitrificante de
leito fluidizado, aplicado ao tratamento de efluentes de um reator metanogênico que era
utilizado para degradação de resíduos de uma planta de produção de fermentos, em Delft
na Holanda. Foi verificado, neste reator, um elevado consumo de amônio e nitrato
simultâneo à produção de gás. Desta maneira, deu-se a descoberta de um novo processo
de oxidação anaeróbia do amônio, no qual em condições anóxicas o amônio é oxidado a
nitrogênio gasoso, utilizando o nitrato como receptor de elétrons, recebendo a denominação
de “Anaerobic ammonium oxidation” ou ANAMMOX.
Uma das vantagens do processo de oxidação anaeróbia do amônio sobre o mais
conhecido de nitrificação e desnitrificação é que não necessita de oxigênio e não requer
fonte externa de carbono, por ser um processo autotrófico.
Experimentos realizados por Mulder et al., (1995) demonstraram a estequiometria do
processo como sendo a seguinte:
3NO
3
-
+ 5NH
4
+
? 4N
2
+ 9H
2
O + 2H
+
(?G
0
= -297 KJ.mol
-1
)
O valor da energia livre desta reação está na mesma ordem de grandeza da energia
livre do processo de nitrificação aeróbia (?G
0
= -362 KJ.mol
-1
), ou seja, o processo de
oxidação anaeróbia é quase tão favorável quanto a nitrificação.
Em estudos posteriores percebeu-se que a reação poderia ocorrer utilizando o nitrito
como substância oxidante, devido a energia livre mais favorável, conforme a seguinte
reação:
NO
2
-
+ NH
4
+
? N
2
+ 2H
2
O (?G
0
= -358 KJ.mol
-1
)
Segundo estudo realizado por van de Graaf et al., (1996), a partir da biomassa do
reator descrito por Mulder et al., (1995), foi possível determinar a presença de bactérias
nitrificantes aeróbias no lodo. Este número permaneceu constante e em torno de 9 ± 5x10
3
células.(mgSV)
-1
de amônio oxidantes e 1 ± 0,9 x 10
3
células.(mgSV)
-1
de nitrito oxidantes. O
número de bactérias nitrificantes foi considerado muito baixo, para ter influência
representativa no processo, quando comparado a uma cultura pura de Nitrosomonas
europaea com 9 x 10
9
células.(mgSV)
-1
.
A partir de uma possível rota metabólica para oxidação anaeróbia do amônio,
proposta por van de Graaf et al., (1997), foram realizados alguns estudos visando a
determinação de parâmetros estequiométricos da reação, utilizando-se um reator do tipo
SBR, com eficiente retenção de biomassa (>90%). Desta maneira, foi proposta a
estequiometria da oxidação anaeróbia do amônio, conforme a reação:
NH
4
+
+ 1,32 NO
2
-
+ 0,13 H
+
+ 0,066HCO
3
-
à 1,02 N
2
+ 0,26 NO
3
-
+ 2,03H
2
O + 0,066
CH
2
O
0,5
N
0,15
Esta estequiometria indica um crescimento autotrófico muito limitado, o que permite
prever processos com “start-up” muito longos. A reação propõe, assumindo as células como
CH
2
O
0,5
N
0,15
, um fator de conversão de 0,11 gSSV/gN-NH
4
+
consumido, ou seja, um valor
ainda menor que o observado para a oxidação do amônio a nitrato SCHMIDELL &
REGINATTO, 2005). Por outro lado, a vantagem de um lento crescimento seria responsável
pela pequena produção de lodo, uma vez que o tempo estimado de duplicação é de 11 dias.
Desta forma, a utilização de reatores com um sistema eficiente de retenção de biomassa é
fundamental para o enriquecimento da cultura (JETTEN et al., 2001; SCHMIDT et al., 2002).
Strous et al., (1999) relatam que a comunidade dominante na biomassa, relativa ao
processo de oxidação anaeróbia do amônio estudado (>70%), foi o microrganismo
anaeróbio amônio-oxidante da ordem Planctomyces, o qual foi denominado Candidatus
Brocadia anammoxidans.
Na literatura especializada tem sido crescente o número de publicações revelando
perdas de nitrogênio em plantas de tratamento de efluentes, o que pode indicar um
processo de oxidação anaeróbia do amônio um tanto freqüente. Para melhor compreensão
do processo e sua importância é necessário a identificação de novos microrganismos com
esta capacidade, uma vez que os organismos atualmente conhecidos têm sido
extremamente difíceis de cultivar em cultura pura (EGLI et al., 2001; JETTEN et al., 1999).
Schmid et al. (2000) relataram a identificação de um novo gênero de bactéria com
capacidade de oxidação anaeróbia do amônio, encontrada no biofilme formado em reatores
do tipo biodiscos rotatórios, em Stuttgart na Alemanha, tendo sido denominada de
Candidatus Kuenenia stuttgartiensis.
Van Loosdrecht et al. (2001) relataram a obtenção de, Brocadia anammoxidans, uma
cultura responsável pelo processo ANAMMOX na forma quase purificada. A cultura
identificada possui excelentes propriedades de granulação, o que permitiria o uso das
tecnologias dos reatores de fluxo ascendente (UASB ou RAFA), a fim de trabalhar com
intenso reciclo de células e reduzir os tempo de “start-up”.
As condições ambientais citados por Strous et al. (1999) para a oxidação anaeróbia
do amônio foram de temperatura entre 20 e 43
0
C (ótimo a 40
0
C) e pH de 6,7 a 8,3 (ótimo a
pH 8). O processo é facilmente inibido na presença de oxigênio e em concentrações de
nitrito acima de 20 mM, embora o autor cite que concentrações da ordem de 10 mM já foram
desfavoráveis.
A Tabela 3.6 fornece dados de comparação entre os processos SHARON e
ANAMMOX, para esta finalidade o autor utilizou dados de publicações anteriores, nas quais
os reatores eram alimentados com efluentes de biodigestores, sendo o nitrito necessário
para o processo ANAMMOX suplementado separadamente (JETTEN et al.,1999).
Tabela 3.6. Comparação entre os processos SHARON e ANAMMOX, ambos
alimentados com efluente de biodigestor (JETTEN et al.,1999).
Parâmetros SHARON ANAMMOX
Carga de amônio (KgN-NH
4
+
.(m
3
.d)
-1
) 0,63 – 1,0 0,24 – 1,34
Carga de nitrito (KgN-NO
2
-
.(m
3
.d)
-1
) - 0,22 – 1,29
Carga de nitrogênio (KgN.(m
3
.d)
-1
) 0,63 – 1,0 0,46 – 2,63
N-NH
4
+
no efluente (mgN.L
-1
) 199 27 ± 85
N-NO
2
-
no efluente (mgN.L
-1
) 469 3 ± 3
Eficiência de remoção de N-NH
4
+
(%) 76 – 90 88 ± 9
Eficiência de remoção de N-NO
2
-
(%) - 99 ± 2
Através dos dados observa-se que o processo SHARON permite a conversão do
amônio a nitrito em torno de 80 %, enquanto que o processo ANAMMOX, recebendo
suplementação extra de nitrito, eliminou cerca de 90 % do amônio alimentado e
praticamente todo o nitrito.
Imaginando-se a possibilidade do processo SHARON oxidar cerca de 50 % do
amônio da água residuária a nitrito (aplicando correção de pH), este amônio remanescente e
o nitrito presentes neste reator poderiam servir de efluente para um posterior processo
ANAMMOX, no qual irão ser convertidos em gás nitrogênio. O “start- up” do reator
ANAMMOX pode ser feito utilizando lodo ativado. Após o período de “start-up”
(normalmente de alguns meses), o reator pode operar por um longo tempo (VAN DONGEN
et al., 2001).
Com base na discussão apresentada a junção do processo SHARON-ANAMMOX
seria uma possível proposta de nova tecnologia, a qual será apresentada no item seguinte.
3.5.3. Processo SHARON – ANAMMOX
Um esquema de funcionamento para o processo envolveria um primeiro reator, o
qual seria responsável pela geração de nitrito, conforme discutido no item 3.5.1. Este reator
operaria em aerobiose e contaria com a ação das bactérias oxidadoras de amônio, para a
geração de nitrito, não sendo necessária a completa conversão do amônio. O efluente deste
reator contendo amônio e nitrito estaria em condições de ser introduzido num processo
ANAMMOX, a fim de atingir o objetivo de eliminação do nitrogênio.
A Figura 3.5 mostra um esquema do processo SHARON e ANAMMOX combinados,
proposto por van Dongen et al., (2001).
Figura 3.5. Esquema representativo da união do processo SHARON e ANAMMOX
(VAN DONGEN et al., 2001).
A Tabela 3.7 apresenta dados do ensaio em escala laboratorial, empregando
efluente de biodigestor, com uma concentração de 584 mgN-NH
4
+
.L
-1
, realizado por van
Dongen et al., (2001).
Tabela 3.7. Dados do processo SHARON e ANAMMOX combinados (VAN DONGEN
et al., 2001).
Substância
Efluente do SHARON
(mgN.L
-1
)
Efluente do ANAMMOX
(mgN.L
-1
)
NH
4
+
267 (46%) 29 (5%)
NO
2
-
227 (39%) 1,4
NO
3
-
64 (11%) 83 (14%)
N
2
O
(a)
4 <1
N
2
(a)
<1 476 (82%)
(a) concentrações relativas à vazões de alimentação.
Através dos dados apresentados é possível observar a geração de 40 % de N na
forma de nitrito, a partir do amônio alimentado, e também uma produção de 11 % de nitrato,
o que pode ser atribuído à presença de bactérias oxidadoras de nitrito no biofilme formado
nas paredes do reator SHARON, o que provavelmente ocorra em menor extensão em
escala industrial.
ar
NH
4
- N
Processo SHARON
AERÓBIO
56% NH4 - N
46% NO
2
- N
95% N
2
5% NO
3
- N
Processo ANAMMOX
ANÓXICO
Fux et al. (2002) apresentaram dados em sua publicação de uma planta piloto
operando com dois reatores de 2 m
3
cada. O primeiro reator realizava o processo SHARON,
com o objetivo de gerar nitrito, sendo operado de forma contínua sem reciclo de células,
obtendo desta maneira uma conversão de 58 % do amônio do líquido afluente, utilizando um
valor máximo de D de 0,85 d
-1
, o que resultou em uma velocidade de produção de nitrito de
0,35 gN-NO
2
-
.(L.d)
-1
. O segundo reator (ANAMMOX) foi operado em sistema SBR, obtendo
uma velocidade de eliminação de nitrogênio de 2,4 gN.(L.d)
-1
. Este reator era mantido aberto
e o contato do líquido com o ar atmosférico era limitado por bolas de polipropileno de 25 mm
de diâmetro colocadas na superfície.
De acordo com o apresentado anteriormente a eficiência global da remoção de
nitrogênio fica limitada pelo primeiro reator, que utiliza o processo SHARON, devido a baixa
concentração celular que ocorre em processo contÍnuo sem reciclo de células.
A combinação SHARON-ANAMMOX é um processo de tratamento de águas
residuárias mais sustentável quando comparado ao convencional processo de remoção de
nitrogênio, necessitando de 40 % a menos de oxigênio (economia de energia), não
requerendo fonte externa de carbono além da produção de uma quantidade desprezível de
biomassa.
3.5.4. Processo OLAND
Através do processo OLAND (“Oxygen Limited Autotrophic Nitrification
Denitrification”) é demonstrado a flexibilidade da ação das bactérias nitrificantes do gênero
Nitrosomonas.
Kuai & Verstraete (1998) demonstraram que quando o oxigênio é fornecido de forma
estequiométrica, ocorre a eliminação direta de nitrogênio, a partir do amônio, ou seja, a
nitrificação ocorre apenas até nitrito e, devido à escassez de aceptores de elétrons, o nitrito
formado é consumido para oxidar o restante do amônio. Desta forma, a limitação de
oxigênio significa a transferência de forma a causar uma drástica redução na velocidade
específica de respiração das células.
A estequiometria do processo é descrita a seguir:
0,5NH
4
+
+ 0,75O
2
→ 0,5NO
2
-
+ 0,5H
2
O + H
+
∆G
0’
=-135,5 kJ/reação
0,5NH
4
+
+0,5NO
2
-
→ 0,5N
2
+ H
2
O ∆G
0’
=-179,4 kJ/reação
Reação global:
NH
4
+
+ 0,75O
2
→ 0,5N
2
+ 1,5H
2
O + H
+
∆G
0’
=-314,9 kJ/reação
Jetten et al. (1999), relataram que culturas puras de Nitrosomonas eutropha
utilizando hidrogênio molecular como doador de elétrons para a redução do nitrito,
promoveram a geração de N
2
e N
2
O como produtos finais.
Shrestha et al. (2001), investigaram as condições mais favoráveis para a conversão
do amônio em nitrogênio gasoso pela bactéria Nitrosomonas europaea, e também sugeriram
um caminho metabólico para a determinada conversão, conforme demonstrado na Figura
3.6.
De acordo com a rota metabólica proposta, inicialmente ocorre a oxidação da amônia
a hidroxilamina, sendo esta reação dependente de oxigênio. Subseqüentemente, ocorre a
oxidação da hidroxilamina a nitrito, a qual é catalisada pela enzima hidroxilamina
oxiredutase. O autor reporta o fato do Nitrosomonas adaptar-se à limitação de oxigênio,
ocorrendo desta maneira baixos níveis de nitrificação e conseqüentemente pouco nitrito
formado, sendo este reduzido a compostos gasosos nitrogenados, dos quais o N
2
é o
principal produto (SHRESTHA et al., 2001).
Figura 3.6. Possível rota metabólica para a conversão da amônia a nitrogênio
gasoso, pelo Nitrosomonas europaea (SHRESTHA et al., 2001).
NH
2
OH
NH
3
Enzima
oxidante da
amônia
NO
2
-
Hidroxilamina
oxiredutase
NO
Óxido
nitrito
redutase
N
2
O
N
2
Óxido
nitroso
redutase
A Tabela 3.8 apresenta dados referentes aos efeitos na produção de N
2
O e N
2
,
quando foi adicionada diferentes concentrações de nitrito em 50 mL de uma solução
contendo 50 mM de amônia livre. O experimento ocorreu durante 9 dias em condições
anóxicas a pH 7,5.
Tabela 3.8. Efeitos da adição de concentrações definidas de nitrito, na produção de
N
2
O e N
2
, durante a desnitrificação por Nitrosomonas europaea
(SHRESTHA et al., 2001).
N-NO
2
-
(mgN-NO
2
.L
-1
)
Conversão de N-N
2
O
(%)
Conversão de N
2
(%)
28 15 78,6
70 28,9 19,7
140 19,7 10,7
180 4,6 5,6
Através dos dados apresentados fica claro o efeito inibitório do nitrito no N. europaea
. Em relação ao efeito causado pela variação do pH, os autores mostram a necessidade de
se manter o pH entre 7 e 8, pois em valores inferiores têm-se o nitrogênio praticamente todo
na forma de amônio, não havendo desta maneira a disponibilidade da forma mais
assimilável, ou seja, a amônia. Da mesma forma, conforme discutido anteriormente para
valores de pH elevados ocorre à predominância da amônia livre, a qual é inibidora.
Kuai & Verstraet (1998) pesquisaram, em escala laboratorial, o potencial de
implantação do sistema OLAND utilizando um inóculo coletado em uma planta de lodos
ativados. Para o trabalho foi utilizado um reator do tipo SBR de 4 litros, operando com
reciclo total de células por sedimentação (1 hora sem agitação antes da retirada diária de
líquido), com alimentação diária em dois períodos de 0,5 L e 1 L de meio, aplicando uma
carga de 125 e 250 mgN.(L.d)
-1
, respectivamente.
A limitação de oxigênio durante o experimento foi mantida através do pH, ou seja,
quando o reator estava num pH acima de 7,2, o sistema de agitação era acionado e
rotações de 300 a 500 rpm eram produzidas, quando o pH caia abaixo de 7, o sistema de
agitação era interrompido, de forma a permitir o consumo do N
2
O e NO
3
gerados, até que o
pH subisse novamente iniciando assim um novo ciclo.
A Tabela 3.9 apresenta o desempenho do reator em processo OLAND, operando
segundo a descrição acima.
Tabela 3.9. Dados de operação do processo OLAND, nos períodos A e B em reator
SBR (KUAI & VERSTRAETE, 1998).
Efluente
Parâmetros Afluente
Período A Período B
N-NH
4
+
(mg.L
-1
) 1000 380 ± 133 738 ± 65
N-NO
2
-
(mg.L
-1
)
0 133 ± 9 83 ± 54
N-NO
3
-
(mg.L
-1
) 0 87 ± 30 28 ± 32
Total N
(mg.L
-1
) 1000 600 ± 105 848 ±47
Remoção N (%) - 40 15
Os dados apresentados na Tabela 3.9 mostram um processo não muito favorável.
No entanto, cabe salientar que o tempo de experimento foi relativamente curto (Período A
de 34 dias e Período B de 29 dias), com valores das grandezas medidas muito oscilantes. A
estratégia de limitação de oxigênio aplicada não parece ter inibido a ação do Nitrobacter,
uma vez que o nitrato foi detectado durante o experimento. Outro fator que pode ter
contribuído para um fraco desempenho, prejudicando a eliminação de nitrogênio na forma
de gás, foi a alta concentração de nitrito presente.
Em comparação ao processo convencional de nitrificação e desnitrificação, o
processo OLAND fornece uma economia de 62,5% de oxigênio e 100% de agente redutor
(fonte de carbono orgânico), além de promover a oxidação direta do amônio a nitrogênio
gasoso em uma única fase (VERSTRAETE & PHILIPS, 1998).
Entretanto, o controle de concentrações muito baixas de oxigênio dissolvido, com o
propósito de limitar a velocidade de respiração celular, é bastante difícil, especialmente em
termos de operação em larga escala, o que gera uma dificuldade na implantação do
processo.
3.5.5. Processo CANON
O processo CANON (“Completely Autotrophic Nitrogen-removal Over Nitrite”), como
os outros processos citados anteriormente que estudam a possibilidade de eliminação de
nitrogênio em um único reator, utiliza células autotróficas, objetivando uma redução nos
custos de operação do processo. O processo vem sendo desenvolvido praticamente pelo
mesmo grupo que apresentou a idéia do processo ANAMMOX.
Segundo Sliekers et al. (2002); Jetten et al. (2002), o amônio é parcialmente
convertido a nitrito por bactérias amônio oxidantes sob condições limitadas de aeração. A
seguir as bactérias capazes de oxidar anaerobiamente o amônio (“ANAMMOX”), convertem
o nitrito produzido com parte do amônio remanescente em nitrogênio gasoso, sendo uma
pequena fração de nitrato formado durante as reações. As reações nas quais baseia-se a
idéia do processo CANON são apresentadas a seguir:
NH
3
+ 1,5O
2
à NO
2
-
+ H
2
O + H
+
(SHARON)
NH
3
+ 1,32 NO
2
-
+ H
+
à 1,02N
2
+ 0,26NO
3
-
+ 2H
2
O (ANAMMOX)
Reação Global
NH
3
+ 0,85 O
2
à 0,11 NO
3
-
+ 0,44 N
2
+ 1,43 H
2
O + 0,14 H
+
Sendo as bactérias ANAMMOX reversivelmente inibidas pela oxigênio (acima de
0,5% da saturação com ar), as bactérias oxidantes de amônia em aerobiose ou limitação de
oxigênio, precisam retirar boa parte do oxigênio transferido, a fim de permitir a ação do
próximo grupo de bactérias, que geram o nitrogênio gasoso. Para que isto ocorra, o fluxo de
entrada de amônio no reator deve ser mantido acima do fluxo de entrada de oxigênio. Neste
processo as bactérias ditas aeróbias estariam em simbiose com as anaeróbias, de forma a
ter-se um consórcio mais efetivo para eliminação de nitrogênio (SLIEKERS et al., 2002;
JETTEN et al., 2002).
Sliekers et al. (2002), demonstraram a aplicação do processo CANON, utilizando um
reator SBR, de 2 L, o qual foi inoculado com uma biomassa originária de um reator
ANAMMOX (SBR), que continha 80 % da biomassa em bactérias ANAMMOX. O reator foi
operado a 30
0
C, pH 7,8, agitado a 100 rpm e aplicada uma vazão de ar de 0,04vvm. A
etapa anaeróbia foi mantida utilizando gás Hélio e a alimentação (na forma descontínua
alimentada em ciclos de 11,5 horas, com uma alimentação correspondendo a 1 dia de TRH,
com reciclo de células por sedimentação) foi realizada com meio sintético contendo NH
4
+
e
NO
2
-
em uma carga total de 457 mgN.(L.d)
-1
.
Nas duas primeiras semanas de operação foram realizados testes de atividade de
oxidação de amônio em aerobiose, o qual não detectou nenhuma atividade presente. O
teste FISH (Fluorescence In Situ Hybridization) realizado apresentou uma grande
quantidade de células que realizam o processo ANAMMOX, mas não detectou a presença
de células amônio oxidantes nem células nitrito oxidantes em aerobiose. Após duas
semanas de operação o reator foi considerado em estado estacionário, sendo alguns dados
apresentados na Tabela 3.10.
Após 5 semanas de operação o gás Hélio foi substituído pelo ar atmosférico e a
carga de nitrogênio foi reduzida para 131 mgN.(L.d)
-1
, sendo o nitrogênio introduzido apenas
na forma de amônio. Os autores consideraram que na 7
a
semana o reator entrou novamente
em estado estacionário, devido as medidas da velocidade de conversão de amônio serem
constantes a partir deste ponto. Os dados relativos a este período também são
apresentados na Tabela 3.10.
Tabela 3.10. Dados do estado estacionário durante a condição anóxica e a condição
com limitação de oxigênio (SLIEKERS et al., 2002).
Parâmetros
Condição Anóxica
(ANAMMOX)
Limitação de Oxigênio
(CANON)
Período de operação (dias) 14 a 36 50 a 70
Consumo de NH
4
+
(gN-NH
4
+
(L.d)
-1
) 0,16 0,075
Produção de NO
3
-
(gN-NO
3
-
(L.d)
-1
) 0,045 0,011
Massa seca de células (g) 1,5 1,5
Nitrogênio removido (gN(L.d)
-1
) 0,315 0,064
Ativ. Oxidativa aeróbia (gN-NH
4
+
(gcel.d)
-1
0 0,655
Ativ. Oxidativa aeróbia (gN-NO
2
-
(gcel.d)
-1
0 0
O teste FISH demonstrou um aumento considerável das bactérias que oxidam o
amônio em aerobiose (praticamente de 0 para 45%), enquanto que houve uma drástica
redução nas bactérias anaeróbias que oxidam o amônio (de 80 para 40%), em um intervalo
de tempo de 2 semanas. Através dos dados apresentados na Tabela 3.10 é possível
perceber que não houve alteração na medida da massa seca das células, uma vez que
possuem um crescimento extremamente lento, conforme apresentado anteriormente.
Conforme observado o reator obteve um baixo desempenho, embora os autores
citem como principal objetivo lançar uma nova alternativa à eliminação de nitrogênio, em um
único reator com redução de custos de operação do processo, e não uma apresentação de
dados otimizados.
Sliekers et al. (2002), comentam que sob condições de limitação de oxigênio as
bactérias capazes de realizar o processo ANAMMOX consomem o nitrito, produzido pela
oxidantes aeróbias de amônia, enquanto que as oxidantes aeróbias de nitrito não são
aparentemente envolvidas. Isto sugere que as bactérias nitrito oxidantes estejam presentes
somente quando o oxigênio não é limitado. Na situação de limitação de oxigênio proposta
neste trabalho, as bactérias nitrito oxidantes tiveram de competir pelo oxigênio com as
bactérias aeróbias oxidantes de amônia e também tiveram de competir pelo nitrito coma as
oxidantes anaeróbias de amônia. Outra discussão foi em direção a inibição das nitrito
oxidantes pela amônia livre, que esteve presente em concentração considerável durantes os
experimentos realizados.
Sliekers et al. (2003), investigaram a aplicação do processo CANON e ANAMMOX
em um reator “gás-lift” de 1,8 L de capacidade, inoculado com biomassa proveniente de um
reator ANAMMOX (SBR). Foi utilizado inicialmente gás argônio e CO
2
e posteriormente ar
atmosférico, sendo alimentado com meio sintético contendo amônio e nitrito. O reator
operou com uma carga de nitrogênio de 10,7 gN.(L.d)
-1
, obtendo uma eficiência de remoção
de 83 %, mantendo a concentração de nitrito constante na ordem de 4 mgN.(L.d)
-1
.
Na segunda etapa do processo o gás inerte foi substituído por ar atmosférico e
bactérias nitrificantes foram introduzidas no reator. O sistema apresentou estabilidade em 7
dias e permaneceu desta maneira por 60 dias. A Tabela 3.11 apresenta alguns dados
referentes a este período de estabilidade.
Tabela 3.11. Valores de diferentes parâmetros durante o estado estacionário do
período com limitação de oxigênio.
Parâmetros Valores
N-NH
4
+
na alimentação (mgN.L
-1
) 1545 ± 62
N-NH
4
+
no efluente (mgN.L
-1
) 899 ± 61
N-NO
2
-
no efluente (mgN.L
-1
) 6 ± 2
N-NO
3
-
no efluente (mgN.L
-1
) 45 ± 7
Concentração de oxigênio (mg.L
-1
) 0,5 ± 0,07
TRH (h) 10
A eficiência de conversão foi de 42 % e a de remoção de 40 %, mas em relação ao
nitrogênio convertido de amônio em nitrito, foi da ordem de 92 %, o que demonstra uma
elevada eficiência na remoção de nitrogênio convertido.
Sliekers et al. (2003), relatam que em comparação ao processo SHARON-
ANAMMOX, a realização do processo CANON em reator “gas-lift” foi ligeiramente superior
por remover nitrogênio de águas residuárias com altas cargas de amônia. Além disso, o
processo CANON, utiliza um reator enquanto o processo SHARON-ANAMMOX necessita de
dois reatores.
Desta forma, o processo tem grandes possibilidades de aplicação, é claro que
necessitando ainda de ajuste, como um aumento da eficiência de transferência de oxigênio
e a presença de uma concentração celular compatível, a fim de promover um aumento na
conversão de amônio em nitrito e aumentar a eficiência da eliminação de nitrogênio.
No entanto, a necessidade de um melhor detalhamento sobre a microbiologia
envolvida nestes processos fica evidente, tendo em vista as vantagens oferecidas em
relação ao processo tradicional.
MATERIAIS E MÉTODOS
Microrganismos e meio de cultura
Para realização dos experimentos coletou-se a cultura na unidade de tratamento de
esgotos da Companhia de Saneamento do Estado de Santa Catarina (CASAN), criada em
dezembro de 1970, presta serviços em praticamente todo o território catarinense, contando
com dez sedes regionais que em conjunto formam o sistema de abastecimento de águas e
tratamento de esgotos do Estado de Santa Catarina.
O tratamento utilizado na unidade de Florianópolis consiste no método de lodos
ativados, tratamento este, basicamente biológico. A princípio é feito um pré-tratamento para
eliminação de sólidos grosseiros e areia. A seguir, é realizado o tratamento secundário para
conversão da matéria orgânica em CO
2-
e H
2
O. A primeira unidade do processo secundário
é o seletor biológico, cuja função é misturar o esgoto bruto afluente com o lodo ativado
proveniente do processo de aeração prolongada, evitando assim o desenvolvimento de
microrganismos indesejáveis ao tratamento e melhorando a capacidade de sedimentação do
lodo. A mistura segue para uma câmara de desnitrificação, sendo ambas as unidades
operadas sob condições anóxicas.
Após este processo, a mistura segue para os tanques de aeração, nos quais o
oxigênio fornecido propicia o desenvolvimento de bactérias aeróbias que irão digerir a
matéria orgânica carbonácea e propiciar a nitrificação do nitrogênio orgânico total
remanescente no afluente bruto. Então, os flocos formados nos tanques de aeração seguem
para um decantador secundário para promover a sedimentação, sendo o lodo utilizado para
recirculação ao seletor biológico e o excesso descartado.
A cultura mista utilizada para o trabalho foi coletada do decantador secundário e
acondicionada em bombonas de 20L, submetidas a constante aeração e alimentação diária
com meio de cultura autotrófico sintético. Aplicou-se uma carga crescente até 90mgN-
NH
4
+
.L
-1
.d
-1
.
O meio de cultura utilizado está apresentado nas Tabelas 4.1 e 4.2 (CAMPOS et al.,
1999).
Tabela 4.1. Composição de nutrientes do meio sintético (CAMPOS et al., 1999).
Componentes Concentração (mg.L
-1
)
NH
4
Cl 850
(NH
4
)
2
SO
4
1047
MgSO
4
53
KH
2
PO
4
222
NaCl 889
NaHCO
3
4444
Solução de Micronutrientes 0,5 mL.L
-1
Tabela 4.2. Composição da solução de micronutrientes (CAMPOS et al., 1999); o pH
foi ajustado em 6,0 com KOH.
Componentes Concentração (mg.L
-1
)
EDTA 50000
(NH
4
)
6
Mo
7
O
24
1036
MnCl
2
3220
ZnSO
4
12354
CaCl
2
5540
CoCl
2
880
CuSO
4
1004
FeSO
4
2728
Construção e operação dos reatores utilizados
Construção
Os reatores foram construídos utilizando-se tubos de acrílico concêntricos, os quais
formavam uma camisa de troca térmica possibilitando assim a circulação de água, oriunda
de um banho termostatizado, para o controle de temperatura. Os cilindros tinham uma
diferença de 4 cm de diâmetro de modo que o cilindro interno constituía um reator com
volume útil de 2,0 L, restando ainda um pequeno volume vazio no topo. A base era
constituída de uma chapa de vidro e o topo era aberto. Os reatores eram agitados por um
agitador magnético e o pH controlado manualmente, duas vezes ao dia.
Para aeração utilizou-se pedra porosa, sendo as vazões de ar controladas por um
rotâmetro, de modo a se ter o oxigênio dissolvido superior a 2 mg.L
-1
, quando plenamente
aerado. A vazão de aeração empregada variou de 1 a 2 vvm. Para alimentação foi adaptado
um frasco de alimentação por onde passava a tubulação a ser conectada na bomba
peristáltica Milan, na qual o meio de cultura era introduzido e retirado dos reatores.
No segundo conjunto de experimentos o pH do Reator II foi mantido em 7,5 através
de um controlador de pH, sendo que para o Reator I o controle continuou manual.
A Figura 4.1 mostra o esquema prático montado para o estudo da eficiência de
lavagem e seleção das células oxidadoras de amônio, bem como a remoção biológica de
nitrogênio via nitrito. para os reatores I e II.
Figura 4.1. Sistema operacional para o estudo da geração de nitrito e remoção biológica de
nitrogênio.
Partida e Operação
Em um primeiro conjunto de ensaios, efetuou-se a seleção dos microrganismos
desejados por lavagem, ou seja, pela utilização de vazões específicas de alimentação
relativamente elevadas. Para isto, partiu-se do inóculo ativo na nitrificação (item 4.1), sendo
a estratégia de lavagem baseada na diferença de velocidades de crescimento entre as
bactérias nitrificantes. O objetivo era selecionar as bactérias que oxidam amônio a nitrito
(BOA), descartando as bactérias que oxidam o nitrito a nitrato (BON).
O processo de lavagem foi realizado em sistema contínuo, mantendo o pH e a
temperatura constantes (7,5 e 35
0
C respectivamente), impondo-se uma vazão específica de
alimentação suficientemente elevada, de maneira a efetuar a drenagem das células pôr
arraste no fluxo líquido.
Segundo Facciotti (2001), para um biorreator considerado homogêneo operado em
sistema contínuo, o balanço material para o microrganismo pode ser escrito como:
V
x
FXFX
dt
dX
V r *
0
+−=
(4.1)
no qual:
F = vazão de alimentação (L.h
-1
)
X = concentração celular no reator (g.L
-1
)
X
0
= concentração celular na alimentação (g.L
-1
)
V = volume do reator (L)
r
x
= velocidade de crescimento das células (g.L
-1
.h
-1
)
Admitindo:
X
0
= 0 (inexistência de microrganismos na alimentação)
Sendo:
D = F/V = vazão específica de alimentação
µ = velocidade específica de crescimento
x
x
r
1
=µ
no estado estacionário: dX/dt = 0, portanto:
D = µ
A igualdade D = µ apenas será possível caso D< µ
max
, ou seja, a vazão específica
de alimentação deve ser menor que a velocidade específica máxima de crescimento das
células, para que ocorra o estado estacionário com dX/dt = 0.
Fazendo D > µ
max
ocorrerá o arraste das células, pois faz-se com que a vazão
específica de alimentação (D), seja maior que a velocidade que elas conseguem crescer
(FACCIOTTI et al., 2001). Neste caso não mais será possível a ocorrência do estado
estacionário, sendo a equação de balanço material para o microrganismo:
( )
XD
dt
dX
−=
max
µ
(4.2)
Integrando a equação:
(
)
tD
i
eXX
*
max
*
−
=
µ
(4.3)
Onde:
X = concentração celular no reator no instante t (g.L
-1
).
X
i
= concentração celular no início do período de lavagem (g.L
-1
).
Pela equação 4.3, observa-se que ocorre um decréscimo da concentração celular
exponencial em função do tempo, pois o expoente é negativo. Neste caso, fica claro que
entre microrganismos com diferentes valores de velocidade específica de crescimento, o
que apresentar menor valor de µ
max
será arrastado para fora do reator com maior facilidade.
Conforme já mencionado no item 3.5, Figura 3.4, é possível oferecer condições que
possam favorecer a diferenciação entre os valores de µ
max
para as células que se pretende
separar. Segundo Verstraete & Philips (1998), temperaturas relativamente elevadas,
contando com valores de µ
max
maiores para o Nitrosomonas, que para o Nitrobacter, podem
ser efetivas na separação destes dois microrganismos quando aplicada vazão específica de
alimentação maior que a velocidade de crescimento das células.
Com o decorrer dos experimentos foi verificado que o crescimento extremamente
lento das bactérias dificultava esta separação e que as sucessivas lavagens não estavam
sendo eficientes na obtenção de um reator gerador de nitrito. Com isso, partiu-se para uma
nova estratégia de seleção levando em conta a maior sensibilidade à limitação de oxigênio
pelas bactérias oxidadoras de nitrito, o que deveria permitir uma melhor seleção das
oxidadoras do íon amônio. O sistema passou então a ser limitado em oxigênio, sendo que o
período sem aeração foi aumentado gradativamente conforme será apresentado no item
resultados.
Para a primeira etapa dos reatores I e II onde foram realizadas as lavagem de
células, iniciaram-se os reatores da seguinte maneira:
- Adicionou-se 1 litro de inóculo (descrito no item 4.1, e que estava sendo
alimentado com meio autotrófico a 160 dias).
- Completou-se o volume para 2L em 24horas (vazão = 41,66 mL.h
-1
). O meio
utilizado para alimentação e processo de lavagem estão descritos no item 4.1,
contendo a metade da concentração de nutrientes citada.
- O reator foi alimentado em processo contínuo, sob condições constantes de
vazão (D = 0,006h
-1
), temperatura (35ºC) e pH (aproximadamente 7,5) até a
estabilidade do sistema o que caracterizaria um estado estacionário.
- Após atingido este estado aumentou-se a vazão específica de alimentação (D)
para 0,075 h
-1
, e procedeu-se a lavagem até um valor de concentração celular
suficientemente baixa.
Após o processo de lavagem da primeira etapa ser concluído, os reatores I e II
passaram a ser operados como um descontínuo alimentado repetido (SBR – sequencing
batch reactor), com reciclo interno de células, tendo em vista o baixo crescimento celular a
partir do substrato disponível.
O procedimento do reator em SBR foi feito através de ciclos de alimentação de 24
horas, com sedimentação das células, retirada de 1L de sobrenadante do reator (operação
efetuada em cerca de 1 hora) e novamente a alimentação para reposição do volume retirado
(operação realizada em mais 23 horas). Em sistema SBR os reatores eram alimentados 15
minutos e parava-se 15 minutos, com o objetivo de alcançar a vazão pretendida durante o
ciclo, procedimento este realizado com o auxilio de um temporizador.
Em um segundo conjunto de ensaios, em virtude dos resultados obtidos no primeiro
conjunto, decidiu-se eliminar a estratégia de lavagens, iniciando-se a série diretamente com
os microrganismos que estavam acondicionados nas “bombonas”, conforme descrito no item
4.1, em sistema SBR. Para esta etapa os microrganismos estavam sendo alimentados com
meio autotrófico há 412 dias.
Para as fases dos reatores que necessitaram de limitação de oxigênio utilizou-se um
temporizador o qual era ligado ao sistema de fornecimento de ar (bomba de aquário) para
possibilitar períodos com e sem aeração.
Desnitrificação na segunda etapa do reator I
Para a etapa de desnitrificação, o reator I continuou operando em sistema SBR.
Utilizou-se o acetato de sódio como fonte de matéria orgânica e a quantidade
estequiométrica para desnitrificação via nitrito foi obtida a partir da equação 4.4 (HENZE, et.
al., 1997). O acetato foi adicionado juntamente com o meio de alimentação apresentado no
item 4.1, sendo que a quantidade adicionada foi dividida em 3 etapas distintas, conforme
apresentado na Tabela 4.3.
CH
3
COO
-
+ 2NO
2
-
N
2
+ H
2
O + 2CO
2
+ OH
-
(4.4)
Tabela 4.3. Percentual (em relação a quantidade estequiométrica – Eq. 4.4) adicionado de
acetato ao longo do tempo de operação do reator I na segunda fase de
operação.
Período (dias) Quantidade de Acetato (%)
155 – 187 25
188 – 225 50
226 – 281 100
Determinações Analíticas
Determinação da Concentração de Amônio
Foi utilizado o método colorimétrico segundo procedimento do Standard Methods for
the Examination of Water and Wastewater (APHA, AWWA, WEF, 1995), que propõe o uso
do reativo de Nessler. O reagente é preparado dissolvendo-se 100g de iodeto de mercúrio
(II) e 70g de iodeto de potássio em 100 mL de água destilada, adicionando a seguir uma
solução fria de 160g de NaOH em 700 mL de água destilada, completando o volume final da
solução para 1L. Antes de utilizar o reagente, o precipitado formado deve decantar pôr
alguns dias. O reagente deve ser padronizado, utilizando uma solução de cloreto de amônio.
