UNIVERSIDADE ESTADUAL PAULISTA “JÚLIO DE MESQUITA FILHO”FACULDADE DE CIÊNCIAS AGRONÔMICAS CAMPUS DE BOTUCATU TRATAMENTO DE ÁGUAS RESIDUÁRIAS DE INDÚSTRIA DE FÉCULA DE MANDIOCA ATRAVÉS DE BIODIGESTOR ANAERÓBIO COM SEPARAÇÃO DE FASES EM ESCALA PILOTO ARMIN FEIDEN Tese apresentada à Faculdade de Ciências Agronômicas da UNESP - Campus de Botucatu, para obtenção do título de Doutor em Agronomia - Área de Concentração em Energia na Agricultura BOTUCATU - SP Outubro - 2001 UNIVERSIDADE ESTADUAL PAULISTA “JÚLIO DE MESQUITA FILHO” FACULDADE DE CIÊNCIAS AGRONÔMICAS CAMPUS DE BOTUCATU TRATAMENTO DE ÁGUAS RESIDUÁRIAS DE INDÚSTRIA DE FÉCULA DE MANDIOCA ATRAVÉS DE BIODIGESTOR ANAERÓBIO COM SEPARAÇÃO DE FASES EM ESCALA PILOTO ARMIN FEIDEN Orientadora: PROFa. DRa. MARNEY PASCOLI CEREDA Tese apresentada à Faculdade de Ciências Agronômicas da UNESP - Campus de Botucatu, para obtenção do título de Doutor em Agronomia - Área de Concentração em Energia na Agricultura BOTUCATU - SP Outubro - 2001 iii Em memória de YARA LETICIA FEIDEN, minha filha, que, durante 24 horas, lutando com determinação pela vida, ensinou-me a mais preciosa lição: LUTAR VALE A PENA iv A minha esposa CRIS e a meus filhos CRISTIANO. estímulo. dedicação e pelas valiosas horas de convivência sacrificadas durante a realização deste trabalho. EDUARDO e AFONSO. DEDICO . pelo apoio. em especial. pela atenção e atendimento.À MCR Alimentos. pelo exemplo.À meus pais. . pela vida. . . . .Aos meus irmãos. pelo apoio e suporte.À DEUS. . apoio e cooperação.Aos colegas. de forma direta e indireta. . pela oportunidade. pelo incentivo. estímulo e amizade.À todos os Professores. .À Universidade Estadual Paulista “Júlio de Mesquita Filho”.À Profª Marney Pascoli Cereda. pela dedicação e ensinamentos. pelo apoio durante à realização das análises. dedicação. . estímulo.À todos aqueles que.À Universidade Estadual do Oeste do Paraná.Aos funcionários do curso. pela acolhida. pelos preciosos ensinamentos e por me ensinarem a valorizar o saber. paciência e sábios conselhos. . . pelos primeiros passos.v AGRADECIMENTOS . . pelo apoio e cessão do espaço físico para implantação da pesquisa.Ao Centro de Raízes e Amidos Tropicais (CERAT).Aos funcionários e amigos do CERAT. . acreditaram e auxiliaram na realização deste trabalho. orientadora. José Roberto (in memorian) e Margarida. pela cooperação.Faculdade de Ciências Agronômicas. pela atenção. sólidos voláteis.....9 Nitrogênio..1 Caracterização do substrato........1 Localização da pesquisa.................... sólidos voláteis............................................ 4...........................................3.....4 Produção de biogás e indicadores de rendimento....................3 Remoção de carbono orgânico total...2 Remoção dos sólidos totais e sólidos voláteis.................................. 3 MATERIAL E MÉTODOS....4 Reator acidogênico.......................................................3 Captação e preparação do substrato......2 Acompanhamento e controle do sistema e dos reatores que o compõem.............................................. potássio e enxofre................ 2....... 2..............6 Cianeto total e cianeto livre........................... 3.................................................. 3...................7 Considerações finais................................................................................... 2 REVISÃO DE LITERATURA.............................................. 4...... 2.............. 4....... 4....................................................................7.......................................3 O processo industrial de produção de fécula.......................................................3 Remoção de cianeto total e cianeto livre.................. 4..... 4 RESULTADOS E DISCUSSÃO..................................... sólidos fixos e sólidos sedimentáveis.7..8 Produção de biogás e teor de CO2 .................7........ 2............................................................................................................................................................................4 O problema: as águas residuárias da produção de fécula................................... SUMMARY............................................................................. 2.............................................................. 1 INTRODUÇÃO.......3...................................................... acidez volátil e relação acidez volátil/alcalinidade........................................1 A importância econômica da mandioca. 3.........................................2 O experimento... 3.................................. 3.... 3.......................vi SUMÁRIO RESUMO.......................................... 4................. 4....5 Sólidos totais.....2 Alcalinidade total..............................................................7............................. 4...... cianeto total e cianeto livre......7............................ 2...........................6 Os processos anaeróbios de tratamento........5 Comparação do sistema proposto com o sistema de lagoas de estabilização.................................. 4............................... 4..... 3.........5 Reator metanogênico............................1 pH............................7....................5 As alternativas de tratamento................................................ 3............................. 3....... 3........................................................................................... Página 1 3 5 8 8 9 11 14 15 17 23 23 24 24 26 29 30 32 33 33 33 33 34 34 35 35 35 Página 37 37 40 45 45 50 55 57 61 64 66 68 ........................ 3..........................2 A fécula de mandioca... 3............................................7.......6 Desenvolvimento do experimento................................................................................................................................................................................................................................................6 Potencial do sistema como gerador de energia........................7 Temperatura...3.................................................. 3.................................................................7................4 Demanda química de oxigênio..................................... 3.......3 Carbono orgânico total................................ 3..............................................................................7.....7 Variáveis monitoradas.. sólidos totais.......... fósforo.............. 3..........1 Remoção do carbono orgânico total..................................................... 4..8 Recomendações.............. .... 6 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS............................................................................................................ Página 71 73 ........vii 5 CONCLUSÕES.................................................. ................................................... 11 Comparação entre o sistema de biodigestão anaeróbia com separação de fases e o sistema de lagoas de estabilização.................................. 6 Resultado da análise de carbono orgânico total (COT) das amostras do reator metanogênico.................................... acidez volátil (AV).. cargas orgânicas e 1 período de realização.........................................................................R........... 8 Resultados dos sólidos totais (ST) e sólidos voláteis (SV) e suas respectivas taxas de redução............................... no 3º tratamento com vazão de 583 L d-1 ............................................ 