A determinação consiste em adicionar 100µL do reagente de Nessler em 5 mL de
amostra, após 10 minutos de reação a leitura é feita em espectrofotômetro (Hach DR/2010)
a 525nm.
Determinação da concentração de nitrito
A determinação é feita pôr Kit analítico NitraVer 2, da Hach Company (método 8153),
que abrange a faixa de concentração de 0 a 150 mgNO
2
.L
-1
. O método está baseado na
redução do nitrito para óxido nitroso na presença de sulfato ferroso em meio ácido. O óxido
é convertido num cromógeno pela reação do cádmio para permitir a leitura em
espectrofotômetro.
Para a análise são necessários 10 mL de amostra e um pacote de reagente, agitação
pôr 1 minuto, após 10 minutos de reação a leitura da absorbância é feita em
espectrofotômetro a 585nm. A curva de calibração é feita com NaNO
2
.
Determinação da concentração de nitrato
A determinação de nitrato baseia-se no método descrito pôr CATALDO et al. (1975).
A reação ocorre pela adição de 800µL de uma solução a 5% de ácido salicílico em H
2
SO
4
, a
200 µL de amostra. Após 20 minutos de reação, adiciona-se 19 mL de NaOH 2N e faz-se a
leitura em espectrofotômetro a 410 nm. A curva de calibração é feita com KNO
3
na faixa de
0 a 70 mgN-NO
3
.L
-1
.
Determinação de DQO
A análise de DQO foi realizada segundo procedimento do Standart Methods for the
Examination of Water and Wastewater (APHA, AWWA, WEF, 1995). O procedimento
baseia-se no refluxo fechado por digestão ácida na presença de dicromato de potássio com
2,5 mL de amostra filtrada, realizada em um digestor a 150
o
C por duas horas. A
quantificação é feita por método colorimétrico em função do dicromato consumido pela
oxidação da matéria orgânica.
Para o procedimento analítico toma-se 2,5mL de amostra, 3,5mL de solução de
ácido sulfúrico (adicona-se 5,5g de AgSO
4
em 1L de H
2
SO
4
) e 1,5mL de solução digestora
(adiciona-se 167 mL de H
2
SO
4
, 10,21 g de dicromato de potássio e 33,3 g de AgSO
4
a 500
mL de água destilada, diluindo após resfriar para 1L). A amostra permanece por 2h a 150
0
C,
sendo efetuada a leitura em espectrofotômetro (Hach DR/2010) a 600nm após resfriamento.
A concentração de DQO foi determinada a partir de uma curva padrão obtida com
solução de biftalato de potássio.
Determinação da concentração celular
A determinação da concentração celular foi realizada através da determinação da
concentração de sólidos suspensos totais, por filtração de 20 mL de amostra em papel filtro
de filtração lenta. Este papel filtro contendo os sólidos foi submetido a secagem em forno de
microondas, ajustado na potência de 180 watts, durante 15 minutos (OLSSON & NIELSEN,
1997). Após esta secagem pesou-se o papel filtro contendo os sólidos secos. Conhecendo-
se a massa seca do papel calculou-se a massa de sólidos e, desta forma, a concentração
celular.
Cumpre destacar que este procedimento foi comparado com a secagem tradicional
em estufa a 105ºC, assim como à utilização de membrana Milipore 0,45µ, obtendo-se
resultados coerentes. Estes resultados não serão apresentados no presente texto.
Para as amostras em que é determinada a concentração dos sólidos suspensos
voláteis, utilizou-se o método descrito no Standard Methods (APHA, AWWA, WEF, 1995).
Todos os dados apresentados no presente texto em relação a concentração celular são
expressos em sólidos suspensos totais (SST). Para o caso de interesse em expressá-los em
sólidos suspensos voláteis (SSV), foi determinada a relação entre SST e SSV, chegando-se
a um valor médio, em que 80% dos SST são SSV.
Cálculos Efetuados
Para o controle dos reatores foram realizadas as análises mencionadas nos itens
anteriores, pelas quais verificaram-se as condições de entrada (meio de alimentação
sintético) e saída dos reatores (NH
4
+
, NO
2
-
, NO
3
-
, pH e DQO).
Através dos dados de entrada e saída das formas nitrogenadas do reator, foi
possível calcular a eficiência de remoção e conversão para os reatores, através das
equações 4.5 e 4.6.
(4.5)
[
]
[
]
[ ]
100*
0
4
4
0
4
NHN
NHNNHN
−
−−−
=Conversão (4.6)
[
]
[
]
[ ]
100*
0
4
0
4
NHN
NNHN
Total
−
−
−
=Remoção
onde:
[N-NH
4
]
0
= concentração de N-NH
4
no afluente ou na alimentação (mgN-NH
4
.L
-1
).
[N-NH
4
]
= concentração de N-NH
4
no reator (mgN-NH
4
.L
-1
).
[N
Total
] = concentração de nitrogênio na forma de amônio, nitrito e nitrato no reator
(mgN.L
-1
).
Determinação da velocidade específica de respiração das células (QO
2
)
através da
técnica de respirometria.
Os ensaios para determinação da atividade nitrificante do lodo foram realizados
através de respirometria, que é uma técnica relativamente simples, na qual se determina a
cinética de consumo de oxigênio relacionada ao consumo de um determinado substrato.
Em muitos laboratórios a técnica de respirometria é aplicada de acordo com a
disponibilidade operacional, ocasionando procedimentos próprios para a execução da
técnica. No laboratório de Tratamento de Efluentes (LTE) da UFSC, buscou-se esta
adaptação e chegou-se a utilização de um erlenmeyer de 1000mL, como biorreator para a
execução da respirometria.
Como o volume útil dos reatores utilizados no presente trabalho era de 2 litros e a
concentração celular relativamente baixa, para realizar a técnica desenvolvida no laboratório
era preciso lançar mão de metade do volume do reator, o que poderia causar algum dano às
células que estavam sendo selecionadas. Optou-se, então, por realizar testes de
respirometria dentro dos próprios reatores, sem que houvesse a necessidade de remoção
das mesmas.
Determinação de QO
2
sem limitação da concentração de oxigênio
Os testes sem limitação de oxigênio eram realizados obedecendo a condição
imposta ao reator no momento da determinação. Quando o procedimento experimental
previa a interrupção da aeração, aproveitava-se para determinar a velocidade de respiração.
Caso o reator estivesse sendo aerado de uma forma ininterrupta, em um dado instante
desligava-se a aeração para realizar a medida da concentração de oxigênio dissolvido e
assim, determinar QO
2
.
Sabe-se que através da respirometria calcula-se a velocidade de consumo de
oxigênio (Q
O2
X, onde Q
O2
é a velocidade específica de respiração celular e X é a
concentração celular), que é obtida quando se plota a variação da concentração de oxigênio
dissolvido (mgO
2
.L
-1
) em função do tempo, a partir do instante em que se elimina a aeração.
Sendo o valor da concentração celular determinado no início do experimento, foi
determinado o valor de QO
2
(mgO
2
.gcel
-1
.min
-1
), que define a velocidade específica de
consumo de substrato.
A seguir são apresentadas as equações utilizadas para a determinação cinética,
justificando a utilização da respirometria como ferramenta para esta finalidade.
De acordo com SHMIDELL (2001), em um biorreator descontínuo aerado e agitado,
o balanço de massa para o oxigênio pode ser descrito:
XQCCaK
dt
dC
OSL
2
)( −−=
(4.7)
onde:
C = concentração de oxigênio dissolvido no instante t (mg.L
-1
)
C
s
= concentração de oxigênio dissolvido na saturação (mg.L
-1
)
K
L
a = coeficiente volumétrico de transferência de oxigênio (min
-1
)
Q
O2
X = velocidade de consumo de oxigênio (mgO
2
.L
-1
.min
-1
)
Q
O2
= velocidade específica de respiração (mgO
2
.gcel
-1
.min
-1
)
X = concentração celular (g.L
-1
)
t = tempo (min)
Considerando que ao interromper a aeração a transferência de oxigênio para o
líquido seja praticamente nula (K
L
a = 0), desta forma:
=−
dt
dC
XQ
O
2
(4.8)
A integração da equação 4.8, fornece a equação da reta, na qual os valores de C,
determinados no experimento, através do eletrodo galvânico (OXI 340/SET – WTW
Germany), m função do tempo permitem o cálculo de Q
O2
X (coeficiente angular da reta),
conforme a equação:
tXQCC
O
∗−=
20
(4.9)
onde: C
0
= concentração de oxigênio dissolvido no instante t
0
(normalmente t
0
= 0).
Determinação de K
L
a
A existência de alguma transferência de oxigênio, quando se está em período sem
aeração, ou seja, a existência de transferência através da superfície do meio líquido, foi
também quantificada, quantificando-se o coeficiente volumétrico (K
L
a).
Para determinação deste K
L
a foi empregado o método dinâmico (SCHMIDELL,
2001), o qual consistiu no emprego de um eletrodo específico para a medida da
concentração de O
2
em meio líquido.
Inicialmente borbulhou-se argônio no líquido, a fim de eliminar todo o O
2
dissolvido,
até a sonda indicar o valor zero ou próximo a este. A seguir, iniciou-se a medida do aumento
da concentração de oxigênio dissolvido, nas condições em que se pretendia obter o valor de
K
L
a (agitação de 400 rpm e temperatura de 35
0
C), passando-se então a registrar o valor da
concentração indicado pela sonda. Este valor sai do mínimo, aumentando até atingir a
saturação. A sonda deve ser previamente calibrada no líquido saturado em O
2
.
Deve-se também fluir ar na superfície do líquido, a fim de eliminar o argônio
remanescente.
De acordo com a equação 4.7, que descreve o balanço de massa para o oxigênio, e
não contando com a presença de microrganismos na determinação de K
L
a, tem-se a parcela
QO
2
X = 0 e portanto:
( )
CCKla
dt
dC
S
−= *
(4.10)
Integrando-se a equação 4.8, têm-se:
(
)
( )
0
ln ttK
CoCs
CCs
La
−−=
−
−
(4.11)
Observa-se pela equação 4.11 que ao se plotar ln(C
S
– C)/(C
S
– C
0
) em função do
tempo (t – t
0
), deve-se obter uma reta cujo coeficiente angular fornece o valor de K
L
a.
A determinação de K
L
a descrita acima foi realizada nos reatores utilizados nos
experimentos antes da inoculação dos mesmos. A determinação foi feita para os volumes de
1000, 1500 e 2000mL, utilizando o meio sintético de alimentação com concentração de 500
mgN-NH
4
.L
-1
(dados utilizados para o cálculo de QO
2
no reator I) e 1000 mgN-NH
4
.L
-1
(dados utilizados para o cálculo de QO
2
no reator II), possibilitando, assim, o ajuste de um
polinômio que descreve a variação do K
L
a em função do volume de reator (Figura 4.2 e
Figura 4.3). Desta maneira tem-se os valores de K
L
a para qualquer instante de operação
dos reatores. Os dados referentes aos valores de K
L
a encontrados para os respectivos
volumes encontram-se no Anexo A.
Figura 4.2. Determinação experimental de K
L
a utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 500 mgN-NH
4
.L
-1
Figura 4.3. Determinação experimental de K
L
a, utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 1000 mgN-NH
4
.L
-1
.
KLa = 3,520.10
-8
*V
2
- 1,392.10
-4
*V + 0,1522
R
2
= 1
0
0,01
0,02
0,03
0,04
0,05
1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200
Volume (mL)
K
L
a (min
-1
)
KLa =4,06.10
-8
V
2
- 1,52.10
-4
.V + 0,1526
R
2
= 1
0
0,01
0,02
0,03
0,04
0,05
1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200
Volume (mL)
K
L
a (min
-1
)
Determinação de QO
2
em limitação da concentração de oxigênio
Além dos valores de QO
2
obtidos na região em que a concentração de oxigênio
dissolvido a princípio não é limitante, foi igualmente possível obter valores de QO
2
ao longo
dos períodos sem aeração, nas quais a concentração de oxigênio dissolvido acaba indo a
valores muito baixos e constantes ao longo do tempo (dC/dt = 0).
Para este cálculo aplicou-se a equação 4.12 sendo conhecido o valor de K
L
a (item
4.4.2) para cada instante do reator e a parcela (C
S
– C):
(
)
CCsKXQO
La
−=
2
(4.12)
Construção da curva QO
2
contra C, para determinação dos parâmetros
cinéticos dos microrganismos
Na verdade, a grandeza QO
2
, determina a característica biológica do sistema em
estudo, pois ela depende do microrganismo empregado, assim como da composição do
meio e das condições do processo, como temperatura e pH (SCHMIDELL, 2001).
O valor de QO
2
, para um dado microrganismo, é função da concentração de oxigênio
dissolvido no meio líquido (C). Sendo a determinação dos parâmetros de atividade baseada
no modelo cinético proposto por Monod, ou seja:
CK
C
QOQO
+
=
0
max22
*
(4.13)
onde: QO
2max
= máximo valor de QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
K
0
= constante de saturação para o O
2
(mgO
2
.L
-1
)
Conforme relatado no item 4.4.1, buscava-se determinar a velocidade de respiração
das células interrompendo a aeração, ou aproveitando esta interrupção quando do início de
um período sem aeração. Na obtenção destes dados, além de contarmos com dados, em
geral, sem limitação de oxigênio, prosseguia-se a leitura do eletrodo até atingir valores
próximos a zero.
Assim, a partir dos valores da concentração de oxigênio dissolvido obtidos ao longo
do tempo foi possível traçar a curva de QO
2
(mgO
2
.L
-1
.min
-1
) contra C (mgO
2
.L
-1
). Para o
cálculo de QO
2
que variava com a concentração de oxigênio utilizou-se a equação 4.7 que
faz a análise conjunta da transferência e consumo de oxigênio, sendo os valores de (dC/dt)
calculados a partir dos dados experimentais da variação da concentração de oxigênio
dissolvido com o tempo, utilizando uma planilha em Microsoft Excel que contém as
equações do método geométrico de cálculo de derivadas proposto por LE DUY; ZAJIC,
apud HISS (2001).
Tendo-se o valor de K
L
a (item 4.4.2), a parcela (C
S
– C) e o valor da concentração
celular, substitui-se estes dados na equação 4.7 e determinou-se o valor de QO
2
referente a
concentração de oxigênio dissolvido no instante t. Com isto plotou-se QO
2
contra C,
obtendo-se assim uma curva do tipo Monod, na qual foi possível estimar os parâmetros
cinéticos de atividade, através da utilização do software statistica.
A equação de Monod, por sua simplicidade, é hoje a mais empregada para a
descrição do comportamento de um dado microrganismo em um certo meio, sendo o
primeiro modelo cinético que se imagina para a análise de dados experimentais. Sendo a
equação básica, a partir da qual se procura propor equações alternativas, analogamente
com o que ocorre com a equação de Michaelis e Menten na cinética enzimática (HISS,
2001).
Análise FISH
As amostras retiradas dos reatores ao longo das etapas estudadas foram fixadas
através do método de Fluorescent In Situ Hybridisation (FISH), acondicionadas a -20ºC e
enviadas para a Escola de Química Cátedra de Microbiologia da Universidade da República
do Uruguai, a fim de identificar e quantificar as bactérias presentes.
Procedimento para fixação:
1. Preparo dos reagentes:
- Tampão PBS 3X (390mM NaCl, tampão fosfato 30mM à pH 7,2-7,4): para o
preparo do tampão fosfato de sódio 0,5M pH 7,2-7,4 foram misturados 280 mL de
Na
2
HPO
4
0,5M com 720 mL de Na
2
HPO
4
0,5M. O tampão PBS 3X foi preparado
misturando-se 23,4 mL de NaCl 5M, 18,0 mL de tampão fosfato de sódio 0,5M e
258,6 mL de água destilada.
- Tampão PBS 1X: prepara-se diluindo-se uma parte de PBS 3X para duas de
água.
- Solução 4% de PFA – PBS: 4g de paraformaldeído (PFA) foram adicionados em
66 mL de água destilada a 60ºC e gotas de NaOH 10N a fim de promover a
dissolução do PFA. Após esfriar acrescentou-se 33 mL de PBS 3X e o pH foi
ajustado a 7,2-7,4 com gotas de HCl concentrado. A solução pronta pode ser
armazenada a 4ºC por até duas semanas.
2. Procedimento analítico:
Para a fixação foram utilizados 300µL de suspensão de lodo, o qual foi colocado em
um tubo ependorf e centrifugado a 5000rpm por 10 minutos. Após descartado o
sobrenadante, o pellet foi lavado com PBS 1X agitando vigorosamente e novamente
centrifugado. O sobrenadante foi novamente descartado e o precipitado resuspendido em
300µL de PBS 1X. Após foram agregados 900µL de solução 4% PFA – PBS e incubado de
3 a 4h a 4ºC.
Ao final do período de incubação a amostra foi centrifugada a 5000 rpm por 10
minutos, o sobrenadante foi descartado e o pellet foi lavado com PBS 1X. Novamente foi
centrifugado a 5000 rpm por 10 minutos e resuspendido em 300µL de PBS 1X. Então, são
agregados 300µL de etanol absoluto, e a amostra assim pode ser armazenada pôr vários
meses a -20ºC.
Resumo dos ensaios realizados
Para um melhor entendimento dos procedimentos aplicados ao longo do trabalho as
Tabelas 4.4 e 4.5 apresentam um resumo dos ensaios realizados para o Reator I e Reator II,
respectivamente.
Tabela 4.4. Ensaios realizados ao longo do tempo de operação para o reator I.
Etapas Condição Fases Operação do reator Objetivos
1
a
lavagem
operando em sistema
contínuo (D = 0,075h
-1
)
seleção e enriquecimento
do reator em BOA
Lavagens 2
a
lavagem
operando em sistema
contínuo (D = 0,064h
-1
)
seleção e enriquecimento
do reator em BOA
3
a
lavagem
operando em sistema
contínuo (D = 0,076h
-1
)
seleção e enriquecimento
do reator em BOA
1
a
Etapa
Fase A
sistema SBR, com aeração
contínua
enriquecimento do reator
em bactérias nitrificantes
Limitação em
Fase B
sistema SBR, aerando 15
min e sem aeração 15 min
seleção de BOA e
inibição de BON
Oxigênio
Fase C
sistema SBR, aerando 30
min e sem aeração 30 min
seleção de BOA e
inibição de BON
Fase D
sistema SBR, aerando 15
min e sem aeração 45 min
seleção de BOA e
inibição de BON
Fase A
sistema SBR, com aeração
contínua
enriquecimento do reator
em bactérias nitrificantes
Limitação em
Fase B
sistema SBR, aerando 30
min e sem aeração 30 min
seleção de BOA e
inibição de BON
2
a
Oxigênio
Fase C
sistema SBR, aerando 15
min e sem aeração 45 min
seleção de BOA e
inibição de BON
Etapa
Fase D
sistema SBR, aerando 15
min e sem aeração por 1h
seleção de BOA e
inibição de BON
Adição de
Fase E
25% da quantidade
estequiométrica de acetato
promover a
desnitrificação
Acetato*
Fase F
50% da quantidade
estequiométrica de acetato
promover a
desnitrificação
Fase G
adição da quantidade
estequiométrica de acetato
promover a
desnitrificação
* reator operando em sistema SBR, aerando 15 minutos e sem aeração durante 1 hora.
Tabela 4.5. Ensaios realizados ao longo do tempo de operação para o reator II.
Etapas Condição Fases Operação do reator Objetivos
Lavagem 1
a
lavagem
operando em sistema
contínuo (D = 0,075h
-1
)
seleção e
enriquecimento do
reator em BOA
1
a
Etapa
Ponto 1 54 horas sem aeração acúmulo de nitrio
Limitação em
Oxigênio
Ponto 2
aumento de 50% da
concentração dos nutrientes
no meio de alimentação
aumento da
concentração celular
Ponto 3
50 horas sem aeração
acúmulo de nitrito
Fase A
alimentação de aprox.
500mgN-NH
4
.L
-1
estabilidade do reator
Carga Fase B
alimentação de aprox.
750mgN-NH
4
.L
-1
enriquecimento em
bactérias nitrificantes
2
a
Nitrogenada*
Fase C
alimentação de aprox.
1000mgN-NH
4
.L
-1
enriquecimento em
bactérias nitrificantes
Etapa
Fase D
aerando 15 min e 1 hora
sem aerar
geração de nitrito
Limitação em
Fase E volta da aeração
verificar a estabilidade
na geração de nitrito
Oxigênio Fase F
15 min aerando e 45 min
sem aerar
geração de nitrito
Fase G
30 min aerando e 30 min
sem aerar
diminuir N-NH
4
na saída
do reator
* aeração plena, durante as fases A, B e C.
RESULTADOS E DISCUSSÃO
Os resultados a serem apresentados no presente capítulo referem-se as duas etapas
distintas envolvidas no trabalho. A primeira etapa mostra os resultados das lavagens feitas
nos reatores, bem como os períodos de crescimento celular que se sucederam. Também
são descritos os resultados referentes a atividade nitrificante, medidos através da técnica de
respirometria.
Na segunda etapa do trabalho são utilizados os mesmos reatores, sendo que não
são efetuadas lavagens para seleção das bactérias oxidadoras de amônia e sim trabalha-se
com limitação de oxigênio, visando a obtenção de reatores geradores de nitrito para futura
eliminação de nitrogênio. Nesta etapa também houve caracterização do efluente bem como
as medidas da atividade nitrificante ao longo do tempo de operação dos reatores.
Dados experimentais obtidos na primeira etapa para o Reator I
Primeira Fase
A partida no reator foi dada conforme citado no item 4.2.2, inoculando-se 1 L de
suspensão de células (item 4.1) e completando-se o volume para 2 L durante 24 horas.
Primeiramente o reator foi operado em processo contínuo até a obtenção de um
estado estacionário, o que ocorreu em 7 dias. A vazão específica de alimentação aplicada
foi de 0,006 h
-1
.
A Figura 5.1 mostra a variação da concentração celular do reator em função do
tempo, referindo-se ao primeiro processo de lavagem sofrido (dados apresentados no Anexo
B.1). A vazão específica de alimentação foi de 0,075 h
-1
e a lavagem foi feita em 12 horas,
chegando-se a uma concentração celular de 0,2 gSST.L
-1
, o que confirma uma efetiva
lavagem.
Figura 5.1: Variação da concentração celular em função do tempo para a primeira
lavagem do Reator I.
A dispersão nos valores de concentração celular mostrados na Figura 5.1 podem ser
justificados pelo fato do inóculo apresentar uma tendência a sedimentação, o que
certamente dificultou a lavagem.
O ajuste da equação exponencial, conforme Eq. 4.3, permitiu estimar o valor da
grandeza (D - µ
max
) = 0,0667 h
-1
, resultando um µ
max
de 0,0083 h
-1
, valor este muito menor
que os encontrados na literatura para o Nitrobacter (0,022 h
-1
) ou para o Nitrosomonas
(0,033 h
-1
) (VERSTRAETE & PHILIPS, 1998). Deve-se lembrar que os dados da literatura
são relativos a culturas puras, enquanto que o valor acima resulta de uma cultura mista de
células.
Terminado o processo de lavagem e conseqüente redução na concentração celular,
o objetivo passou a ser de crescimento celular, a fim de enriquecer o reator em bactérias
que transformam amônio em nitrito. Começou-se então a operar o reator em sistema SBR,
alimentando-se 1 L de meio por dia (TRH = 2 dias), após período de sedimentação das
células e retirada de 1 L do sobrenadante. As condições do reator permaneceram as
mesmas do período de operação em processo contínuo, temperatura de 35 ºC, aeração
contínua, concentração de N-NH
4
+
na entrada de aproximadamente 500 mgN-NH
4
.L
-1
e pH
entre 6,3 e 7,7.
Cumpre destacar que na maior parte do trabalho, as análises foram efetuadas com
amostras tomadas ao final do período de alimentação. Desta forma, os dados obtidos dizem
respeito aos reatores no volume final de 2 litros. Apenas em alguns casos as amostras
foram tomadas durante o período de alimentação.
0,00
0,05
0,10
0,15
0,20
0,25
0,30
0,35
0,40
0,45
0,50
0 2 4 6 8 10 12 14
Tempo (h)
Concentração celular(gSST/L)
SST = 0.4372e
–0,0667*t
R
2
= 0,94
D = 0,075h
-1
;
µ
max = 0,0083 h
-1
Assim, como se alimentava 1 litro de meio a cada 23 horas de operação dos reatores
(volume útil de 2 litros) pode-se considerar que se tem um tempo de retenção hidráulico de 2
dias. Este tipo de terminologia é freqüente em reatores SBR, como, por exemplo o
mencionado por Katsogiannis et al. (2002).
Da mesma forma, com se está considerando volume final constante, os reatores
podem ser tratados como contínuos, no lugar de descontínuo alimentado, a não ser nos
casos em que os dados foram obtidos durante a alimentação dos reatores.
Isto nos levaria em alguns casos a considerar estados estacionários, os quais, a
rigor, devem ser entendidos como estados pseudo estacionários, mas aqui por facilidade
chamaremos de estados estacionários.
A Figura 5.2 refere-se ao crescimento celular durante 40 dias de operação do reator
nas condições acima descritas (dados apresentados no Anexo B.2). A dispersão mostrada
pela figura deve-se à grande tendência dos microrganismos de aderência às paredes do
reator e também à tendência de sedimentação, o que dificulta a retirada de amostras
homogêneas, mesmo com os cuidados tomados ao se realizar a amostragem.
Figura 5.2: Concentração celular em função do tempo no período de SBR após o
primeiro período de lavagem do reator I.
Pode-se notar um crescimento celular durante este período, o que permitiu o ajuste
de um comportamento exponencial, do qual se obteve uma velocidade específica de
crescimento de 0,0144 d
-1
, valor este muito menor do citado na literatura (VERSTRAETE &
SST = 0,2116e
0,0144*t
R
2
= 0,58
0,00
0,10
0,20
0,30
0,40
0,50
0,60
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
Tempo (dias)
Concentração Celular (gSST/L)
PHILIPS, 1998). Este fato pode ser explicado pelo fato de as células estarem crescendo na
forma de aglomerados ou “pellets”, o que costuma reduzir a velocidade de crescimento em
virtude de um acesso diferenciado das células ao substrato limitante, além de se estar
trabalhando com cultura mista. A possibilidade de estarem sendo selecionadas células
distintas das mencionadas com maior freqüência na literatura também deve ser levada em
conta.
Os resultados das análises da concentração de amônio, nitrito, nitrato e remoção de
nitrogênio, após a primeira lavagem celular são mostrados na Figura 5.3. Através dos dados
de entrada e saída das formas nitrogenadas do reator, foi possível calcular a eficiência de
remoção para a presente etapa do reator, conforme descrito no item 4.7. Os dados
completos das concentrações de entrada, saída, remoção de nitrogênio, bem como
conversão do amônio introduzido no reator são apresentados no Anexo B.3.
Figura 5.3: Dados das concentrações de amônio, nitrito, nitrato e da remoção de
nitrogênio, após a primeira lavagem celular do reator I.
Através dos resultados obtidos observou-se uma significativa eliminação de
nitrogênio enquanto a concentração de nitrito se manteve inferior a 150 mgN.L
-1
, até o 20º
dia. Observa-se também concentração reduzida de nitrato, provando a eficiência da
lavagem em relação ao Nitrobacter, porém este período mostrou-se instável, ocorrendo um
significativo aumento do nitrito, que é bastante tóxico particularmente em valores de pH
relativamente baixos, com a geração de HNO
2
. Consequentemente ocorreu queda na
0
50
100
150
200
250
300
350
400
0 5 10 15 20 25 30 35
Tempo (dia)
Concentração do efluente (mgN/L)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Remoção de N
eliminação do nitrogênio. Finalmente após 30 dias de operação houve aumento da
concentração de nitrato o que sugeriu a necessidade de um novo processo de lavagem.
A alta eliminação de nitrogênio ocorrida em alguns momentos no reator não era
esperada, uma vez que este encontrava-se sob plenas condições de aeração, sendo a
concentração de oxigênio dissolvido medida no reator em torno de 4,5 mgO
2
.L
-1
.
No entanto, a existência de várias espécies químicas nitrogenadas, pode,
eventualmente, provocar a eliminação de nitrogênio, particularmente quando as células
crescem em aglomerados, permitindo regiões de ausência de oxigênio no interior desses
conjuntos de células. Isto eventualmente poderia permitir a eliminação do nitrogênio via
processo de desamonificação autotrófica.
Outras possibilidades poderiam ocorrer como o anunciado por Patureau et al. (2000),
os quais descreveram que em diversas plantas de tratamento de efluentes eram apenas
considerados os processos de nitrificação e desnitrificação clássicos, para estabelecer um
balanço de nitrogênio, sem considerar a existência de bactérias atípicas fixadoras de
nitrogênio, nitrificantes heterotróficas, amonificantes e desnitrificantes aeróbias. A atividade
destas bactérias poderia eventualmente justificar a acentuada eliminação de nitrogênio
encontrada no reator.
Kshirsagar et al
.
apud Patureau et al. (2000), demonstraram a viabilidade de
combinar nitrificação e desnitrificação em um único reator aeróbio, inoculando o lodo ativado
nitrificante com Triosphaera pantotropha, de conhecida atividade nitrificante.
T. pantotropha, tem um metabolismo respiratório capaz de utilizar O
2
, NO
2
, NO
3
ou
NO como aceptor final de elétrons. Para algumas bactérias, como o Paracoccus
denitrificans, que utilizam NO
3
como aceptor final de elétrons, a atividade desnitrificante é
inibida pela presença de oxigênio. No entanto, a bactéria T. pantotropha possui um sistema
de nitrato redutase que a torna apta a desnitrificar tanto em condições anaeróbias quanto
aeróbias (GUPTA, 1997).
Cumpre destacar em adição ao já comentado que, com muita freqüência, observou-
se a tendência a eliminação de nitrogênio, quando o reator estava em condição de estado
transiente, motivado por alguma alteração imposta ao sistema.
__________________
* KSHIRSAGAR, M.; GUPTA, A.B.; GUPTA S.K.. “Aerobic denitrification studies on activated sludge
mixed whith Triosphaera pnatotropha”. Environmental Technology. 16:35-13. 1995.
Segunda Fase
Como mostrado na Figura 5.3, após 35 dias de operação do reator houve uma
retomada da nitrificação, o que supõe o reequilibro do sistema, sugerindo uma segunda
lavagem das células, para novamente tentar a redução do Nitrobacter presente no reator.
A Figura 5.4 mostra esta lavagem, a qual foi feita com uma vazão específica de
alimentação de 0,064 h
-1
. A dificuldade encontrada na lavagem foi ainda maior que na etapa
anterior, apresentando, assim, uma maior dispersão dos resultados devido as células se
mostrarem ainda mais aglomeradas. Os dados referentes às concentrações celulares
durante o período de lavagem, bem como o período de crescimento e as concentrações das
formas nitrogenadas, que se sucederam encontram-se no Anexo B.4, B.5 e B.6,
respectivamente.
Mesmo com a dificuldade da lavagem pela formação de flocos maiores, foi ajustada
uma equação exponencial (Eq. 4.3) a qual permitiu calcular o valor de µ
max
=0,0193 h
-1
, que
esta mais próximo ao mencionado na literatura (VERSTRAETE & PHILIPS,1998).
Figura 5.4: Concentração celular em função do tempo no segundo processo de
lavagem do reator I.
Após a etapa de lavagem novamente deu-se início a etapa de crescimento celular,
sendo esta operada em SBR nas mesmas condições anteriores.
SST= 0,4069e
-0,0447*t
R
2
= 0,75
0,1
0,15
0,2
0,25
0,3
0,35
0,4
0,45
0 2 4 6 8 10 12 14 16
Tempo (h)
Concentração Celular (gSST/L)
D = 0,064;
µ
max = 0,0193h
-1
Figura 5.5: Comportamento da concentração celular ao longo do tempo, após a
segunda lavagem do reator I.
A Figura 5.5 mostra o crescimento celular após a segunda lavagem do reator.
Observou-se um crescimento mais intenso em um curto período de tempo, o que mostra
uma melhoria nas condições das células presentes no reator.
Apesar da lavagem do reator se mostrar eficiente em poucos dias o reator retomou o
processo de nitrificação e a concentração de nitrito baixou rapidamente, com a conseqüente
formação de nitrato, optando-se então por um terceiro processo de lavagem. Os resultados
da concentração do efluente no reator I, durante a execução do SBR são mostrados na
Figura 5.6.
Através dos dados apresentados, das formas nitrogenadas, é possível observar que
a eliminação de nitrogênio não atingiu valores expressivos como encontrados na etapa
anterior, mas sim altos valores de conversão do nitrogênio introduzido no reator.
SST = 0,34e
0,0347*t
R
2
= 0,56
0,25
0,30
0,35
0,40
0,45
0,50
0 2 4 6 8 10 12
Tempo (dias)
Conc. celular (gSST/L)
Figura 5.6: Concentração de amônio, nitrito e nitrato no efluente do reator, após o
segundo período de lavagem no reator I.
Terceira Fase
Durante a terceira lavagem notou-se novamente a dificuldade de lavagem das
células devido aos aglomerados em forma de “pellets” bastante densos, o que facilitava a
sedimentação, dificultando a homogeneidade dentro do reator.
Na Figura 5.7 (Anexo B.7) encontram-se os dados de concentração celular ao longo
do tempo de lavagem, operando com D = 0,076 h
-1
.
Embora os dados de lavagem estejam bastante dispersos, foi possível o ajuste de
uma equação exponencial, com a qual obteve-se um µ
max
=0,0215 h
-1
, com o D=0,076 h
-1
,
valor este coerente com a literatura, em relação ao Nitrosomonas.
0
100
200
300
400
500
600
0 2 4 6 8
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN/L)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Conversão de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Conversão de N
Figura 5.7: Concentração celular em função do tempo para o reator I, no terceiro
processo de lavagem no reator I.
Na verdade, o fato de se verificar crescentes valores para o µ
max
poderia também
indicar que não se estaria retirando efetivamente as células do reator, o que significaria
determinar um valor para µ
max
que não reflete o real crescimento celular. Isto de certa forma
é confirmado pelo precoce acúmulo de nitrato, indicando a ineficiência da lavagem. Em
virtude da intensa aglomeração das células, não mais se consegue realizar a seleção
pretendida.
Após o terceiro período de lavagem, devido a dificuldade cada vez mais acentuada
de lavar as células e a insistente presença do nitrato, resolveu-se partir para a limitação de
oxigênio a fim de dificultar a ação do Nitrobacter, o qual tem sua velocidade específica de
respiração bastante limitada, quando se diminui a quantidade de oxigênio dissolvido no
meio, conforme já mencionado no item 3.5.
SST = 0,4816e
-0,0545*t
R
2
= 0,90
D = 0,0764;
µ
max = 0,0219h
-1
0,15
0,20
0,25
0,30
0,35
0,40
0,45
0,50
0 2 4 6 8 10 12
Tempo (h)
Concentração Celular (gSST/L)
Imediatamente após a lavagem o crescimento celular que foi realizado em 4 etapas
distintas de operação:
Fase A: Reator operado com alimentação intermitente (15 minutos alimentando e 15
minutos sem alimentação) e aeração contínua.
Fase B: Reator operado com alimentação e aeração intermitentes (15 minutos
aerando e alimentando e 15 minutos sem aeração e alimentação).
Fase C: Reator operado com alimentação e aeração intermitentes (30 minutos
alimentando e aerando e 30 minutos sem alimentação e aeração).
Fase D: Reator operado com alimentação intermitente (15 minutos alimentando e 15
minutos sem alimentação) e aeração também intermitente (15 minutos aerando e 45
minutos sem aeração).
A Figura 5.8 mostra claramente o pronunciado crescimento das células, enquanto a
aeração no reator era contínua (Fase A). A partir do momento em que começou a limitação
de oxigênio o crescimento passou a ser mais discreto, havendo até mesmo uma diminuição
significativa da concentração celular, quando a aeração passou a ser de 15 minutos a cada
hora, como mostrado na Figura 5.9 (Anexo B.11). Os dados de concentração celular em
função do tempo para as fases A, B e C, encontram-se nos Anexos B.8, B.9 e B.10,
respectivamente.
Figura 5.8: Concentração celular em função do tempo, para as três primeiras fases
do reator I, após a terceira lavagem.
Figura 5.9: Concentração celular em função do tempo para a fase D do reator I, após
a terceira lavagem.
0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0 10 20 30 40 50 60
Tempo (dias)
Concentração Celular (gSST/L)
A B
C
0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
50 100 150 200 250
Tempo (dias)
Concentração celular(gSST.L
-1
)
Com os dados de concentração celular em função do tempo mostrados na Figura 5.8
e Figura 5.9, ajustaram-se equações exponenciais, as quais são apresentadas na Tabela
5.1.
Tabela 0.1. Equações exponenciais ajustadas às fases de operação do reator I, após o
terceiro período de lavagem.
FASE EQUAÇÃO
A SST = 0.235 e
0,0522*t
B SST = 0,324 e
0,0189*t
C SST = 0,385 e
0,0124*t
D* SST = 1,002 e
-0,0054*t
* equação ajustada para o período de 50 a 100 dias.
As equações mostradas na Tabela 5.1 confirmam o comportamento mostrado nas
Figuras 5.8 e 5.9, onde fica claro que a limitação da concentração de oxigênio dissolvido
age diretamente sobre o crescimento celular. Cabe salientar que a equação exponencial
apresentada para a fase D refere-se aos 50 primeiros dias de operação do reator. Ao longo
dos experimentos a concentração de oxigênio dissolvido foi medido nos períodos de
aeração, verificando-se valores da ordem de 2 a 3 mgO
2
.L
-1
, considerada não limitante,
enquanto que nos períodos sem aeração esse valor caía abaixo de 0,1 mgO
2
.L
-1
,
significando períodos de limitação da velocidade de respiração das células.
Com estes dados pode-se imaginar que seria possível o aumento da concentração
celular, caso se mantivesse o sistema sob aeração e reciclo de células (fase A). Por outro
lado, o patamar de concentração obtido (fase D) é o resultado da limitação de oxigênio
imposta, permitindo imaginar a possibilidade de se trabalhar com valores mais elevados
mediante outras relações entre os períodos aerados e não aerados.
As Figuras 5.10 e 5.11 mostram os dados de concentração de amônio, nitrito, nitrato
e eliminação de nitrogênio, para todos os períodos de operação do reator I, em SBR, que se
seguiram após a terceira lavagem.
Observando-se a Figura 5.10, verifica-se a plena nitrificação, na Fase A (Anexo
B.12), pois a aeração contínua não causou nenhuma inibição na ação do Nitrobacter, o que
gerou altas concentrações de nitrato e baixas concentrações de nitrito. Com isso percebe-se
que, de fato, somente a lavagem como tentativa para seleção das bactérias não foi efetiva,
pois como a maior parte das bactérias tende a formar aglomerados, com o passar do tempo,
isto causa prejuízos a lavagem das mesmas. A formação destes aglomerados deve-se ao
fato de se estar trabalhando em sistema SBR, praticando o “reciclo total” de células e não a
lavagem contínua conforme empregado no sistema SHARON, o que causaria sempre uma
baixa concentração celular.
Figura 5.10: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito no efluente e perda de
nitrogênio para as três primeiras fases do reator I, após a terceira
lavagem.
A fase B (Anexo B.13) mostrada na Figura 5.10, mostra uma tendência de queda na
concentração de nitrato, logo após a primeira restrição de oxigênio, ocasionando também
uma maior eliminação de nitrogênio. Entretanto, próximo ao final desta etapa o sistema
tendeu a um novo acúmulo de nitrato, sugerindo um aumento na restrição da concentração
de oxigênio dissolvido no meio.
Wyffles et al. (2003) mostraram que fatores como limitação de oxigênio afetam mais
significativamente as bactérias oxidadoras de nitrito (BON), bem como a operação com
temperaturas relativamente altas (35
0
C) favorecem o crescimento das bactérias oxidadoras
de amônio, em relação as oxidadoras de nitrito. Conforme descrito no item 3.5, estes
autores investigaram a geração de nitrito em um reator de membranas e demonstraram que
o acúmulo de nitrito no reator foi sustentado enquanto as condições aplicadas ao processo
desfavoreceram as BON, não favorecendo assim o aparecimento de nitrato no reator. No
momento em que houve uma aumento na concentração de oxigênio dissolvido, ao final do
período de experimentos, em apenas 11 dias foi constatada a completa nitrificação.
0
50
100
150
200
250
300
350
400
450
500
0 10 20 30 40 50 60
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN,L
-1
)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Remoção de N
A
B C
Durante a Fase C (Anexo B.14), houve tendência de aumento na eliminação de
nitrogênio, nos pontos onde as concentrações de nitrato e amônia mantiveram-se
constantes.
Cabe salientar que a remoção de nitrogênio atingiu novamente altos valores, em
comparação com a etapa após a primeira lavagem, sendo que neste momento o reator
encontrava-se sob limitação de oxigênio, diferentemente da situação apresentada
anteriormente.
Atualmente é crescente o número de publicações revelando elevadas perdas de
nitrogênio em plantas de tratamento, indicando uma oxidação anaeróbia do amônio
(MULDER et al., 1995; JETTEN et al., 1999; STROUS et al., 1999).
Conforme observado por Shrestha et al. (2000) em condições aeróbias, o amônio foi
convertido a nitrito, enquanto sob condições de limitação de oxigênio (0,6 mgO
2
.L
-1
), o nitrito
formado na oxidação da amônia pelas células de N. europaea foi reduzido a N
2
O e N
2
com
um máximo de 22 % de conversão. Foi demonstrado que tanto a baixas pressões parciais
de oxigênio quanto em condições de ausência do mesmo, N. europaea são hábeis em
desnitrificar. Cabe salientar que as concentrações de oxigênio dissolvido medidas durante
os períodos sem aeração não ultrapassaram 0,1 mgO
2
.L
-1
.
Outra maneira de justificar a eliminação de nitrogênio ocorrida, seria imaginar alguma
disponibilidade de material orgânico, devido à lise celular, o qual seria utilizado durante a
fase anaeróbia pelas bactérias heterotróficas, a fim de promover alguma desnitrificação.
A Figura 5.11 (Anexo B.15) mostra que com a restrição ainda maior da concentração
de oxigênio dissolvido, ocorrida na fase D, o reator começou a apresentar um aumento
imediato da concentração de nitrito, porém as concentrações altas parecem ter sido
inibitórias para uma maior eliminação de nitrogênio, tornando a eliminação não superior a
10%.
Segundo Strous et al. (1998), durante a investigação da oxidação anaeróbia do
amônio em reator do tipo SBR (sequencing batch reactor) o processo ANAMMOX não foi
inibido pelo amônio ou pelo nitrato até concentrações de pelo menos 1000 mgN.L
-1
. Porém,
a eliminação de nitrogênio seria inibida para concentrações de nitrito da ordem de 100 mgN-
NO
2
.L
-1
.
Figura 5.11: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito no efluente e perda de
nitrogênio para a fase D do reator I, após a terceira lavagem.
A Figura 5.11 indica também a possibilidade de se contar com um reator que
converte praticamente todo o amônio em nitrito, chegando-se a concentrações bastante
elevadas, ou seja, da ordem de 450 mgN-NO
2
.L
-1
e em estado estacionário. Desta forma,
em princípio, o efluente deste reator estaria em condições de ser utilizado para um processo
ANAMMOX, desde que se juntasse com outra quantidade de efluente, a fim de permitir uma
proporção adequada entre NH
4
+
e NO
2
-
.
Nas condições apresentadas o reator estava sendo operado com uma carga
nitrogenada média de 246 mgN-NH
4
.(L.d)
-1
, em condições muito estáveis, o que sugere que
a operação poderia ocorrer em condições mais drásticas, o que não foi o objetivo para o
reator.
A fim de comparar o desempenho do reator com alguns dados da literatura efetuou-
se o cálculo da velocidade específica de conversão do amônio, considerando o período de
tempo entre os dias 140 e 236, como estado estacionário para as formas nitrogenadas na
saída do reator, e o período a partir do dia 120 para a concentração celular no reator.
Conforme mencionado no item 5.1.1 as dosagens dos compostos nitrogenados e da
concentração celular eram realizados no efluente do reator, ou seja, no líquido retirado ao
final do período de enchimento, podendo-se, desta forma escrever:
0
100
200
300
400
500
600
50 100 150 200 250
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
10
20
30
40
50
60
70
Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Remoção de N
Balanço de massa para o substrato
[
]
[ ] [ ]
XNHNDNHND
dt
d
NHN
NHN
44
0
4
4
−
−−−−=
−
µ
(5.1)
Onde:
[N-NH
4
] = concentração de N-NH
4
no efluente ou no reator (mgN-NH
4
.L
-1
)
[N-NH
4
]
0
= concentração de N-NH
4
no afluente ou alimentação (mgN-NH
4
.L
-1
)
D = vazão específica de alimentação (d
-1
)
µ
N-NH4
= velocidade de consumo de substrato (mgN-NH
4
.(gSST.d)
-1
)
X = concentração celular no reator (gSST.L
-1
)
no estado estacionário:
[
]
0
4
=
−
dt
NHNd
então:
[
]
[
]
(
)
XNHNNHND
NHN
*
44
0
4 −
=−−− µ
[
]
[
]
(
)
X
NHNNHND
NHN
4
0
4
4
−
−
−
=
−
µ
(5.2)
Considerando:
[N-NH
4
] = 49,4 mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
]
0
= 493 mgN-NH
4
.L
-1
X = 0,52 gSST.L
-1
Tendo:
11
52,002174,0
2000
23
1000
−−
==== dh
V
F
D
Obtém-se:
dgSST
NHmgN
NHN
.
444
4
4
−
=
−
µ
Balanço de massa para o nitrito
A equação 5.3 apresenta o balanço de massa para o nitrito, no qual esta sendo
considerada nula a velocidade de conversão de nitrito em nitrato. Tal consideração baseou-
se nas baixas concentrações de nitrato encontradas no efluente do reator, no período
estabelecido como estado estacionário, que podem ser observadas no Anexo B.15. Pelo
mesmo motivo, o termo de eliminação de nitrogênio também foi considerado nulo.
[
]
[ ] [ ]
XNONDNOND
dt
NONd
NON 22
0
2
2
−
+−−−=
−
µ
(5.3)
Onde:
[N-NO
2
] = concentração de N-NO
2
no reator (mgN-NO
2
.L
-1
)
[N-NO
2
]
0
= concentração de N-NO
2
no afluente ou alimentação (mgN-NO
2
.L
-1
).
µ
N-NO2
= velocidade de formação de produto (mgN-NO
2
.(gSST.d)
-1
)
no estado estacionário:
[
]
0
2
=
−
dt
NONd
Considerando:
[N-NO
2
] = 442 mgN-NO
2
.L
-1
[N-NO
2
]
0
= 0
X = 0,52 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
então:
[
]
X
NOND
NON
2
2
−
=
−
µ
(5.4)
Obtém-se:
dgSST
NOmgN
NON
.
442
2
2
−
=
−
µ
Conforme demonstrado a velocidade de consumo de substrato deve ser igual a
velocidade de formação de produto imaginando-se nulo os demais termos envolvidos no
sistema, como a formação de nitrato e eliminação de nitrogênio. A diferença de 2
mgN.(gSST.d)
-1
, cerca de 1%, deve-se a esta consideração.
Balanço de massa para as células
Para o balanço de massa das células, têm-se X
0
= 0 e um determinado valor para a
velocidade específica de decaimento, K
d
. Ao longo das Fases D e G, da segunda etapa do
reator I, calculou-se a fração de células no efluente (h), em relação à concentração celular
no volume de reação de 2L. A média destes valores (h) foram utilizados no presente item.
DhXXKX
dt
dX
d
−−= µ
(5.5)
Onde:
hX = concentração celular no efluente (gSST.L
-1
), com h = 0,005
K
d
= velocidade específica de decaimento celular (d
-1
)
µ = velocidade específica de crescimento (d
-1
)
Considerando estado estacionário: 0=
dt
dX
Têm-se, então:
(5.6)
Se considerarmos K
d
= 0,048 d
-1
(WIESMANN, 1994)
µ = 0,051 d
-1
O valor de µ, para oxidação do N-NH
4
+
, citado por Wiesmann (1994) de 0,77d
-1
,
representa a velocidade específica máxima de crescimento, a qual é obviamente superior ao
encontrado na presente discussão, porém deve-se lembrar ainda que o autor menciona
dados de cultura pura, enquanto o valor de µ = 0,051 d
-1
, refere-se a uma cultura de células.
Os valores obtidos para µ e µ
N-NH4
permitem o cálculo do fator de conversão do
substrato em células (Y
x/NH4
), para µ = 0,051 d
-1
e µ
N-NH4
= 0,444 gN-NH
4
/gSST.d.
O valor de Y
x/NH4
dado por Wiesmann (1994) é de 0,147 godm.(gN-NH
4
)
-1
(odm =
organic dry matter), indicando que o valor encontrado neste trabalho é bastante próximo ao
mencionado.
DhK
d
+
=
µ
4
12,0
4
4
NHgN
gSST
NHN
NH
X
y
−
==
−
µ
µ
No trabalho de Wyffels et al. (2003) com um reator de membranas, já descrito
anteriormente, os autores obtiveram 0,21 ± 0,001 KgN.(KgSST.d)
-1
ou 0,44 ± 0,02
KgN.(KgSSV.d)
-1
para a velocidade de oxidação do amônio, utilizando um meio sintético de
alimentação com concentração de 1 Kg N-NH
4
/m
3
e TRH de 1 dia, valores estes também
próximos aos encontrados no presente trabalho.
Dados de velocidade de oxidação do substrato, como 0,41 KgN.(KgSST.d)
-1
e 0,16
KgN.(KgSST.d)
-1
são reportados por Liebig et al. (2001) e Ghyoot et al. (1999),
respectivamente. Os autores trabalharam sem limitação de oxigênio durante os
experimentos.
Cálculo do Tempo de Retenção de Sólidos (θ
c
)
O Tempo de Retenção de Sólidos, também conhecido como Tempo de Retenção de
Células e ainda Idade do Lodo, é dado pela relação entre a massa de células no reator e a
massa de células que é retirada do reator na unidade de tempo, ou seja:
onde:
X = concentração celular (gSST.L
-1
)
V = volume do reator (L)
F = vazão de retirada de líquido (L.d
-1
)
Portanto:
d
C
400
=
θ
Este valor indica que se tinha, como já esperado, reciclo total de células e um tempo
de retenção celular tendendo ao infinito.
Conforme comentado no capítulo 3, do presente trabalho, Pollice et al. (2002) avaliou
a velocidade de oxidação do amônio frente a limitação de oxigênio e variação do tempo de
residência celular. O primeiro reator em estudo recebia aeração contínua com a
concentração de oxigênio dissolvido superior a 2 mgO
2
/L e a idade do lodo de inicialmente
40 dias, foi abaixada até 10 dias. O segundo reator cuja finalidade era avaliar a velocidade
específica de oxidação do amônio frente a limitação de oxigênio foi aerado 10 minutos a
F
hX
VX
C
*
*
=θ
1*0026,0
2*52,0
=
C
θ
cada 20 minutos. A temperatura de ambos reatores foi mantida a 32
0
C e o pH a 7,2. Os
resultados obtidos para o primeiro reator mostraram que foi possível obter a nitritação
parcial sem a limitação de oxigênio, apenas com a diminuição da idade do lodo. Esta
progressiva diminuição, causou um forte aumento da velocidade de oxidação do amônio,
conforme mostram os resultados: 105,6 mgN-NH
4
.(gSSV.d)
-1
(40d); 146,4 mgN-
NH
4
.(gSSV.d)
-1
(14d) e 619,2 mgN-NH
4
.(gSSV.d)
-1
(10d). No segundo reator a oxidação do
amônio até nitrito foi obtida em todos os testes sob limitação de oxigênio, independente da
idade do lodo: 76,8 mgN-NH
4
.(gSSV.d)
-1
(24d); 115,2 mgN-NH
4
.(gSSV.d)
-1
(14d); 240 mgN-
NH
4
.(gSSV.d)
-1
(5d) e 549,6 mgN-NH
4
.(gSSV.d)
-1
(3d). o decréscimo da idade do lodo, como
esperado, resultou no decréscimo da concentração celular, o que refletiu em um aumento da
atividade bacteriana, conforme indicado pela velocidade específica de oxidação do amônio.
O valor da velocidade de consumo de substrato encontrado no presente trabalho de
415 mgN-NH
4
.(gSST.d)
-1
, para um tempo de retenção celular de 40 dias é superior aos
encontrados no trabalho de Pollice et al. (2002) mesmo quando este trabalhou com limitação
de oxigênio, mostrando que os valores não distam muito da literatura quando trata-se de
inóculos mistos, como os provenientes de estações de tratamento de esgotos domésticos.
Medida da atividade nitrificante das células através de respirometria, para a
primeira etapa do reator I
Sendo a respirometria uma ferramenta bastante útil para quantificar o estado
fisiológico das células, é de grande interesse utilizá-la no presente trabalho, a fim de contar
com um dado adicional para melhor entender o funcionamento das bactérias em questão.
Ao longo das fases C e D do reator em questão, realizou-se a determinação da
velocidade de respiração das células, conforme descrito no item 4.4.1. A Figura 5.12 mostra
um exemplo de dado experimental obtido no dia 158 na fase D, onde foi determinada a
velocidade de respiração celular.
Figura 5.12. Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para
determinação da respiração celular, referente a Fase D da primeira
etapa do Reator I (dia 158).
A Figura 5.12 mostra os dados obtidos durante 4 minutos de medida, no entanto,
para o ajuste da reta onde foi determinada a velocidade de respiração celular, apenas os
pontos iniciais foram utilizados.
A Tabela 5.2 apresenta os dados de velocidade de respiração em vários instantes,
durante as duas últimas fases do reator I (Fases C e D), assim como as análises da
concentração de amônio, nitrito e nitrato para as respectivas determinações. Os dados
completos para a construção das demais curvas e obtenção dos valores de QO
2
X são
apresentados no Anexo C.
C = -1,85t + 3,5417
R
2
= 0,998
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
3,5
4
0 0,5 1 1,5 2 2,5 3 3,5 4 4,5
Tempo (min)
Concentração de Oxigênio (mgO
2
.L
-1
)
QO
2
X = 1,85 mgO
2
.(L.min)
-1
Tabela 0.2. Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas concentrações de
amônio, nitrito e nitrato, para as fases C e D.
Dia N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
QO
2
X X QO
2
mgN.L
-1
mgN.L
-1
mgN.L
-1
mgO
2
.(L.min)
-1
gSST.L
-1
mgO
2
.(gSST.min)
-1
50
a
33,60 0,00 261,87 0,91 1,29 0,71
56
a
28,60 0,00 147,66 1,63 1,38 1,18
59
b
132,90 67,50 82,97
1,26 1,05 1,20
64
b
95,70 146,90 52,65
1,44 1,08 1,33
70
b
70,10 295,90 16,79
1,49 1,30 1,15
84
b
64,37 386,13 4,56
1,45 1,19 1,10
110
b
68,16 390,82 9,14
1,73 1,05 1,65
148
b
55,84 490,69 8,27
1,12 0,86 1,30
158
b
62,00 398,52 7,05
1,85 1,07 1,72
196
b
30,25 420,99 14,88
1,18 0,64 1,84
221
b
42,57 449,08 6,53
1,99 0,92 2,16
a: fase C; b: fase D
Cabe salientar que os dados de concentração celular são obtidos ao final do período
de operação dos reatores, enquanto que os experimentos para o cálculo de QO
2
X são
realizados em momentos distintos. Para a determinação de QO
2
deve-se levar em conta a
concentração celular no momento da tomada da queda da concentração de oxigênio
dissolvido, esta concentração foi calculada imaginando-se como nula a retirada de células e
anotando-se o volume de alimentação de meio no momento da medida. Desta forma, tem-se
o valor da concentração celular em cada instante, desde que se tenha este volume de
líquido no reator.
Os valores de QO
2
, indicados na Tabela 5.2, estão na mesma ordem de grandeza,
sendo estes muito superiores aos encontrados inicialmente para o inóculo utilizado no
trabalho (valores da ordem de 0,6 mgO
2
.(gSST.min)
-1
– dados não apresentados neste
texto). Os valores superiores de QO
2
indicam a real seleção de células no sentido da
oxidação do amônio, através das estratégias empregadas no presente trabalho.
Através da observação dos valores de QO
2
pela Tabela 5.2, é possível perceber que
estes não parecem terem sido afetados pelas diferentes condições apresentadas no
momento dos experimentos, como as variações da concentração de N-NH
4
e N-NO
2
. O fato
de se ter crescentes valores da concentração do nitrito, não parece ter inibido a velocidade
de respiração das células. Ao contrário, ao se observar a Figura 5.13, nota-se claramente
que o QO
2
aumentou ao longo do tempo, indicando uma real melhora no estado das
bactérias e aumento da especificidade das mesmas pelo presente substrato, o que indica
um aumento das bactérias oxidadoras de amônio.
Figura 5.13: Variação da velocidade específica de respiração celular ao longo do
tempo, para o Reator I, primeira etapa.
Este tipo de determinação também foi praticada ao longo do período de 24 horas de
alimentação, a fim de verificar a eventual existência de variações. Na Tabela 5.3 são
apresentas as análises da concentração de amônio, nitrito e nitrato realizadas a cada duas
horas, bem como os dados de velocidade de respiração celular a cada hora, no dia 221.
QO
2
= 0,8466e
0,0041t
R
2
= 0,684
0
0,5
1
1,5
2
2,5
0 50 100 150 200 250
Tempo (dias)
QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
Tabela 5.3. Dados das análises da concentração de amônio, nitrito e nitrato realizadas no
reator I, primeira etapa, pelo período de 24 horas, no dia 221.
Tempo N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
pH X QO
2
(h) MgN.L
-1
mgN.L
-1
mgN.L
-1
gSST.L
-1
mgO
2
.(gSST.min)
-1
0 42,57 449,08 6,53 7,54 0,92 2,213
1 7,10 0,90 2,000
2 51,58 452,45 9,49 6,99 0,86 2,134
3 6,98 0,84 2,194
4 51,10 414,25 8,44 7,01 0,81 2,222
5 7,00 0,78 2,038
6 57,74 423,24 8,62 6,92 0,76 2,033
7 6,89 0,73 2,054
8 49,21 412,00 13,14 6,82 0,71 2,183
9 6,81 0,69 2,014
10 51,10 414,25 7,23 6,82 0,67 2,089
11 6,80 0,66 2,318
12 59,16 453,57 9,66 6,70 0,65 1,532
13 6,52 0,63 1,392
14 50,15 487,28 9,49 6,67 0,61 2,021
15 6,77 0,59 2,204
16 62,00 476,04 8,62 6,88 0,57 2,706
17 6,86 0,56 2,571
18 68,64 479,41 6,88 6,84 0,54 2,428
19 6,81 0,53 2,339
20 74,80 469,30 8,79 6,77 0,52 2,327
21 6,72 0,50 2,574
22 70,06 451,32 7,40 6,93 0,49 2,227
A Figura 5.14 mostra os dados obtidos através do acompanhamento no reator, pelo
período de 23 horas, na qual é possível observar que não ocorre uma variação significativa
dos dados ao longo do período, mostrando coerência dos resultados obtidos. Com isso foi
calculada a média dos valores de QO
2
(QO
2
= 2,16 mgO2.(gcel.min)
-1
), o desvio padrão
(0,29) e o intervalo de confiança da média (QO
2
= 2,16 ± 0,12 mgO
2
(L.min)
-1
), com nível de
significância de 95%.
Figura 5.14: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o
acompanhamento de 24 horas, na primeira etapa, reator I (dia 221).
A fim de comparar os dados teóricos com os experimentais obtidos através do
acompanhamento realizado no dia 221, efetuou-se o cálculo da massa de oxigênio teórica,
necessária para oxidação do amônio a nitrito, e da massa de oxigênio utilizada para
oxidação durante o período de acompanhamento do reator.
A partir da equação proposta por Henze et al. (1997), para a primeira etapa da
nitrificação (geração de nitrito), pode-se calcular a quantidade de O
2
necessária para o
processo (cálculo apresentado no item 3.3.1), ou seja:
(
)
( )
gNgO
molgNmolNH
molgOmolO
2
24,3
14
4
7,80
2
32
2
55,114
=
Para se obter a massa de N-NH
4
consumida durante as 23 horas de processo,
considerou-se o reator com volume variável (“fed batch”), sendo a equação de balanço
material para o substrato amônio apresentada a seguir.
0
100
200
300
400
500
600
0 5 10 15 20 25
Tempo (h)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
QO2((mgO2.L.min)-1)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
QO2
Balanço para o Amônio:
[
]
[ ] [ ]
VXNHNFNHNF
dt
VNHNd
NHN
..
.
44
0
40
4
−
−−−−=
−
µ
onde:
F
0
= vazão de alimentação do afluente (meio)
[ ]
[
]
[ ] [ ]
VXNHNFNHNF
dt
NHNd
V
dt
dV
NHN
NHN
..
44
0
40
4
4 −
−−−−=
−
+− µ
[
]
[ ] [ ] [ ]
VXNHNFNHN
dt
dV
NHNF
dt
NHNd
V
NHN
..
444
0
40
4
−
−−−−−−=
−
µ
[
]
[ ] [ ] [ ]
XNHN
V
F
NHN
dt
dV
V
NHN
V
F
dt
NHNd
NHN
.*
1
444
0
4
04
−
−−−−
−−=
−
µ
Para um reator descontínuo alimentado com vazão constante:
0=
V
F
e
0
F
dt
dV
=
[
]
[ ] [ ]
XNHN
V
F
NHN
V
F
dt
NHNd
NHN 44
0
0
4
04
−
−−−−=
−
µ
Desprezando-se a conversão de amônio a células:
2.44 NONHNNHN
rX
−−
=
µ
[
]
[ ] [ ]
( )
2.44
0
4
04
NONHN
rNHNNHN
V
F
dt
NHNd
−
−−−−=
−
(5.7)
na qual:
F
0
= vazão de alimentação (mL.h
-1
).
V = volume do reator (mL).
[N-NH
4
] = concentração de N-NH
4
no reator (mgN-NH
4
.L
-1
) no instante t.
[N-NH
4
]
0
= concentração de N-NH
4
no afluente ou na alimentação (mgN-NH
4
.L
-1
).
r
N-NH4.NO2
= velocidade de conversão do amônio a nitrito (mgN.(L.d)
-1
).
Através dos dados obtidos no acompanhamento do reator durante as 23 horas
(Figura 5.14) pode-se considerar, estado estacionário para as várias grandezas, ou seja,
pode-se considerar que:
[
]
0
4
=
−
dt
NHNd
Portanto, fica-se com:
[
]
[
]
(
)
VrNHNNHNF
NONHN
*
2.44
0
40 −
=
−
−
−
(5.8)
Considerando:
Concentração do meio de alimentação = 486 mg N-NH
4
.L
-1
Volume alimentado durante as 23 horas = 910 mL (F
0
= 39,6.10
-3
L.h
-1
)
Concentração de N-NH
4
presente no reator = 57,3 mgN-NH
4
.L
-1
(valor médio)
Tem-se:
dmghmgNVr
NONHN
40817*
2.4
=
=
−
Ou, ainda:
Vrm
NONHN
NONH
*
2.4
2.4
−
=
(5.9)
onde:
2.4 NONH
m = massa de amônio oxidada a nitrito no período de 23h (mgN-NH
4
)
Utilizando o fator estequiométrico proposto por Henze et al. (1997):
24
4
2
27,1*
24,3
391 gONHmgN
NHmgN
mgO
=−
−
Então, 1,27 gO
2
.d
-1
, é a massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 23 horas.
Utilizando-se agora os dados experimentais, foi possível calcular a massa de
oxigênio efetivamente utilizada para oxidação do amônio a nitrito, consumida ao longo das
23 horas de operação do reator.
Para o cálculo da massa de oxigênio consumida durante a fase aeróbia, aplicou-se a
equação 5.10 , utilizando os valores experimentais de QO
2.
X apresentados na Tabela 5.3.
tVXQO
O
m
**
22
=
(5.10)
onde:
mO
2
= massa de oxigênio consumida nos períodos aeróbios (18 minutos), (vide item
5.1.4.1, a seguir).
QO
2
X = velocidade de respiração celular (mgO
2
.L
-1
.min
-1
)
V = volume do reator (L)
t = tempo do período aeróbio = 18 min
Considerou-se de 42 minutos o tempo com concentração de oxigênio dissolvido
inferior a 0,1 mgO
2
.L
-1
, em cada ciclo. Desta maneira para o cálculo da massa de oxigênio
utilizada durante a fase anaeróbia utilizou-se a equação 4.7, que descreve o balanço de
oxigênio no meio líquido levando em conta a transferência de oxigênio da fase gasosa para
a fase líquida. Considerando-se a variação da concentração de oxigênio dissolvido no
líquido nula (dc/dt = 0) e tendo-se o valor experimental de K
L
a sem aeração (item 4.4.2),
obteve-se os valores experimentais de QO
2
X através da equação 5.11. Para os cálculos
considerou-se C
S
= 6,95 mgO
2
.L
-1
e T = 35
0
C. Em termos de concentração de oxigênio
dissolvido residual durante o período sem aeração considerou-se C = 0,1 mgO
2
.L
-1
. Na
verdade, o valor constante observado era freqüentemente menor que 0,1 mgO
2
.L
-1
,
conforme pode ser verificado no Anexo C. Deve-se lembrar que o valor de K
L
a era função do
volume, conforme mostrado na Figura 4.2.
(
)
CCsKXQO
La
−
=
2
(5.11)
Com os dados calculados de QO
2
X, utilizou-se a equação 5.10 e obteve-se a massa
de oxigênio utilizada durante a fase anaeróbia, uma vez que mesmo o microrganismo
estando em limitação de oxigênio, existe uma transferência do ar para o meio, o que
certamente é consumido, já que o residual de oxigênio medido mantém-se constante ao
longo do período sem aeração.
A Tabela 5.4 apresenta a massa total de oxigênio consumida ao longo das 23 horas
de acompanhamento do reator, considerando o total de oxigênio consumido na fase aeróbia
e anaeróbia.
Tabela 5.4. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 23 horas de operação do reator
I, primeira fase, a partir dos dados experimentais de respiração celular.
Fase aeróbia
Fase anaeróbia
Tempo QO
2
X O
2
Consumido QO
2
X O
2
Consumido
(h) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg)
0
2,036 37,38 0,273 11,68
1
1,800 33,70 0,263 11,50
2
1,835 36,01 0,241 11,02
3
1,843 37,32 0,226 10,68
4
1,800 37,58 0,212 10,32
5
1,590 34,34 0,196 9,90
6
1,545 34,49 0,182 9,47
7
1,499 34,55 0,168 9,04
8
1,550 36,83 0,156 8,62
9
1,390 34,02 0,144 8,21
10
1,400 35,14 0,134 7,85
11
1,530 39,38 0,125 7,51
12
0,996 25,72 0,124 7,47
13
0,877 23,36 0,114 7,06
14
1,233 33,95 0,103 6,64
15
1,300 36,98 0,094 6,27
16
1,542 45,53 0,086 5,91
17
1,440 43,54 0,081 5,72
18
1,311 40,83 0,076 5,55
19
1,240 39,50 0,074 5,48
20
1,210 39,53 0,072 5,46
21
1,287 43,09 0,071 5,53
22
1,091 37,52 0,071 5,71
Total
840,27
182,59
A partir dos dados experimentais do total de oxigênio consumido durante as 23 horas
(período aeróbio e anaeróbio), chegou-se a uma massa de 1,02 gO
2
consumida ao longo do
processo, valor 81% do total de oxigênio teórico necessário para a oxidação da massa de
nitrogênio introduzida no reator.
O valor obtido aproxima-se do teórico, ao se admitir a estequiometria proposta por
Henze et al. (1997). Deve-se também observar que, nos períodos sem aeração, ocorre uma
drástica redução do valor de QO
2
das células, o que justificaria a possibilidade da ocorrência
de eliminação de nitrogênio por processos em que essa limitação deve ser realizada como,
exemplo, no processo OLAND (KUAI & VESTRAETE, 1998).
5.1.4.1 Avaliação da atividade respirométrica durante períodos aeróbios e anaeróbios
Ao longo dos experimentos realizados na primeira etapa do Reator I, determinou-se
a velocidade específica de respiração celular em diferentes momentos de um ciclo do reator
que incluía os períodos aerados e sem aeração. Este tipo de determinação teve por objetivo
verificar a retomada da respiração celular das bactérias nitrificantes diante da situação de
limitação de oxigênio a qual estava exposta.
A Tabela 5.5 apresenta um exemplo desta determinação realizada no dia 110, Fase
D. Os dados completos para obtenção dos valores de QO
2
encontram-se no Anexo C
(Tabelas C.11 a C.14).
Tabela 5.5: Determinação da velocidade de respiração celular em diferentes momentos,
para o dia 110 do Reator I, primeira etapa, Fase D.
Determinação
QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
Observação
1 1,225 Ao final dos 15 minutos de aeração.
2 1,546
Após 2 minutos de aeração esta foi interrompida e
os dados obtidos. A seguir a aeração foi retomada e
o processo realizado normalmente.
3 1,638 Ao final dos 15 minutos de aeração.
4 1,467
Após 30 minutos em anaerobiose, forçou-se a
aeração por 1 minuto para obtenção de QO
2
X
Através dos dados apresentados na Tabela 5.5 é possível perceber que não houve
diferença expressiva entre os valores da velocidade específica de respirações nas diferentes
situações a que as bactérias foram expostas, mostrando efetivamente que a limitação de
oxigênio não foi prejudicial as BOA. Os dados comprovam que as bactérias oxidadoras de
amônio retomam os valores elevados de QO
2
em intervalos de tempo muito pequenos, o
que permite assumi-los como constantes nos períodos aerados.
Determinação de parâmetros cinéticos ligados à respiração microbiana
Através da técnica de respirometria apresentada no item 4.4.1, obteve-se o valor de
QO
2
X, plotando-se a concentração de oxigênio dissolvido contra o tempo. Com o valor da
concentração celular, determinada previamente, calculava-se QO
2
(vide Figura 5.12).
Conforme descrito no item 4.4.4, plotou-se o valor de QO
2
em função da
concentração de oxigênio dissolvido no meio líquido, segundo o proposto pela equação
4.13, obtendo-se assim os parâmetros cinéticos, definidos pelo modelo de Monod. A Figura
5.15 ilustra um exemplo desta determinação, referente ao dia 70, bem como o ajuste da
curva para a determinação dos parâmetros de velocidade específica de respiração máxima
(QO
2max
) e a constante de saturação para o oxigênio (K
o
dado em mgO
2
.L
-1
).
Figura 5.15. Variação da velocidade específica de respiração em função da
concentração de oxigênio dissolvido no meio, ajustado segundo
proposto pelo modelo de Monod, dia 70, primeira etapa, Reator I.
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
0 0,5 1 1,5 2 2,5 3
Concentração de Oxigênio (mgO
2
.L
-1
)
QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
QO2 exp
QO2 Monod
QO
2
max = 1,739 mgO
2
.(gSST.min)
-1
Ko = 0,959 mgO
2
.L
-1
A Tabela 5.6 apresenta os parâmetros cinéticos determinados experimentalmente,
aplicando-se a equação proposta por Monod, referente às determinações realizadas ao
longo do período de operação do reator I, as determinações apresentadas na Tabela 5.6
foram realizadas com o valor de pH em torno de 7,5. Os dados da velocidade específica de
respiração celular em função da concentração de oxigênio dissolvido para determinação dos
parâmetros cinéticos encontram-se no Anexo D.
Tabela 5.6. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente para a primeira
etapa do reator I.
Dia
QO
2max
(mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
K
0
(mgO
2
.L
-1
)
r
2
56
a
1,870 1,026 0,98
59
b
1,951 0,670 0,990
64
b
2,034 0,847 0,98
70
b
1,739 0,959 0,990
84
b
1,326 0,313 0,996
110
b
1,716 0,412 0,94
148
b
1,564 0,474 0,990
158
b
2,309 0,931 0,990
Médias 1,81 0,7
a: fase C; b: fase D
Pode-se concluir que não ocorre uma clara tendência na variação dos parâmetros
QO
2max
e K
o
ao longo do tempo de cultivo.
Conforme mostra a Figura 5.16, ocorre uma flutuação de valores, podendo-se
assumir como valores médios QO
2max
= 1,81 mgO
2
.(gSST.min)
-1
e K
o
= 0,7 mgO
2
.L
-1
.
Em comparação ao valor citado por Wiesmann (1994), de 0,3 mgO
2
/L, o valor médio
encontrado de K
o
é relativamente elevado, pois ele representa a concentração de substrato
(oxigênio) para que se atinja a metade da velocidade específica máxima. Normalmente, para
células isoladas imagina-se a concentração crítica (concentração para que se esteja muito
próximo à velocidade específica máxima) valores abaixo de 10 % da saturação, ou seja,
valores abaixo de 0,7 mgO
2
/L (SCHMIDELL, 2001).
No entanto, para células crescendo aglomeradas, esta concentração crítica pode ir a
valores bem mais elevados (30 a 40 % da saturação). Desta forma, a exemplo de outras
recomendações encontradas na literatura, sugere-se trabalhar com concentração de
oxigênio dissolvido da ordem de 2 a 3 mgO
2
.L
-1
, o que permitiria imaginar, com os
parâmetros agora determinados, chegar-se a valores da ordem de 80 % do valor de QO
2max
.
Figura 5.16. Valores de QO
2max
e K
o
ao longo do tempo, para o Reator I, na primeira
etapa.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
50 70 90 110 130 150 170
Tempo (dias)
QO
2
max (mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
Ko (mgO
2
.L
-1
)
QO2
Ko
Dados Experimentais da segunda etapa para o Reator I
Resultados obtidos com limitação de oxigênio
A partida para obtenção dos dados no sentido de geração de nitrito e posterior
desnitrifição, foi dada conforme citado no item 4.2.2, colocando-se 1 L de suspensão de
células (item 4.1) e completando-se o volume para 2 L em 23 horas, utilizando uma bomba
peristáltica, com vazão de aproximadamente 45 mL.h
-1
.
Imediatamente o reator passou a ser operado em sistema SBR, sem efetuar lavagem
das células como na etapa anterior, alimentando-se 1 L de meio por dia (TRH = 2 dias),
após período de sedimentação das células e retirada de 1 L do sobrenadante. A
concentração do meio de alimentação era de aproximadamente 500 mgN-NH
4
.L
-1
e a carga
aplicada no reator de 250 mgN-NH
4
.L
-1
.d
-1
.
A Figura 5.17 mostra a variação da concentração celular em função do tempo, para
as quatro primeiras fases do reator, observando-se que nas fases B, C e D trabalhou-se
com a limitação de oxigênio, a fim de promover a estabilidade do reator na geração de
nitrito:
Fase A: reator operado com aeração contínua.
Fase B: Reator operando 30 minutos aerando e 30 minutos sem aeração.
Fase C: Reator operando 15 minutos aerando e 45 minutos sem aeração.
Fase D: Reator operando 15 minutos aerando e 1 hora sem aeração.
Em todas as fases citadas acima o reator operou com alimentação intermitente, 15
minutos alimentando e 15 minutos sem alimentação.
Figura 5.17: Concentração celular em função do tempo, para as quatro primeiras fase do
reator I, na segunda etapa, após partida do reator em SBR.
A Figura 5.17 mostra uma dispersão acentuada dos dados de concentração celular o
que desfavoreceu o eventual ajuste de equações para os vários períodos. Conforme
mostrado nos dados obtidos na primeira fase, aqui novamente a dificuldade em
homogeneizar o conteúdo do reator para a coleta das amostras deve ter contribuído para
valores tão dispersos. Apesar desta dispersão, foi possível definir o período do dia 100 ao
dia 155 como um período de estado estacionário, no qual a concentração celular média foi
de 0,74 gSST.L
-1
. Os dados das concentrações celulares para as etapas A, B, C e D
encontram-se no Anexo B.16, B.17, B.17 e B.18, respectivamente.