3 Comparação da composição do substrato com dados da literatura.......................................... 2 Composição da manipueira oriunda da fecularia da empresa M.................. alcalinidade total (AT) e relação AV/AT do afluente dos reatores acidogênico e metanogênico bem como do efluente do reator metanogênico...............viii LISTA DE QUADROS Quadros Tratamentos aplicados.................. Pr............. Características do sistema de biodigestão anaeróbia com separação de fa12 ses e do sistema de lagoas de estabilização.......................................... temperatura............................. Página 31 38 39 41 47 48 49 51 5 5 5 7 62 6 3 65 ............ 5 Resultados da análise do carbono orgânico total (COT) e sua taxa de redução............. no 3º tratamento com vazão de 583 L d-1 ................. Munícipio de Mercedes....................... com suas respectivas vazões......................... simulando a retirada dos dados discrepantes...... 9 Resultados do cianeto total e cianeto livre e suas respectivas taxas de redução........ teor de CO2 e principais indicadores de rendimento.... 7 Resultado da análise de carbono orgânico total (COT) das amostras do reator metanogênico................................................................................... em coleta realizada no dia 25/04/2001............................................. 13 Potencial de produção de biogás pelos resíduos líquidos do processamen-to de mandioca e sua equivalência com outros combustíveis...........................................C...................... 10 Resultados da produção de biogás...................................................................... Alimentos Ltda.... 4 Resultados do pH.... adaptado de Chernicharo (1997)...............ix LISTA DE FIGURAS Figuras 1 Sistema Alfa Laval para extração de fécula de mandioca............................ segundo Anrain (1983)............................. 2 Esquema de biodigestão anaeróbia....... observada e simulada. mostrando as sequências metabó-licas e grupos microbianos........ 5 Gráfico da comparação das taxas de redução de carbono orgânico total (COT)............................... 3 Sistema de captação........ no reator metanogênico................................................................................. decantação e filtragem dos resíduos líquidos.. Página 12 18 24 26 49 . 4 Sistema de digestão anaeróbia com separação de fases....... Sólidos fixos. Carbono orgânico total. Gás metano. a temperatura do mês mais quente superior a 22°C e a temperatura média entre 20°C e 21°C. Demanda biológica de oxigênio. representa o tipo climático pluvial temperado. Relação acidez volátil/alcalinidade total. Potássio. Demanda química de oxigênio. Gás liquefeito de petróleo Meridiano de referência para cálculo da longitude. Relação carbono:fósforo. . Tempo de residência hidráulica. Reator anaeróbio de fluxo ascendente e leito de lodo. Sólidos voláteis. Segundo a Classificação de Köppen. que passa pelo observatório astronômico de Greenwich. Ácido cianídrico. Inglaterra. Gás carbônico. Sólidos totais. Acidez volátil.x LEGENDA AT AV AV/AT Cfa CH4 CO2 COT C:N C:P DBO DQO GLP Grv HCN K ST SV SF TRH UASB Alcalinidade total. com a temperatura do mês mais frio entre 18°C e -3°C. num subúrbio de Londres. Relação carbono:nitrogênio. São inúmeras as unidades reunidas. em escala piloto.R. A separação de fases aumenta a estabilidade e a capacidade de trabalhar com materiais altamente solúveis. Está situada no paralelo 24°09'18'' de Latitude Sul e meridiano 54°09'26'' de Longitude Oeste de Grv.C. porém. gerando uma grande quantidade de águas residuárias poluentes. com separação de fases. Alimentos Ltda.1 RESUMO As fecularias são indústrias que processam mandioca para obtenção de amido. localizada no município de Mercedes. . como os resíduos das indústrias de amido. Os resultados obtidos neste trabalho referem-se ao tratamento de águas residuárias do processamento de uma indústria de fécula de mandioca. através de um sistema contínuo de biodigestão anaeróbia. apresenta problemas como emissão de gases poluentes e ocupação de grandes áreas. uma fecularia com capacidade de processar 250 toneladas de mandioca por dia. região Oeste do Estado do Paraná. Os biodigestores com separação de fases comprendem um reator acidogênico. A solução usual é o tratamento em lagoas de estabilização o que. na região oeste do Estado do Paraná. principalmente. A pesquisa foi conduzida junto a empresa M. cuja função é transformar o substrato bruto em ácidos orgânicos e um reator metanogênico que transforma estes ácidos em biogás e materiais orgânicos estabilizados. o sistema estudado apresentou vantagens com relação à produção de 16.000 L e um reator metanogênico de 3. A geração de biogás indica um potencial capaz de suprir: 30% da necessidade de calor para a produção de vapor. de 78% para Sólidos Voláteis. de 66% para Sólidos Totais. Comparado ao sistema de lagoas de estabilização adotado na empresa. com uma conversão de 0.565 g L-1 d-1 (equivalente a uma DQO (demanda química de oxigênio) de 2. seguidos de um reator acidogênico de 1.975 L por L de substrato tratado e de 0.49 g L-1 d-1 ).4 dias. acidogênico.50%.000 L. devido ao horário de pico. fécula. de 98% para Cianeto Total e de 94% para Cianeto Livre. Obteve-se um rendimento de biogás de 3.10 m3 de biogás (com 28. O melhor desempenho do sistema experimental foi obtido com vazão diária de 901 L.391 L g-1 COT removida. Palavras-Chave: Energia. .2 O sistema piloto contínuo de digestão anaeróbia consistiu em dois decantadores de 500 L. Com uma fonte própria de energia elétrica. carga orgânica média de COT (carbono orgânico total) de 0. O experimento foi conduzido à temperatura ambiente e sem correção de nutrientes e pH.895 L por L de reator por dia. possibilitando um aumento da capacidade de processamento em 12. Nestas condições a capacidade de remoção foi de 77% para COT e DQO. a indústria pode superar uma restrição atual de 3 horas diárias de operação. ou 100% da necessidade de calor para secagem direta da fécula. Como desvantagem apresentou maior complexidade e necessidade de maiores cuidados operacionais. em série.65% de CO2 ) por tonelada de mandioca processada e ao controle da emissão de gases poluentes. ou 50% da necessidade de energia elétrica. metanogênico. e TRH (tempo de residência hidráulica) de 4. biogás. Faculdade de Ciências Agronômicas. 78% of Volatile Solids removal. with a TOC (total organic carbon) loading rate of 0.3 TREATMENT OF CASSAVA STARCH PROCESSING WASTEWATER THROUGH A PILOT SCALE TWO-STAGE ANAEROBIC BIODIGESTER.4 days. The best result were obtained at a flow rate of 901 L d-1 . 98% of Total Cyanide . Botucatu. South of Brazil. at the parallel 24°09'18'' South latitude and meridian 54°09'26'' West longitude of Grw. near the border of the Paraná River. The research was carried at a Cassava processing factory. 