A Figura 5.18 mostra os dados da concentração de amônio, nitrato e nitrito (vide
dados no Anexo B.19, B.20, B.21 e B.22) encontrados ao longo das etapas A e D.
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
0 20 40 60 80 100 120 140 160
Tempo (dias)
Concentração Celular (gSST.L-1)
A B C D
Figura 5.18: Concentrações de amônio, nitrato e nitrito para as quatro primeiras fases do
reator I, na segunda etapa, após a partida do reator em SBR.
Observando-se a Figura 5.18 verifica-se a plena nitrificação nas etapas A e B, pois
tanto a aeração contínua quanto a limitação por 30 minutos não causaram inibição
significativa nas bactérias oxidadoras de nitrito, favorecendo o aparecimento de altas
concentrações de nitrato.
A fase C mostra uma clara tendência de queda na concentração de nitrato e
conseqüente aumento da concentração de nitrito, mas logo esta situação se mostrou
instável obrigando a um aumento na limitação de oxigênio (Fase D). As condições de
limitação de oxigênio impostas nesta fase C, foram as mesma aplicadas na primeira etapa
deste Reator I, obtendo-se sucesso na geração de nitrito por um longo intervalo de tempo.
Nesta segunda etapa ocorreu a necessidade de uma maior limitação, o que deve ter sido
devido a uma série de fatores, tais como: a não execução da lavagem, o uso de um inóculo
que estava operando há mais tempo em nitrificação completa e, talvez, os flocos formados
tivessem mais células BON e BOA e portanto, mais consolidadas com a operação.
Com a limitação de oxigênio para 1hora e 15 minutos aerando o reator passou a
apresentar um imediato aumento na concentração de nitrito, apresentando uma eliminação
de nitrogênio inferior a 10%, sendo a conversão superior a 90%. Estes dados são similares
aos encontrados anteriormente (item 5.1), para a primeira fase do reator I, na qual chegou-
se a um reator gerador de nitrito, com baixa eliminação de nitrogênio.
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 20 40 60 80 100 120 140 160
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Conversão e Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Conversão de N
Remoção de N
A B C
D
Conforme se observa na Figura 5.18, pode-se considerar estado estacionário do dia
100 aos 155, no qual se obteve valores médios de 35,7 mgN-NH
4
.L
-1
, 457 mgN-NO
2
.L
-1
e
9,85 mgN-NO
3
.L
-1
(vide Anexo B.25).
Da mesma forma que na primeira etapa o reator estava sendo operado com uma
carga média de 246 mgN-NH
4
.(L.d)
-1
, obtendo nessa situação condições muito estáveis.
Assim, é possível o cálculo da velocidade específica de conversão do amônio, da mesma
forma que apresentado no item 5.1.3.
Utilizando-se da equação 5.2 para o cálculo da velocidade específica de consumo de
substrato, e considerando:
[N-NH
4
] = 35,7 mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
]
0
= 493 mgN-NH
4
.L
-1
X = 0,74 gSST.L
-1
Conforme proposto anteriormente: D = 0,5 d
-1
Obtém-se:
dgSST
NHmgN
NHN
.
321
4
4
−
=
−
µ
Através da equação 5.4 calculou-se a velocidade específica de formação do produto,
e considerando:
[N-NO
2
] = 457 mgN-NO
2
.L
-1
X = 0,74 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
Obtém-se:
dgSST
NOmgN
NON
.
321
2
2
−
=
−
µ
Para o cálculo da velocidade de conversão do substrato em células (µ), utilizou-se a
equação 5.6, uma vez que as condições e considerações estabelecidas para o reator I,
foram as mesmas da primeira etapa, ou seja, µ = 0,051 h
-1
.
Para o cálculo do fator de conversão do substrato em células (Y
X/NH4
), têm-se:
4
16,0
max
4
NHgN
gSST
NH
X
y
−
==
µ
µ
O valor de 0,16 gSST/gN-NH
4
encontrado para o fator de conversão do substrato em
células é próximo ao encontrado na primeira etapa do reator I (0,12 gSST/gN-NH
4
), e
também muito próximos aos dados apresentados por Wiesmann (1994), conforme citado
anteriormente.
Os valores das velocidades específicas de consumo de substrato e de formação de
produto encontrados são inferiores aos calculados na primeira etapa do reator. Cabe
lembrar que nesta segunda etapa o reator não sofreu o processo de lavagem aplicado
anteriormente que permitiu uma melhor seleção das bactérias oxidadoras de amônio. Neste
caso, a concentração celular calculada refere-se não só as oxidadoras de amônio, mas
também a outras bactérias presentes no reator, bem como a algum material inorgânico
presente, pois o cálculo é feito em cima de sólidos suspensos totais.
Ao final da presente fase do Reator I, foi tomada uma amostra a fim de identificar as
células presentes pelo método de FISH, descrito no item 4.5. Outras amostras foram
retiradas do reator ao longo das várias fases de operação, mas somente este dado foi
recuperado até o presente momento.
A Tabela 5.7 apresenta o resultado obtido com FISH para a amostra referente ao dia
119 de operação do Reator I.
Tabela 5.7. Dados de FISH obtidos para o dia 119 de operação do Reator I.
Bactérias (n
o
.mL
-1
)
Nitrospira
< 10
3
Nitrobacter
< 10
3
Nitrosomonas 2,7.10
7
Eubactérias 5,7.10
7
Os resultados das amostras onde o valor apresentado é < 10
3
significam que não
foram detectadas células com a sonda empregada, devido a ser este o limite de detecção do
método. Portanto, o fato de determinadas bactérias não terem sido identificadas por FISH,
não significa que estejam ausentes, mas que a concentração é inferior a 1000 células. mL
-1
.
Através dos resultados obtidos através do método foi possível avaliar que, para um
total de células de 1,0.10
8
(ativas e não ativas), 57 % estão ativas (Eubactérias). Destes
57% de bactérias ativas, 47% são Nitrosomonas. Esta expressiva concentração de
Nitrosomonas frente as bactérias oxidadoras de nitrito mostram a eficiência das condições
aplicadas ao processo, com a finalidade de enriquecer o reator em oxidadoras de amônio,
mesmo sem a aplicação inicial do processo de lavagem.
Tendo em vista os resultados obtidos através do FISH, calculou-se um novo valor de
velocidade específica de consumo de substrato, contando com dados de concentração
celular para as bactérias oxidadoras de amônio mais próximo do real. As demais
considerações para o respectivo cálculo foram as mesmas do mostrado anteriormente.
Considerando-se 80 % de sólidos suspensos voláteis, conforme apresentado no item
4.3.5, chegou-se a uma concentração celular de 0,54 gSSV.L
-1
presente no reator em
estado estacionário. Através dos dados da Tabela 5.7, chegou-se a uma concentração de
0,16 gNitrosomonas.L
-1
que foi utilizado no cálculo de velocidade. Desta maneira chegou-se
a seguinte velocidade específica de conversão de substrato:
( )
dnasgNitrosomo
NHgN
realNHN
.
50,1
4
4
−
=
−
µ
O valor calculado embora ainda inferior ao citado por Wiesmann (1994), de 5,24 N-
NH
4
.(gSST.d)
-1
, como valor da velocidade específica máxima de consumo de amônio, é
cerca de 5 vezes o valor encontrado anteriormente. Este fato pode ser explicado tendo em
vista que o cultivo está sendo conduzido com uma concentração residual de amônio
relativamente baixa e na presença de elevadas concentrações de nitrito. Também a
possibilidade de valores baixos de pH, devido à falta de controle, poderia corresponder a
concentrações significativas de ácido nitroso.
Resultados obtidos com a adição de acetato no meio de alimentação.
Visto que a eliminação de nitrogênio via nitrito economiza até 40% da fonte externa
de carbono exigida, quando comparado com a desnitrificação usando nitrato como aceptor
de elétrons (KEMPEN & MULDER, 1997) iniciou-se as novas fases do reator I nas quais foi
adicionado acetato como fonte de carbono orgânico, a fim de ativar a ação das bactérias
heterotróficas e provocar, então, a desnitrificação via nitrito, sob condições de limitação de
oxigênio.
A quantidade de acetato a ser colocado no meio sintético de alimentação foi definida
segundo a estequiometria apresentada no item 4.2.3.
A adição do material orgânico deu-se em três fases distintas, sendo variável a
quantidade de acetato adicionada no meio, mantendo constante a limitação de oxigênio em
1 hora sem aeração (concentração inferior a 0,1 mgO
2
.L
-1
) e 15 minutos aerando, ou seja:
Fase E: adição de 25% da quantidade estequiométrica de acetato.
Fase F: adição de 50% da quantidade estequiométrica de acetato.
Fase G: adição da quantidade estequiométrica de acetato no meio de alimentação.
A Figura 5.19 mostra a variação da concentração celular ao longo das fases nas
quais foi adicionado acetato de sódio como fonte de carbono orgânico (E, F e G) (Anexos
B.23, B.24 e B.25). Nota-se uma maior dispersão dos valores nas duas primeiras etapas e
um crescimento acentuado na fase G, o que ocorreu devido ao crescimento das bactérias
heterotróficas responsáveis pela desnitrificação mais pronunciada na fase G. Observou-se
um valor médio para as fases E e F de 0,76 gSST.L
-1
, chegando-se a um valor médio de
1,74 g.L
-1
ao final da fase G.
A Figura 5.20 mostra as concentrações de amônio, nitrato e nitrito na saída do reator,
bem como a remoção de nitrogênio referente às duas primeiras fases em que se adicionou
acetato (fases E e F) (Anexos B.26 e B.27).
Figura 5.19: Concentração celular em função do tempo, após adição de acetato no
meio de alimentação, para as Fases E, F e G.
Figura 5.20: Concentrações de amônio, nitrato, nitrito e remoção de nitrogênio, após
adição de acetato no meio de alimentação, para as fases E e F.
Conforme mostrado na Figura 5.20 para a Fase E (adição de 25% de acetato), a
concentração de nitrito manteve-se na ordem de 450 mgN-NO
2
.L
-1
, enquanto a
concentração de amônio obteve um valor médio de 35 mgN-NH
4
.L
-1
. Sendo a remoção de
0
100
200
300
400
500
600
155 165 175 185 195 205 215 225
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Remoção de N
E F
0,50
0,70
0,90
1,10
1,30
1,50
1,70
1,90
150 170 190 210 230 250 270 290
Tempo (dias)
Concentração Celular (gSST.L
-1
)
E F G
nitrogênio inferior a 10%. Dados similares aos da Fase D, na qual se estava utilizando a
mesma limitação de oxigênio desta etapa, porém sem a adição de acetato.
Na fase F, ou seja, adicionando-se 50% da quantidade estequiométrica de acetato,
observou-se inicialmente uma pronunciada queda na concentração de nitrito ao lado de uma
aumento da concentração de amônio, fato este oriundo do crescimento mais abundante das
heterotróficas, resultando em um maior consumo de oxigênio no reator. Como solução deste
problema, dobrou-se a vazão de aeração nos períodos em que a aeração era realizada, o
que permitiu retornar a concentração de amônio a valores mais baixos. Ao lado deste fato,
obteve-se um período de estabilidade, no qual observou-se uma eliminação pouco superior
a 20% e uma concentração de nitrito da ordem de 370 mgN-NO
2
.L
-1
.
A Figura 5.21 mostra as concentrações de amônio, nitrito e nitrato na saída do reator
e a remoção de nitrogênio para a etapa G (Anexo B.28), na qual foi colocada a quantidade
estequiométrica de acetato.
Figura 5.21: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e remoção de nitrogênio para a
fase G, reator I, segunda etapa.
A Figura 5.21 mostra um estado transiente nos 20 primeiros dias de operação do
reator, novamente com uma redução da concentração de nitrito e aumento de amônio, em
virtude de uma maior competição pelo consumo de oxigênio, ocorrendo uma drástica
elevação da concentração celular, conforme mostra a Figura 5.19. Outro fator que contribuiu
para o desequilíbrio apresentado neste período foi o brusco aumento de pH (variando de 8,2
0
50
100
150
200
250
300
350
400
450
225 235 245 255 265 275 285
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN/L)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Remoção de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Remoção de N
a 8,4), o que foi solucionado com a redução de 75% da quantidade de bicarbonato requerido
estequiometricamente.
Após este período ocorreu a tendência a um estado estacionário, no qual a
eliminação de nitrogênio chegou a atingir valores superiores a 80%.
Os dados referentes às diferentes quantidades de acetato adicionadas ao Reator I,
sugerem que o fator determinante para um aumento na desnitrificação foi a quantidade de
matéria orgânica adicionada ao reator, o que induz a um aumento na quantidade de acetato
além da sugerida estequiometricamente para atingir a completa desnitrificação.
Possivelmente a colocação de 1,25 a 1,5 vezes a quantidade estequiométrica possa ser
suficiente para se atingir o máximo de desnitrificação possível.
A Figura 5.22 mostra a quantidade de acetato de sódio adicionado ao reator I
(quantidades expressas em massa de DQO por unidade de volume), ao longo das fases E,
F e G (Anexos B.29, B.30 e B.31), bem como a quantidade de acetato remanescente no
mesmo.
Figura 5.22: Quantidade de DQO adicionada e DQO residual no reator I, segunda
etapa, ao longo das fases E, F e G.
Através da Figura 5.22 observa-se que a quantidade de DQO remanescente no
reator ao longo das três fases aumentou conforme houve aumento na DQO adicionada,
sendo que quando foi adicionado 25% de acetato o residual foi muito baixo e praticamente
não houve desnitrificação. A colocação de 50% de acetato fez aumentar o residual, o que
também ocorreu para os 100%.
0
200
400
600
800
1000
1200
155 175 195 215 235 255 275
Tempo (dias)
DQO de entrada (mgDQO.L
-1
)
0
50
100
150
200
250
300
350
400
DQO residual (mgDQO.L
-1
)
DQQ entrada
DQO residual
E F G
A quantidade de nitrito ainda presente no reator indica que se deve aumentar a
quantidade de material orgânico a fim de promover a total desnitrificação.
É necessário lembrar que ocorre uma fase aeróbia na qual a matéria orgânica
deveria ser utilizada para o crescimento, sem o consumo de nitrito. Através da Figura 5.19
nota-se o expressivo crescimento celular na Fase G, o que deve ter sido causado pelo
aumento populacional das bactérias heterotróficas, sendo que a partir do dia 260 a
concentração celular no reator ficou praticamente constante, como descrito anteriormente,
certamente pela falta de material orgânico disponível para o crescimento celular.
A DQO remanescente nas várias etapas com eliminação de nitrogênio, pode ser
devido em grande parte ao acúmulo de outros compostos orgânicos, em virtude da
metabolização do acetato. Desta forma, esta DQO não deve estar disponível, razão pela
qual não é utilizada para a desnitrificação, pelo menos enquanto houver algum acetato
disponível.
A fim de avaliar o desempenho do reator no último período de operação, foi
calculada a velocidade de conversão do amônio em nitrito e a velocidade de conversão do
nitrito em nitrogênio gasoso, de acordo com o apresentado anteriormente.
Efetuou-se os cálculos considerando o período de tempo em estado estacionário a
partir do dia 270 até o final de operação do reator (dia 281) para as formas nitrogenadas
presentes (vide Figura 5.21 e Anexo B.28). Para a concentração celular o período de tempo
considerado foi entre os dias 258 e 278 (vide Figura 5.19 e Anexo B.25).
Balanço de massa para o substrato
Para o cálculo da velocidade específica de conversão do substrato utilizou-se a
equação 5.2, apresentada na primeira etapa do Reator I.
Considerando:
[N-NH
4
] = 14,2 mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
]
0
= 469 mgN-NH
4
.L
-1
X = 1,74 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
Têm-se:
dLmgNX
NHNNONHN
r
.234*
42.4
==
−−
µ
Portanto:
dgSST
NHmgN
NHN
.
135
4
4
−
=
−
µ
Balanço de massa para o nitrito
[
]
[ ]
2.22.4 2
2
NNONNONHN
rr NOND
dt
NONd
−−
−−−=
−
Onde:
2.2 NNON
r
−
= velocidade de conversão de nitrito em nitrogênio gasoso
Considerando:
2.4 NONHN
r
−
= 234 mgN.(L.d)
-1
[N-NO
2
] = 72,1 mgN.(L.d)
-1
D = 0,52 d
-1
Têm-se: dLmgNr
NNON
.197
2.2
=
−
Portanto:
dgSST
mgN
NNO
.
113
2.2
=µ
Balanço de DQO
[
]
[ ] [ ]
( )
X
DQO
DQODQOD
dt
DQOd
*
0
µ−−=
Considerando:
[DQO]
0
= 1013 mgDQO.L
-1
[DQO] = 101 mgDQO.L
-1
Têm-se:
dgSST
mgDQO
DQO
.
273
=µ
Medida da atividade nitrificante das células através da respirometria, para a
segunda etapa do reator I
5.2.3.1 Medida da velocidade específica de respiração sob diferentes condições de
operação do reator e pH constante
Para a segunda etapa do reator I, foram realizadas determinações periódicas da
velocidade de respiração celular, a fim de avaliar o comportamento das células frente às
diferentes situações de limitação de oxigênio e adição de matéria orgânica, sob condições
constantes de pH e temperatura. A Tabela 5.8 apresenta os dados de velocidade de
respiração e as respectivas concentrações de saída do reator, sendo o valor de pH em torno
de 7,5. As tabelas relativas a concentração de oxigênio dissolvido ao longo do tempo, para
determinação de QO
2
X, para os dias de experimentos apresentados na Tabela 5.8,
encontram-se no Anexo C.
Tabela 5.8. Dados de velocidade de respiração e as respectivas concentrações de amônio,
nitrito e nitrato na saída do reator I, segunda etapa.
Dia
N-NH
4
mgN.L
-1
N-NO
2
mgN.L
-1
N-NO
3
mgN.L
-1
pH
X
gSST.L
-1
QO
2
X
mgO
2
.(L.min)
-1
QO
2
mgO
2
.(gSST.min)
-1
20
a
32,15 0,00 550,64 7,68 1,48 1,545 1,044
44
b
34,99 2,68 453,27 7,59 1,25 1,858 1,487
57
b
28,36 0,00 424,87 7,51 1,44 2,118 1,471
66
c
30,29 138,59 271,26 7,20 0,85 1,527 1,796
68
c
66,54 192,52 236,78 7,50 1,59 2,911 1,831
113
d
22,23 423,24 6,08 7,50 1,14 1,980 1,737
132
d
22,71 395,15 14,65 7,50 1,38 2,115 1,533
168
e
15,60 294,37 11,19 7,70 1,00 1,157 1,157
180
e
31,47 457,74 9,65 7,48 1,26 2,210 1,754
187
e
46,88 484,97 9,65 7,47 1,59 2,520 1,585
224
f
49,50 361,76 10,91 7,48 1,56 3,459 2,217
271
g
25,37 78,24 0,00 7,60 1,70 1,914 1,126
a: fase A; b: fase B; c: fase C; d: fase D; e: fase E; fase F; g: fase G.
Nota-se que os valores de QO
2
desta tabela são semelhantes ao apresentado na
Tabela 5.2, inclusive a partir do momento em que estava sendo adicionado acetato ao
reator. Isto pode ser um indício de que as bactérias heterotróficas não estão consumido
oxigênio conforme o esperado.
Conforme já apontado anteriormente, nesta etapa do Reator I, os dados
apresentados na Tabela 5.8 são superiores aos encontrados no momento da tomada da
suspensão de células (QO
2
= 0,60 mgO
2
.(gSST.min)
-1
– dados não apresentados no
presente trabalho), sugerindo uma seleção das células no sentido da oxidação do amônio,
mesmo sem haver uma “lavagem” das células antes da operação dos reatores em sistema
SBR.
A Figura 5.23 mostra variação da velocidade específica de respiração ao longo do
tempo de operação do Reator I, na segunda etapa.
Figura 5.23: Variação da velocidade específica de respiração celular ao longo do
tempo, para o Reator I, segunda etapa.
Através da Figura 5.23 foi possível observar um aumento da velocidade específica
de respiração até o dia 68, conforme verificou-se na primeira fase, mas, com a redução do
residual de amônio em alguns instantes, houve uma interrupção deste aumento até o dia
132.
Os valores de velocidade específica obtidos a partir deste ponto referem-se a
períodos com adição de 25% e 50% acetato, nos quais, ocorreu em vários instantes a
limitação pelo amônio, bem como pelo oxigênio, conforme relatado anteriormente. Uma vez
cessadas estas limitações o QO
2
tendeu a valores mais elevados, mas a adição de 100%
de acetato acabou causando elevações freqüentes de pH o que causou um certo
descontrole do processo (Figura 5.21), fato este que novamente causou redução no valor de
QO
2
.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
0 25 50 75 100 125 150 175 200 225 250 275 300
Tempo (dias)
QO
2
(mgO
2
(gSST.min)
-1
)
Desta forma pode-se dizer que após o dia 68 houve uma oscilação em torno de um
valor médio, ocasionada pelos fatos citados acima.
Ao final da fase G (adição da quantidade estequiométrica de acetato) com o objetivo
de avaliar a velocidade de respiração das células, foi feito acompanhamento do reator pelo
período de 24 horas. No entanto, a alimentação do reator que deveria ser efetuada em 23
horas, foi de apenas 19 horas devido a problemas na bomba de alimentação. Sendo assim,
a Tabela 5.9 apresenta as determinações da velocidade de respiração pelo período de 18
horas, no dia 271. Também foram realizadas determinações da concentração de amônio,
nitrito e nitrato ao longo do período. Não foi feita nenhuma correção no pH do reator ao
longo do período do experimento, motivo pelo qual foram observados valores superiores a
7,5.
Tabela 5.9: Dados das análises da concentração de amônio, nitrito, nitrato e velocidade
específica de respiração realizadas no reator I, segunda etapa, durante ciclo
completo de alimentação no dia 271.
Tempo N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
pH X QO
2
(h) mgN.L
-1
mgN.L
-1
MgN.L
-1
gSST.L
-1
mgO
2
.(gSST.min)
-1
1 40,13 82,76 0,00 7,48 3,37 0,850
2
7,48 3,06 1,039
3 44,86 81,90 0,00 7,60 2,89 1,116
4
7,60 2,74 1,084
5 51,72 56,43 0,00 7,61 2,56 1,197
6
7,70 2,45 1,338
7 30,67 67,22 0,00 7,70 2,32 1,324
8
7,70 2,22 1,083
9 28,77 76,59 0,00 7,80 2,12 1,103
10
7,80 2,05 0,821
11 20,26 81,77 0,00 7,87 1,97 0,958
12
7,75 1,91 0,954
13 18,60 80,04 0,00 7,84 1,84 0,941
14
8,10 1,79 0,717
15 15,52 78,31 0,00 8,18 1,73 0,888
16 2,28 87,81 0,00 8,07 1,7 0,598
17
8,10 1,7 0,140
18 0,86 89,54 0,00 8,54 1,7 0,086
A Figura 5.24 mostra os dados obtidos através do acompanhamento no reator pelo
período de 18 horas, os quais não podem ser tomados como constantes, uma vez que as
concentrações das formas nitrogenadas tiveram uma grande variação bem como o pH,
afetando nitidamente a velocidade de respiração celular. Nota-se a nítida queda do valor de
QO
2
com o decréscimo da concentração do amônio, chegando a valores próximos a zero.
Figura 5.24: Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o
acompanhamento de 18 horas, na segunda etapa, Reator I
No dia 271, no qual foi feito o acompanhamento por 18 horas, o reator já estava
operando com a adição de 100% de acetato em seu meio de alimentação. Com isso espera-
se que o oxigênio consumido pelas bactérias fosse correspondente também a oxidação do
acetato e não apenas o consumo para a nitrificação.
No entanto, o cálculo para verificação do oxigênio consumido no período avaliado
seguiu a mesma forma descrita na primeira etapa do reator.
A fim de comparar os dados teóricos com os experimentais obtidos, efetuou-se o
cálculo da massa de oxigênio teórica, necessária para oxidação do amônio a nitrito, e da
massa de oxigênio utilizada para oxidação durante o período de acompanhamento do
reator.
Para o cálculo da massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator durante o período de acompanhamento foi levado em conta a massa de
amônio introduzido no reator e a massa presente no instante inicial, a qual foi consumida ao
longo das 18 horas, de acordo com os resultados apresentados.
Considerando:
Concentração do meio de alimentação = 486 mgN-NH
4
.L
-1
486 mgN-NH
4
.L
-1
* 1L = 486 mgN-NH
4
Amônio no instante inicial: 40,1 mgN-NH
4
.L
-1
40,1 mgN-NH
4
.L
-1
* 1L = 40,1 mgN-NH
4
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
0 5 10 15 20
Tempo (h)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
QO2
Portanto:
4
526
2.4
NHmgN
NONH
m −
=
Sendo:
24
4
2
7,1526*
24,3
gONHmgN
NHmgN
mgO
=−
−
Então, 1,7 gO
2
, é a massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 18 horas.
Para chegar-se a massa de oxigênio consumido, levando em conta os dados
experimentais levantados ao longo das 18 horas de acompanhamento, somou-se a massa
de oxigênio utilizada durante a fase aeróbia (considerou-se 18 minutos) e fase anaeróbia
(considerou-se 57 minutos).
- Fase aeróbia: aplicou-se a equação 5.10 utilizando-se os dados experimentais
de QO
2
X apresentados na Tabela 5.8.
- Fase anaeróbia: da mesma forma que apresentado no item 5.1.4 utilizou-se a
equação 4.7. Considerando a variação da concentração de oxigênio dissolvido no
líquido nula (dC/dt = 0) e tendo-se o valor de K
L
a (item 4.4.2), obteve-se os
valores experimentais de QO
2
X através da equação 5.6. Para os cálculos
considerou-se C
S
= 6,95 mgO
2
.L
-1
( T = 35
0
C) e C = 0,1 mgO
2
.L
-1
.
A Tabela 5.10 apresenta a massa total de oxigênio consumida ao longo das duas
fases durante as 19 horas de acompanhamento do reator I, segunda fase.
Tabela 5.10. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 19 horas de
acompanhamento do reator I, segunda fase, a partir dos dados
experimentais de respiração celular.
Fase aeróbia
Fase anaeróbia
Tempo QO
2
X O
2
Consumido QO
2
X O
2
Consumido
(h) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg)
1
2,865 52,09 0,282 16,24
2
3,180 62,96 0,240 15,08
3
3,226 68,23 0,209 14,02
4
2,970 66,29 0,185 13,07
5
3,064 72,80 0,158 11,90
6
3,277 81,70 0,139 10,98
7
3,072 81,01 0,119 9,92
8
2,404 66,21 0,105 9,16
9
2,339 67,36 0,093 8,47
10
1,683 50,14 0,085 8,05
11
1,888 58,62 0,078 7,68
12
1,823 58,41 0,074 7,55
13
1,732 57,68 0,072 7,60
14
1,284 43,91 0,072 7,82
15
1,537 54,23 0,074 8,29
16
1,017 36,61 0,077 8,73
17
0,238 8,57 0,077 8,73
18
0,147 5,29 0,077 8,73
Total
992,10
182,01
A partir dos dados experimentais das fases aeróbia e anaeróbia, chegou-se a uma
massa de 1,17 gO
2
consumida ao longo do processo, valor este que é 69 % em relação ao
total de oxigênio teórico (estequiometria proposta por Henze ,1997) necessário para a
oxidação do amônio introduzido no reator. Dado similar ao encontrado na primeira fase do
reator, no qual o meio de alimentação não continha matéria orgânica e a limitação da
aeração era de 45 minutos em 1 hora.
É sabido que o oxigênio pode ser consumido para oxidar o acetato, o que não parece
ocorrer, pois a massa de oxigênio utilizada é praticamente igual a etapa anterior, na qual
não havia fornecimento de material orgânico, portanto não deveria haver ação das bactérias
heterotróficas, particularmente nos períodos aerados. O que poderia ter ocorrido nesta
segunda etapa do Reator I seria uma dificuldade de retomada na respiração das bactérias
heterotróficas durante o período aerado, diferentemente do que ocorre com as BOA,
conforme demonstrado no item 5.1.4.1.
Com esta dificuldade o consumo de oxigênio pelas bactérias heterotróficas durante a
fase aeróbia seria desprezível. Sendo assim o material orgânico introduzido no reator estaria
sendo, na maior parte, utilizado no período anaeróbio a fim de promover a desnitrificação.
Uma outra explicação, para o consumo de oxigênio abaixo do esperado, seria que o
amônio disponível estaria sendo eliminado nos períodos de anaerobiose em virtude de uma
disponibilidade de nitrito, ou seja, poderia estar ocorrendo uma desamonificação estilo
ANAMMOX.
Segundo Schmidt et al. (2002), Nitrosomonas podem oxidar amônio na ausência de
oxigênio dissolvido, substituindo o O
2
por NO
2
. Assim, economizam oxigênio para a reação
de monoxigenase, que catalisa a oxidação do amônio a hidroxilamina (ZART & BOCK,
1997). Em ausência de oxigênio, ocorre a indução das enzimas de desnitrificação nitrito
redutase, levando o nitrito presente no meio a N
2
O e N
2
. Considerando que a hidroxilamina
foi identificada como um importante intermediário na reação ANAMMOX (van de GRAAF et
al., 1996) e que bactérias nitrificantes sempre estiveram presentes nos reatores anaeróbios
estudados até o momento, parece bastante razoável que bactérias ANAMMOX e
Nitrosomonas possam agir em simbiose para efetivar a remoção de nitrogênio em ausência
ou limitação de oxigênio.
Estes fatos justificariam a obtenção de um consumo de oxigênio menor do que o
esperado para a oxidação do amônio a nitrito.
v Influência da concentração de amônio e DQO na velocidade específica de
respiração
Os dados obtidos na Tabela 5.9 chamaram a atenção para a influência da
concentração de substrato no valor de QO
2
. Nota-se que após a 11
a
hora, quando as
concentrações de amônio caíram a níveis inferiores a 20 mgN-NH
4
.L
-1
os valores de QO
2
diminuíram drasticamente. A partir desta observação resolveu-se fazer um teste simples, no
qual deram-se pulsos de amônio e DQO e mediram-se as respectivas velocidades de
respiração.
A Tabela 5.11 apresenta os dados de respiração celular referentes ao momento
antes do pulso, no qual o reator estava com baixa concentração de substrato, e após os
pulsos de amônio e DQO. Durante os pulsos o pH encontrava-se entre 7,6 e 7,7.
A tomada dos dados de queda da concentração de oxigênio dissolvido em função do
tempo, para a determinação de QO
2
X, foram feitos após cada ciclo de aeração do reator, a
partir de 2 horas de operação do mesmo.
Tabela 5.11: Medida da velocidade de respiração celular no reator I, para a segunda etapa
no dia 278, e as respectivas concentrações de amônio e DQO.
Determinação
N-NH
4
mgN.L
-1
DQO
mgO
2
.L
-1
QO
2
X
mgO
2
.(L.min)
-1
X
gSST.L
-1
QO
2
mgO
2
.(gSST.min)
-1
1* 0,55 104,94 2,681 3,52 0,762
2** 70,53 104,94 5,139 3,32 1,548
3*** 65,15 473,88 5,784 3,20 1,807
* determinação realizada nas condições apresentadas pelo Reator I no dia 278,
após 2 horas de operação.
** pulso de amônio
** pulso de DQO
Através dos dados apresentados na Tabela 5.11 torna-se evidente a influência da
concentração de amônio na velocidade de respiração celular. Quando partiu-se de uma
concentração de amônio praticamente nula para 70 mgN.L
-1
a velocidade específica de
respiração dobrou. Enquanto que para um pulso de DQO, que saiu de 100 e foi para 400
mgDQO.L
-1
, a velocidade de respiração aumentou muito pouco, isto confirma o que foi
citado anteriormente em relação a dificuldade das bactérias heterotróficas em retomarem a
respiração após períodos de anaerobiose.
Conforme citado por Schmidell & Reginatto (2005), para cultivos em cultura pura há
relatos da necessidade de 2 a 3 horas para que possa iniciar a desnitrificação, caso as
células tenham sido cultivadas na presença de oxigênio. Para o caso de lodos de processos
biológicos parece que esta limitação não ocorreria, em virtude do crescimento aglomerado
das células na forma de flocos. Ao que tudo indica a passagem de uma situação na qual as
células contam com um metabolismo tipicamente aeróbio para um anóxico, exigiria certo
tempo para que as enzimas necessárias na segunda situação pudessem ser sintetizadas, o
que também deve ocorrer em uma situação contrária.
5.2.3.2 Medida da atividade sob diferentes condições de operação do reator com
variação de pH
O interesse em explorar a atividade celular frente a variação do pH surgiu desde o
começo da segunda etapa do Reator I, quando no dia 44 realizou-se uma medida de QO
2
X
à pH 6,90, obtendo valor de 1,23 mgO
2
.(gSST.min)
-1
para QO
2
, e após ao acertar o pH para
7,59 obteve-se um valor de QO
2
= 1,49 mgO
2
.(gSST.min)
-1
.
Ao longo do período de operação do reator I, na segunda etapa, a velocidade
específica de respiração foi determinada para diferentes valores de pH ao longo das várias
fases do reator, que incluíam limitação na aeração e adição de acetato de sódio.
Os dados da velocidade específica de respiração levantados em diferentes valores
de pH, servem para mostrar a influência direta do pH sobre o metabolismo das bactérias, já
que estas variações ocorrem com freqüência em processos de tratamento de resíduos.
A Tabela 5.12 apresenta um conjunto de resultados de respiração referentes ao dia
20, da segunda fase do reator I, no qual foi realizado um acompanhamento de 12 horas no
reator, sem que houvesse a interferência nas condições de pH do mesmo. As
determinações da velocidade de respiração e as respectivas análises de amônio, nitrito e
nitrato foram feitas a cada duas horas.
O objetivo do citado experimento foi avaliar as condições de operação do reator ao
longo do período de alimentação e constatar a queda da atividade das bactérias frente ao
decréscimo de pH, causado pela nitrificação que ocorria nesta fase. Como se observa na
Tabela 5.12 o maior valor de QO
2
refere-se ao pH 7,68, enquanto que para valores de pH
inferiores a 7,0 este cai sensivelmente. Os dados para obtenção de QO
2
encontram-se no
Anexo C.
Tabela 5.12: Dados de velocidade de respiração, amônio, nitrito e nitrato para
acompanhamento do reator I, na segunda etapa, referente ao dia 20, pelo
período de 12 horas.
pH QO
2
X SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgO
2
(L.min)
-1
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
7,68 1,545 1,48 1,044 27,41 6,16 377,73
6,92 0,9564 1,43 0,669 35,46 0,00 348,04
6,74 1,0756 1,36 0,791 32,15 0,00 358,83
6,62 0,9082 1,28 0,710 28,36 0,00 269,76
6,54 1,0185 1,2 0,849 32,62 0,00 393,92
6,46 0,7545 1,13 0,668 29,30 0,00 356,13
6,41 0,7823 1,07 0,731 34,52 0,00 277,86
A Figura 5.25 mostra a relação entre a velocidade específica de respiração e a
velocidade específica máxima observada em cada ensaio de respiração frente ao pH, nos
dias 20 e 57 (quando o reator já estava sob processo de limitação de oxigênio, 30 minutos
aerando e 30 minutos sem aeração).
Figura 5.25: Relação entre velocidade específica e velocidade específica máxima
observada em cada ensaio de respiração em função do pH, para os
dias 20 e 57, da segunda etapa, Reator I.
Através da Figura 5.25 observa-se uma dispersão dos pontos na faixa de 6,5 a 7,0
em torno de um valor médio de QO
2
, sendo semelhante o comportamento do reator, para as
condições de operação tanto do dia 20 quanto do dia 57.
As análises do efluente mostraram que em ambos os dias a concentração de nitrito
no reator era zero, não havendo, portanto a inibição por ácido nitroso. Embora no dia 57 o
reator já estivesse operando sob limitação de oxigênio, a nitrificação ainda estava
ocorrendo, o que vem de encontro ao valor superior de QO
2
encontrado para o pH 7,5.
Desta forma, a redução na velocidade especifica de respiração para os valores mais baixos
de pH se deve à redução da disponibilidade de amônia livre, conforme mencionado no item
3.4.
A Figura 5.26 mostra os dados de relação entre a velocidade específica e a
velocidades específicas máximas de respiração observada em cada ensaio e a
concentração do ácido nitroso em função do pH, para os dias 132, 187 e 224 (Anexos E.1,
E.2 e E.3).
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
6 6,5 7 7,5 8 8,5
pH
QO
2
/QO
2max
Dia 20
Dia 57
Figura 5.26: Relação entre velocidade específica e velocidade específica máxima
observada em cada ensaio de respiração e concentração de ácido
nitroso em função do pH, para o dia 132 (Fase D), 187 (Fases E) e
224 (Fase F) da segunda etapa, Reator I.
Através da Figura 5.26 observa-se o comportamento semelhante dos valores de QO
2
nas diferentes fases em que se encontrava o Reator I, sendo os maiores valores de
atividade microbiana encontrados para uma faixa de pH entre 7,7 e 8,2. Cabe salientar que
na Fase D, na qual a concentração de nitrito é o dobro da fase anterior, ocorre uma clara
inibição para valores de pH abaixo de 7, possivelmente em virtude dos dois fatores, ou seja,
a limitação da disponibilidade de NH
3
e o início da inibição pelo HNO
2
.
Deve-se lembrar do discutido anteriormente no Capítulo 3, que o verdadeiro inibidor
das bactérias nitrificantes é o ácido nitroso, o qual no intervalo de valores de pH entre 7 e 8
apresenta a sua concentração praticamente nula. Para valores de pH abaixo de 7 e, em
particular, para valores abaixo de 6, a concentração de ácido nitroso pode provocar uma
intensa inibição do sistema biológico. Segundo Anthonnisen (1976), a ocorrência de inibição
da nitrificação pelo HNO
2
ocorre na faixa de 0,22 e 2,8 mgN.L
-1
.
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
5 5,5 6 6,5 7 7,5 8 8,5 9
pH
QO
2
/QO
2maxobs
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
N-HNO
2
(mgN.L
-1
)
Dias 132, 187 e 224
HNO2 Dias 132,187 e 224
Determinação dos parâmetros cinéticos
A fim de obter os parâmetros cinéticos para avaliação da atividade das bactérias,
segundo modelo proposto por Monod, procedeu-se conforme descrito no item 4.4.4,
plotando-se o valor de QO
2
em função da concentração de oxigênio dissolvido no meio
líquido.
Para melhor avaliação dos dados obtidos ao longo de todo período de operação do
Reator I, segunda etapa, dividiu-se os resultados em dois conjuntos, um com os dados de
QO
2
obtidos com o valor de pH em torno de 7,5 e o outro conjunto de dados obtidos
variando-se o pH do reator.
Desta forma foi possível avaliar o comportamento das bactérias, através de seus
parâmetros cinéticos, em diferentes condições de operação do reator, como limitação de
oxigênio e adição de material orgânico, para um mesmo pH. E também possibilitou a
obtenção de dados em diferentes valores de pH, para uma determinada situação do reator,
conhecendo assim os limites do processo.
v Determinação dos parâmetros cinéticos para valores de pH em torno de 7,5
A determinação dos parâmetros cinéticos para a presente etapa do Reator I, foi
determinada conforme apresentado no item 5.1.5, definidos pelo modelo de Monod.
A Figura 5.27 ilustra um exemplo desta determinação, referente ao dia 187, bem
como o ajuste da curva para determinação dos parâmetros de velocidade específica de
respiração máxima (QO
2max
) e a constante de saturação para o oxigênio (K
o
dado em
mgO
2
.L
-1
).
Figura 5.27. Variação da velocidade específica de respiração em função da
concentração de oxigênio dissolvido no meio, ajustado segundo
proposto pelo modelo de Monod, dia 187, segunda etapa, Reator I.
A Tabela 5.13 apresenta os parâmetros cinéticos determinados experimentalmente,
aplicando-se a equação proposta por Monod, referente as determinações realizadas ao
longo do período de operação, da segunda etapa do reator I. As determinações
apresentadas na Tabela 5.13 foram realizadas com o valor de pH em torno de 7,5.
Tabela 5.13. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para o reator I,
segunda etapa.
Dia
QO
2max
mgO
2
(gSST.min)
-1
K
0
mgO
2
.L
-1
r
2
pH
20
a
1,306 0,919 0,98 7,68
57
b
1,989 0,586 0,96 7,51
66
c
2,408 0,639 0,96 7,20
113
d
2,750 0,679 0,98 7,50
132
d
2,258 1,037 0,98 7,50
180
e
2,409 0,644 0,98 7,48
187
e
2,140 1,205 0,98 7,47
224
f
2,831 0,727 0,98 7,48
a: fase A; b: fase B; c: fase C; d: fase D; e: fase E; f: fase F.
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
1,8
0 1 2 3 4 5
Concentração de Oxigênio (mgO
2..
L
-1
)
QO
2
(mgO
2
(gSST.min)
-1
)
QO2 exp
QO2 Monod
QO
2
max = 2,140 mgO
2
.(gSST.min)
-1
Ko = 1,205 mgO
2
.L
-1
Da mesma forma que ocorrido na primeira etapa do Reator I, os parâmetros QO
2max
e
K
o
não apresentam uma clara tendência ao longo do tempo. De acordo com o mostrado na
Figura 5.28, pode-se assumir valores médios de QO
2max
= 2,26 mgO
2
.(gSST.min)
-1
e K
o
= 0,8
mgO
2
.L
-1
, os quais são equivalentes aos encontrados anteriormente.
Figura 5.28. Valores de QO
2max
e K
o
ao longo do tempo, para o Reator I, na segunda
etapa.
Stenstrom & Poduska (1980) estudaram o efeito da concentração de oxigênio
dissolvido na nitrificação utilizando culturas puras e culturas mistas provenientes de uma
estação de tratamento de efluentes. A concentração de oxigênio dissolvido utilizada afetou a
velocidade de nitrificação em ambas culturas. Os autores citam valores de K
o
entre 0,25 a 2
mgO
2
.L
-1
, enquanto Henze et al. (1997), cita valores de K
o
entre 0,5 e 1,0 mgO
2
.L
-1
.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
0 50 100 150 200 250
Tempo (dias)
QO
2
max(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
Ko(mgO
2
.L
-1
)
QO2
Ko
v Determinação dos parâmetros cinéticos com variação de pH
A seguir serão apresentados os dados relativos a determinação dos parâmetros
cinéticos (QO
2max
e K
0
), para os experimentos em que forçou-se uma variação de pH.
A Tabela 5.14 apresenta os dados dos parâmetros, relativos ao dia 57 (30 minutos
aerando e 30 minutos sem aeração).
Tabela 5.14: Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para o dia 57, na
segunda etapa do Reator I.
pH QO
2max
K
o
r
2
8,28 1,531 0,488 0,991
7,51 1,988 0,586 0,98
7,17 1,520 0,492 0,98
6,99 1,347 0,480 0,97
6,52 0,797 0,214 0,98
A tendência dos parâmetros cinéticos com a variação do pH também pode ser
observado através da Figura 5.29.
Figura 5.29. Velocidade específica de respiração (QO
2max
) e constante de saturação
(K
o
) em função do pH, para o dia 57, da segunda etapa, Reator I.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
6 6,5 7 7,5 8 8,5
pH
QO
2
max (mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
Ko(mgO
2
.L
-1
)
QO2 Ko
A Tabela 5.15 apresenta os dados dos parâmetros cinéticos, relativos aos dias 132,
187 e 224, nos quais o reator estava sendo aerado por 15 minutos e passava 1 hora em
anaerobiose.
Tabela 5.15: Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente, para os dias 132, 187
e 224, na segunda etapa do Reator I.
Dia 132 Dia 187 Dia 224
pH QO
2max
K
o
pH QO
2max
K
o
pH QO
2max
K
o
8,70 1,658 0,514 8,25 3,538 1,221 8,49 3,565 0,915
8,10 2,354 0,769 7,75 3,153 1,623 7,48 2,831 0,727
7,50 1,312 0,989 7,47 2,140 1,205 7,01 1,711 0,552
7,07 1,101 0,292 6,99 1,527 0,878 6,51 0,691 0,0063
Os dados completos de velocidade específica de respiração em função da
concentração de oxigênio dissolvido, para os dias 57, 132, 187 e 224, em todos os valores
de pH apresentados encontram-se no Anexo D.
Cabe salientar que tanto na Figura 5.29 como na Tabela 5.15 ocorre redução de
QO
2max
e K
o
à medida que se reduz o valor do pH.
v Considerações finais sobre o Reator I
Os resultados apresentados nestas 2 etapas do Reator I permitem concluir que é
perfeitamente possível efetuar a geração de nitrito, sem a presença de nitrato, em um reator
operado em SBR com o reciclo total de células, operando com um meio contendo elevada
concentração de amônio, desde que se efetue uma adequada limitação da disponibilidade
de oxigênio dissolvido, a fim de evitar a ação das bactérias oxidadoras de nitrito (BON).
A utilização do processo SHARON como gerador de nitrito para um processo
ANAMMOX é assim possível, sem a utilização do processo contínuo com o arraste das
BON, o que acaba causando uma baixa concentração celular, limitando a efetividade do
processo SHARON/ANAMMOX, conforme apresentado por van Dongen et al. (2001).
Na etapa de desnitrificação, mostrou-se que se atinge algo como 85 % da eliminação
de nitrogênio a partir do nitrito, pela quantidade estequiométrica de matéria orgânica na
forma de acetato de sódio, o que permite imaginar que uma quantidade da ordem de 1,25
vezes a quantidade estequiométrica, poderá ser eficiente para promover uma completa
desnitrificação.
Deve-se, contudo lembrar que a completa desnitrificação pode não ser
absolutamente necessária, caso se imagine este processo como auxiliar na eliminação do
nitrogênio, sendo o efluente retornado ao reator anaeróbio inicial, conforme sugere a própria
proposta do processo SHARON (item 3.5.1).
Tais observações foram realizadas com um meio de alimentação sintético contendo
algo em torno de 500 mgN-NH
4
.L
-1
, não havendo no presente trabalho a preocupação com
uma otimização dos ciclos, ou da carga nitrogenada, o que fica como sugestão para um
próximo trabalho. De qualquer forma, pode-se antever que será possível aumentar
consideravelmente o desempenho do reator com uma redução do TRH, tendo em vista a
estabilidade no acompanhamento por 24 horas.
Dados experimentais obtidos na primeira etapa para o Reator II
A partida para o reator II foi dada conforme citado anteriormente no item 4.2.2,
inoculando-se com 1L de suspensão de células (item 4.1) e completando-se o volume para
2L durante 24 horas. Conforme o procedimento feito para o reator I, o reator II foi operado
por 6 dias, durante os quais se pretendia atingir um estado estacionário, com o reator em
processo contínuo.
A Figura 5.30 (Anexo B.32) mostra a variação da concentração celular em função do
tempo. É possível, então, observar que o estado estacionário pretendido não foi alcançado,
ocorrendo uma situação de acentuado decréscimo da concentração celular, apesar do baixo
valor da vazão específica de alimentação aplicada (D = 0,006 h
–1
). No tempo 144 horas
decidiu-se efetuar a lavagem das células, a qual foi feita em 3 horas, pois a concentração
celular no final deste período já estava com um valor bastante reduzido (0,13 gSST.L
-1
).
Através dos dados obtidos com o processo de lavagem das células chegou-se a um valor
negativo para a velocidade específica máxima de crescimento celular, indicando que o
fenômeno não está adequadamente descrito, ocorrendo, na verdade, um decaimento da
concentração celular maior do que o que deveria ocorrer apenas pelo efeito da lavagem.
O inóculo utilizado estava sendo adaptado à 243 dias, o que mostra uma situação
diferente do inóculo utilizado para o reator I (primeira etapa), que estava em andamento a
160 dias, quando foi utilizado para o Reator I. No período de utilização do inóculo para o
reator II, este poderia estar em desequilíbrio, o que justificaria a dificuldade em atingir um
estado estacionário e também a ineficiência da lavagem realizada. A vazão específica de
alimentação aplicada durante a lavagem foi de 0,075 h
-1
, o que se mostrou muito elevada
para as células presentes, causando um decréscimo acentuado da concentração celular em
um curto período de tempo.
Figura 5.30: Variação da concentração celular em função do tempo, para o reator II
operando em processo contínuo.
Com o final do processo de lavagem, passou-se a operar o reator em sistema SBR,
nas mesmas condições do Reator I, a fim de enriquece-lo em bactérias oxidadoras de
amônio.
A Figura 5.31 (Anexo B.33) mostra o crescimento celular nos 200 dias de operação
do reator. A dispersão mostrada na figura deve-se à tendência dos microrganismos a
aderirem as paredes do reator, como também à tendência de sedimentação, dificultando
assim a retirada de amostras homogêneas, mesmo tomando todos os cuidados para tornar
a amostragem a mais homogênea possível.
0,00
0,10
0,20
0,30
0,40
0,50
0,60
0,70
0 24 48 72 96 120 144 168
Tempo (h)
Concentração celular (gSST/L)
começo do
período de
lavagem
Figura 5.31: Concentração celular em função do tempo no período de SBR, após o
período de lavagem.
Os dados experimentais mostrando um comportamento exponencial, sugeriram o
ajuste de uma função exponencial da qual se obteve uma velocidade específica de
crescimento de 0,0056 d
-1
, valor este muito inferior ao encontrado na literatura e, também,
inferior ao encontrado para o reator I, na primeira etapa. Estes dados podem estar
relacionados com a dificuldade de lavagem do reator, conforme demonstrado anteriormente
(VERSTRAETE & PHILIPS ,1998).
Os resultados apresentados pelo reator referentes as análises de amônio, nitrito,
nitrato e conversão de nitrogênio, durante os 200 dias de operação, são mostrados na
Figura 5.32. Os dados completos referentes a Figura 5.32 são apresentados no Anexo B.34.
A aeração foi mantida constante durante todo período de operação do reator, exceto
nos pontos 1 (54 horas sem aeração) e 3 (50 horas sem aeração). O ponto 2 mostrado na
Figura 5.32 refere-se ao aumento de 50% na concentração de amônio do meio sintético
citado no item 4.1.
SST= 0,3217e
0,0056*t
R
2
= 0,76
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
0 50 100 150 200
Tempo(dias)
Concentração celular (gSST/L)
Figura 5.32: Dados da concentração de amônio, nitrito, nitrato e conversão de amônio no
efluente do reator II, durante o período de 200 dias (1: 54 horas sem
aeração; 2: aumento de 50 % na concentração do meio de alimentação; 3:
50 horas sem aeração).
A Figura 5.32 mostra que, mesmo com uma lavagem um tanto distinta do ocorrido
com o Reator I, o reator apresentou nitrito nos primeiros dias, mas este logo voltou a
desaparecer, comprovando a ineficiência da lavagem, provavelmente devido aos problemas
citados anteriormente.
O ponto 1 (dia 91) mostrado na Figura 5.32 refere-se a uma parada de aeração de
54 horas provocada no reator, a fim de formar nitrito através da inibição das bactérias
oxidadoras de nitrito, conforme já mencionado anteriormente. Mas o observado foi que logo
após a retomada da aeração o reator manteve o mesmo comportamento anterior.
Conforme mencionado anteriormente, Wyffels et al. (2003), mostraram uma condição
estável com cerca de 500 mgN-NO
2
.L
-1
por 135 dias, enquanto mantiveram a concentração
de oxigênio dissolvido abaixo de 0,1 mgO
2
.L
-1
. No momento em que houve aumento desta
concentração para valores acima de 2,85 mgO
2
.L
-1
a completa nitrificação ocorreu em 11
dias. Este fato ressalta a idéia de um controle permanente na concentração de oxigênio
dissolvido no meio, uma vez que este fator se mostra determinante na ação das bactérias
oxidadoras de nitrito.
No ponto 2 (dia 131) a concentração de amônio no meio de alimentação do reator foi
aumentada em 50 %. Com este aumento a concentração de oxigênio dissolvido no reator,
medida em distintos momentos, caiu para valores inferiores a 1,5 mgO
2
.L
-1
. Assim, a vazão
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 50 100 150 200
Tempo (dias)
Concentração do efluente (mgN,L
-1
)
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Conversão de Nitrogênio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Conversão de N
1 2 3
de ar foi aumentada para 1vvm, fazendo com que a concentração de oxigênio dentro do
reator oscilasse entre 3 e 3,5 mgO
2
.L
-1
.
No ponto 3 (dia 147) a aeração foi novamente desligada durante 50 horas, causando,
desta vez, um acúmulo de nitrito, provavelmente pelo aumento conjunto da concentração de
amônio e nitrito que contribuíram para a inibição das bactérias oxidadoras de nitrito.
Após 210 dias de operação do reator, ocorreu um problema com o banho
termostatizado, fazendo com que a temperatura chegasse a valores superiores a 50
0
C no
interior do reator, ocasionando o lise total das células presentes em cerca de 2 dias após o
incidente. Desta maneira, o experimento foi encerrado em um momento que tendia a um
estado estacionário, conforme mostra a Figura 5.32.
A fim de comparar os valores da velocidade de conversão de substrato e de geração
de produto, para a presente etapa do reator, com os dados obtidos para o Reator I,
resolveu-se admitir um período estacionário do dia 184 até o dia 200 (correspondente a
cerca de 8 TRH), para as formas nitrogenadas presentes no efluente.
Neste período o reator estava sendo operado com uma carga média de 377 mgN-
NH
4
.(L.d)
-1
. Desta maneira o cálculo da velocidade específica de consumo do amônio foi
calculado conforme apresentado no item 5.1.3 (utilizando a equação 5.2).
Considerando:
[N-NH
4
] = 61,9 mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
]
0
= 754 mgN-NH
4
.L
-1
X = 0,80 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
Obtém-se:
dgSST
NHmgN
NHN
.
450
4
4
−
=
−
µ
Através da equação 5.4 calculou-se a velocidade específica de formação de nitrito,
considerando:
[N-NO
2
] = 611 mgN-NO
2
.L
-1
X = 0,80 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
Obtém-se:
dgSST
NOmgN
NON
.
397
2
2
−
=
−
µ
A diferença obtida entre os dois valores deve-se ao fato de ter-se considerado a
concentração de nitrato no reator nula, bem como a desconsideração quanto a eliminação
de nitrogênio. Certamente os dados de eliminação encontrados podem ser atribuídos ao
período de instabilidade em que ainda encontrava-se o reator.
Na presente etapa do reator II, na qual a concentração de amônio e nitrito estavam
cerca de 50 % acima das verificadas no reator I, a velocidade de consumo de substrato foi
superior a obtida no reator I, na fase anterior à colocação de acetato. Isto deve-se
principalmente ao fato de haver uma maior quantidade de amônio disponível, para
praticamente uma mesma concentração celular.
Medida da atividade nitrificante das células
A respirometria como dita anteriormente por ser uma ferramenta bastante útil para
quantificar o estado fisiológico das células, também foi utilizada para verificar a velocidade
específica de respiração das células no Reator II.
Conforme descrito no item 4.4.1 foi calculado o valor de QO
2
, para o dia 138 de
experimento, como mostra a Figura 5.33.
Figura 5.33. Variação da concentração de oxigênio dissolvido em função do tempo
no Reator II, para determinação de respiração celular, no dia 138.
Da mesma forma que ocorrido para o Reator I, o valor de QO
2
(1,71
mgO
2
.(gSST.min)
-1
), encontrado no presente experimento, também é muito superior ao
encontrado inicialmente para o inóculo utilizado no trabalho (valores da ordem de 0,6
mgO
2
.(gSST.min)
-1
), indicando que mesmo com a dificuldade de lavagem, houve seleção
das bactérias oxidadoras de amônio.
O resultado de QO
2
apresentado acima é equivalente aos encontrados para os dias
158 e 196 (Tabela 5.2), do reator I, na primeira etapa, o que confirma o bom desempenho
do reator mesmo com as condições adversas encontradas durante a partida do mesmo.
Conforme realizado na primeira etapa, para o Reator I, fez-se um acompanhamento
pelo período de 24 horas no Reator II, com o objetivo de verificar as possíveis oscilações
existentes ao longo do tempo.
C = -1,83t + 3,8311
R
2
= 0,998
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
3,5
4
4,5
0 1 2 3 4 5 6 7 8
Tempo (min)
Concentração de Oxigênio (mgO
2
.L
-1
)
QO
2
X = 1,83 mgO
2
.(L.min)
-1
X = 1,07 gSST.L
-1
Portanto:
QO
2
= 1,71 mgO
2
(gSST.min)
-1
A Tabela 5.16 apresenta os dados de velocidade de respiração celular obtidos a
cada hora pelo período de 24 horas (dia 201), bem como os dados de concentração de
amônio, nitrito e nitrato realizadas a cada 2 horas, para o final do primeiro conjunto de
experimentos realizados para o reator II.
Tabela 5.16. Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas concentrações de
amônio, nitrito e nitrato realizadas no reator II, primeira etapa, pelo período de
24 horas.
Tempo N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
pH X QO
2
(h) mgN.L
-1
mgN.L
-1
mgN.L
-1
gSST.L
-1
mgO
2.
(gSST.min)
-1
0 80,05 727,37 7,14 7,54 1,54 1,113
1 7,33 1,52 1,541
2 89,01 729,62 7,68 6,81 1,45 1,066
3 6,67 1,42 0,952
4 60,58 731,87 4,99 6,73 1,37 1,088
5 6,59 1,32 0,834
6 62,47 756,59 8,09 6,61 1,28 1,079
7 6,6 1,24 0,92
8 60,11 709,4 7,41 6,63 1,2 1,154
9 6,6 1,17 1,057
10 55,84 729,62 5,39 6,53 1,13 0,846
11 6,5 1,1 0,923
13 6,53 1,07 0,853
14 51,1 754,34 7,01 6,6 1,04 1,027
15 6,59 1,01 1,188
16 67,69 747,6 7,95 6,56 0,98 1,144
17 6,51 0,95 1,058
18 69,11 752,09 6,6 6,54 0,93 1,081
19 6,53 0,91 1,334
20 64,84 691,42 4,58 6,45 0,89 0,97
21 6,46 0,86 0,884
22 64,37 747,6 7,55 6,63 0,84 1,115
Cabe salientar que o valor de QO
2
encontrado para o dia 138, quando o reator
estava em plena nitrificação, é superior aos dados do dia 201, no qual a concentração de
nitrito era da ordem de 750 mgN-NO
2
.L
-1
.
Embora, a queda de atividade nitrificante para o dia 201 não tenha sido tão
expressiva como alguns casos citados na literatura, considerando a alta concentração de
nitrtito acumulada no reator (750 mgN-NO
2
.L
-1
), este fato é coerente com diversas citações
encontradas, que descrevem até mesmo valores da ordem de 10 e 30 mgN-NO
2
.L
-1
, como
sendo tóxicos às células (MULLER et al., 1995).
Stein & Arp (1998), sugeriram uma inativação irreversível das bactérias amônio
oxidantes por nitrito a uma concentração de 128 mgN-NO
2
.L
-1
.
Strous et al. (1998) verificaram, durante o estudo da fisiologia microbiana da
comunidade ANAMMOX, uma inibição da oxidação anaeróbia do amônio (via nitrito) por
concentrações de nitrito acima de 280 mgN-NO
2
.L
-1
. Entretanto, quando a concentração
permaneceu acima de 20 mgN-NO
2
.L
-1
, por um período de 12 horas, a atividade foi
completamente inibida.
Os resultados obtidos durante as 23 horas de acompanhamento, do reator II,
referentes a concentração de saída das formas nitrogenadas e QO
2
, são mostradas na
Figura 5.34, na qual é possível observar que não ocorre uma variação significativa dos
dados ao longo do período. Isto possibilitaria o cálculo da média dos valores de QO
2
(QO
2
=1,06 mgO
2
.(gSST.min)
-1
), o desvio padrão (0,17) e o intervalo de confiança da média
(QO
2
= 1,06 ± 0,07 mgO
2
.(L.min)
-1
) com nível de significância de 95%.
Figura 5.34. Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o
acompanhamento de 23 horas, na primeira etapa, reator II.
0
100
200
300
400
500
600
700
800
0 5 10 15 20 25
Tempo(h)
Concentração do Efluente (mg.L-1)
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
1,8
QO2 (mg.(L.min)-1)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
QO2
O valor de QO
2
(QO
2
= 1,06 ± 0,07 mgO
2
.(L.min)
-1
), obtido para o Reator II é a
metade do valor de QO
2
(QO
2
= 2,16 ± 0,12 mgO
2
(L.min)
-1
) encontrado na primeira etapa
para o Reator I. Isto deve ter ocorrido, principalmente, devido a alta concentração de nitrito
presente nesta etapa, que conforme comentado anteriormente é altamente tóxico aos
microrganismos presentes, particularmente para valores abaixo de 7,0 em virtude do
acúmulo de ácido nitroso.
Entretanto, este valor é elevado para cerca de 750 mgN-NO
2
.L
-1
, presentes no reator.
Relembrando a Figura 5.26 é possível observar que para valores de pH abaixo de 7, tem-se
valores de QO
2
em torno de 30 % do QO
2maxobs
, o que representa aproximadamente 0,7
mgO
2
.(gSST.min)
-1
), valor este inferior ao encontrado neste momento. Deve-se também
relembrar que no caso da Figura 5.26 a concentração de nitrito não ultrapassou 480 mgN-
NO
2
.L
-1
.
Da mesma forma que apresentado para o Reator I, a quantidade de oxigênio teórica
e prática necessária para oxidação do amônio introduzido no reator, no dia do experimento,
foi calculada a fim de comparar os dados obtidos através da aplicação da equação proposta
por Henze et al. (1997) com os dados experimentais.
Para o cálculo da massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 23 horas, fez-se as mesmas considerações apresentadas
para o Reator I, na primeira etapa.
Utilizando-se a equação 5.8 (item 5.1.4), e considerando:
Concentração do meio de alimentação = 752 mgN-NH
4
.L
-1
Volume alimentado durante as 23 horas = 905 mL (F = 39,3.10
-3
L.h
-1
)
Concentração de N-NH
4
presente no reator = 65,9 mgN-NH
4
.L
-1
(valor médio)
Tem-se:
hmgNVr
NONHN
27*
2.4
=
−
Através da equação 5.9 (item 5.1.4):
4
6212.4 NHmgN
m
NONH −=
Sendo:
24
4
2
01,2621*
24,3
gONHmgN
NHmgN
mgO
=−
−
Então, 2,01 gO
2
, é a massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 23 horas.
Através dos dados experimentais, calculou-se a massa de oxigênio efetivamente
utilizada para oxidação do amônio a nitrito, consumida ao longo das 23 horas de operação
do reator. Para tanto, aplicou-se a equação 5.10 (item .1.4), utilizando-se os valores
experimentais de QO
2
X apresentados na Tabela 5.17. Como o reator estava operando com
plena aeração, a qual era interrompida apenas para a determinação do QO
2
, os cálculos da
massa de oxigênio experimental são feitos apenas para a fase aeróbia.
A Tabela 5.17 apresenta a massa total de oxigênio consumida ao longo do período
de acompanhamento para o dia 201 de operação do reator II, na primeira etapa.
Tabela 5.17. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 24 horas de
acompanhamento do reator II, primeira etapa, a partir dos dados
experimentais de respiração celular.
QO
2
X O
2
Consumido Tempo
(h)
mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg)
0 1,714 106,95
1 2,342 147,57
2 1,546 102,02
3 1,352 91,65
4 1,491 104,19
5 1,101 79,92
6 1,381 103,58
7 1,141 87,96
8 1,385 110,51
9 1,237 101,66
10 0,956 80,88
11 1,015 88,33
13 1,023 89,00
14 0,913 81,87
15 1,068 98,69
16 1,200 113,75
17 1,121 109,65
18 1,005 101,01
19 1,012 104,42
20 1,214 128,56
21 0,863 93,50
22 0,760 84,39
Total
2210
A partir dos dados experimentais, chegou-se a uma massa de 2,21 gO
2
consumida
ao longo do processo, valor este 10% superior ao total de oxigênio teórico (estequiometria
proposta por Henze et al., 1997) necessário para a oxidação do amônio introduzido no
reator. Desta maneira, pode-se dizer que a estequiometria proposta é adequada e, portanto,
nos ensaios com períodos de anaerobiose, de fato, estaria ocorrendo outros fenômenos,
conforme mencionado.
Determinação dos parâmetros cinéticos
Da mesma forma que apresentado anteriormente os parâmetros cinéticos foram
definidos conforme modelo proposto por Monod (equação 4.13) e estão apresentados na
Tabela 5.18. Os dados referem-se aos dias 138 e 221 e os valores da velocidade específica
de respiração em função da concentração de oxigênio dissolvido encontram-se no Anexo D.
Tabela 5.18. Parâmetros cinéticos determinados experimentalmente para a primeira
etapa do Reator II.
Dia pH
QO
2max
(mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
K
0
(mgO
2
.L
-1
)
r
2
138 7,38 2,556 0,803 0,98
221 7,54 2,156 0,780 0,96
221 6,60 1,326 0,437 0,97
Os dados apresentados na Tabela 5.18 confirmam a discussão anterior que atribui a
alta na concentração de nitrito como fator decisivo na queda da atividade das bactérias.
Para o dia 221, apenas foi calculado dois pontos dos 23 dados apresentados para
novamente ilustrar a queda drástica da respiração, principalmente em valores de pH abaixo
de 7. O valor de K
o
também foi afetado com a queda de pH, o que está de acordo com o
visto anteriormente.
Dados experimentais para a segunda etapa do Reator II
Após encerrado o período de acompanhamento da primeira etapa do Reator II,
devido ao mesmo motivo que levou ao encerramento do Reator I, partiu-se para uma nova
fase na qual não seria efetuada lavagem das células, afim de promover a seleção das BOA,
por motivos já citados anteriormente. O primeiro objetivo desta etapa do reator foi aumentar
a carga nitrogenada, promovendo assim um maior crescimento celular, sendo após iniciada
uma fase de limitação de oxigênio, com a finalidade de inibir a ação das bactérias
oxidadoras de nitrito (BON), possibilitando um reator gerador de altas concentrações de
nitrito.
A partida para o reator II foi mantida da mesma forma que para a primeira etapa,
conforme citado no item 4.2.2, inoculando-se 1L de suspensão de células (item 4.1) e
completando-se o volume para 2L durante 24 horas. A seguir, o reator foi imediatamente
operado em sistema SBR, com vazão de aproximadamente 43,5 mL.h
-1
.
A operação do reator consistiu de fases distintas, as quais são apresentadas a
seguir:
Fase A: reator operado com alimentação de aproximadamente 500 mgN-NH
4
.L
-1
e
aeração contínua.
Fase B: reator operado com alimentação de aproximadamente 750 mgN-NH
4
.L
-1
e
aeração contínua.
Fase C: reator operado com aproximadamente 1000mgN-NH
4
.L
-1
e aeração
contínua.
Fase D: limitação na aeração para 15 minutos aerando e 1 hora sem aeração.
Fase E: volta da aeração plena.
Fase F: limitação na aeração para 15 minutos aerando e 1 hora sem aeração (idem
fase D).
Fase G: limitação na aeração para 15 minutos aerando e 45 minutos sem aeração.
Fase H: limitação na aeração para 30 minutos sem aeração e 30 minutos aerando.
A concentração do meio de alimentação para as fases D, E, F, G e H continuou a
mesma da fase C.
A Figura 5.35 (Anexos B.35, B.36 e B.37) mostra o acompanhamento da
concentração celular para o reator II, segunda etapa, durante 157 dias de operação, nos
quais não ocorreu limitação da aeração. Nota-se claramente o efetivo aumento da
concentração celular, durante as fases em que ocorreu aumento da concentração do meio
de alimentação, possibilitando o ajuste de uma equação exponencial, da qual se obteve uma
velocidade específica de crescimento de 0,0067 d
-1
, valor este similar ao encontrado para a
primeira etapa, do reator II, porém igualmente inferior ao encontrado na literatura.
Figura 5.35. Concentração celular em função do tempo, para as fases A, B e C da
segunda etapa, Reator II.
A Figura 5.36 mostra o crescimento celular ao longo das fases D, E, F, G e H
(Anexos B.38, B.39, B.40, B.41 e B.42), nas quais começou-se a trabalhar com limitação na
aeração. Após a primeira limitação aplicada ao sistema, ocorrida na Fase D, claramente
houve uma perturbação e não houve crescimento exponencial. Mesmo durante a fase E, na
qual tornou-se a aplicar a plena aeração a fim de incentivar o crescimento, este não foi
pronunciado. Nas fases F e G, a concentração celular manteve-se praticamente constante,
ocorrendo um decréscimo celular mais acentuado na fase H, mesmo utilizando-se uma
menor limitação da aeração que nas fases anteriores.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
0 20 40 60 80 100 120 140 160 180
Tempo (dias)
Concentração celular (gSST.L
-1
)
A
B C
Figura 5.36: Concentração celular em função do tempo para as fases D, E, F e G, da
segunda etapa, Reator II.
Os resultados apresentados pelo reator referentes as análises de amônio, nitrito,
nitrato, e a conversão do amônio para as demais formas nitrogenadas (nitrito e nitrato),
durante as fases A, B e C para os primeiros 157 dias de operação, são mostrados na Figura
5.37 (Anexos B.43, B.44 e B.45).
Durante o período aerado de fato esperava-se um reator operando com plena
nitrificação, fato confirmado pela Figura 5.37. Na maioria dos pontos apresentados,
principalmente na fase C, o reator obteve os maiores percentuais de conversão do amônio
em nitrato, sendo nula a concentração de nitrito durante as três etapas.
0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
155 175 195 215 235 255 275
Tempo (dias)
Concentração Celular (gSST.L
-1
)
D E F G H
Figura 5.37: Concentração de amônio, nitrito, nitrato e conversão do amônio, durante
as fases A, B e C, para o Reator II, segunda etapa.
A Figura 5.38 mostra o restante do período de operação do reator, até o dia 280,
referente as fases nas quais utilizou-se a limitação de oxigênio, afim de obter um reator
gerador de nitrito.
Através da Figura 5.38 pode-se notar que durante a fase D (Anexo B.46) o sistema
não estava nitritando totalmente, e que a concentração de amônio presente no reator
ultrapassava, na maioria dos dias, concentrações superiores a 200 mgN-NH
4
.L
-1
. A fim de
aumentar a conversão do amônio presente no reator, iniciou-se a Fase E (Anexo B.47), na
qual a aeração foi plena. A confirmação do aumento na conversão do amônio pode ser
observado na Figura 5.39. No entanto, após 217 dias houve queda na concentração de
nitrito e aumento na concentração de nitrato, o que motivou a passagem para a fase F.
Durante a fase F (Anexo B.48), as concentrações de amônio ficaram em torno de
200 a 400 mgN-NH
4
.L
-1
e as de nitrito atingiram seu valor máximo ao redor de 800 mgN-
NO
2
.L
-1
, mas logo voltaram a cair, enquanto a concentração de amônio aumentava. O
aumento na concentração de amônio, sem aumento de nitrato, (Figura 5.38) e os baixos
percentuais de conversão, mostrados na Figura 5.39, sugeriram uma aumento no período
de aeração do reator, o que ocorreu nas fases seguintes.
Para a fase H (Anexo B.50), o valor da concentração de amônio, ficou em torno de
100 mgN-NH
4
.L
-1
devido ao aumento da aeração para 30 minutos por hora. Entretanto,
mesmo sendo atingidos altos percentuais de conversão de amônio, esta não foi completa,
conforme observado na Figura 5.39, possivelmente pelas elevadas concentrações de nitrito,
0
200
400
600
800
1000
1200
1400
0 50 100 150
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
60
65
70
75
80
85
90
95
100
Conversão de Amônio (%)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
Conversão de N
A B C
o que deve ter causado inibição nas bactérias oxidadoras de amônio (BOA). Diante disto, o
aumento na velocidade do processo oxidativo apenas poderá ser atingido aumentando-se a
concentração celular. Os dados da Fase G encontram-se no Anexo B.49.
Figura 5.38: Concentração de amônio, nitrito e nitrato, durante as fases D, E, F e G,
para o Reator II, segunda etapa.
Figura 5.39: Conversão do amônio às demais formas nitrogenadas e remoção de
nitrogênio, para as fases D, E, F e G, Reator II, segunda etapa.
0
200
400
600
800
1000
1200
1400
155 175 195 215 235 255 275
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
D E F G H
50
60
70
80
90
100
155 175 195 215 235 255 275
Tempo (dias)
Conversão de amônio (%)
0
5
10
15
20
25
30
35
40
45
50
Remoção de Nitrogênio (%)
Conversao
Remocao de N
D
E
F G
H
As velocidades de conversão de substrato e de geração de produto, foram
calculadas para a fase H, correspondente ao período do dia 266 a 278, na qual o reator
estava operando com uma carga média de 501 mgN-NO
2
.L
-1
, valor cerca de 50 % superior a
carga aplicada na primeira etapa deste reator.
Para o cálculo da velocidade específica de consumo de amônio foi utilizada a
equação 5.2, apresentada na primeira etapa do Reator I.
Considerando:
[N-NH
4
] = 90,6 mgN-NH
4
.L
-1
[N-NH
4
]
0
= 1003 mgN-NH
4
.L
-1
X = 1,27 gSST.L
-1
D = 0,52 d
-1
Obtém-se:
dgSST
NHmgN
NHN
.
374
4
4
−
=
−
µ
Tendo também a velocidade de consumo de amônio como:
dL
NHmgN
NHN
r
.
475
4
4
−
=
−
Através da equação 5.4 calculou-se a velocidade específica de formação do produto,
e considerando:
[N-NO
2
] = 824 mgN-NO
2
.L
-1
X = 1,27 gSST.L
-1
D = 0,52d
-1
Obtém-se:
dgSST
NOmgN
NON
.
337
2
2
−
=
−
µ
O valor encontrado de velocidade de consumo de substrato é superior, aos
anteriores, tanto para o reator I, quanto para a primeira etapa do reator II. Isto demonstra
que mesmo diante de uma concentração elevada de nitrito, a maior disponibilidade de
amônio acompanhada de uma superior concentração celular, contribuiu para um aumento
na velocidade do processo oxidativo.
Medida da atividade nitrificante das células através da respirometria, para a
segunda etapa do reator II
Para a segunda etapa de experimentos realizadas no Reator II, a respirometria
também foi utilizada como ferramenta para quantificar o estado fisiológico das células,
através da medida da velocidade específica de respiração celular.
Os dados de respirometria que serão apresentados a seguir visam verificar as
condições das células primeiramente em pH constante, tendo o reator em diferentes
situações de alimentação e limitação de oxigênio. A seguir buscou-se verificar a influência
da variação do pH na velocidade específica de respiração celular, bem como avaliar o
comportamento dos parâmetros cinéticos nas diferentes condições de operação do reator.
5.4.1.1 Medidas de velocidade específica de respiração sob diferentes condições de
operação do reator e pH constante
A Tabela 5.19 apresenta os dados de velocidade de respiração e concentrações do
efluente medidas, para distintos dias de operação e valores de pH em torno de 7,5. As
curvas completas da concentração de oxigênio dissolvido medido em função do tempo,
usadas na determinação da velocidade de respiração celular (QO
2
X), para os dias de
experimento apresentados na Tabela 5.19, encontram-se no Anexo C.
Tabela 5.19. Dados de velocidade de respiração e as respectivas concentrações de amônio,
nitrito e nitrato na saída do reator II, segunda etapa.