66% of Total Solids removal. without nutrients and pH correction.49 g L-1 d-1 ) and a hidraulic residence time of 4. The system consisted of two settling tanks with 500 L each. The acidogenic reactor had a capacity of 1. the system achieved the following removal efficiencies: 77% of TOC and COD removal. It is located in West Paraná. The experiment was conducted at ambient temperature. At this loading rate. Tese (Doutorado em Agronomia/Energia na Agricultura) . followed by a two-stage anaerobic biodigester.565 g L-1 d-1 (around a COD (chemical oxigen demand) of 2. Author: ARMIN FEIDEN Adviser: MARNEY PASCOLI CEREDA SUMMARY It was used a pilot scale two-stage anaerobic reactor to study the biological treatment of cassava wastewater.000 L. connected in series. Universidade Estadual Paulista “Júlio de Mesquita Filho”. 2001.000 L and the metanogenic had a capacity of 3. with a capacity of 250 metric tons day-1 . acidogenic.5% more processing capacity. or 100% of the heat necessity to direct dry the cassava starch. The biogas production indicate the capacity to suply 30% of the heat necessity to steam production.975 L L-1 wastewater added.391 L g-1 TOC removed. cassava starch. and 0.895 L L-1 reactor day-1 .10 m3 ton-1 cassava processed and the control of poluent gases. the proposed system advantages were a net biogas yield of 16. Also was obtained a average biogas yield of 3. Keywords: Energy. With a self source of energy. The disadvantages were more complexity and the need of more operacional attention. metanogenic. Compared with the stabilization ponds system used at the factory. 0. or 50% of the electricity need of the factory. .4 removal and 94% of Free Cyanide removal. biogas. the factory can overcome a daily 3 hour restricted energy supply and have 12. manipueira (água vegetal ou água de prensa) e água de extração de fécula. apesar de . como casca marrom. 1996). os líquidos. para 2001 (Franco. 2001). para 550 mil projetadas.5 1 INTRODUÇÃO A mandioca (Manihot esculenta Cranz) é a terceira cultura mais importante do país. bagaço e varredura. tanto para uso alimentar quanto para o industrial. em 1989 esta região concentrava 60% da capacidade brasileira de produção de fécula. onde predominam as indústrias de fécula. O beneficiamento industrial da mandioca gera. e (2) resíduos líquidos como água de lavagem. passando de 200 mil toneladas. 1996. em 1991. a produção brasileira de fécula cresceu 175%. além de seu alto índice de DQO (demanda química de oxigênio). entrecasca. Na última década. Segundo Doretto (1993). crueira. são os que podem causar o maior impacto ambiental tendo em vista que. o processamento industrial da mandioca concentra-se na região Oeste. como a linamarina e a lotaustralina. ou águas residuárias. Estas substâncias geram cianeto no resíduo. Os principais resíduos gerados. tornandoo altamente tóxico a todos os organismos aeróbios (Sayre. No Estado do Paraná. descarte. uma série de resíduos cujo impacto no meio ambiente pode ser extremamente danoso. Cereda. fibra. contém glicosídios tóxicos. porém. segundo Bianchi & Cereda (1999) são: (1) resíduos sólidos. Destes resíduos. e um reator metanogênico. Os biodigestores com separação de fases comprendem um reator acidogênico. particularmente na região Oeste. Este crescimento refletiu-se. representando um crescimento de 35 vezes. predominantemente. cuja função é transformar o substrato bruto em ácidos orgânicos. como: a emissão de gases para a atmosfera. dos resíduos por elas gerados. As pesquisas realizadas pelo grupo do CERAT têm se concentrado em biodigestores com separação de fases. Para que resultados iniciais de laboratório ou escala piloto possam ser transplantados para a realidade das indústrias. O Paraná. em sistemas de lagoas (Parizotto. tem apresentado desvantagens. sistema não otimizado de decomposição anaeróbia. risco de sobrecarga das lagoas e. como tem sido demonstrado pela linha de pesquisa implantada no CERAT-UNESP/Botucatu. finalmente. igualmente. no período de 1980 a 1996. para obter coeficientes técnicos que possam orientar o dimensionamento . na produção de resíduos. Segundo Kuczman (1996). Este sistema. além de trabalhos isolados de outros pesquisado-res.6 conter apenas 38% das indústrias de processamento de mandioca do Estado. proporcionalmente. 1999). o aumento da quantidade de mandioca processada. A separação de fases se caracteriza por aumentar a estabilidade e a capacidade de trabalhar com materiais altamente solúveis. O objetivo geral deste trabalho foi avaliar o sistema em condições reais de indústria. como os resíduos das indústrias de amido. porém. que transforma estes ácidos em biogás e materiais orgânicos estabilizados. falta de monitoramento do processo. o que acompanhou. tem enfrentado problemas ambientais devido à concentração destas indústrias e. consequentemente. O tratamento das águas residuárias de fecularias está sendo realizado. A digestão anaeróbia tem se apresentado como uma opção viável para o tratamento da água residuária. a capacidade industrial instalada no Oeste do Paraná aumentou de 10 mil toneladas ano -1 para 350 mil. há a necessidade de avaliar a tecnologia em condições reais. para tratamento de águas residuárias de fecularias. (3) quantificar o potencial energético gerado pelo sistema e os possíveis usos do biogás no processo industrial e. um sistema de tratamento da água residuária através de biodigestor anaeróbio com separação de fases. nas reais condições de uma indústria. sem controle de temperatura e sem correção de pH. (4) estudar variação de carga. O trabalho teve por objetivos específicos: (1) testar. (2) avaliar a relação custo/benefício comparado com o sistema de tratamento através de lagoas de estabilização. com separação de fase. .7 de sistemas anaeróbios contínuos. 8 2 REVISÃO DE LITERATURA 2. chama a mandioca “a mais brasileira de todas as plantas econômicas. Os mesmos autores estimam que 60%. citados por Bianchi & Cereda. na forma de fécula e derivados. Conceição (1983). do total de raízes colhidas são empregadas para produção de farinha de mandioca. por exemplo. tanto de forma natural quanto industrializada. tendo se propagado por toda a América.000 no Norte-Nordeste. Também foi levada para a África e Ásia pelos colonizadores portugueses e espanhóis (Silva. a maioria constituída de casas de farinha.” Segundo Silva (1996). social e econômico do nosso povo. a Nigéria foi o maior produtor mundial de mandioca.000 anos. O Brasil foi o segundo colocado. vestígios arqueológicos encontrados na Amazônia indicam que o uso da planta já ocorre a mais de 7. dada a sua ligação com o desenvolvimento histórico. O restante. A produção . ou cerca de 15 milhões de toneladas. 1999). No ano de 1995. em 1995 eram encontradas 425 empresas agroindustriais de processamento de mandioca no Centro-Sul e cerca de 15.1 A importância econômica da mandioca A mandioca (Manihot esculenta Crantz) é uma raíz de origem ameríndia e brasileira. com uma produção de cerca de 25 milhões e 500 mil toneladas (dados da FAO. é utilizado para consumo humano ou animal. Segundo Silva (1996). 1996). cerca de 10 milhões. na América do Sul. Esse mercado. de 12 toneladas por hectare. papel e produtos . 5% na produção de papelão corrugado. com uma produtividade média de 21 toneladas por hectare. O autor ainda indica as características positivas deste amido. a cultura da mandioca tem representado importante papel no setor agrícola e agroindustrial nas últimas décadas. 4% em produtos não alimentícios. tem atraído para o Brasil a atenção e o investimento de empresas multinacionais. em nível mundial. em 1991. 