Dia
N-NH
4
mgN.L
-1
N-NO
2
mgN.L
-1
N-NO
3
mgN.L
-1
pH
X
gSST.L
-1
QO
2
X
mgO
2
.(L.min)
-1
QO
2
mgO
2
.(gSST.min)
-1
34
a
55,84 0,00 474,90 7,49 0,96 1,375 1,432
44
b
59,89 0,00 643,95 7,53 1,88 2,696 1,434
57
b
75,20 0,00 725,10 7,51 1,90 2,337 1,230
132
c
0,00 8,69 960,98 7,50 2,39 3,696 1,546
179
d
253,78 750,73 10,19 7,80 4,05 4,830 1,193
188
d
172,45 839,52 12,65 7,48 3,67 3,518 0,959
217
e
2,65 10,03 779,18 7,50 1,34 2,049 0,843
266
f
92,98 796,77 24,85 7,45 2,24 2,462 1,099
a: fase A; b: fase B; c: fase C; d: fase D; e: fase E; f: fase H.
Através da Tabela 5.19 é possível observar que os mais baixos valores de
velocidade específica de respiração são obtidos nos dias em que se tem as mais altas
concentrações de nitrito. O dia 217 é uma exceção a este fato, mas cabe salientar que a
concentração de amônio presente é praticamente zero, o que pode ter causado uma inibição
da respiração por carência de substrato.
A Figura 5.40 mostra a variação da velocidade específica em função do tempo,
através da qual é possível observar claramente que os valores de respiração decrescem
com o aumento da concentração de nitrito.
Figura 5.40. Variação da velocidade específica de respiração em função do tempo,
para a segunda etapa do reator II.
Ao final do período de operação do reator (dia 271, fase H), foi realizado um
experimento de acompanhamento da velocidade específica de respiração e concentrações
de amônio, nitrito e nitrato no efluente, pelo período de 23 horas.
A Tabela 5.20 apresenta os dados ao longo do período em que foi realizado o
experimento.
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
1,8
0 50 100 150 200 250 300
Tempo (dias)
QO
2
(gSST(L.min)
-1
)
Tabela 5.20: Dados de velocidade de respiração celular e as respectivas concentrações de
amônio, nitrito e nitrato realizadas no reator II, segunda etapa, pelo período de
23 horas.
Tempo N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
pH X QO
2
(h) mgN.L
-1
mgN.L
-1
mgN.L
-1
gSST.L
-1
mgO
2.
(gSST.min)
-1
0
120,73 741,52 22,49 7,50 2,46 0,770
2
150,40 741,52 21,41 7,50 2,22 0,634
3
7,50 2,12 0,635
4
172,41 700,07 21,77 7,50 2,02 1,110
5
7,50 1,95 1,136
6
159,97 717,34 18,33 7,50 1,88 1,277
7
7,50 1,78 1,246
8
153,27 755,33 19,60 7,50 1,74 1,245
9
7,50 1,67 1,276
10
150,40 831,31 15,26 7,50 1,64 0,812
11
7,50 1,57 1,211
13
140,83 803,68 21,23 7,50 1,53 1,084
14
7,50 1,48 0,908
15
132,22 755,33 24,48 7,50 1,44 1,248
16
7,50 1,40 0,853
17
141,78 814,04 22,31 7,50 1,37 1,363
18
7,50 1,33 0,974
19
132,22 820,95 24,12 7,50 1,30 1,072
20
7,50 1,29 1,195
21
118,82 879,66 27,38 7,50 1,29 0,952
22
7,50 1,29 1,025
Os resultados obtidos durante as 23 horas de acompanhamento, do reator II,
segunda etapa, referentes as concentrações do efluente e QO
2
, são mostradas na Figura
5.41, na qual é possível observar que não ocorre uma variação significativa dos dados ao
longo do período. Isto possibilita, o cálculo da média dos valores de QO
2
(QO
2
=1,05
mgO
2
.(gSST.min)
-1
), o desvio padrão (0,21) e o intervalo de confiança da média (QO
2
= 1,05
± 0,06 mgO
2
.(L.min)
-1
) com nível de significância de 95%.
Figura 5.41. Concentrações de amônio, nitrito, nitrato e QO
2
, para o
acompanhamento de 23 horas, na segunda etapa, reator II.
O experimento apresentado acima foi também utilizado para quantificar a quantidade
de oxigênio consumida pelos microrganismo, durante um ciclo completo de operação do
reator. Da mesma forma que apresentado anteriormente foi calculada a quantidade de
oxigênio teórica e prática necessária para oxidação do amônio introduzido no reator, no dia
do experimento, a fim de comparar os dados obtidos com o valor estequiométrico dado por
Henze et al. (1997) com os dados experimentais.
Para o cálculo da massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 23 horas, fez-se as mesmas considerações apresentadas
para o Reator I, na primeira etapa.
Utilizando-se a equação 5.8 (item 5.1.4), e considerando:
Concentração do meio de alimentação = 1034 mgN-NH
4
.L
-1
Volume alimentado durante as 23 horas = 1000 mL (F = 43,5.10
-3
L.h
-1
)
Concentração de N-NH
4
presente no reator = 143 mgN-NH
4
.L
-1
(valor médio)
Tem-se:
hLmgNVr
NONHN
39*
2.4
=
−
0
100
200
300
400
500
600
700
800
900
1000
0 5 10 15 20
Tempo (dias)
Concentração do Efluente (mgN.L
-1
)
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
1,8
QO
2
(mgO
2
.(gSST.min)
-1
)
N-NH4
N-NO2
N-NO3
QO2
Através da equação 5.9 (item 5.1.4):
4
2.4 897 NHmgN
m
NONH −=
Sendo:
24
4
2
91,2897*
24,3
gONHmgN
NHmgN
mgO
=−
−
Então, 2,91 gO
2
, é a massa de oxigênio teórica necessária para oxidar o amônio
inserido no reator pelo período de 23 horas.
Através dos dados experimentais, calculou-se a massa de oxigênio efetivamente
utilizada para oxidação do amônio a nitrito, consumida ao longo das 23 horas de operação
do reator.
Como o acompanhamento foi corrido durante a fase H, em que o reator estava sob
aeração durante 30 minutos e sob anaerobiose por mais 30 minutos, a massa de oxigênio
utilizado durante o período deve ser a soma durante a fase aeróbia (considerou-se 33
minutos) e anaeróbia (considerou-se 27 minutos).
Para o cálculo da massa de oxigênio consumida durante a fase aeróbia, aplicou-se a
equação 5.10, utilizando os valores experimentais de QO
2.
X apresentados na Tabela 5.20.
Para o cálculo da massa de oxigênio utilizada durante a fase anaeróbia utilizou-se a
equação 4.7, que descreve o balanço de oxigênio no meio líquido levando em conta a
transferência de oxigênio da fase gasosa para a fase líquida. Considerando-se a variação da
concentração de oxigênio dissolvido no líquido nula (dC/dt = 0) e tendo-se o valor
experimental de K
L
a (item 4.4.2), obteve-se os valores experimentais de QO
2
X através da
equação 5.11. Para os cálculos considerou-se C
S
= 7,244 mgO
2
.L
-1
, T = 32,5
0
C e C = 0,1
mgO
2
.L
-1
. Com os dados calculados de QO
2
X, utilizou-se a equação 5.10 e obteve-se a
massa de oxigênio utilizada durante a fase anaeróbia.
A Tabela 5.21 apresenta a massa total de oxigênio consumida ao longo das duas
fases durante as 23 horas de acompanhamento do reator II, segunda fase.
Tabela 5.21. Massa total de oxigênio consumida ao longo das 23 horas de
acompanhamento do reator II, segunda fase, a partir dos dados
experimentais de respiração celular.
Fase aeróbia
Fase anaeróbia
Tempo QO
2
X O
2
Consumido QO
2
X O
2
Consumido
(h) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg) mgO
2
.L
-1
.min
-1
(mg)
1
1,893 65,59 0,320 9,08
2
0,649 23,56 0,298 8,84
3
1,408 53,90 0,272 8,52
4
1,347 54,01 0,250 8,21
5
2,243 94,37 0,228 7,86
6
2,215 96,49 0,213 7,58
7
2,4 108,90 0,195 7,25
8
2,217 105,72 0,175 6,84
9
2,166 105,79 0,166 6,65
10
2,131 108,30 0,152 6,33
11
1,332 69,01 0,146 6,18
12
1,902 102,94 0,133 5,88
13
1,659 92,52 0,125 5,70
14
1,344 77,17 0,118 5,56
15
1,797 106,15 0,113 5,46
16
1,194 72,30 0,109 5,41
17
1,867 116,14 0,106 5,41
18
1,295 82,69 0,105 5,47
19
1,394 91,54 0,104 5,60
20
1,541 101,71 0,104 5,63
21
1,228 81,05 0,104 5,63
22
1,322 87,25 0,104 5,63
Total
1897
145
Com base nos dados experimentais das fases aeróbia e anaeróbia, chegou-se a uma
massa de 2,04 gO
2
consumida ao longo do processo, valor 70% do total de oxigênio teórico
necessário para a oxidação da massa de nitrogênio introduzida no reator.
Os resultados encontrados são semelhantes aos obtidos na primeira etapa do reator
I, na qual a massa de oxigênio consumida representava 81 % do oxigênio teórico. Da
mesma forma, constata-se que nos períodos sem aeração ocorre uma drástica redução dos
valores de QO
2
nas células, o que poderia ocasionar um eliminação de nitrogênio conforme
mencionado anteriormente
5.4.1.2 Medidas de velocidade específica de respiração sob diferentes condições de
operação do reator com variação de pH
Da mesma forma que apresentado anteriormente, para a segunda etapa do Reator II,
determinaram-se valores da respiração celular em diferentes valores de pH, a fim de avaliar
os efeitos do pH no metabolismo das bactérias nas diferentes condições que estavam sendo
aplicadas no presente reator.
A Tabela 5.22 apresenta dados de respiração referentes ao dia 34 e 44, os quais não
apresentavam nitrito no efluente e, portanto, não deveriam estar sobre influência do ácido
nitroso, quando em valores baixos de pH.
Tabela 5.22. Dados de velocidade específica de respiração em função do pH e
concentração do efluente nos dias 34 e 44, na segunda etapa para o
Reator II.
Dia pH SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
34 7,49 0,96 1,432 56 - 475
5,53 0,96 0,396
44 7,53 1,88 1,434 60 - 644
6,32 1,88 0,698
A Tabela 5.22 (dados para obtenção de QO
2
no Anexo C) exibe claramente o efeito
que o pH exerce na respiração das bactérias. Tanto no dia 34 quanto para o dia 44, o
comportamento frente a valores baixos de pH são análogos. Este dado mostra a importância
da manutenção do pH em um sistema de tratamento de efluentes, a fim de garantir
condições favoráveis para o bom desempenho das bactérias nitrificantes.
A Figura 5.42 mostra uma maior varredura dos valores de velocidade específica de
respiração em função do pH, para os dias 57 e 132, nos quais também não havia a
presença de nitrito no efluente do reator. O comportamento é similar ao encontrado na
segunda etapa do Reator I, na qual os maiores valores de QO
2
oscilavam entre o pH 7 e 8, e
também não havia a presença de ácido nitroso no reator.
Figura 5.42. Variação da velocidade específica de respiração em função do pH, para
os dias 57 e 132, referentes a segunda etapa do Reator II.
A Figura 5.43 mostra os dados referentes ao dia 188, de operação do reator, no qual
a concentração de nitrito era da ordem de 840 mgN-NO
2
.L
-1
, o que causou uma inibição
acentuada em pH inferior a 7, a exemplo do ocorrido na segunda etapa do Reator I (Figura
5.26). Os dados referentes a Figura 5.43 encontram-se no Anexo E, no qual pode ser
constatada a alta concentração de ácido nitroso presente no reator a partir do pH 7, o que
deve-se ao fato de se ter alta concentração de nitrito presente neste dia.
Estes dados vem de acordo com o descrito por Anthonnisen (1976), já apresentado
anteriormente, que indicou a ocorrência de inibição da nitrificação pelo HNO
2
na faixa de
0,22 e 2,8 mgN.L
-1
.
0
0,2
0,4
0,6
0,8
1
1,2
1,4
1,6
1,8
5 5,5 6 6,5 7 7,5 8 8,5 9
pH
QO
2
(mgO
2
(gSST.min)
-1
)
Dia 57
Dia 132
Figura 5.43. Variação da velocidade específica de respiração e concentração de
ácido nitroso em função do pH, para o dia 118, da segunda etapa do
Reator II.
0
0,1
0,2
0,3
0,4
0,5
0,6
0,7
0,8
0,9
1
5,5 6 6,5 7 7,5 8 8,5 9
pH
QO
2
/QO
2maxobs
0
0,5
1
1,5
2
2,5
N-HNO
2
(mgN.L
-1
)
QO2
N-HNO2
v Considerações finais sobre o Reator II
A lavagem aplicada às células na primeira etapa do reator, não se mostrou eficiente,
devido às condições desfavoráveis apresentadas pelo inóculo no momento da execução.
Entretanto, o aumento da concentração celular através da operação com cargas de
nitrogênio ampliadas em função do tempo, mostrou-se satisfatória.
O acúmulo de nitrito no reator somente foi atingido quando houve uma interrupção de
50 horas na aeração e o reator estava operando com uma carga nitrogenada 50% maior que
a inicial.
A exemplo do ocorrido na primeira etapa do reator, o aumento da concentração
celular, através da operação com cargas nitrogenadas ampliadas gradativamente se
mostrou eficiente, nas fases em que o reator operava sob aeração plena.
Durante os períodos de limitação de oxigênio, ocorreu claramente uma perturbação
no sistema. O crescimento celular não se mostrou exponencial e houve acúmulo de amônio
nos períodos de maior limitação de oxigênio, como por exemplo, na Fase D (15 minutos
aerando e 1 hora sem aeração). Estes resultados sugeriram ajustes nos períodos de
aeração do reator, o que foi realizado ao longo de todo experimento. Com o aumento da
aeração, para 30 minutos por hora, o valor da concentração do amônio, ficou em torno de
100 mgN-NH
4
.L
-1
. Entretanto, mesmo sendo atingidos altos valores percentuais de
conversão de amônio, esta não foi completa, possivelmente pelas elevadas concentrações
de nitrito, o que deve ter causado a inibição das bactérias oxidadoras de amônio (BOA).
O aumento de carga realizado proporcionou elevadas concentrações de nitrito,
entretanto o valor da velocidade de consumo de substrato é superior aos anteriores, tanto
para o reator I, quanto para a primeira etapa do reator II. Isto demonstra que, mesmo diante
de uma concentração elevada de nitrito, a maior disponibilidade de amônio acompanhada
de uma maior concentração celular, contribui para um aumento na velocidade do processo
oxidativo.
6. CONCLUSÕES
Os resultados obtidos, ao longo das duas etapas de ensaios realizados, permitem
chegar às conclusões expostas a seguir.
Reator I – Primeira Etapa
* A obtenção de um lodo proveniente de um sistema de lodos ativados e a utilização
de meio autotrófico para alimentação, propiciou a seleção de microrganismos autótrofos
com elevada atividade nitrificante, o que favoreceu a utilização do inóculo para os reatores
apresentados.
* As três lavagens das células, aplicadas ao reator I, enquanto estratégia de seleção
de cepas se mostrou efetiva. Entretanto, a continuidade dos ensaios mostrou que a situação
alcançada de geração de nitrito, após as lavagens, não eram estáveis. Desta forma, foi
imposta a limitação de oxigênio gradativamente ao sistema, até ter-se ciclos de 15 minutos
de aeração e 45 minutos sem aeração (fase D), o qual apresentou acúmulo imediato de
nitrito.
* A velocidade específica de consumo de substrato foi de µ
N-NH4
= 444 mgN-
NH
4
.(gSST.d)
-1
. O valor do fator de conversão de substrato em células foi de Y
x/NH4
= 0,12
gSST/gN-NH
4
, sendo bastante próximo do citado na literatura (0,147 godm.(gN-NH
4
)
-1
).
* O valor da velocidade específica de respiração celular mostrou um aumento ao
longo do tempo, indicando uma real melhora no estado das células e aumento da
especificidade das mesmas pelo substrato, o que indica um aumento das bactérias
oxidadoras de amônio.
* Através do acompanhamento do comportamento do reator pelo período de 24
horas, foi possível avaliar a quantidade de oxigênio consumida e comparar este dado com o
proposto na literatura. Chegou-se a uma massa de oxigênio 81 % inferior à teórica
necessária, o que sugere a possibilidade de eliminação de nitrogênio, conforme processos
em que a limitação de oxigênio é utilizada, como por exemplo, no processo OLAND.
Reator I – Segunda Etapa
* O reator apresentou concentrações da ordem de 450 mgN.NO
2
.L
-1
e em estado
estacionário com a condição de 15 minutos aerando e 1 hora sem aeração.
* O valor da velocidade específica de consumo de substrato (µ
N-NH4
= 321 mgN-
NH
4
.(gSST.d)
-1
) foi inferior ao calculado na primeira etapa do reator, lembrando-se que,
nesta segunda etapa, o reator não sofreu o processo de lavagem aplicado anteriormente
que permitiu uma melhor seleção das bactérias oxidadoras de amônio.
* Com a adição de 100 % da quantidade estequiométrica de acetato a desnitrificação
atingiu algo como 85 % de eliminação de nitrogênio a partir do nitrito, o que permite imaginar
que uma quantidade da ordem de 1,25 vezes a quantidade estequiométrica, poderá ser
eficiente para promover uma completa desnitrificação.
* O acompanhamento do reator pelo período de 18 horas levou à obtenção de uma
massa de oxigênio experimental de 69 % em relação ao valor teórico, dado este similar ao
encontrado na primeira etapa do reator, na qual o meio de alimentação não continha
material orgânico e a limitação da aeração era de 45 minutos em 1 hora. Desta forma,
percebe-se que as bactérias heterotróficas têm dificuldades na retomada da respiração,
diferentemente do que ocorre com as BOA.
* A avaliação da velocidade específica de respiração celular frente a variações no
pH, mostrou que a máxima velocidade é atingida para uma faixa de pH entre 7,7 e 8,2. Para
valores de pH abaixo de 7, ocorre uma clara inibição da velocidade de respiração, em
virtude de dois fatores, ou seja, a limitação da disponibilidade de NH
3
e a inibição pelo ácido
nitroso.
Reator II – Primeira Etapa
* O acúmulo de nitrito, em torno de 600 mgN-NO
2
.L
-1
, somente foi atingido quando
houve uma interrupção da aeração de 50 horas e o reator estava operando com uma carga
nitrogenada 50 % maior que a inicial.
* A velocidade específica de consumo de substrato (µ
N-NH4
= 450 mgN-NH
4
.(gSST.d)
-
1
) e a velocidade de consumo de substrato (r
N-NH4
= 360 mgN.(L.d)
-1
) foram superiores às
obtidas no reator I, na fase anterior à colocação de acetato. Isto deve-se principalmente ao
fato de haver uma maior disponibilidade de amônio (cerca de 50 % acima das verificadas no
reator I), para uma mesma concentração celular.
* O acompanhamento do reator pelo período de 24 horas, chegou-se a uma massa
de 2,21 gO
2
consumida ao longo do processo, valor este 10% superior ao total de oxigênio
teórico necessário para a oxidação do amônio introduzido no reator. Desta maneira, pode-se
dizer que a estequiometria proposta é adequada e, portanto, nos ensaios com períodos de
anaerobiose, de fato, estariam ocorrendo outros fenômenos, conforme comentado.
Reator II – Segunda Etapa
* Durante a operação do reator sob condições de aeração contínua o crescimento
celular mostrou-se exponencial, estando o reator operando em plena nitrificação e sendo
nula a concentração de nitrito.
* O aumento da limitação de oxigênio no reator ocasionou um acúmulo de amônio,
forçando desta forma um ajuste entre os períodos de operação com e sem aeração.
* O valor encontrado de velocidade de consumo de substrato (r
N-NH4
= 475 mgN.(L.d)
-
1
) é superior aos anteriores, tanto para o reator I, quanto para a primeira etapa do reator II.
* Com base nos dados experimentais obtidos durante o acompanhamento de 23
horas, chegou-se a uma massa de 2,04 gO
2
consumida ao longo do processo, valor 70% do
total de oxigênio teórico necessário para a oxidação da massa de nitrogênio introduzida no
reator. Os resultados encontrados são semelhantes aos obtidos na primeira etapa do reator
I, na qual a massa de oxigênio consumida representava 81 % do oxigênio teórico. Da
mesma forma, constata-se que nos períodos sem aeração ocorre uma drástica redução dos
valores de QO
2
nas células, o que poderia ocasionar um eliminação de nitrogênio.
* Durante as determinações da velocidade de respiração celular, foi possível
constatar um comportamento análogo ao demonstrado na segunda etapa, do reator I, no
qual os maiores valores de QO
2
oscilavam entre o pH 7 e 8, sem a presença de ácido
nitroso no reator. Para concentrações de nitrito da ordem de 840 mgN-NO
2
.L
-1
, houve uma
forte inibição para pH inferior a 7, também a exemplo do ocorrido na segunda etapa do
reator I.
7. SUGESTÕES PARA TRABALHOS FUTUROS
Reator I:
- Aumentar a quantidade de acetato de sódio adicionado ao meio de
alimentação, buscando, desta forma, a desnitrificação completa através
das bactérias heterotróficas.
- Promover um aumento de carga através da diminuição do Tempo de
Retenção Hidráulica ou através do aumento da concentração de amônio
no meio de alimentação.
Reator II:
- Promover o aumento de carga através da diminuição do Tempo de
Retenção Hidráulica, uma vez que a concentração do meio de
alimentação já estava em níveis elevados.
- Aumentar o tempo de aeração, para facilitar o crescimento celular,
objetivando a possibilidade de maiores valores para as velocidades de
conversão. Entretanto, deve-se manter altos níveis de concentração de
nitrito com a finalidade de inibir as bactérias oxidadoras de nitrito. A
seqüência realizada em distintos períodos de aeração e sem aeração,
tiveram dois objetivos: inibir as bactérias oxidadoras de nitrito e buscar
uma aumento da concentração celular.
Se em determinadas condições o primeiro objetivo foi alcançado, o segundo não o
foi, pois se trabalhou com concentrações celulares mais reduzidas do que a alcançada nos
períodos com plena aeração. Desta forma, parece evidente que devem existir melhores
condições para que ambos os objetivos sejam alcançados. Possivelmente isto seria
realizado juntando-se as observações feitas nas duas etapas do reator II, ou seja, criar
condições para inibir as bactérias oxidadoras de nitrito e, a seguir, passar para períodos
com aeração plena até que algum nitrato volte a ocorrer. Isto deverá ser repetido tantas
vezes quanto venha a ser necessário, buscando otimizar o processo em torno da
concentração celular. Isto é importante, pois altas concentrações de nitrito acabam inibindo
parcialmente as oxidadoras de amônio e, portanto, altas velocidades para o processo
oxidativo apenas poderão ser alcançadas aumentando a concentração celular.
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2
or NO”. Microbiology, Vol 169, p. 282-286, 1998.
ANEXO A
Tabela A.1: Dados para determinação experimental de K
L
a utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 500 mgN-NH
4
.L
-1
.
Volume (mL)
K
L
a
Experimento 1
K
L
a
Experimento 2
K
L
a
Valor médio
1000
0,0461 0,0363 0,0412
1500
0,0166 0,0153 0,0160
2000
0,0128 0,0092 0,0110
Tabela A.2: Dados para determinação experimental de K
L
a utilizando o meio sintético de
alimentação com concentração de 1000 mgN-NH
4
.L
-1
.
Volume (mL)
K
L
a
Experimento 1
K
L
a
Experimento 2
K
L
a
Valor médio
1000
0,0496 0,0468 0,0482
1500
0,0220 0,0232 0,0226
2000
0,0134 0,0158 0,0146
ANEXO B
Reator I – Primeira Etapa
Tabela B.1: Dados da concentração celular em função do tempo, na primeira lavagem, da primeira
etapa do Reator I.
Tempo
(h)
0 1 2 3 4 6 7 8 9 10 11 12
SST
(gSST.L
-1
)
0,45 0,42 0,39 0,33 0,30 0,31 0,27 0,23 0,26 0,25 0,20 0,19
Tabela B.2: Dados de concentração celular em função do tempo, após a primeira lavagem na primeira
etapa do Reator I.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
0 0,25 24 0,31
1 0,29 25 0,31
2 0,30 26 0,30
3 0,32 27 0,33
4 0,32 28 0,32
5 0,23 29 0,35
6 0,22 31 0,35
7 0,17 32 0,45
8 0,22 33 0,43
9 0,26 34 0,51
11 0,22 35 0,47
13 0,23 36 0,33
15 0,24 37 0,43
17 0,20 38 0,34
18 0,21 39 0,36
20 0,33 40 0,38
21 0,22 41 0,40
22 0,28 42 0,37
23 0,31
Tabela B.3: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
primeira lavagem.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
0
21,22 143,78 0,00 165,00 240,71 31,45 91,18
1
12,40 161,80 0,00 174,20 240,71 27,63 94,85
2
10,21 143,78 0,00 154,00 240,71 36,02 95,76
3
24,17 153,32 0,00 177,49 240,71 26,26 89,96
4
29,85 155,97 0,00 185,82 240,71 22,80 87,60
6
20,08 109,35 0,00 129,44 410,23 68,45 95,10
7
23,77 119,42 0,00 143,19 410,23 65,10 94,21
8
18,59 139,55 0,00 158,13 410,23 61,45 95,47
9
22,38 153,85 0,00 176,23 410,23 57,04 94,55
10
21,48 105,12 0,00 126,59 410,23 69,14 94,76
Tabela B.3: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
primeira lavagem (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
11
37,93 101,94 0,00 139,87 410,23 65,90 90,75
13
50,70 104,59 0,00 155,28 410,23 62,15 87,64
14
32,55 108,82 0,00 141,37 410,23 65,54 92,07
15
31,75 62,74 0,00 94,49 410,23 76,97 92,26
16
29,06 21,66 0,00 50,72 410,23 87,64 92,92
17
30,85 8,95 0,00 39,80 410,23 90,30 92,48
18
33,54 0,00 0,00 33,54 410,23 91,82 91,82
19
38,63 0,00 0,00 38,63 412,21 90,63 90,63
20
57,48 75,90 0,00 133,38 412,21 67,64 86,06
21
116,95 121,29 0,00 238,24 412,21 42,20 71,63
22
89,03 189,87 0,00 278,90 412,21 32,34 78,40
23
55,72 260,32 0,00 316,04 412,21 23,33 86,48
24
24,81 296,34 0,00 321,15 412,21 22,09 93,98
25
21,22 266,15 0,00 287,37 412,21 30,29 94,85
26
20,62 269,56 0,00 290,18 412,21 29,60 95,00
27
15,79 284,16 0,00 299,96 412,21 27,23 96,17
28
189,22 232,48 0,00 421,70 412,21 - 54,10
29
184,03 219,77 0,00 403,80 412,21 2,04 55,35
30
112,96 190,10 0,00 303,06 412,21 26,48 72,60
31
65,17 139,25 0,00 204,42 412,21 50,41 84,19
32
82,32 57,67 303,96 443,96 412,21 - 80,03
33
46,83 49,20 334,20 430,22 412,21 - 88,64
34
34,06 90,81 337,56 462,43 412,21 - 91,74
Tabela B.4: Dados da concentração celular em função do tempo, na segunda lavagem, da
primeira etapa do Reator I.
Tempo
(h)
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
SST
(gSST.L
-1
)
0,39
0,38
0,39
0,34
0,32
0,30
0,33
0,27
0,35
0,30
0,33
0,27
0,22
0,20
0,19
Tabela B.5: Dados de concentração celular em função do tempo, após a segunda lavagem
na primeira etapa do Reator I.
Tempo
(dias)
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
SST
(gSST.L
-1
)
0,31 0,32 0,35 0,45 0,45 0,45 0,40 0,43 0,43 0,45 0,46
Tabela B.6: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
segunda lavagem.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
0 26,48 76,72 283,00 386,20 386,70 0,13 93,15
2 37,37 59,29 378,75 475,41 386,70 - 90,34
3 20,82 16,06 392,19 429,07 386,70 - 94,62
4 91,02 173,08 254,45 518,54 382,31 - 76,19
5 79,25 348,20 269,57 697,02 382,31 - 79,27
6 43,95 171,88 210,77 426,61 468,75 8,99 90,62
7 37,40 1,88 498,54 537,81 468,75 - 92,02
8 27,92 2,29 446,43 476,64 468,75 - 94,04
Tabela B.7: Dados da concentração celular em função do tempo, na terceira lavagem, da primeira
etapa do Reator I.
Tempo
(h)
0 1 2 4 5 6 7 8 9 10 11
SST
(gSST.L
-1
)
0,46 0,43 0,42 0,41 0,37 0,35 0,38 0,33 0,30 0,26 0,24
Tabela B.8: Dados de concentração celular em função do tempo, após a terceira lavagem na primeira
etapa do Reator I, Fase A.
Tempo
(dias)
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16
SST
(gSST.L
-1
)
0,24
0,31
0,20
0,29
0,29
0,30
0,31
0,32
0,34
0,42
0,37
0,40
0,46
0,49
0,45
0,60
0,51
Tabela B.9: Dados de concentração celular em função do tempo, após a terceira lavagem na primeira
etapa do Reator I, Fase B.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
17 0,38 28 0,54
18 0,49 29 0,62
19 0,51 31 0,63
20 0,46 33 0,62
21 0,49 35 0,67
22 0,43 36 0,59
23 0,53 37 0,61
24 0,51 38 0,71
25 0,53 39 0,70
26 0,56 40 0,71
27 0,55 41 0,61
Tabela B.10: Dados de concentração celular em função do tempo, após a terceira lavagem na
primeira etapa do Reator I, Fase C.
Tempo
(dias)
42 44 45 46 47 48 51
SST
(gSST.L
-1
)
0,63 0,66 0,69 0,71 0,70 0,69 0,71
Tabela B.11: Dados de concentração celular em função do tempo, após a terceira lavagem na
primeira etapa do Reator I, Fase D.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
54 0,81 97 0,65
57 0,77 99 0,58
58 0,83 101 0,62
59 0,65 106 0,59
60 0,58 107 0,61
61 0,66 112 0,60
62 0,65 124 0,55
64 0,62 134 0,49
65 0,60 154 0,56
66 0,52 157 0,58
69 0,67 164 0,56
71 0,71 185 0,47
73 0,53 190 0,53
75 0,67 193 0,45
77 0,63 197 0,59
79 0,56 207 0,56
82 0,62 213 0,56
85 0,61 214 0,42
88 0,57 217 0,50
90 0,61 220 0,52
93 0,55 224 0,47
96 0,67 230 0,47
Tabela B.12: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase A.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
1 32,7 33,0 101,21 166,91 479,61 65,20 93,19
2 33,8 63,1 120,75 217,67 479,61 54,62 92,94
3 36,7 17,8 386,18 440,63 479,61 8,13 92,35
4 49,2 85,0 366,64 500,90 479,61 -4,44 89,73
6 - 1,3 251,02 252,33 479,61 47,39 100,00
7 25,6 6,0 382,92 414,45 482,15 14,04 94,70
8 95,4 43,8 190,77 330,02 482,15 31,55 80,20
9 44,5 154,1 192,40 391,01 482,15 18,90 90,77
10 50,9 52,1 277,07 380,09 482,15 21,17 89,44
11 56,4 0,0 381,29 437,64 482,15 9,23 88,31
12 45,7 11,3 404,09 461,09 482,15 4,37 90,52
13 25,6 53,6 360,12 439,32 478,92 8,27 94,66
14 32,7 3,3 394,32 430,24 478,92 10,16 93,18
15 106,1 11,3 329,18 446,60 478,92 6,75 77,84
16 68,2 11,3 334,07 413,61 478,92 13,64 85,76
Tabela B.13: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase B.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
17 40,0 4,1 254,28 298,35 478,92 37,70 91,65
18 41,9 1,5 433,40 476,82 478,92 0,44 91,25
19 101,4 72,1 296,61 470,09 467,56 - 78,32
20 55,2 8,5 384,16 447,82 467,56 4,22 88,20
21 35,0 2,5 359,90 397,48 467,56 14,99 92,51
22 35,0 4,1 459,96 499,07 467,56 - 92,51
Tabela B.13: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase B (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
23 49,2 12,6 408,42 470,31 467,56 - 89,47
24 37,4 1,6 331,60 370,62 465,12 20,32 91,96
25 52,3 0,0 358,89 411,22 465,12 11,59 88,75
26 53,7 1,9 321,50 377,12 465,12 18,92 88,44
27 41,4 3,4 335,65 380,49 465,12 18,20 91,09
29 43,6 2,4 319,48 365,48 480,02 23,86 90,93
30 59,4 1,8 295,22 356,48 480,02 25,74 87,62
32 72,2 6,6 285,11 363,99 421,37 13,62 82,86
34 60,1 0,0 428,63 488,78 421,37 - 85,73
36 31,5 0,0 459,96 491,44 421,37 - 92,53
38 32,7 0,0 359,90 392,56 421,37 6,84 92,25
Tabela B.14: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase C.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
39 42,1 0,0 236,60 278,73 421,37 33,85 90,00
42 53,5 8,6 193,14 255,24 369,24 30,87 85,51
43 65,1 8,5 212,34 285,95 480,6 40,50 86,45
44 53,3 0,0 229,52 282,80 480,6 41,16 88,92
45 57,8 0,0 243,67 301,45 480,6 37,28 87,98
46 70,6 0,0 232,56 303,12 480,6 36,93 85,32
49 33,6 0,0 261,87 295,47 478,23 38,22 92,97
55 28,6 0,0 147,66 176,29 478,23 63,14 94,01
Tabela B.15: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase D.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
56 26,7 0,0 191,12 217,85 478,23 54,45 94,41
57 153,7 63,9 180,00 397,64 478,23 16,85 67,85
58 132,9 67,5 82,97 283,35 478,23 40,75 72,21
59 147,6 49,5 68,82 265,95 490,08 45,73 69,89
60 - 142,3 48,61 190,93 490,08 61,04 100,00
62 133,4 181,3 63,77 378,40 490,08 22,79 72,79
63 95,7 146,9 52,65 295,27 490,08 39,75 80,48
64 141,1 119,3 58,71 319,11 490,08 34,89 71,20
67 93,8 173,1 55,68 322,51 468,75 31,20 80,00
68 174,3 223,8 39,51 437,64 468,75 6,64 62,81
69 70,1 295,9 16,79 382,77 468,75 18,34 85,05
70 72,43 362,55 12,54 447,52 468,75 4,53 84,55
71 74,32 371,78 12,74 458,85 485,34 5,46 84,69
73 58,21 351,28 10,52 420,01 485,34 13,46 88,01
75 72,70 363,58 9,31 445,59 485,34 8,19 85,02
76 74,80 368,71 5,67 449,17 485,34 7,45 84,59
77 71,75 342,05 10,62 424,43 476,15 10,86 84,93
78 84,27 396,38 6,58 487,24 476,15 - 82,30
79 68,16 393,31 6,48 467,95 476,15 1,72 85,68
80 109,86 372,81 3,45 486,11 476,15 - 76,93
81 46,36 372,81 4,46 423,63 470,1 9,89 90,14
82 41,62 394,33 10,62 446,58 470,1 5,00 91,15
83 43,05 371,78 5,77 420,60 480,6 12,49 91,04
85 64,37 386,13 4,56 455,06 480,6 5,31 86,61
Tabela B.15: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase D (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
86 71,00 353,33 5,97 430,31 480,6 10,46 85,23
87 67,21 388,18 5,06 460,46 497,19 7,39 86,48
88 69,11 420,99 6,88 496,98 497,19 0,04 86,10
90 70,06 334,88 11,92 416,85 497,19 16,16 85,91
91 86,64 345,13 9,14 440,91 495,22 10,97 82,50
93 91,38 337,95 7,75 437,08 495,22 11,74 81,55
94 76,22 367,68 6,70 450,60 495,22 9,01 84,61
95 81,90 336,93 18,36 437,19 495,22 11,72 83,46
97 76,69 372,81 6,36 455,85 489,15 6,81 84,32
98 95,65 367,68 5,66 468,99 489,15 4,12 80,45
99 76,69 354,35 12,44 443,49 489,15 9,34 84,32
102 87,59 390,23 6,88 484,70 482,97 - 81,86
105 83,80 381,01 6,36 471,16 482,97 2,44 82,65
107 64,37 376,91 11,40 452,68 482,97 6,27 86,67
110 65,32 381,01 8,79 455,12 445,06 - 85,32
114 79,53 388,18 4,79 472,51 445,06 - 82,13
115 78,11 365,63 4,96 448,71 445,06 - 82,45
117 86,17 383,06 8,27 477,49 445,06 - 80,64
119 32,15 378 11,22 421,37 472,15 10,75 93,19
121 50,63 396,38 11,22 458,24 472,15 2,95 89,28
126 24,56 380 7,75 412,31 485,24 15,03 94,94
128 16,98 420,99 5,14 443,11 485,24 8,68 96,50
131 35,46 375 9,83 420,30 485,24 13,38 92,69
133 70,06 360 8,27 438,33 478,56 8,41 85,36
136 77,64 390,23 7,57 475,44 478,56 0,65 83,78
143 68,16 454,82 9,14 532,12 456,91 - 85,08
147 55,84 490,69 8,27 554,81 468,75 - 88,09
151 141,14 383,91 8,79 533,84 485,34 - 70,92
152 43,99 453,57 10,88 508,44 485,34 - 90,94
153 44,47 438,97 8,79 492,22 485,34 - 90,84
154 32,15 441,21 6,36 479,71 485,34 1,16 93,38
155 38,78 459,19 9,49 507,46 468,75 - 91,73
158 62,00 398,52 7,05 467,57 497,19 5,96 87,53
160 70,53 392,90 8,09 471,52 497,19 5,16 85,81
161 46,36 429,98 9,14 485,48 497,19 2,36 90,68
162 39,25 428,85 9,31 477,42 480,6 0,66 91,83
172 67,69 392,90 11,05 471,64 495,45 4,81 86,34
177 65,32 401,89 9,14 476,34 492,45 3,27 86,74
180 63,90 407,51 11,92 483,32 501,92 3,71 87,27
182 61,53 469,30 14,70 545,53 501,92 - 87,74
183 65,32 474,92 13,66 553,90 501,92 - 86,99
186 62,95 452,45 10,01 525,40 513,77 - 87,75
187 64,37 477,17 9,31 550,85 513,77 - 87,47
188 60,11 428,85 6,18 495,14 504,3 1,82 88,08
189 42,10 440,09 6,53 488,72 497,19 1,70 91,53
190 41,62 441,21 7,57 490,41 497,19 1,36 91,63
192 53,00 454,69 9,66 517,35 497,19 - 89,34
194 29,30 455,82 13,31 498,43 490,08 - 94,02
196 30,25 420,99 14,88 466,12 490,08 4,89 93,83
197 22,67 454,69 5,49 482,85 468,75 - 95,16
198 31,20 438,97 6,36 476,52 468,75 - 93,34
200 43,99 414,25 10,36 468,60 468,75 0,03 90,61
204 37,83 447 14,88 499,54 492,45 - 92,32
206 70,06 390 7,57 467,16 489,72 4,61 85,69
207 14,55 477 8,96 500,68 489,72 - 97,03
208 1,84 495 11,40 508,39 489,72 - 99,62
209 27,88 445 8,44 480,91 489,72 1,80 94,31
Tabela B.15: Dados de acompanhamento do Reator I, primeira etapa, referente ao período após a
terceira lavagem, fase D (continuação)
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
210 33,09 383 8,44 424,32 497,12 14,64 93,34
211 43,05 396 11,05 450,37 497,12 9,40 91,34
214 38,78 465 9,14 512,73 497,12 - 92,20
215 34,99 473 8,44 516,10 497,12 - 92,96
216 28,36 494 8,62 530,99 485,47 - 94,16
217 27,41 465 7,40 499,61 500 0,08 94,52
220 40,68 454,69 6,36 501,73 500 - 91,86
221 42,57 449,08 6,53 498,18 500 0,36 91,49
222 69,11 453,57 10,18 532,86 500 - 86,18
223 49,21 460,31 11,40 520,92 500 - 90,16
224 46,36 497,39 8,79 552,54 500 - 90,73
225 78,11 461,44 12,81 552,36 500 - 84,38
227 72,43 498,51 15,51 586,45 500 - 85,51
229 65,79 504,13 24,55 594,48 500 - 86,84
230 66,27 450,20 25,23 541,70 500 - 86,75
232 42,57 415,37 6,47 464,41 500 7,12 91,49
233 35,46 358,07 10,79 404,32 500 19,14 92,91
235 34,99 419,86 10,38 465,24 500 6,95 93,00
236 71,95 385,03 11,60 468,58 500 6,28 85,61
Reator II – Segunda Etapa
Tabela B.16: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase A, na segunda etapa
do Reator I.