2. na indústria de açúcares. valor superior à média brasileira. No Estado do Paraná. tem potencial de crescimento.9 brasileira de fécula (amido) de mandioca. a região Oeste foi responsável por 38% da produção do Estado naquele ano (Doretto. Cerca de 56% da fécula de mandioca comercializada é utilizada. em 2000. biopolimeros. 11% na produção de etanol. esses países têm preço competitivo e qualidade e. e na Europa pelo amido de batata. Segundo esse autor. foi de 400 mil toneladas e para 2001 é esperada uma produção de 550 mil toneladas. a produção de amido de mandioca tem crescido rapidamente na Tailândia e na Indonésia e. para uma fatia de 40% de um mercado projetado para 1. a média superou as 25 toneladas por hectare. amidos termoplásticos. 1993). dominado nos Estados Unidos pelo amido de milho.445 hectares. com isso. que mostram um grande potencial para a aplicação na produção de plásticos biodegradáveis.2 A fécula de mandioca Segundo Franco (2001) e Brito & Franco (2001). Segundo Doretto (1993). 2% no setor têxtil e o restante para usos diversos (Maneepun. também. 8% em alimentos.4 milhões de toneladas em 2001. a fécula de mandioca passou de uma fatia de 30% de um mercado mundial de amidos de 650 mil toneladas. Segundo Maneepun (1996). o Estado colheu em 1989 cerca de 85. Em termos de área colhida. 1996). segundo Franco (2001). estão conquistando fatias de mercado tradicionalmente ocupados por outros amidos. Em alguns municípios do Oeste do Estado. O valor do investimento no setor industrial aumentou de cerca de US$ 0.5 milhões de toneladas de fécula (Franco.000 toneladas ano -1 . Das demais 70 indústrias existentes. no período de 1980 a 1996. se de um lado a concentração destas indústrias tem gerado empregos e riqueza.000 toneladas ano-1 para 350. Porém. Estes investimentos estão sendo feitos tanto de forma isolada quanto através de associação com empresas locais. e a queda dos subsídios aos produtores europeus de amido de batata está estimulando um aumento nos investimentos de empresas multinacionais no Brasil. Na última década.0 bilhão no ano de 2. a produção para fins industriais concentra-se nas regiões Oeste. o número de empregos diretos na atividade industrial aumentou de 20 para 800. abrigando 38% das unidades industriais do estado. No Paraná. 2001). Já as regiões Noroeste e Norte concentram as indústrias de farinha de mandioca. respondendo por 94% das unidades industriais deste setor (Doretto.5 milhões em 1980. representando um crescimento de 35 vezes. a concentração de resíduos tem trazido danos ao meio ambiente (Parizotto. Segundo Kuczman (1996). e são necessárias soluções para resolver o problema. só este ano dez novas fecularias estão começando a operar. 1993). Noroeste e Norte do Estado. Segundo o autor. para US$ 28 milhões em 1996.10 alimentícios com baixas calorias. por outro. metade tem planos de expansão para os próximos anos. Franco (2001) relata que o faturamento previsto para o setor de fécula é de US$ 200 milhões. representando um aumento de 56 vezes. No mesmo período. com uma produção estimada em cerca de 4. respondendo por 60% da capacidade instalada de produção de fécula do País. um crescimento de 40 vezes. . No Brasil. com investimentos superiores a R$ 25 milhões. o setor cresceu 175% e espera atingir a um faturamento de US$ 1. a capacidade industrial instalada no Oeste do Paraná aumentou de 10. 1999).010. A primeira região concentra as indústrias de fécula. a pele ou casquinha. Destas. Segundo o autor. após pesagem e avaliação do teor de amido. no Brasil. que representa de 8 a 15% do peso da raíz. Após a lavagem. seguem para o lavador.3 O processo industrial de produção de fécula A extração de fécula é efetuada em unidades industriais conhecidas como fecularias.11 2. só é retirada a película externa da raíz. O processo Alfa Laval pode ser visto na Figura 1. apresenta amido. embora com um teor de cerca da metade do encontrado na polpa. é novamente utilizada água vegetal. Na sequência. pouquíssimos novos equipamentos foram agregados ao processo. a maior parte das fecularias tem uma capacidade de esmagamento variando de 100 a 300 toneladas de raízes por dia. Tradicionalmente. manualmente. . enquanto as raízes são movimentadas e reviradas por um sistema de pás de aço revestidas de borracha. são encaminhadas às moegas. elas são distribuídas pela região produtora de mandioca. onde a lavagem é efetuada com água. No início da lavagem é empregada água limpa. A parte interna da casca. no final do lavador. Neste processo. As raízes de mandioca. as unidades de produção de fécula mais modernas utilizam equipamentos produzidos pela empresa Alfa Laval. o pedúnculo das raízes. durante os últimos 20 anos. as raízes passam por um operador que retira. o processo é descrito de forma suscinta. No Oeste do Paraná. em balança hidrostática. em contra-corrente. seguida de água vegetal reciclada (mais ou menos 40%) e. baseado nos trabalhos de Parizotto (1999) e Anrain (1983). Esta tecnologia foi desenvolvida no início da década de 70. Segundo Vilpoux (1996). Seguem.12 Figura 1: Sistema Alfa Laval para extração de fécula de mandioca. que desintegra as células. são encaminhadas ao cortador de raízes. então. na seqüência. segundo Anrain (1983). que as fraciona em pedaços de. As raízes. 30 mm de espessura. para um desintegrador/raspador. aproximadamente. liberando o amido. Esta é uma . para os extratores. Este ácido. dissolvido na água e em contato com materiais contendo ferro. é assegurada uma eficiente separação do amido e das fibras de celulose. então. onde a umidade evapora mediante exposição à uma corrente de ar quente. todos os equipamentos e tubulações são feitos com aço inoxidável de alta qualidade. Neste momento. através do escape junto com o ar de descarga. é a etapa de refinação. geralmente. Para evitar perdas de amido. com 12 a 13% de umidade.770 Kg. Em seguida. é liberada a linamarina que.100 Kg de água vegetal e 1. a soma total dos resíduos líquidos da indústria de fécula de mandioca é de 6. 5. A polpa lavada ou bagaço.500 Kg. é de 250 Kg. destinada para alimentação animal. pode formar ferrocianetos. por tonelada de raiz. provocando uma cor azulada no amido. Como resíduos. O amido desidratado é encaminhado a um secador tipo pneumático. pois a eficiência da extração do amido depende da perfeita desintegração das células nesta etapa. O amido atinge. Anrain (1983). a partir deste ponto. é encaminhada para um depósito e. o secador é provido de ciclones de recuperação.670 Kg de água de lavagem. o autor cita 140 Kg de cascas. ou “flash dryer”. onde é acondicionado em sacos de 50 Kg ou sacões de 1. A polpa obtida com a desintegração passa. por tonelada de raiz de mandioca processada. Por isso. . O amido seco é encaminhado para o setor de embalagem. é efetuada uma desidratação mecânica num filtro contínuo à vácuo. em contato com a água e enzimas. produz acetona cianidrina e ácido cianídrico. Assim. apresenta um balanço de massa do processo de produção de fécula. cones rotativos em série.884 Kg de polpa e fibras (bagaço). Por este balanço. providos de peneiras cada vez mais finas. a seguir. o rendimento de produção de fécula. que separam as impurezas e realizam uma concentração do mesmo. contendo 80-95% de água. 1.13 etapa crítica do processo. um teor de umidade final de 12 à 13%. Segundo o mesmo. em peso úmido. Já o leite de amido crú é encaminhado para centrífugas separadoras. O mesmo autor. que podem ser separadas por decantação e peneiragens.4 O problema: as águas residuárias da produção de fécula As águas residuárias do processamento de mandioca. o volume de líquidos gerado ficou entre 4 e 5 m3 por tonelada de mandioca processada. em Santa Catarina. geralmente. maior no processo de fabricação de farinha e menor na obtenção de fécula. são geradas tanto em indústrias de farinha quanto de fécula. (1991). se não recebe adição de água vegetal. e (3) água de extração de fécula. resultante apenas das perdas decorrentes de quebras de raízes e da abrasão durante a lavagem. Segundo Anrain (1983). a produção de águas residuárias. obteve valores médios de DQO de 7. resultante da concentração do leite de amido e que.66. é reciclada no processo. tem baixa DBO. recebem a seguinte denominação: (1) água de lavagem das raízes. Um dos problemas do tratamento de águas residuárias de mandioca . situava-se em torno de 6. tem DQO elevada. é a água resultante do processo de lavagem das raízes. segundo Cereda (1996). devido à diluição desta última durante o processo de lavagem da polpa e das fibras. (2) água vegetal (água de prensa ou manipueira) é a água resultante da prensagem da massa ralada para obtenção de farinha ou da água resultante da extração da fécula. e dependendo do tipo de equipamento utilizado são gerados mais 2 a 3 m3 de água vegetal por tonelada. incluindo a linamarina responsável pela liberação do cianeto. 9. mostrando que as diferenças entre as mesmas efetivamente ocorrem.153 g L-1 . em fecularias o volume de água gerado no lavador varia entre 2.5 e 5 m3 por tonelada de mandioca. Segundo Parizotto (1999). nas 10 maiores fecularias do Estado do Paraná. no ano de 1993. O maior uso da reciclagem da água vegetal na lavagem da mandioca tem diminuido o volume global das águas residuárias. carrega em suspensão a terra e as cascas.63 g L-1 . em estudo realizado em 1999.77 m3 por tonelada de mandioca.14 2. com DQO média de 6.65 e 11. Segundo Pawlosky et al. em três indústrias diferentes. é a água que carrega a maioria dos solúveis presentes nas raízes. Estas substâncias são responsáveis por gerar cianeto no resíduo. Nesta época. (2) métodos químicos. Cereda 1996). acetona e ácido cianídrico (Sampaio. centrífugação e filtração. são os métodos mais simples. e a entre-casca encerra teores maiores que a da própria polpa da raíz (Faria. Isto ocorre devido à sua afinidade com o ferro. trazendo como consequência uma menor taxa de atividade dos microrganismos. nos quais são utilizados métodos onde predominam forças físicas como gradeamento. sedimentação. 1994). combinando-se com a hemoglobina do sangue para formar a ciano-hemoglobina (Cereda. Tanto as variedades bravas. floculação. 1996). A maior produção ocorre entre os meses de abril e agosto. nos quais a remoção ou conversão dos contaminantes ocorre pela adição de produtos químicos ou . A ingestão ou a inalação do ácido cianídrico (HCN) pode levar à morte. devido ao grande volume de resíduos produzidos. 1978).5 As alternativas de tratamento No tratamento de resíduos líquidos podem ser utilizados 3 métodos principais. tornandoo altamente tóxico aos organismos aeróbios (Sayre. Estes glicosídios são formados por ligações beta da glicose e hidroxinitrilos (cianoidrina). na cadeia respiratória. mistura. como a linamarina e a lotaustralina (Cereda. que é considerado o período de safra. Isto é agravado pelo fato de ser esta a época com a menor temperatura média do ano. quanto as mansas possuem estes componentes. mais baratos e. segundo Von Sperling (1995): (1) métodos físicos. 1994). porque este composto interfere com a oxidase terminal. flotação. que são potencialmente hidrolisável por ação de enzimas endógenas. fazendo com que a degradação dos resíduos seja mais lenta. Parizotto (1999) cita o problema da sazonalidade do processamento de mandioca. geralmente. 1996. sendo que nestas últimas em teores inferiores.15 é a presença de glicosídios cianogênicos tóxicos. surgem riscos de sobrecarga. 2. dando origem a glicose. são empregados antes dos demais. de processos biológicos anaeróbios. predominantemente. e cuja remoção não foi possível nas etapas anteriores. É o caso do estudo realizado por Faria (1978). Os processos biológicos podem ainda ser classificados em processos aeróbios e anaeróbios. com hidróxido de cálcio e sulfato de alumínio. baseia-se em processos mais complexos. embora trabalhos isolados tenham sido efetuados utilizando outros processos. que se destina a remover componentes poluentes específicos. nos quais a remoção de contaminantes ocorre por meio de atividade biológica. utilizando processos físicos. e (3) métodos biológicos. as alternativas de tratamento de resíduos liquidos são: (1) tratamento preliminar que se destina a remover sólidos grosseiros e areia. Metcalf & Eddy (1991) e Von Sperling (1995). adsorção e desinfecção. os estudos efetuados para o tratamento das águas residuárias são. só utilizados em casos muito específicos. não removidos nas etapas anteriores. utiliza processos sofisticados e muito caros. 1996b e 1997). como sedimentação e flotação. (2) tratamento primário destina-se a remoção de sólidos em suspensão sedimentáveis e sólidos flutuantes. e (4) tratamento terciário. Tchobanoglous & Schroeder (1985). corresponde ao tratamento biológico utilizando reações bioquímicas através de microrganismos. utilizando mecanismos de ordem física. conforme trabalhos de Silva (1977). como precipitações.16 devido à reações químicas. como metais pesados. produtos tóxicos e contaminantes diversos. No caso específico da mandioca. como peneiramento e sedimentação. coagulações. como a remoção da matéria orgânica carbonácea e a desnitrificação. 1996a. . Segundo Tchobanoglous & Schroeder (1985). (3) tratamento secundário destina-se a remover a matéria orgânica que está na forma dissolvida ou em suspensão. Oliveira (1993) e Von Sperling (1995. Metcalf & Eddy (1991). concebidos de forma a acelerar processos naturais existentes na natureza. que obteve reduções de DQO de 44% utilizando coagulação e floculação química. via digestão anaeróbia. Alguns trabalhos realizados utilizaram processos anaeróbios na fase inicial. utilizando o processo aeróbio de lodos ativados obteve reduções de DQO da ordem de 90%. seguidos de tratamento aeróbio. 1988). composto basicamente por metano e dióxido de carbono (Vogels et al. obtendo remoções de DQO da ordem de 97. em bactérias fermentativas.6 Os processos anaeróbios de tratamento A biodigestão anaeróbia de resíduos orgânicos é um processo bioquímico que utiliza ação bacteriana para fracionar compostos complexos e produzir um gás combustível. de uma maneira bastante simplificada.(redução de nitrato). (1988) e Dolfing (1988). É o caso de Gabardo et al. SO4 -2 (redução de sulfato). (1983). Os microrganismos responsáveis pelo processo de estabilização da matéria orgânica. através de processos de lodos ativados e lagoas aeradas em série. também. chamado biogás. Na Figura 2.17 O mesmo autor.78%. ou CO2 (formação de metano). que a associação do tratamento químico e do tratamento biológico não foi satisfatório. Segundo Vogels et al. acetogênicas e metanogênicas. Também Patza et al. podem ser divididos. 