Tempo
(dias)
2 7 12 16 20 21
SST
(gSST.L
-1
)
0,82 0,72 0,76 0,78 0,74 0,77
Tabela B.17: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase B e C, na segunda
etapa do Reator I.
Tempo
(dias)
27 33 39 42 48 50 55 70 76
SST
(gSST.L
-1
)
0,70 0,68 0,71 0,72 0,71 0,69 0,81 0,80 0,80
Tabela B.18: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase D, na segunda etapa
do Reator I.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
83 0,80 125 0,73
89 0,75 131 0,73
103 0,74 132 0,77
107 0,71 135 0,76
111 0,73 138 0,79
113 0,71 141 0,70
116 0,70 149 0,68
119 0,79 152 0,78
Tabela B.19: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase A.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
4 59,16 0 656,13 715,28 516,14 - 88,54
7 30,72 0 558,75 589,48 482,97 - 93,64
8 23,14 0 501,95 525,10 482,97 - 95,21
10 22,67 0 550,64 573,31 482,97 - 95,31
11 33,09 0 550,64 583,73 482,97 - 93,15
12 23,62 0 477,61 501,23 497,14 - 95,25
13 25,51 0 473,55 499,06 497,14 - 94,87
16 31,67 0 584,55 616,22 500,13 - 93,67
18 44,47 0 587,15 631,62 500,13 - 91,11
19 37,36 0 558,75 596,11 500,13 - 92,53
20 32,15 0 550,64 582,79 520,88 - 93,83
21 35,46 0 546,58 582,05 520,88 - 93,19
23 46,36 0 542,52 588,89 520,88 - 91,10
24 55,84 0 538,47 594,31 520,88 - 89,28
25 63,90 0 534,41 598,31 518,4 - 87,67
Tabela B.20: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase B.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
27 55,84 5,71 546,58 608,13 518,4 - 89,23
28 52,52 0 518,18 570,70 518,4 - 89,87
29 52,52 0 526,30 578,82 518,4 - 89,87
30 46,36 2,12 493,84 542,32 544,57 0,41 91,49
33 41,15 4,25 534,41 579,81 544,57 - 92,44
34 54,89 0 518,18 573,07 480,6 - 88,58
37 50,63 0 497,90 548,52 492,45 - 89,72
38 53,94 0 493,84 547,78 492,45 - 89,05
39 62,28 0 449,21 511,49 492,45 - 87,35
42 32,15 0 469,49 501,64 497,19 - 93,53
43 33,09 3,13 457,32 493,55 497,19 0,73 93,34
45 34,99 2,68 453,27 490,93 495,17 0,86 92,93
46 33,09 3,41 445,15 481,66 495,17 2,73 93,32
48 34,52 3,18 441,09 478,80 495,17 3,31 93,03
50 33,09 0 473,55 506,65 520,88 2,73 93,65
52 21,25 0 518,18 539,43 520,88 - 95,92
55 22,19 0 477,61 499,80 497,18 - 95,54
57 28,36 0 424,87 453,22 497,18 8,84 94,30
Tabela B.21: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase C.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
62 28,36 3,80 461,38 493,54 483,12 - 94,13
63 23,62 11,16 408,64 443,42 483,12 8,22 95,11
64 22,67 36,82 343,72 403,21 483,12 16,54 95,31
66 30,29 138,59 271,26 440,14 472,93 6,93 93,60
67 22,47 138,02 291,55 452,04 472,93 4,42 95,25
68 66,54 192,52 236,78 495,83 472,93 - 85,93
69 68,20 188,41 230,69 487,30 469,57 - 85,48
70 42,61 190,66 232,72 465,99 469,57 0,76 90,93
71 31,00 186,16 242,86 460,03 469,57 2,03 93,40
72 32,66 186,16 259,09 477,91 469,57 - 93,04
73 21,76 115,38 354,43 491,57 498,56 1,40 95,64
74 32,19 114,26 356,46 502,90 498,56 - 93,54
75 29,82 104,14 356,46 490,42 498,56 1,63 94,02
76 27,21 76,06 376,75 480,01 498,56 3,72 94,54
Tabela B.22: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase D.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
77 22,47 35,78 374,72 432,97 475,62 8,97 95,28
78 31,47 122,29 334,15 487,92 475,62 - 93,38
79 28,39 176,23 253,00 457,62 475,62 3,78 94,03
81 35,03 242,52 198,23 475,78 475,62 - 92,64
82 40,48 270,60 179,98 491,06 487,17 - 91,69
83 42,14 253,58 167,80 463,52 487,17 4,86 91,35
86 48,06 276,05 127,23 451,34 478,5 5,68 89,96
87 41,19 310,88 127,23 479,30 478,5 - 91,39
90 58,72 299,64 135,35 493,71 478,5 - 87,73
93 69,38 374,92 56,23 500,54 498,56 - 86,08
94 72,94 391,78 50,14 514,86 498,56 - 85,37
99 46,88 414,25 20,23 481,35 466,38 - 89,95
101 52,09 422,11 15,77 489,97 466,38 - 88,83
103 47,59 429,98 13,13 490,69 492,54 0,38 90,34
105 43,32 467,05 11,91 522,29 492,54 - 91,20
107 44,51 444,58 7,45 496,54 483,56 - 90,80
111 43,32 446,83 6,43 496,59 483,56 - 91,04
113 22,23 423,24 6,08 451,54 480,6 6,05 95,37
114 52,56 418,74 4,25 475,55 480,6 1,05 89,06
116 44,51 406,38 4,98 455,87 480,6 5,15 90,74
119 42,14 420,99 5,35 468,47 471,12 0,56 91,06
120 31,47 468,18 6,81 506,46 471,12 - 93,32
122 35,03 446,83 6,44 488,30 489,15 0,17 92,84
125 46,64 465,93 7,90 520,47 489,15 - 90,47
129 20,81 499,64 13,19 533,64 490,08 - 95,75
131 20,58 492,90 18,30 531,77 490,08 - 95,80
132 22,71 395,15 14,65 432,51 490,08 11,75 95,37
135 22,47 401,89 11,92 436,27 473,49 7,86 95,25
140 40,95 420,99 5,35 467,29 473,49 1,31 91,35
145 23,18 455,82 10,82 489,82 506,66 3,32 95,42
147 29,10 523,23 11,19 563,52 506,66 - 94,26
148 13,70 535,59 12,65 561,94 506,66 - 97,30
149 32,66 544,58 12,83 590,07 527,99 - 93,81
152 34,32 474,92 18,30 527,54 527,99 0,09 93,50
153 35,03 484,97 0 520,00 527,99 1,51 93,37
154 35,50 511,02 9,73 556,25 527,99 - 93,28
155 56,35 415,13 10,82 482,30 497,19 2,99 88,67
Tabela B.23: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase E, na segunda etapa
do Reator I.
Tempo
(dias)
155 159 162 166 168 170 174 180 184 187
SST
(gSST.L
-1
)
0,63 0,68 0,65 0,60 0,79 0,83 0,76 0,76 0,86 0,90
Tabela B.24: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase F, na segunda etapa
do Reator I.
Tempo
(dias)
190 195 198 201 205 211 214 217 220 225
SST
(gSST.L
-1
)
0,81 0,74 0,79 0,61 0,65 0,81 0,85 0,70 0,80 0,94
Tabela B.25: Dados de concentração celular em função do tempo, para a Fase G, na segunda etapa
do Reator I.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
232 1,07 258 1,79
237 1,37 260 1,79
240 1,39 264 1,73
243 1,38 266 1,65
246 1,54 270 1,70
249 1,60 273 1,79
253 1,67 278 1,76
Tabela B.26: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase E.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
156 57,54 421,05 10,27 488,86 497,19 1,68 88,43
157 60,62 428,15 9,36 498,13 497,19 - 87,81
158 61,09 444,72 9,00 514,81 497,19 - 87,71
159 59,43 458,93 8,81 527,18 511,4 - 88,38
160 31,71 438,8 5,71 476,22 511,4 6,88 93,80
161 21,52 430,52 5,53 457,57 511,4 10,53 95,79
162 20,81 431,70 8,08 460,60 511,4 9,93 95,93
163 26,02 442,35 10,64 479,02 511,4 6,33 94,91
164 4,23 475,50 12,10 491,83 511,4 3,83 99,17
165 36,92 424,60 7,35 468,87 511,4 8,32 92,78
166 20,10 449,46 7,54 477,10 511,4 6,71 96,07
167 17,73 430,52 12,10 460,35 511,4 9,98 96,53
170 21,05 404,47 12,18 437,70 504,3 13,21 95,83
171 23,66 462,48 11,27 497,41 504,3 1,37 95,31
172 1,22 496,81 10,01 508,05 504,3 - 99,76
174 8,97 457,74 9,65 476,36 501,93 5,10 98,21
175 17,97 447,09 8,38 473,44 501,93 5,68 96,42
176 25,55 464,85 13,45 503,85 501,93 - 94,91
180 31,47 457,74 9,65 498,87 501,93 0,61 93,73
181 24,37 450,64 12,72 487,73 433,21 - 94,38
182 38,58 456,56 8,92 504,07 433,21 - 91,09
184 55,64 490,89 12,36 558,90 433,21 - 87,16
185 61,80 499,18 15,26 576,24 432,15 - 85,70
186 53,98 486,16 12,54 552,68 432,15 - 87,51
187 46,88 484,97 9,65 541,50 432,15 - 89,15
188 46,88 448,27 8,43 503,58 432,15 - 89,15
Tabela B.27: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase F.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
189 30,29 418,68 12,72 461,69 516,14 10,55 94,13
190 20,58 437,62 15,62 473,81 516,14 8,20 96,01
191 17,02 443,54 8,56 469,12 516,14 9,11 96,70
194 115,59 357,12 13,08 485,79 516,14 5,88 77,61
195 118,43 368,96 8,02 495,40 516,14 4,02 77,05
196 107,97 335,81 0,00 443,77 516,14 14,02 79,08
197 101,81 336,99 0,00 438,80 516,14 14,98 80,28
198 119,81 271,88 5,48 397,18 516,14 23,05 76,79
199 179,05 224,52 6,03 409,60 516,14 20,64 65,31
200 207,48 142,84 0,00 350,32 473,49 26,01 56,18
201 193,27 114,43 4,76 312,45 473,49 34,01 59,18
202 226,91 96,67 0,00 323,58 473,49 31,66 52,08
203 183,79 164,15 0,00 347,94 475,86 26,88 61,38
204 186,16 212,69 5,85 404,69 475,86 14,96 60,88
Tabela B.27: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase F (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
205 179,05 260,04 8,02 447,11 475,86 6,04 62,37
206 164,83 299,47 8,02 472,32 475,86 0,74 65,36
207 132,14 308,06 8,92 449,12 454,54 1,19 70,93
208 130,71 338,14 10,91 479,76 454,54 -5,55 71,24
209 93,75 333,84 12,36 439,95 454,54 3,21 79,37
210 122,18 275,84 8,56 406,59 454,54 10,55 73,12
211 74,80 305,92 11,64 392,35 485,34 19,16 84,59
212 46,36 344,58 0,00 390,94 485,34 19,45 90,45
213 49,21 323,10 0,00 372,31 485,34 23,29 89,86
214 27,41 331,69 0,00 359,10 485,34 26,01 94,35
215 7,98 368,21 0,00 376,19 445,06 15,48 98,21
216 6,02 346,73 9,65 362,40 445,06 18,57 98,65
217 47,72 331,69 0,00 379,42 445,06 14,75 89,28
218 28,77 297,32 0,00 326,09 445,06 26,73 93,54
219 30,55 340,28 0,00 370,83 473,49 21,68 93,55
220 32,15 342,43 0,00 374,58 473,49 20,89 93,21
221 41,15 353,17 0,00 394,32 473,49 16,72 91,31
222 54,89 348,88 0,00 403,77 473,49 14,72 88,41
223 56,31 331,69 11,46 399,46 546,94 26,96 89,70
224 49,50 361,76 10,91 422,18 546,94 22,81 90,95
225 61,05 342,43 11,27 414,76 546,94 24,17 88,84
Tabela B.28: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase G.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
226 41,62 338,14 8,20 387,96 546,94 29,07 92,39
227 23,14 267,25 7,84 298,23 492,45 39,44 95,30
228 27,41 149,11 4,40 180,92 492,45 63,26 94,43
230 1,64 138,37 0,00 140,01 492,45 71,57 99,67
231 79,53 53,93 0,00 133,46 492,45 72,90 83,85
232 107,97 54,46 0,00 162,43 530,36 69,37 79,64
233 176,68 66,28 0,00 242,96 530,36 54,19 66,69
234 114,13 35,13 0,00 149,26 530,36 71,86 78,48
235 187,11 27,61 0,00 214,72 530,36 59,51 64,72
236 231,18 28,15 0,00 259,33 530,36 51,10 56,41
237 253,84 34,06 0,00 287,90 551,68 47,81 53,99
238 291,76 43,48 0,00 335,23 551,68 39,23 47,12
239 386,53 54,65 0,00 441,18 551,68 20,03 29,94
240 206,46 123,96 0,00 330,42 551,68 40,11 62,58
241 215,93 26,54 0,00 242,47 551,68 56,05 60,86
242 146,75 75,41 0,00 222,15 450,06 50,64 67,39
243 104,10 93,66 0,00 197,76 450,06 56,06 76,87
244 58,61 81,31 0,00 139,92 450,06 68,91 86,98
245 37,76 98,50 0,00 136,25 450,06 69,73 91,61
246 33,96 124,27 0,00 158,23 472,1 66,48 92,81
247 22,59 125,88 0,00 148,47 472,1 68,55 95,21
248 23,54 140,38 0,00 163,92 472,1 65,28 95,01
249 26,38 183,34 0,00 209,72 472,1 55,58 94,41
250 22,67 174,75 0,00 197,42 468,5 57,86 95,16
251 20,77 162,94 0,00 183,71 468,5 60,79 95,57
252 19,86 174,44 0,00 194,30 468,5 58,53 95,76
253 19,63 133,63 0,00 153,25 468,5 67,29 95,81
254 24,37 128,39 8,20 160,96 492,6 67,32 95,05
255 2,74 86,09 6,39 95,22 492,6 80,67 99,44
256 16,07 118,03 6,21 140,31 492,6 71,52 96,74
Tabela B.28: Dados de acompanhamento do Reator I, segunda etapa, Fase G (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
257 26,26 142,21 5,85 174,32 492,6 64,61 94,67
258 1,88 101,63 0,00 103,50 492,45 78,98 99,62
259 22,00 118,03 0,00 140,03 492,6 71,57 95,53
260 32,66 112,85 0,00 145,51 492,6 70,46 93,37
261 23,66 118,03 0,00 141,69 492,6 71,24 95,20
262 23,18 116,31 0,00 139,49 492,6 71,68 95,29
263 12,52 112,85 0,00 125,37 487,59 74,29 97,43
264 3,99 85,22 0,00 89,21 487,59 81,70 99,18
265 3,74 69,68 0,00 73,42 491,19 85,05 99,24
266 19,07 45,50 0,00 64,58 491,19 86,85 96,12
267 31,42 48,96 0,00 80,38 491,19 83,64 93,60
268 54,32 29,96 0,00 84,29 491,19 82,84 88,94
269 51,25 59,45 0,00 110,70 486,46 77,24 89,47
270 45,33 70,67 0,00 116,01 486,46 76,15 90,68
271 25,93 89,24 0,00 115,17 486,46 76,32 94,67
272 40,13 82,76 0,00 122,89 486,46 74,74 91,75
273 0,86 89,54 0,00 90,40 486,46 81,42 99,82
274 13,87 60,18 0,00 74,05 467,53 84,16 97,03
275 9,37 91,27 0,00 100,64 467,53 78,47 98,00
276 1,02 79,18 0,00 80,20 467,53 82,85 99,78
277 0,43 70,54 0,00 70,97 467,53 84,82 99,91
278 0,55 55,87 0,00 56,41 448,51 87,42 99,88
279 15,33 46,37 0,00 61,70 448,51 86,24 96,58
281 3,20 57,59 0,00 60,79 448,51 86,45 99,29
Tabela B.29. Dados de DQO adicionada e DQO residual no Reator I, segunda etapa, Fase E.
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
156 292,78 12,04 170 310,77 2,71
157 292,78 - 171 310,77 -
158 292,78 - 172 308,56 -
159 292,78 - 174 308,56 18,93
160 346,75 - 175 308,56 13,11
162 346,75 15,28 180 308,56 21,50
163 346,75 - 181 315,91 52,74
164 285,07 - 182 315,91 30,56
165 285,07 - 184 315,91 -
166 285,07 - 185 312,47 22,97
167 285,07 14,07 186 312,47 17,29
168 310,77 51,44 187 312,47 -
169 310,77 17,61 188 312,47 29,75
Tabela B.30. Dados de DQO adicionada e DQO residual no Reator I, segunda etapa, Fase F.
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
189 511 53,30 208 499 14,28
190 511 3,38 210 500 21,22
191 511 14,60 211 500 46,33
194 503 72,25 212 500 24,86
195 503 61,29 213 500 49,41
196 503 42,64 214 505 69,88
197 503 2,74 215 505 45,81
198 440 66,87 216 505 29,98
Tabela B.30. Dados de DQO adicionada e DQO residual no Reator I, segunda etapa, Fase F
(continuação).
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
199 440 67,02 217 505 1,73
200 440 96,13 218 499 56,15
201 440 105,47 219 499 34,82
202 465 97,50 220 499 57,60
203 46 58,93 221 499 20,09
204 465 29,15 222 499 30,05
205 465 34,14 223 510 14,35
206 499 19,92 224 510 10,27
207 499 33,23 225 510 27,32
Tabela B.31. Dados de DQO adicionada e DQO residual no Reator I, segunda etapa, Fase G.
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
Tempo
(dias)
DQO
Entrada
DQO
Residual
226 510 17,08 253 1029 60,75
227 986 42,56 254 1029 65,81
228 986 51,38 255 1029 49,11
230 986 68,70 256 1029 86,61
231 986 109,69 257 1038 63,29
232 986 83,83 258 1038 88,32
233 1005 65,28 259 1038 58,24
234 1005 105,93 260 1038 93,51
235 1005 84,23 261 1050 108,51
236 1005 88,66 262 1050 97,31
237 997 122,30 263 1050 101,78
238 997 111,53 264 1050 106,69
239 997 134,10 265 1050 125,46
240 997 95,55 266 1016 111,83
241 998 85,14 267 1016 108,42
242 998 97,08 268 1016 100,64
243 998 83,43 269 1016 81,95
244 1101 77,25 270 999 84,30
245 1101 62,78 271 999 119,46
246 1101 79,03 274 999 97,49
247 1101 70,31 275 999 117,49
248 1150 72,56 276 1022 75,78
249 1150 63,35 277 1022 67,98
250 1150 90,58 278 1022 104,94
251 1150 74,13 279 1022 88,03
252 1029 48,56 281 1022 135,78
Reator II – Primeira Etapa
Tabela B.32: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, primeira etapa,
para a operação em processo contínuo e os dados de lavagem.
Tempo
(h)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(h)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
0 0,66 120 0,24
24 0,37 144 0,20
48 0,47 145 0,16
72 0,28 146 0,14
96 0,25 147 0,13
Tabela B.33: Dados de concentração celular em função do tempo no período de SBR, para a primeira
etapa do Reator II.
Tempo
(h)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(h)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
0 0,13 51 0,45
1 0,21 53 0,46
2 0,26 55 0,44
3 0,34 58 0,46
5 0,29 61 0,42
6 0,36 64 0,42
7 0,34 69 0,46
9 0,32 75 0,51
11 0,23 81 0,52
13 0,41 83 0,52
15 0,42 95 0,59
16 0,41 100 0,62
17 0,45 105 0,72
18 0,44 110 0,76
19 0,33 120 0,74
21 0,42 132 0,62
23 0,44 130 0,70
24 0,43 133 0,74
25 0,44 140 0,84
28 0,40 156 0,70
31 0,38 166 0,71
33 0,45 169 0,86
35 0,48 173 0,87
37 0,38 175 0,84
40 0,41 183 0,76
45 0,37 188 0,82
47 0,43 193 0,80
49 0,46 200 0,80
Tabela B.34: Dados de acompanhamento do Reator II, primeira etapa.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
0
14,7 3,2 171,9 189,9 347,8 45,41 95,76
1
32,5 100,3 225,5 358,3 347,8 - 90,65
2
39,3 137,2 214,4 390,9 347,8 - 88,70
4
44,6 124,4 220,4 389,4 347,8 - 87,19
5
51,1 131,0 216,4 398,6 347,8 - 85,30
6
49,0 120,8 228,5 398,3 347,8 - 85,93
8
39,1 199,2 183,0 421,3 347,8 - 88,76
10
57,5 119,8 182,0 359,3 274,6 - 79,06
12
46,3 9,7 237,6 293,6 274,6 - 83,13
14
25,3 14,7 248,7 288,7 274,6 - 90,80
16
17,8 0,0 251,8 269,6 274,6 1,84 93,51
18
18,0 12,0 244,7 274,7 274,6 - 93,43
21
35,8 0,0 239,6 275,4 221,8 - 83,86
22
49,4 0,0 199,2 248,6 283,4 12,29 82,57
23
49,6 0,0 196,2 245,8 283,4 13,28 82,50
24
58,2 0,0 196,2 254,3 283,4 10,26 79,48
27
43,9 0,0 211,3 255,2 298,7 14,54 85,30
28
37,3 0,0 219,4 256,7 298,7 14,03 87,50
34
13,4 2,3 333,8 349,6 305,9 - 95,61
36
33,2 8,0 368,0 409,2 305,9 - 89,16
38
35,6 5,4 320,5 361,4 305,9 - 88,37
41
46,1 4,1 365,0 415,1 305,9 - 84,93
46
58,2 59,8 260,9 378,8 315,6 - 81,57
Tabela B.34: Dados de acompanhamento do Reator II, primeira etapa (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
48
72,9 19,3 280,1 372,3 315,6 - 76,89
50
70,6 2,6 278,0 351,2 315,6 - 77,64
52
44,5 9,0 288,1 341,7 315,6 - 85,90
54
32,1 0,0 293,2 325,3 315,6 - 89,81
56
40,5 5,2 291,2 336,9 468,8 28,14 91,36
58
36,2 7,6 275,0 318,8 468,8 31,98 92,27
59
44,5 11,2 238,6 294,3 485,1 39,34 90,83
61
67,3 123,9 172,9 364,0 485,1 24,96 86,14
62
54,7 132,1 165,8 352,6 475,9 25,90 88,51
64
57,8 74,2 234,6 366,5 475,9 22,98 87,86
65
39,8 30,6 238,6 309,0 475,9 35,07 91,64
67
49,2 1,4 260,9 311,5 480,6 35,18 89,75
69
50,4 3,7 442,7 496,8 480,6 - 89,51
70
59,9 11,1 454,9 525,9 480,6 - 87,53
72
46,2 0,0 402,7 448,8 539,8 16,86 91,45
76
25,1 8,8 414,9 448,7 539,8 16,88 95,35
78
23,4 0,0 451,4 474,8 539,8 12,05 95,66
82
25,6 0,0 435,7 461,3 539,8 14,55 95,27
84
55,9 9,8 427,0 492,7 498,6 1,19 88,79
85
54,0 20,8 305,3 380,1 498,6 23,78 89,17
86
47,3 3,9 390,5 441,7 498,6 11,41 90,50
89
60,4 3,2 435,7 499,3 478,5 - 87,38
96
33,8 1,4 453,1 488,4 488,2 - 93,07
99
45,0 0,0 374,9 419,8 488,2 14,01 90,79
101
42,1 0,0 378,3 420,5 488,2 13,88 91,37
106
43,6 397,5 441,0 472,6 6,67 90,78
108
70,3 5,5 400,9 476,8 472,6 - 85,12
111
134,5 319,2 453,7 481,2 5,71 72,04
116
133,4 0,0 329,6 463,0 486,2 4,77 72,57
118
135,2 7,2 312,5 454,9 487,7 6,72 72,28
123
125,4 12,2 338,3 475,8 487,7 2,43 74,28
125
138,9 17,2 315,2 471,3 479,2 1,65 71,01
127
135,5 19,2 317,2 471,8 479,2 1,54 71,73
129
140,2 18,0 313,5 471,6 479,2 1,59 70,75
131
231,2 26,0 432,2 689,4 717,5 3,92 67,78
132
220,8 2,0 471,5 694,2 717,5 3,26 69,24
133
226,4 6,2 461,0 693,6 717,5 3,33 68,44
134
219,8 17,8 499,3 736,9 731,8 - 69,96
135
153,9 2,6 600,1 756,7 731,8 - 78,96
138
9,9 0,0 749,7 759,6 741,2 - 98,67
140
29,8 3,0 655,8 688,5 741,2 7,11 95,98
141
44,0 14,6 669,7 728,3 741,2 1,75 94,06
142
55,8 4,1 617,5 677,5 760,2 10,88 92,65
150
254,9 62,4 325,4 642,6 746,0 13,86 65,83
152
264,3 92,6 99,3 456,2 746,0 38,84 64,56
157
135,5 494,8 32,6 662,9 729,4 9,12 81,43
162
100,9 481,5 29,1 611,5 741,2 17,51 86,39
166
103,2 538,9 18,2 660,3 781,5 15,51 86,79
167
121,2 510,2 9,3 640,7 781,5 18,02 84,49
168
183,8 412,8 6,9 603,5 781,5 22,78 76,48
169
135,0 563,5 9,3 707,8 781,5 9,44 82,73
170
199,8 600,0 9,3 809,2 710,4 - 71,87
172
231,1 589,8 8,1 829,0 710,4 - 67,47
174
200,8 608,2 9,0 818,0 701,0 - 71,36
176
172,3 595,9 8,6 776,9 701,0 - 75,41
177
162,9 583,6 4,8 751,3 701,0 - 76,77
178
185,6 583,6 8,8 778,0 717,5 - 74,13
180
202,7 610,3 13,5 826,4 717,5 - 71,76
Tabela B.34: Dados de acompanhamento do Reator II, primeira etapa (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
181
179,9 608,2 9,1 797,3 717,5 - 74,93
184
64,4 510,2 8,6 583,2 731,8 20,31 91,20
186
68,2 558,4 12,8 639,3 740,2 13,63 90,79
189
37,4 622,6 15,6 675,5 740,2 8,73 94,95
190
51,1 519,4 8,6 579,1 729,0 20,56 92,99
191
46,4 537,9 9,8 594,0 729,0 18,51 93,64
194
72,0 706,7 7,1 785,7 789,1 0,44 90,88
195
74,3 675,9 8,3 758,5 789,1 3,88 90,58
196
78,1 688,2 8,1 774,4 789,1 1,86 90,10
200
65,3 678,0 17,8 761,1 752,1 - 91,32
Reator II – Segunda Etapa
Tabela B.35: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa,
Fase A.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
0 0,91 20 0,81
2 0,78 21 0,85
7 0,82 27 0,85
12 0,78 33 0,94
16 0,86 39 0,98
Tabela B.36: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa,
Fase B.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
42 1,06 55 1,06
42 1,11 57 1,23
48 1,00 61 1,31
Tabela B.37: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa,
Fase C.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
70 1,37 125 1,80
76 1,33 131 1,85
83 1,34 132 1,79
90 1,51 135 1,88
99 1,64 138 1,87
103 1,61 141 1,94
107 1,56 145 2,14
111 1,69 149 2,07
113 1,76 152 2,08
119 1,84 155 2,35
Tabela B.38: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa, Fase D.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
159 2,47 174 2,05
162 2,31 180 2,32
166 2,12 184 2,03
168 2,08 187 2,04
170 2,10
Tabela B.39: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa, Fase E.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
190 2,15 205 1,73
195 2,27 211 1,63
198 1,63 214 1,67
201 1,63 217 1,54
Tabela B.40: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa, Fase F.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
220 1,81 237 1,76
225 1,84 240 1,60
232 1,64 243 1,62
Tabela B.41: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa, Fase G.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
246 1,66 254 1,57
249 1,55 261 1,44
Tabela B.42: Variação da concentração celular em função do tempo, para o Reator II, segunda etapa, Fase H.
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
Tempo
(dias)
Concentração Celular
(gSST.L
-1
)
266 1,34 273 1,24
268 1,32 280 1,17
272 1,29
Tabela B.43: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase A.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
4 62,95 0 364,23 427,18 501,93 14,89 87,46
7 46,36 0 277,86 324,22 485,34 33,20 90,45
8 34,52 4,98 329,14 368,64 485,34 24,05 92,89
10 40,20 0 369,63 409,83 485,34 15,56 91,72
11 57,74 0 366,93 424,67 485,34 12,50 88,10
12 47,78 0 323,74 371,53 487,19 23,74 90,19
13 50,15 4,81 296,75 351,72 487,19 27,81 89,71
16 27,41 0 407,42 434,83 487,19 10,75 94,37
18 42,57 0 383,13 425,70 479,17 11,16 91,12
19 37,83 0 393,92 431,75 479,17 9,90 92,10
20 49,21 0 372,33 421,53 479,17 12,03 89,73
21 41,62 0 337,24 378,86 479,17 20,93 91,31
23 48,73 0 334,54 383,27 478,23 19,86 89,81
24 45,89 0 334,54 380,43 478,23 20,45 90,40
25 56,31 0 350,73 407,05 478,23 14,88 88,22
27 52,52 0 447,91 500,43 516,2 3,06 89,83
28 46,36 0 464,10 510,46 516,2 1,11 91,02
29 44,94 0 491,09 536,03 516,2 - 91,29
30 65,32 0 474,90 540,22 516,2 - 87,35
Tabela B.43: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase A (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
31 47,31 0 515,39 562,70 510 - 90,72
33 55,84 4,14 523,48 583,46 510 - 89,05
34 55,84 0 474,90 530,74 510 - 89,05
37 60,58 0 453,30 513,88 510 - 88,12
38 73,85 0 445,21 519,05 718,08 27,72 89,72
39 89,55 0 656,13 745,68 718,08 - 87,53
Tabela B.44: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase B.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
42 64,67 0 664 729 723 - 91,05
43 59,89 0 644 704 723 2,63 91,72
45 55,10 0 664 719 726 0,87 92,41
46 51,75 0 685 736 726 - 92,87
48 48,88 0 693 742 726 - 93,26
48 48,41 0 693 741 726 - 90,37
52 27,35 0 786 813 750 - 94,74
55 21,61 0 774 795 750 - 91,05
57 75,20 0 725 800 781 - 91,72
59 60,85 0 786 847 781 - 92,41
61 50,32 0 879 930 957 2,88 92,87
Tabela B.45: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase C.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
64 75,20 0 871 946 957 1,13 92,14
66 78,55 0 920 998 957 - 91,79
68 4,21 1,89 1090 1096 969 - 99,66
69 3,25 0 1066 1069 969 - 99,32
70 6,60 4,14 1062 1073 969 - 94,73
72 49,84 1,61 985 1036 945 - 98,83
76 11,57 3,41 985 1000 990 - 99,56
79 4,39 0,00 843 847 990 14,40 98,24
82 17,79 2,74 989 1009 1010 0,09 99,45
83 5,52 0,00 879 885 1010 12,42 99,47
86 5,30 0,00 1013 1018 1000 - 99,88
93 1,24 0,00 960 962 1016 5,31 98,23
94 17,98 30,16 912 960 1016 5,49 98,97
99 7,94 13,02 1098 1119 1048 - 99,20
101 4,83 2,29 1106 1114 1048 - 99,18
103 10,81 2,12 1115 1128 1048 - 99,72
105 8,18 0,00 1111 1119 1024 - 99,75
107 11,29 0,00 1106 1118 1024 - 99,61
111 8,41 1,95 1098 1109 1022 - 95,86
113 2,89 0,00 972 975 1022 4,63 96,66
114 2,53 0,00 924 927 1022 9,31 96,39
117 3,85 0,00 932 936 998 6,29 94,65
119 41,29 12,12 643 697 998 30,21 99,62
120 33,39 18,13 519 571 998 42,82 99,66
122 35,31 17,57 530 583 978 40,38 99,99
125 52,29 0,00 943 995 978 - 99,31
129 3,88 0,00 954 958 1034 7,38 92,14
131 3,49 8,41 990 1002 1034 3,07 91,79
132 0,10 8,69 961 970 902 - 99,66
135 6,24 9,03 895 911 902 - 99,32
Tabela B.45: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase C (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
137 24,44 4,98 629 658 969 32,09 97,48
139 25,16 1,39 935 962 969 0,75 97,40
144 2,93 7,17 954 964 988 2,49 99,70
146 0,34 0,94 968 970 988 1,91 99,97
147 7,44 1,95 705 715 988 27,67 99,25
148 3,97 0,00 888 892 988 9,76 99,60
151 3,97 10,83 979 994 1014 1,94 99,61
152 4,09 1,27 972 977 1014 3,59 99,60
154 4,33 2,06 870 876 1082 19,06 99,60
155 0,00 2,45 866 869 1082 19,76 100,00
156 4,45 0,00 950 954 1082 11,82 99,59
157 0,73 0,00 888 889 1082 17,90 99,93
Tabela B.46: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase D.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
158 0,82 0,00 939 940 1103 14,80 99,93
159 153,18 231,63 483 868 1103 21,35 86,12
160 197,2 410,39 253 861 1103 22,00 82,13
161 170 542,98 158 871 1103 21,05 84,59
162 271,72 558,35 103 933 1055 11,61 74,25
163 265,74 626,42 75 968 1055 8,32 74,82
164 355,45 505,08 44 905 1055 14,26 66,32
165 391,33 540,59 22 954 1055 9,57 62,92
166 382,96 478,44 7 869 1063 18,26 63,96
167 341,10 484,36 11 836 1063 21,30 67,90
168 289,66 661,94 17 969 1063 8,82 72,74
169 235,84 715,21 14 965 1063 9,14 77,80
170 243,02 801,04 9 1054 933 - 73,96
171 154,51 839,52 12 1006 933 - 83,44
173 160,49 730,01 14 904 933 3,09 82,80
174 142,54 744,81 17 904 964 6,18 85,21
175 238,23 709,29 16 963 964 0,07 75,29
179 253,78 750,73 10 1015 998 - 74,57
180 222,68 718,17 11 952 998 4,59 77,69
181 235,84 738,89 8 983 998 1,49 76,37
183 249,00 889,83 8 1147 998 - 75,05
184 250,19 931,27 13 1194 991 - 74,75
185 259,76 946,07 13 1219 991 - 73,78
186 241,82 901,67 13 1156 991 - 75,59
187 229,86 839,52 10 1079 991 - 76,80
188 172,45 839,52 13 1025 1046 2,03 83,51
Tabela B.47: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase E.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
189 217,90 724 8,01 950 1046 9,16 79,16
190 80,35 1127 11,80 1219 1046 - 92,32
195 68,39 1189 0,00 1257 1012 - 96,79
196 49,25 1218 0,00 1268 1012 - 96,67
197 38,48 1115 9,83 1163 974 - 94,58
198 44,46 1227 9,10 1281 974 - 94,08
199 20,54 1118 0,24 1139 974 - 94,21
200 32,50 1008 8,38 1049 974 - 98,33
Tabela B.47: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase E (continuação).