2. no processo de conversão da matéria orgânica. (1981) que estudou o tratamento de despejos de fecularia por lagoa anaeróbia e aerada em série. obteve remoções de DQO na faixa de 87 a 91%. Observou. são utilizados aceptores de elétrons inorgânicos como NO3 . estudando efluentes da biodigestão de vinhoto de mandioca. . em condições de ausência de oxigênio. pode se visualizar um esquema geral da biodigestão anaeróbia. adaptado de Chernicharo (1997). hidrogênio e dióxido de carbono (Gunnerson et al. As bactérias acetogênicas são conhecidas como produtoras de hidrogênio e convertem os produtos gerados pelas bactérias fermentativas (açúcares. peptídeos) em acetato.. Chernicharo. por hidrólise. os polímeros em monômeros e. adaptado de Chernicharo (1997). ácidos orgânicos de cadeia curta. 1997).18 Figura 2: Esquema da biodigestão anaeróbia. As bactérias metanogênicas podem ser subdivididas em dois grupos: as hidrogenotróficas e as acetoclásticas (Oremland. Os produtos resultantes das bactérias . mostrando as seqüências metabólicas e grupos microbianos. aminoácidos. 1988. estes últimos em acetato. através de enzimas extracelulares. hidrogênio. dióxido de carbono. as bactérias fermentativas transformam. aminoácidos e outros produtos como glicose. 1997). Chernicharo. De acordo com Chernicharo (1997) e Nogueira (1992). 1989. isto se repetiu para vários substratos diferentes. sobre a degradação anaeróbia de proteínas e gorduras. As bactérias hidrogenotróficas produzem metano a partir da redução do dióxido de carbono. A literatura apresenta revisões sobre os principais aspectos da biodigestão anaeróbia. O autor relata que nos primeiros testes do sistema em escala piloto junto à indústria. sendo muito sensíveis à choques térmicos. Zeeuw e colaboradores. (1989) e Schink (1988). e a valores de pH muito baixos ou altos. sobre aspectos tecnológicos da biodigestão e sistemas anaeróbios. foi observado que. (1988). O acúmulo deste lodo no reator permitiu um aumento de carga significativo. com o passar do tempo. de Dolfing (1988). Segundo Zeeuw (1988). Dentre estas. 1988. sobre degradação anaeróbia de celulose. de Oremland (1988). sobre bioquímica da bactéria metanogênica. Estes microrganismos são anaeróbios estritos. 1997). enquanto as acetoclásticas utilizam o acetato (Dolfing. na sequência. . o primeiro reator UASB foi testado na Universidade de Wageningen. a mesma granulação e acúmulo de lodo se repetiram. ocorreu com o desenvolvimento do reatores UASB (reator anaeróbio de fluxo ascendente com leito de lodo). mostrando ser uma característica deste tipo de reator. Ainda segundo o autor. em 1971. Schink & Thauer (1988). Com a implantação na unidade industrial. citamos os trabalhos de: Vogels et al. bem como à altas concentrações de ácidos orgânicos (Vogels et al. de Colberg (1988).. lignina e seus derivados. Chernicharo. garantindo o sucesso da degradação deste substrato. na Holanda. de Gunnerson et al. em tratamentos de resíduos. sobre a bioquímica da produção de metano. sobre acetogênese. com águas residuais do processamento de beterraba açucareira. 1988). sendo os resultados obtidos publicados em 1980 por Lettinga. formou-se um lodo granulado bem característico e com excelentes qualidades de sedimentação. Uma etapa importante no uso da biodigestão anaeróbia.19 acetogênicas são substratos essenciais para que as bactérias metanogênicas possam produzir principalmente metano (CH4 ) e dióxido de carbono (CO2 ). chegando a 30 Kg DQO por m3 de reator por dia. de McInerney (1988). segundo Silva (1977) e Von Sperling (1996b). estando constantemente em estado de anaerobiose. lagoas anaeróbias. lagoas facultativas e. Outra opção é o uso de reatores anaeróbios. Isto ocorre devido à elevada carga orgânica recebida. de fase única. nas últimas décadas. aeração mecânica. operou com . causados pelo gás sulfídrico. O que diferencia os dois sistemas é a presença da lagoa de sedimentação na fase inicial. Este sistema descrito por Parizotto (1999) é. à presença de uma espessa camada flutuante de espuma. Anrain (1983) utilizou um reator tipo UASB (reator anaeróbio de fluxo ascendente com leito de lodo). lagoas de polimento final. (1988) estudaram as características do lodo e as causas da sua formação. em Santa Catarina. atualmente. estão as lagoas anaeróbias.20 Zeeuw (1988). O autor relata que. Segundo Silva (1977). Este reator. onde esta lagoa funciona como uma lagoa anaeróbia. além da remoção da carga orgânica. instalado junto a uma indústria de fécula. Esta opção tem sido alvo de diversos estudos. uma variante do chamado Sistema Australiano que. as indústrias chegaram a implantar sistemas complexos com: neutralização do afluente. Segundo Parizotto (1999). é composto por lagoa anaeróbia seguida de lagoa facultativa. que hoje é composto por lagoa de sedimentação. as indústrias de fécula da região Oeste do Paraná utilizam.5 m3 de volume útil. a captação do metano na forma do biogás. em escala piloto. com 6. facultativas e de polimento final. tanto em laboratório quanto em unidades piloto. (1988) e Paris et al. para o tratamento de águas residuárias do processamento de mandioca. as lagoas anaeróbias têm como desvantagem a possibilidade de emanação de maus odores. lagoa(s) anaeróbia(s). Hulsdorf Pol et al. Porém. cascas e argilas. de certa forma. além da própria emissão do gás carbônico e do metano para a atmosfera. um sistema de lagoas de estabilização. que têm como vantagem principal. Entre os processos anaeróbios em uso. que isola a massa líquida e diminui a oxigenação. opcionalmente. os altos custos e baixa eficiência levaram a uma simplificação do processo. com o uso de modelos matemáticos. estudou a cinética da fase acidogênica da digestão anaeróbia da manipueira. Takahashi et al.77% de metano. como alternativa para a biodigestão de resíduos da indústria de mandioca.44 m3 de gás por Kg de DQO introduzida. (1989). Com os resultados desta linha foram publicados uma série de trabalhos. A melhor produção de biogás obtida foi de 2. obtendo a maior taxa de redução de DQO de 88. Lacerda (1991). O autor obteve como resultado a remoção de carga orgânica de 87%. estudaram a cinética do processo de tratamento anaeróbio. (1995). Fernandes Jr.76 L g-1 de DQO removida. Barana (1996). no primeiro ano de operação. Estes trabalhos .25 g de DQO por litro de reator por dia. com uma carga orgânica de 9. Barana (2000). estudou a cinética da fase metanogênica da digestão anaeróbia de manipueira. e como carga orgânica máxima o limite de 8. com 52. obtendo melhores resultados quando manteve a correção do pH do afluente. estudou as causas da instabilidade em reatores de mistura completa e indicou a utilização de sistemas com separação de fases. com controle de temperatura. (1985). A conversão de DQO em biogás foi de 0. em diferentes proporções. encontrando um TRH de um dia como o mais eficiente para esta fase. estudou a carga orgânica na fase metanogênica em biodigestor com separação de fases e com estabilização do pH. uma linha de pesquisa visando otimizar a digestão anaeróbia de resíduos de processamento de mandioca. com a adição de cascas de mandioca.21 controle de temperatura e correção de pH do afluente. Testou o uso de afluente sem e com correção de pH.45 g DQO por litro de reator dia.75%. e de 92% nos dois anos seguintes. estudou o processo de biodigestão com separação de fases de forma conjunta.24 m3 de biogás. A maior taxa de redução de DQO foi de 75. com estabilização do pH.48 g de DQO por litro de reator por dia. Motta (1985). A partir de 1985 iniciou-se. obtendo um TRH (tempo de residência hidráulica) de três dias como o mais eficiente para esta fase. e uma produção por tonelada de mandioca processada de 16. com estabilização do pH. com uma carga de 2. em Botucatu-SP. estudou a fermentação da manipueira. Fernandes Jr.24%. com TRH de um dia para a fase acidogênica e quatro dias para a metanogênica. em DQO.5 m3 de biogás por m3 de substrato. lagoa de estabilização. definindo os principais coeficientes técnicos necessários para a implantação do sistema em escala piloto. no reator acidogênico.7%. com eficiências de remoção superiores a 94%. utilizando um sistema de tratamento de águas residuárias de fecularias. Mais recente é o trabalho de Hien et al. (1999) que realizou estudos no Vietnam.22 foram realizados em laboratório ou em bancada. com separação de fases. estudou a decomposição anaeróbia da manipueira em um reator de bancada. O autor atingiu cargas orgânicas de 40 Kg DQO por m3 de reator por dia. redução da acidez volátil de 87% e redução do cianeto livre de 96. tendo sido atingido uma produção de 5. Cabe relatar a pesquisa de Sampaio (1996) que. em trabalho independente. Trabalhou com cargas de entrada. em temperatura ambiente. O sistema era composto de decantador. seguido de um sistema de pós-tratamento de lodos ativados e. Obteve para o processo todo uma redução da DQO de 90%. por último. de 3 a 6 g L-1 . O tempo de retenção hidráulico foi de 12 horas. reator UASB em fase única.5 a 6. . 23 3 MATERIAL E MÉTODOS 3.1 Localização da pesquisa A pesquisa foi conduzida junto a empresa M.C.R. Alimentos Ltda, localizada no município de Mercedes, na região Oeste do Estado do Paraná. O local está situado no paralelo 24°09'18'' de Latitude Sul e meridiano 54°09'26'' de Longitude Oeste de Grv, pertencente ao chamado 3° planalto Paranaense, também conhecido como planalto de Guarapuava. A área em questão caracteriza-se pela uniformidade geológica com a presença de grandes lençóis de lavas vulcânicas básicas. A altitude é de cerca de 210 metros, e o sistema hídrico da região é dominado pelo Rio Paraná, que na região encontrase represado formando o reservatório da represa de Itaipu, um vasto lago artificial. De acordo com a classificação de Köppen, a região pertence ao tipo climático Cfa, pluvial temperado, com a temperatura do mês mais frio entre 18°C e -3°C e a do mês mais quente superior a 22°C, e a temperatura média entre 20°C e 21°C. A distribuição das chuvas é uniforme durante todos os meses do ano, com uma precipitação média anual de 1.300 a 2.000 mm (Maack, 1968). 24 3.2 O experimento O experimento teve seu início em 22 de outubro de 2000 e foi avaliado até 7 de junho de 2001. Consistiu-se na implantação e operação de um sistema de tratamento de resíduos líquidos de fecularia, em escala piloto, composto por um sistema de captação, decantadores, caixa de filtragem e equalização, hidrômetro, reatores anaeróbio acidogênico, reator anaeróbio metanogênico, caixas de coleta de amostras e sistema de registro de produção de biogás, conforme detalhado nas figuras 3 e 4. Figura 3: Sistema de captação, decantação e filtragem dos resíduos líquidos. 3.3 Captação e preparação do substrato O substrato utilizado no experimento foi água residuária fresca, proveniente do separador de cascas S (Figura 3) da indústria, onde ocorreu a captação da mesma, drenada por gravidade, até o primeiro tanque decantador D1 (Figura 3), com capacidade de 500 L. 25 No tanque D1, o tempo médio de residência foi de 0,35 h. A partir deste decantador, a água resíduária seguia, por gravidade, num fluxo contínuo, até o segundo tanque decantador D2, de 500 L, onde uma parte adicional de sólidos era removida. Ambos os decantadores eram providos de canos de saída para drenar o excesso de substrato para a lagoa, mantendo constante o volume de alimentação. O nível era constante nos decantadores, uniformizando as condições de decantação. No decantador D2, o tempo médio de residência foi de 0,45 h. A vazão foi calculada para ser superior à necessidade de abastecimento do sistema; o excesso era drenado para fora do sistema pelos extravasores. A vazão média, mantida na entrada do decantador D1, foi de cerca de 1.440 L h-1 . Deste total, um fluxo médio de 1.100 L h-1 era encaminhado ao decantador D2 e um fluxo médio de 340 L h-1 era drenado pelo extravasor. No decantador D2, apenas a carga prevista de alimentação era encaminhada ao hidrômetro, sendo o restante drenado pelo extravasor. A partir do decantador D2, o substrato sobrenadante, já decantado, era filtrado através de uma tela plástica com malha de 2 mm e, em seguida, medido em um hidrômetro, modelo MJ 9B1, fabricado pela empresa LAO Indústria. Este hidrômetro tinha uma capacidade nominal de 1.500 L h-1 , registrando variação de até 1 mililitro. Do hidrômetro, o substrato filtrado fluia para a caixa C1 (Figura 4), entrada do reator acidogênico, onde eram realizadas as coletas do afluente. Após a passagem por este reator, o substrato acidificado emergia na caixa C2 (Figura 4), onde era efetuada a coleta de amostras do reator acidogênico. Esta caixa C2, era também a entrada do reator metanogênico. Após passar pelo reator metanogênico, o efluente tratado emergia na caixa C3 (Figura 4), onde eram coletadas as amostras referentes a este último reator. Desta última caixa, o efluente era encaminhado para a lagoa de estabilização, fora do sistema. Durante o percurso, a movimentação da massa líquida foi realizada por gravidade e por diferença de carga hidráulica, sem envolver nenhum bombeamento ou uso de energia 26 de fonte externa, para simplificar a operação e tornar o processo menos oneroso. Figura 4: Sistema de digestão anaeróbia com separação de fases. O substrato utilizado não sofreu correção de neutralizantes ou nutrientes e foi empregado na temperatura ambiente, como produzido na indústria. Os únicos tratamentos utilizados foram físicos, a saber: peneiramento no separador de cascas; decantação em dois decantadores em série e filtragem antes da medição no hidrômetro. 3.4 Reator acidogênico O reator acidogênico tinha capacidade útil de 1.000 L de massa líquida, com formato cilindrico, diâmetro interno de 0,80 m e uma profundidade de 2,2 m. Foi confeccionado em alvenaria de tijolos, sendo o seu fundo afunilado, conforme mostra a 27 Figura 4. Seu projeto seguiu o modelo UASB (Upflow Anaerobic Sludge Blanquet, ou Reator Anaeróbio de Fluxo Ascendente com Leito de Lodo), que se caracteriza pela entrada do substrato pela parte inferior do reator; isso permite com o tempo a formação de um leito de lodo ativo, granulado e de fácil sedimentação, através do qual o substrato passa e onde ocorre a degradação do mesmo. Na zona de reação ativa ocorre a formação de gases, que tendem a se deslocar para a superfície, arrastando junto as partículas com os microorganismos ativos, causando turbulência e movimentação interna da massa líquida. Para separar o lodo ativo da massa líquida, o reator possuia na parte superior um decantador que servia como separador de sólidos, líquidos e gases. Este decantador cria uma zona separada, longe da área central turbulenta, onde as particulas sólidas podem decantar e retornar por gravidade à zona ativa do reator. A parte líquida decantada, livre da maior parte dos sólidos, era encaminhada, então, à saida do reator. Os gases emergiam para