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
201 33,70 1023 0,00 1057 974 - 96,54
202 52,84 1032 0,00 1085 1065 - 95,04
203 57,62 1100 15,80 1173 1065 - 94,59
204 56,43 1091 17,61 1165 1065 - 94,70
205 16,25 1141 10,91 1168 1065 - 98,47
206 23,43 1082 12,54 1118 1026 - 97,72
207 16,25 1028 18,51 1063 1026 - 98,42
208 16,25 1103 15,44 1135 1026 - 98,42
209 43,14 1114 22,67 1180 1026 - 95,79
210 13,00 968 19,96 1001 1010 0,85 98,71
211 0,00 994 14,71 1009 1010 0,10 100,00
212 94,34 951 15,26 1061 1010 - 90,66
213 0,00 998 31,36 1030 1010 - 100,00
214 0,00 917 59,59 976 993 1,69 100,00
215 1,46 650 200,17 852 993 14,20 99,85
216 3,25 388 381,11 773 993 22,19 99,67
217 2,65 10 779,18 792 993 20,27 99,73
Tabela B.48: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase F.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
220 40,33 418 76,56 535 974 45,13 95,86
221 55,88 431 69,32 556 974 42,95 94,26
222 261,79 547 69,54 879 1118 21,37 73,12
223 213,95 590 51,44 856 1118 23,43 78,04
224 209,16 663 62,30 935 1118 16,35 81,28
225 129,74 779 50,90 960 1118 14,10 88,39
226 48,41 874 61,94 984 1015 3,05 95,67
227 180,46 779 64,11 1024 1015 - 83,85
229 100,08 827 48,73 975 1015 3,92 90,14
230 237,87 663 43,48 945 1015 6,94 76,57
231 213,95 711 39,32 964 1021 5,63 78,93
233 188,67 732 46,38 967 1021 5,31 81,42
236 327,42 577 41,13 946 1021 7,38 67,94
238 332,20 419 15,26 766 1021 25,01 67,48
240 485,30 333 46,20 864 998 13,41 52,49
242 427,89 345 13,45 787 998 21,16 58,11
Tabela B.49: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase G.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
246 427,89 470 8,38 906 938 3,39 54,39
248 322,64 706 10,73 1040 938 - 65,61
250 275,75 801 12,54 1089 938 - 70,61
252 217,38 788 12,90 1018 964 - 77,46
254 207,81 755 15,26 978 1016 3,68 79,54
256 159,97 745 17,97 923 1016 9,15 84,25
259 150,40 752 16,34 919 1049 12,44 85,66
263 218,34 686 29,37 934 1049 10,98 79,19
263 218,34 686 29,37 934 1049 10,98 54,39
Tabela B.50: Dados de acompanhamento do Reator II, segunda etapa, Fase H.
Tempo
Concentração (mg.L
-1
)
Total Entrada Remoção Conversão
(dias) N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
mgN.L
-1
mgN-NH
4
.L
-1
(%) (%)
266 92,98 797 24,85 915 984 7,02 90,55
268 131,26 811 27,74 970 984 1,43 86,66
270 97,77 807 23,94 929 984 5,57 90,06
274 71,93 852 15,44 939 1022 8,07 92,96
276 72,89 814 49,63 937 1022 8,35 92,87
278 76,72 866 48,37 991 1022 3,03 92,49
ANEXO C
Reator I – Primeira Etapa
Tabela C.1: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 50.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 4,92 1,67 3,31 4,00 1,5
0,17 4,69 1,83 3,2 4,50 1,12
0,33 4,56 2,00 3,06 5,00 0,9
0,50 4,35 2,17 2,84 5,50 0,62
0,67 4,3 2,33 2,67 6 0,37
0,83 4,11 2,50 2,63 7 0,16
1,00 3,89 2,67 2,41 8 0,11
1,17 3,74 2,83 2,31 9 0,09
1,33 3,62 3,00 2,19 10 0,08
1,50 3,44 3,50 1,74
Tabela C.2: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 56.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,4 1,33 0,6 6 0,1
0,17 2,08 1,50 0,46 8 0,1
0,33 1,8 1,67 0,38 10 0,09
0,50 1,5 1,83 0,33 12 0,08
0,67 1,25 2 0,27 15 0,08
0,83 1,06 3 0,17 20 0,08
1,00 0,88 4 0,13 25 0,08
1,17 0,75 5 0,11
Tabela C.3: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 59.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 1,45 1,17 0,27 4 0,1
0,17 1,25 1,33 0,23 5 0,1
0,33 0,96 1,50 0,19 6 0,1
0,50 0,74 1,67 0,17 8 0,09
0,67 0,56 1,83 0,14 10 0,09
0,83 0,44 2 0,13
1,00 0,35 3 0,12
Tabela C.4: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 64.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,13 1,00 0,79 2 0,22
0,17 2,04 1,17 0,6 3 0,15
0,33 1,71 1,33 0,5 4 0,12
0,50 1,42 1,50 0,41 5 0,1
0,67 1,17 1,67 0,32 10 0,09
0,83 0,97 1,83 0,27 15 0,09
Tabela C.5: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 70.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,42 1,00 0,96 2 0,31
0,17 2,19 1,17 0,78 3 0,15
0,33 1,9 1,33 0,65 4 0,12
0,50 1,65 1,50 0,54 5 0,11
0,67 1,4 1,67 0,44 10 0,11
0,83 1,16 1,83 0,37
Tabela C.6: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 84.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,72 1,50 0,61 3 0,09
0,17 2,43 1,67 0,48 4 0,07
0,33 2,19 1,83 0,35 5 0,07
0,50 1,95 2 0,26 6 0,07
0,67 1,71 2,17 0,21 7 0,07
0,83 1,45 2,33 0,16 8 0,07
1,00 1,15 2,50 0,13 9 0,08
1,17 1,02 2,67 0,11 10 0,08
1,33 0,79 2,83 0,10
Tabela C.7: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 110.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,25 0,83 1,02 1,67 0,48
0,17 2,13 1,00 0,83 1,83 0,45
0,33 1,84 1,17 0,71 2,00 0,42
0,50 1,55 1,33 0,62
0,67 1,27 1,50 0,54
Tabela C.8: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 148.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 4 1,50 2,31 2,83 1,03
0,17 3,83 1,67 2,12 3,00 0,91
0,33 3,61 1,83 1,96 3,50 0,67
0,50 3,44 2,00 1,76 4,00 0,54
0,67 3,23 2,17 1,58 4,50 0,48
0,83 3,04 2,33 1,45 5 0,46
1,00 2,83 2,50 1,3 6 0,44
1,33 2,47 2,67 1,19
Tabela C.9: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 158.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,6 1,50 1 3,00 0,1
0,17 3,2 1,67 0,8 3,17 0,1
0,33 2,9 1,83 0,6 3,33 0,1
0,50 2,6 2,00 0,4 3,50 0,1
0,67 2,3 2,17 0,3 3,67 0,1
0,83 2 2,33 0,2 3,83 0,1
1,00 1,7 2,50 0,16 4,00 0,1
1,17 1,4 2,67 0,1
1,33 1,2 2,83 0,1
Tabela C.10: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a primeira etapa do Reator I, dia 196.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,7 2,00 1,4 3,83 0,3
0,17 3,6 2,17 1,3 4,00 0,2
0,33 3,4 2,33 1,1 4,17 0,2
0,50 3,2 2,50 0,9 4,33 0,2
0,67 3 2,67 0,8 4,50 0,2
0,83 2,8 2,83 0,7 4,67 0,2
1,00 2,6 3,00 0,6 4,83 0,1
1,17 2,3 3,17 0,5 5 0,1
1,33 2,2 3,33 0,4 6 0,1
1,50 2 3,50 0,3 7 0,1
1,67 1,8 3,67 0,3 8 0,1
1,83 1,6
Tabela C.11: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, primeira etapa do Reator I, dia 110 (determinação 1).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 4,08 1,83 2,06 11 1,09
0,17 4 2 2,01 12 1,08
0,33 3,77 3 1,73 13 0,91
0,50 3,56 4 1,46 14 0,9
0,67 3,29 5 1,43 15 0,88
0,83 3,04 6 1,22 20 0,77
1 2,83 7 1,22 25 0,65
1,17 2,64 8 1,08 30 0,51
1,33 2,46 9 1,06 35 0,44
1,50 2,36 10 1,05 40 0,44
1,67 2,09
Tabela C.12: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, primeira etapa do Reator I, dia 110 (determinação 2).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,48 0,83 1,03 1,67 0,54
0,17 2,1 1,00 0,84 1,83 0,49
0,33 1,84 1,17 0,72 2,00 0,47
0,50 1,52 1,33 0,63
0,67 1,25 1,50 0,58
Tabela C.13: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, primeira etapa do Reator I, dia 110 (determinação 3).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,98 1,17 1,12 4,00 0,41
0,17 2,82 1,33 0,92 5,00 0,41
0,33 2,58 1,50 0,8 10 0,39
0,50 2,23 1,67 0,71 15 0,38
0,67 1,8 1,83 0,61 20 0,37
0,83 1,64 2,00 0,57 25 0,36
1,00 1,35 3,00 0,44 30 0,36
Tabela C.14: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, primeira etapa do Reator I, dia 110 (determinação 4).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,25 0,83 1,02 1,67 0,48
0,17 2,13 1,00 0,83 1,83 0,45
0,33 1,84 1,17 0,71 2,00 0,42
0,50 1,55 1,33 0,62
0,67 1,27 1,50 0,54
REATOR I – SEGUNDA ETAPA
Tabela C.15: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 2,63
1,17 1,08
2,17 0,41
0,17 2,5
1,33 0,84
2,33 0,43
0,33 2,29
1,50 0,72
2,50 0,38
0,5 1,95
1,67 0,65
2,67 0,34
0,67 1,64
1,83 0,58
2,83 0,29
0,83 1,41
2,00 0,52
3,00 0,28
1,00 1,17
Tabela C.16: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 44.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 2,63
0,83 1,41
1,67 0,65
0,17 2,5
1,00 1,17
1,83 0,58
0,33 2,29
1,17 1,08
2,00 0,52
0,5 1,95
1,33 0,84
2,17 0,41
0,67 1,64
1,50 0,72
2,33 0,43
Tabela C.17: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 57.
Tempo
(min)
0 0,17 0,33 0,5 0,67 0,83 1,00
O
2
dissolvido
(mgO
2
.L
-1
)
2,07 1,77 1,33 0,98 0,70 0,52 0,38
Tabela C.18: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 66.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 2,12
0,83 0,87
1,50 0,31
0,17 1,92
1,00 0,68
1,67 0,24
0,33 1,62
1,17 0,52
1,83 0,18
0,5 1,36
1,33 0,38
2,00 0,14
0,67 1,12
Tabela C.19: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 68.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,07 0,42 1 0,75 0,41
0,08 1,99 0,50 0,8 0,83 0,33
0,17 1,78 0,58 0,68 0,92 0,28
0,25 1,44 0,67 0,52 1,00 0,24
0,33 1,24
Tabela C.20: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 113.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 1,77 0,75 0,56 1,83 0,17
0,08 1,75 0,83 0,47 2,00 0,16
0,17 1,6 0,92 0,38 2,17 0,15
0,25 1,39 1,00 0,32 2,33 0,15
0,33 1,19 1,17 0,26 2,50 0,15
0,42 1,03 1,33 0,22 2,67 0,14
0,50 0,87 1,50 0,2 2,83 0,15
0,58 0,74 1,67 0,18 3,00 0,14
0,67 0,63
Tabela C.21: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 132.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,45 0,83 1,69 2,33 0,21
0,08 3,34 0,92 1,55 2,5 0,19
0,17 3,07 1,00 1,35 2,67 0,17
0,25 2,88 1,17 1,13 2,83 0,16
0,33 2,7 1,33 0,89 3 0,15
0,42 2,49 1,50 0,67 3,5 0,13
0,50 2,31 1,67 0,5 4 0,12
0,58 2,15 1,83 0,37 4,5 0,12
0,67 1,96 2,00 0,29 5 0,11
0,75 1,82 2,17 0,24 6 0,1
Tabela C.22: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 168.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 7,3 1,67 4,97 3,33 3,34
0,17 6,71 1,83 4,85 3,5 2,99
0,33 6,58 2 4,78 3,67 2,9
0,5 6,34 2,17 4,38 3,83 2,65
0,67 6,22 2,33 4,23 4 2,63
0,83 5,96 2,5 4,14 4,5 2,37
1 5,74 2,67 3,96 5 2,22
1,17 5,62 2,83 3,72 5,5 2,03
1,33 5,31 3 3,67 6 1,82
1,5 5,24 3,17 3,57 6,5 1,71
Tabela C.23: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 180.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,75 0,92 1,75 5 0,64
0,08 3,6 1,00 1,61 6 0,6
0,17 3,5 1,17 1,27 7 0,55
0,25 3,26 1,33 1,07 8 0,53
0,33 3,03 1,50 0,98 9 0,5
0,42 2,87 1,67 0,85 10 0,5
0,50 2,75 1,83 0,84 15 0,45
0,58 2,46 2,00 0,88 20 0,43
0,67 2,26 2,5 0,77 25 0,41
0,75 2,05 3 0,75 30 0,41
0,83 2 4 0,67 35 0,4
Tabela C.24: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 187.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 5,49 1,33 2,3 6 0,19
0,08 5,37 1,50 1,95 8 0,15
0,17 5,17 1,67 1,61 10 0,13
0,25 4,95 1,83 1,29 12 0,11
0,33 4,72 2,00 1,01 15 0,13
0,42 4,51 2,17 0,75 20 0,11
0,50 4,29 2,33 0,55 25 0,14
0,58 4,07 2,50 0,41 30 0,13
0,67 3,86 2,67 0,33 35 0,13
0,75 3,66 2,83 0,29 40 0,13
0,83 3,45 3,00 0,25 45 0,13
0,92 3,25 3,5 0,23 50 0,13
1,00 3,05 4 0,2 55 0,13
1,17 2,67 5 0,2
Tabela C.25: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 224.
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,95 0,67 1,53 1,67 0,1
0,08 3,65 0,75 1,28 1,83 0,09
0,17 3,29 0,83 1 2,00 0,08
0,25 3,02 0,92 0,83 2,5 0,07
0,33 2,69 1,00 0,61 3 0,06
0,42 2,43 1,17 0,34 4 0,06
0,50 2,11 1,33 0,19 5 0,06
0,58 1,88 1,50 0,13
Tabela C.26: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,92).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 4,94 1,83 3,21 3,67 1,57
0,17 4,82 2,00 3,07 3,83 1,52
0,33 4,68 2,17 2,88 4,00 1,38
0,5 4,52 2,33 2,76 4,17 1,28
0,67 4,33 2,50 2,61 4,33 1,17
0,83 4,2 2,67 2,47 4,50 1,05
1,00 4,02 2,83 2,32 4,67 0,97
1,17 3,81 3,00 2,18 4,83 0,86
1,33 3,69 3,17 2,01 5,00 0,78
1,50 3,55 3,33 1,83 3,67 1,57
1,67 3,39 3,50 1,77 3,83 1,52
Tabela C.27: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,74).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 4,8 1,50 3,24 2,83 1,86
0,17 4,71 1,67 3,08 3,00 1,69
0,33 4,53 1,83 2,89 3,17 1,47
0,5 4,38 2,00 2,69 3,33 1,38
0,67 4,19 2,17 2,52 3,50 1,24
0,83 3,98 2,33 2,37 3,67 1,08
1,00 3,8 2,50 2,19 3,83 0,97
1,17 3,59 2,67 2,01 4,00 0,8
1,33 3,44
Tabela C.28: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,62).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 5,47 1,50 4,12 2,83 2,97
0,17 5,35 1,67 3,98 3,00 2,82
0,33 5,23 1,83 3,85 3,17 2,69
0,5 5,07 2,00 3,69 3,33 2,56
0,67 4,93 2,17 3,58 3,50 2,4
0,83 4,77 2,33 3,35 3,67 2,29
1,00 4,57 2,50 3,25 3,83 2,16
1,17 4,45 2,67 3,1 4,00 2,01
1,33 4,33
Tabela C.29: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,54).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 5,53 1,50 3,9 2,83 2,89
0,17 5,22 1,67 3,84 3,00 2,74
0,33 5,06 1,83 3,67 3,17 2,61
0,5 4,84 2,00 3,51 3,33 2,49
0,67 4,73 2,17 3,39 3,50 2,34
0,83 4,54 2,33 3,26 3,67 2,22
1,00 4,36 2,50 3,09 3,83 2,06
1,17 4,23 2,67 3 4,00 1,92
1,33 4,14
Tabela C.30: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,46).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 5,74 1,17 4,84 2,17 4,1
0,17 5,59 1,33 4,7 2,33 3,99
0,33 5,44 1,50 4,6 2,50 3,86
0,5 5,35 1,67 4,47 2,67 3,73
0,67 5,22 1,83 4,32 2,83 3,65
0,83 5,1 2,00 4,18 3,00 3,51
1,00 4,97
Tabela C.31: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 6,41).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 5,54 1,50 4,42 2,83 3,37
0,17 5,44 1,67 4,29 3,00 3,28
0,33 5,36 1,83 4,16 3,17 3,13
0,5 5,29 2,00 4,03 3,33 3,03
0,67 5,1 2,17 3,91 3,50 2,89
0,83 4,95 2,33 3,79 3,67 2,78
1,00 4,82 2,50 3,65 3,83 2,66
1,17 4,67 2,67 3,51 4,00 2,54
1,33 4,55
Reator II – Segunda Etapa
Tabela C.32: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 34 (pH 7,49).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 3,68 2,50 0,95 5,00 0,23
0,17 3,54 2,67 0,9 5,17 0,18
0,33 3,29 2,83 0,8 5,33 0,17
0,50 3,07 3,00 0,71 5,50 0,16
0,67 2,77 3,17 0,63 5,67 0,15
0,83 2,46 3,33 0,6 5,83 0,14
1,00 2,33 3,50 0,54 6,00 0,15
1,17 2,04 3,67 0,49 6,17 0,13
1,33 1,9 3,83 0,46 6,33 0,13
1,50 1,73 4,00 0,4 6,50 0,13
1,67 1,57 4,17 0,34 6,67 0,12
1,83 1,42 4,33 0,3 6,83 0,11
2,00 1,34 4,50 0,29 7,00 0,11
2,17 1,2 4,67 0,28
2,33 1,08 4,83 0,24
Tabela C.33: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 34 (pH 5,53).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 6,01 1,50 5,33 3,00 4,83
0,50 5,77 2,00 5,21 3,50 4,6
1,00 5,57 2,50 4,99 4,00 4,49
Tabela C.34: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 44 (pH 7,53).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 3,78 1,17 0,88 2,17 0,25
0,17 3,19 1,33 0,7 2,33 0,21
0,33 2,63 1,50 0,57 2,50 0,19
0,50 2,1 1,67 0,46 2,67 0,17
0,67 1,76 1,83 0,36 2,83 0,15
0,83 1,37 2,00 0,3 3,00 0,14
1,00 1,09
Tabela C.35: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 44 (pH 6,32).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 3,75 1,17 2,19 2,17 1,03
0,17 3,53 1,33 2,01 2,33 0,87
0,33 3,29 1,50 1,78 2,50 0,73
0,50 3,1 1,67 1,58 2,67 0,59
0,67 2,85 1,83 1,38 2,83 0,47
0,83 2,64 2,00 1,21 3,00 0,37
1,00 2,43
Tabela C.36: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 57 (pH 7,51).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0 3,12 0,83 1,2 1,50 0,52
0,17 2,68 1,00 0,97 1,67 0,43
0,33 2,26 1,17 0,76 1,83 0,35
0,50 1,83 1,33 0,64 2,00 0,29
0,67 1,48
Tabela C.37: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 132 (pH 7,50).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 2,49 0,58 0,39 1,33 0,17
0,08 1,83 0,67 0,33 1,5 0,15
0,17 1,4 0,75 0,26 1,67 0,15
0,25 1,09 0,83 0,24 1,83 0,15
0,33 0,76 0,92 0,21 2 0,14
0,42 0,61 1,00 0,2 2,5 0,14
0,50 0,5 1,17 0,18 3 0,13
Tabela C.38: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 179 (pH 7,80).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,22 0,75 0,6 10 0,45
0,08 3,02 0,83 0,59 15 0,46
0,17 2,58 0,92 0,56 20 0,47
0,25 2,22 1,00 0,56 25 0,49
0,33 1,68 2 0,48 30 0,51
0,42 1,24 3 0,45 35 0,53
0,50 0,95 4 0,43 40 0,56
0,58 0,77 5 0,43 50 0,62
0,67 0,7
Tabela C.39: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 188 (pH 7,80).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,99 0,75 1,45 2 0,17
0,08 3,89 0,83 1,18 3 0,15
0,17 3,59 0,92 0,92 4 0,07
0,25 3,25 1,00 0,71 6 0,06
0,33 2,98 1,17 0,41 8 0,05
0,42 2,65 1,33 0,23 10 0,05
0,50 2,34 1,50 0,16 20 0,03
0,58 2,05 1,67 0,15
0,67 1,73 1,83 0,15
Tabela C.40: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 217 (pH 7,50).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 3,05 0,58 1,83 1,17 0,74
0,08 2,97 0,67 1,67 1,33 0,6
0,17 2,8 0,75 1,55 1,50 0,49
0,25 2,6 0,83 1,42 1,67 0,43
0,33 2,4 0,92 1,27 1,83 0,39
0,42 2,21 1,00 1 2,00 0,36
0,50 2,02
Tabela C.41: Variação da concentração de oxigênio dissolvido no tempo, para determinação da
respiração celular, referente a segunda etapa do Reator II, dia 266 (pH 7,45).
Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido Tempo O
2
dissolvido
(min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
) (min) (mgO
2
.L
-1
)
0,00 4,29 0,92 2,17 1,83 0,58
0,08 4,16 1,00 1,93 1,92 0,5
0,17 4 1,08 1,74 2,00 0,43
0,25 3,84 1,17 1,58 2,17 0,32
0,33 3,63 1,25 1,42 2,33 0,25
0,42 3,34 1,33 1,27 2,5 0,2
0,50 3,19 1,42 1,12 2,67 0,16
0,58 2,91 1,50 1,02 2,83 0,14
0,67 2,76 1,58 0,9 3 0,13
0,75 2,56 1,67 0,78 3,5 0,11
0,83 2,36 1,75 0,69 4 0,1
ANEXO D
Reator I – Primeira Etapa
Tabela D.1. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
56.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
3,5 1,18 0,88 0,784 0,1 0,147
3 1,18 0,75 0,735 0,1 0,144
2,7 1,18 0,38 0,415 0,09 0,146
2,4 1,18 0,33 0,376 0,08 0,145
2,08 1,18 0,27 0,370 0,08 0,143
1,8 1,18 0,17 0,192 0,08 0,143
1,25 1,053 0,13 0,164 0,08 0,143
1,06 0,926 0,11 0,153 0,1 0,147
Tabela D.2. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
59.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
1,45 1,2 0,19 0,392 0,09 0,190
1,25 1,2 0,17 0,365 0,08 0,180
0,96 1,2 0,14 0,337 0,07 0,150
0,74 1,2 0,13 0,274 0,07 0,120
0,56 1,037 0,12 0,239 0,04 0,100
0,44 0,807 0,1 0,235 0,03 0,080
0,35 0,702 0,1 0,225 0,02 0,060
0,27 0,554 0,1 0,227 0,01 0,040
0,23 0,449 0,09 0,200
Tabela D.3. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
64.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-
1
)
2,13 1,33 0,79 1,168 0,22 0,399
2,04 1,33 0,6 0,887 0,15 0,202
1,71 1,33 0,5 0,675 0,12 0,179
1,42 1,33 0,41 0,650 0,1 0,172
1,17 1,33 0,32 0,531 0,09 0,158
0,97 1,189 0,27 0,431 0,09 0,128
Tabela D.4. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
70.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,53 1,150 0,82 0,855 0,14 0,170
2,27 1,150 0,69 0,719 0,12 0,163
2 1,150 0,57 0,650 0,11 0,092
1,68 1,150 0,47 0,533 0,03 0,050
1,42 1,150 0,4 0,446 0,01 0,010
1,19 1,063 0,34 0,402
1,01 0,991 0,17 0,226
Tabela D.5. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
84.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,14 2,72 1,11 0,48 0,44 0,07
2,92 2,43 0,97 0,35 0,43 0,07
2,7 2,19 0,87 0,26 0,42 0,07
2,47 1,95 0,8 0,21 0,4 0,07
2,23 1,71 0,72 0,16 0,39 0,08
1,98 1,45 0,67 0,13 0,39 0,08
1,7 1,15 0,63 0,11 0,39 0,08
1,59 1,02 0,6 0,10 0,39 0,08
1,39 0,79 0,58 0,09 0,37 0,08
1,23 0,61 0,48 0,07 0,36 0,08
Tabela D.6. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
110.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,63 1,025 0,77 1,382 0,06 0,195
2,47 1,205 0,57 1,028 0,06 0,181
2,23 1,650 0,45 0,763 0,04 0,184
1,88 1,650 0,36 0,715 0,03 0,183
1,45 1,367 0,26 0,554 0,02 0,184
1,29 1,301 0,22 0,389 0,01 0,183
1 1,613 0,09 0,256 0,01 0,169
Tabela D.7. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
148.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,68 1,386 1,99 1,263 0,35 0,664
3,51 1,378 1,8 1,238 0,22 0,496
3,29 1,367 1,64 1,213 0,16 0,395
3,12 1,358 1,44 1,177 0,14 0,357
2,91 1,345 1,26 1,136 0,12 0,316
2,72 1,332 1,13 1,102 0,1 0,272
2,51 1,316 0,98 1,054 0,08 0,226
2,15 1,281 0,59 0,867
Tabela D.8. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator I, dia
158.
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,48 1,370 1,18 0,973 0,55 0,178
3,25 1,370 1,04 0,808 0,57 0,126
3,04 1,370 0,93 0,761 0,55 0,231
2,74 1,370 0,81 0,564 0,48 0,160
2,5 1,370 0,76 0,373 0,48 0,129
2,24 1,370 0,72 0,450 0,46 0,171
1,99 1,370 0,64 0,420 0,4 0,152
1,79 1,370 0,61 0,320 0,41 0,133
1,54 1,370 0,57 0,178 0,39 0,138
1,35 1,114 0,59 0,178 0,39 0,178
Reator I – Segunda Etapa
Tabela D.9. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio dissolvido,
para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 20 (pH 7,68).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,63 0,644 1,17 0,701 0,52 0,507
2,5 0,772 1,08 0,704 0,41 0,314
2,29 1,040 0,84 0,813 0,43 0,232
1,95 1,040 0,72 0,541 0,38 0,360
1,64 1,040 0,65 0,454 0,34 0,361
1,41 1,040 0,58 0,436 0,29 0,299
Tabela D.10. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 7 (pH
8,28).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,63 1,086 0,35 0,649 0,07 0,175
1,27 1,086 0,22 0,445 0,06 0,142
0,84 1,086 0,14 0,303 0,05 0,126
0,57 0,906 0,1 0,225 0,05 0,109
Tabela D.11. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 57 (pH
7,51).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,96 1,340 0,87 1,397 0,41 0,775
1,66 1,548 0,59 1,016 0,27 0,447
1,22 1,713
Tabela D.12. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 57 (pH
7,17).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,23 0,989 0,35 0,694 0,1 0,227
0,86 0,989 0,21 0,420 0,08 0,161
0,58 0,955 0,15 0,296 0,07 0,145
Tabela D.13. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 57 (pH
6,99).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,43 0,915 0,37 0,641 0,1 0,178
1,15 0,915 0,24 0,431 0,09 0,144
0,88 0,915 0,17 0,293 0,08 0,178
0,57 0,913 0,13 0,228
Tabela D.14. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 57 (pH
6,52).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,1 0,747 2,61 0,747 1,5 0,744
3,88 0,747 2,4 0,741 1,32 0,692
3,63 0,747 2,23 0,662 1,16 0,709
3,42 0,747 2,07 0,747 0,97 0,668
3,23 0,747 1,84 0,725 0,83 0,627
3,01 0,747 1,69 0,680 0,67 0,564
2,82 0,747
Tabela D.15. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 66 (pH
7,20).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,12 1,475 0,87 1,596 0,31 0,581
1,92 1,735 0,68 1,308 0,24 0,546
1,62 1,796 0,52 1,139 0,18 0,439
1,36 1,796 0,38 0,782 0 0,000
1,12 1,796
Tabela D.16. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 113 (pH
7,50).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,5 1,737 0,37 1,103 0,06 0,215
1,29 1,737 0,28 0,919 0,05 0,189
1,09 1,737 0,22 0,664 0,05 0,163
0,93 1,737 0,16 0,422 0,05 0,189
0,77 1,648 0,12 0,318 0,04 0,163
0,64 1,401 0,1 0,267 0,05 0,163
0,53 1,050 0,08 0,241 0,04 0,213
0,46 0,983 0,07 0,215
Tabela D.17. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 132 (pH
8,70).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,5 1,374 2 1,374 0,23 0,543
3,33 1,314 1,56 1,374 0,18 0,191
3,19 1,374 1,4 1,374 0,16 0,362
2,99 1,374 1,23 1,240 0,14 0,173
2,8 1,374 1,07 1,189 0,17 0,210
2,63 1,333 0,95 1,374 0,13 0,230
2,49 1,374 0,41 0,975 0,15 0,192
2,27 1,303 0,33 0,731 0,13 0,272
2,15 1,186 0,27 0,575
Tabela D.18. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 132 (pH
8,10).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,14 1,669 0,81 1,081 0,19 0,445
1,42 1,447 0,72 1,004 0,14 0,364
1,3 1,331 0,61 1,088 0,1 0,278
1,13 1,645 0,4 0,853 0,09 0,215
0,95 1,489 0,27 0,604 0,06 0,132
Tabela D.19. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 132 (pH
7,50).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,88 1,533 1,35 1,445 0,21 0,277
2,7 1,533 0,89 1,146 0,19 0,251
2,49 1,533 0,67 0,986 0,17 0,231
2,31 1,533 0,5 0,800 0,16 0,211
2,15 1,533 0,37 0,604 0,15 0,206
1,96 1,506 0,29 0,441 0,13 0,189
1,55 1,533 0,24 0,337 0,12 0,175
Tabela D.20. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 132 (pH
7,07).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,25 0,845 2,65 0,933 1,16 0,899
4,19 0,819 2,45 1,082 1,01 0,839
4,06 1,043 2,23 1,060 0,85 0,839
3,97 1,141 2,04 0,975 0,71 0,750
3,78 1,146 1,85 0,930 0,59 0,668
3,69 0,909 1,69 0,934 0,48 0,640
3,6 1,098 1,5 0,914 0,38 0,572
3,06 1,106 1,34 0,922 0,3 0,671
2,82 1,019
Tabela D.21. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 180 (pH
7,48).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,43 1,754 0,82 1,666 0,06 0,223
2,26 1,754 0,67 1,450 0,04 0,227
2,04 1,754 0,55 1,275 0,03 0,157
1,82 1,754 0,44 1,107 0,03 0,149
1,58 1,754 0,28 0,795 0,03 0,149
1,37 1,754 0,17 0,553 0,04 0,149
1,18 1,754 0,11 0,394 0,03 0,150
0,98 1,754 0,07 0,270 0,03 0,146
Tabela D.22. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 187 (pH
8,25).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,13 2,267 0,5 0,728 0,09 0,186
1,67 2,267 0,43 0,589 0,09 0,152
1,31 2,339 0,37 0,460 0,09 0,155
1,01 1,931 0,32 0,267 0,08 0,158
0,77 1,519 0,3 0,235 0,07 0,158
0,59 1,155 0,27 0,219 0,06 0,157
0,46 0,954 0,26 0,202 0,05 0,144
Tabela D.23. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 187 (pH
7,75).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,01 2,006 1,64 1,906 0,22 0,143
3,7 2,006 1,43 1,724 0,19 0,148
3,4 2,006 0,9 1,060 0,12 0,157
3,09 2,006 0,7 0,869 0,1 0,150
2,8 2,006 0,49 0,604 0,09 0,149
2,52 2,068 0,4 0,425 0,08 0,149
2,25 2,002 0,33 0,524 0,07 0,140
1,99 2,006 0,21 0,125
Tabela D.24. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 187 (pH
7,47).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,51 1,585 2,3 1,450 0,33 0,355
4,29 1,585 1,95 1,402 0,29 0,286
4,07 1,585 1,61 1,351 0,25 0,254
3,86 1,585 1,29 1,238 0,23 0,167
3,66 1,585 1,01 1,137 0,2 0,162
3,45 1,585 0,75 0,974 0,2 0,140
3,25 1,583 0,55 0,751 0,19 0,145
3,05 1,561 0,41 0,529 0,15 0,150
2,67 1,500
Tabela D.25. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 187 (pH
6,99).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,65 1,100 1,83 1,028 0,39 0,439
4,38 1,100 1,6 0,989 0,2 0,198
4,06 1,100 1,39 0,967 0,18 0,141
3,8 1,100 1,16 0,976 0,16 0,135
3,53 1,061 0,96 0,857 0,14 0,137
3,29 1,077 0,79 0,764 0,12 0,137
3,03 1,105 0,63 0,747 0,1 0,136
2,78 1,100 0,48 0,591 0,09 0,136
2,06 0,975
Tabela D.26. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 224 (pH
8,49).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
2,44 2,292 0,23 0,630 0,07 0,110
2,12 2,353 0,17 0,448 0,07 0,110
1,7 2,353 0,13 0,312 0,07 0,127
1,3 2,353 0,11 0,248 0,06 0,140
0,96 2,209 0,09 0,212 0,06 0,110
0,68 1,684 0,08 0,144 0,06 0,110
0,48 1,277 0,07 0,127 0,04 0,110
0,33 0,926
Tabela D.27. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 224 (pH
7,48).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,95 2,217 1,53 2,217 0,1 0,179
3,65 2,217 1,28 2,112 0,09 0,141
3,29 2,217 1 1,647 0,08 0,135
3,02 2,217 0,83 1,550 0,07 0,116
2,69 2,217 0,61 1,445 0,06 0,111
2,43 2,217 0,34 0,829 0,06 0,103
2,11 2,087 0,19 0,465 0,06 0,103
1,88 2,137 0,13 0,272
Tabela D.28. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 224 (pH
7,01).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
5,32 1,272 2,72 1,512 0,68 1,001
5,01 1,488 2,38 1,536 0,46 0,835
4,58 1,530 2,01 1,339 0,3 0,551
4,22 1,530 1,73 1,215 0,22 0,426
3,8 1,530 1,46 1,291 0,14 0,339
3,44 1,530 1,14 1,176 0,1 0,143
3,08 1,504 0,9 1,038 0,07 0,125
Tabela D.29. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na segunda etapa do Reator I, dia 224 (pH
6,51).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
6,57 0,700 4,54 0,700 2,21 0,700
6,39 0,700 4,37 0,700 1,75 0,700
6,22 0,700 4,21 0,630 1,28 0,700
6,02 0,700 4,09 0,643 0,82 0,673
5,84 0,700 3,91 0,700 0,44 0,549
5,67 0,678 3,77 0,700 0,16 0,357
5,53 0,700 3,59 0,700 0,07 0,128
5,04 0,700 3,15 0,696 0,06 0,099
4,83 0,700 2,68 0,700 0,05 0,078
4,7 0,648
Reator II – Primeira Etapa
Tabela D.30. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator II, dia 138 (pH
7,38).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
3,48 1,370 1,18 0,973 0,55 0,178
3,25 1,370 1,04 0,808 0,57 0,126
3,04 1,370 0,93 0,761 0,55 0,231
2,74 1,370 0,81 0,564 0,48 0,160
2,5 1,370 0,76 0,373 0,48 0,129
2,24 1,370 0,72 0,450 0,46 0,171
1,99 1,370 0,64 0,420 0,4 0,152
1,79 1,370 0,61 0,320 0,41 0,133
1,54 1,370 0,57 0,178 0,39 0,138
1,35 1,114 0,59 0,178
Tabela D.31. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator II, dia 221 (pH
7,54).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
1,75 1,329 0,55 1,118 0,15 0,373
1,45 1,338 0,35 0,731 0,15 0,208
1,15 1,347 0,25 0,370 0,15 0,208
0,85 1,356 0,25 0,370 0,05 0,118
Tabela D.32. Variação da velocidade específica de respiração em função da concentração de oxigênio
dissolvido, para obtenção dos parâmetros cinéticos, na primeira etapa do Reator II, dia 221 (pH
6,60).
C QO
2
C QO
2
C QO
2
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
(mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
) (mgO
2
.L
-1
) (mgO
2.
(gSST.min)
-1
)
4,75 0,993 2,85 1,213 0,55 0,801
4,55 1,169 2,25 1,058 0,45 0,636
4,25 1,177 2,05 1,234 0,35 0,638
3,85 1,188 1,25 1,084 0,25 0,371
3,55 1,195 1,05 1,089 0,25 0,371
3,35 1,201 0,85 0,793 0,05 0,177
3,05 1,208 0,75 0,796
ANEXO E
Tabela E.1. Dados de velocidade específica de respiração e concentração de ácido nitroso, com variação do pH, para o
dia 132, da segunda etapa, Reator I.
pH SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3 N-HNO
2
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
8,70 1,52 1,374 22,71 395,15 14,65
0,001
8,10 1,40 1,669
0,005
7,50 1,38 1,533
0,022
7,07 1,30 1,195
0,059
6,43 1,25 0,325
0,257
6,01 1,20 0,217
0,676
Tabela E.2. Dados de velocidade específica de respiração e concentração de ácido nitroso, com variação do pH, para o
dia 187, da segunda etapa, Reator I.
pH SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
N-HNO
2
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
8,25 1,76 2,267 46,88 484,97 9,65
0,005
7,75 1,67 2,006
0,015
7,47 1,59 1,585
0,029
6,99 1,50 1,100
0,087
6,39 1,44 0,299
0,346
5,84 1,37 0,072
1,227
Tabela E.3. Dados de velocidade específica de respiração e concentração de ácido nitroso, com variação do pH, para o
dia 224, da segunda etapa, Reator I.
pH SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
N-HNO
2
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
8,49 1,73 2,353 49,50 361,76 10,91
0,002
7,90 1,64 2,599
0,008
7,48 1,56 2,217
0,021
7,01 1,46 1,527
0,062
6,51 1,41 0,707
0,196
5,01 1,32 0,051
6,188
Tabela E.4. Dados de velocidade específica de respiração e concentração de ácido nitroso, com variação do pH, para o
dia 188, da segunda etapa, Reator II.
pH SST QO
2
N-NH
4
N-NO
2
N-NO
3
N-HNO
2
gSST.L
-1
mgO
2
(gSST.min)
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
mg.L
-1
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