a superfície e se acumulavam no gasômetro, de onde seguiam para a tubulação de saída (Figura 4). O volume interno do reator foi aferido através da adição de água em volume conhecido até atingir 1.000 L. Para tanto, foi aferido um tambor de 200 L, com auxílio de um balde graduado de 20 L. Após a adição de 10 baldes com exatamente 20 L, estando o tambor em superfície nivelada, foi marcado no mesmo o nível correspondente aos 200 L adicionados. A seguir, foram acrescentados ao reator 5 tambores com água, totalizando 1.000 L. Quando este volume foi atingido, o nível atingido foi fixado através do corte do cano de controle de nível, na caixa de saída C2 (Figura 4). Desta forma, qualquer adição de liquído além do volume limite de 1.000 L, provocava a ultrapassagem do nível do cano regulador e era drenado para a entrada do reator metanogênico. Após o aferimento com volume conhecido, a água foi drenada, totalmente, através de bombeamento. Em seguida, empregando-se outro método, realizou-se uma nova aferição: utilizando o sistema de alimentação, adicionou-se água através do hidrômetro, até atingir o 500 L de água. esta lagoa se apresentava ácida.R. o rompimento do cano de água utilizado para diluir o substrato. Na época. foi considerada aceitável.008 L. a lagoa mostrava sinais de atividade. conforme recomendação de Silva (1977). foram adicionados cerca de 200 L de lodo proveniente da lagoa de sedimentação da fecularia da M. a alimentação foi aumentada gradualmente. Lettinga et al.5 para a relação acidez volátil/alcalinidade total. como a possível absorção de água pelas próprias paredes de alvenaria do reator. com turbulência e produção de gás. através da alimentação diária com 190 L de água e 10 L de substrato. relativamente rápida do reator. Como inóculo. indicando a presença de organismos adaptados a esta condição. Procedeu-se então a leitura no hidrômetro. com resultados semelhantes. com um pH em torno de 4.8%. Apesar da recuperação. tendo em vista as diversas variáveis que podem interferir no método de aferição utilizado. Na fase inicial o reator foi sendo adaptado lentamente. num sistema de batelada alimentada. para aferir o próprio hidrômetro. que registrou a passagem de 1. também. menor que 1%. Esta diferença. A partida do reator foi realizada no início do mês de setembro de 2000. em função da alta carga diária recebida da fecularia. fez com que o sistema fosse lavado por mais de 4. A partir de então. uma diferença de 0. Alimentos. com o acompanhamento periódico através do pH. passando-se a alimentar o reator com substrato puro. O processo de partida foi realizado seguindo recomendações de Barford (1988).28 nível determinado anteriormente. retirando-se a água adicional que era acrescentada. Apesar de ácida. evitando-se ultrapassar o limite de 0. Com o início da produção de gás. Em início de . o que ocorreu após 4 dias. a diluição do substrato foi abandonada.000 L. Ocorreu um acidente operacional. sempre diluída a 10%. durante a noite. Esta segunda medição serviu. até completar o volume de 1. ou seja. já que para o reator metanogênico foi aplicado o mesmo método.8. continuou-se a alimentação diária de 90 L de água misturados com 10 L de substrato puro. da alcalinidade e acidez volátil.C. (1988) e Chernicharo (1997). a produção de gás. diferenciando apenas em relação ao volume. para atingir estado estacionário e se iniciou a coleta de dados da primeira fase no dia 22 do mesmo mês. Isto mantinha.5 Reator metanogênico O reator metanogênico tinha uma capacidade útil de 3.000 L. esta lagoa estava em plena atividade. foi atingida a carga orgânica programada para a primeira etapa do experimento. Na fase inicial o reator foi sendo adaptado lentamente. A partida do reator metanogênico ocorreu no mesmo período da partida do reator acidogênico. a alimentação independente e o reator passou a receber somente o efluente do . diâmetro interno de 1.7. apesar de pequena. no 4º dia.4). mostrando que a fase de aclimatação e adaptação da população microbiana ao novo reator estava completa. sendo o seu fundo afunilado. até completar o volume de 3.R. necessitando-se somente permitir o crescimento da população de forma a suportar a carga inicial programada. No dia 12 de outubro. que era 3 vezes maior. (1995). Seu projeto também seguiu o modelo UASB. permaneceu-se mais 10 dias com esta carga. 3. era constante e crescente. totalmente. num sistema de batelada alimentada. A partir daí paralizou-se. no reator metanogênico. conforme determinado pelos estudos cinéticos de Lacerda (1991) e de Fernandes Jr. Foi confeccionado em alvenaria de tijolos.000 L de massa líquida.4 m e profundidade de 2. e seu desenho e funcionamento foram semelhantes ao descrito no reator acidogênico (item 3. com intensa fermentação e produção de gases e com pH de 6. Como inóculo foram adicionados 600 L de lodo da lagoa anaeróbia da fecularia da M. com formato cilindrico. Alimentos LTDA. um tempo de retenção hidráulica 3 vezes maior que o do reator acidogênico. Na época. através da alimentação diária com 570 L de água e 30 L de substrato.29 outubro. conforme mostra a Figura 4.C.3 metros. 12º e 15º dia. por ponto de coleta. as coletas de amostras foram efetuadas a cada 3 dias. feitas no 3º. em estado estacionário. Os tratamentos realizados constam do Quadro 1. Realizou-se o acompanhamento do reator através de análises do pH. 3. É necessário observar que as cargas citadas no Quadro 1 foram aplicadas ao sistema como um todo. para que o sistema pudesse entrar em equílibrio de forma conjunta. o efluente deste alimentava o segundo reator. também. 6º. eram relativamente baixas. . foi crescente. com um total de 5 amostras. por tratamento. através do efluente do reator acidogênico.5 para a relação acidez volátil/alcalinidade total. foram adicionadas ao primeiro reator e. por diferença de carga hidráulica. evitando-se valores acima do limite de 0. 9º. Durante cada tratamento. isto é.30 reator acidogênico. sendo a duração de cada tratamento de 15 dias. conforme recomendação de Silva (1977). Mas a medida que as cargas no reator acidogênico aumentavam. visto que no primeiro já ocorria uma remoção de matéria orgânica. Como as cargas que o reator metanogênico recebia. houve uma resposta também lenta na fase inicial de alimentação. também. passou a receber cargas mais elevadas e sua evolução. da alcalinidade e da acidez volátil. baseando-se nos dados obtidos por Sampaio (1996) e Barana (1996). o reator metanogênico.6 Desenvolvimento do experimento O experimento consistiu na variação de carga. tendo o mesmo uma carga relativamente menor. 26 g L-1 d-1 9. sempre que ocorria qualquer interrupção ou paralização devido a falta de efluente na indústria. As amostras já coletadas eram descartadas e aguardava-se a situação normalizar para reiniciar o processo de coleta.97 g L-1 d-1 06/05/2001 24. Se por um lado isso aumentou o tempo necessário para a obtenção dos dados.65 g L-1 d-1 03/12/2000 27. a acidez volátil. se iniciar a coleta de dados. Quando a carga prevista era atingida. na amostragem e na preservação das amostras foi importante para reduzir os erros experimentais. com inúmeras variáveis de difícil controle. aguardava-se até que as variáveis indicassem que o estado estacionário fosse atingido. nem o colapso do reator.54 g L-1 d-1 11. o processo era interrompido.20 O pH. o que obrigava a novo período de adaptação até atingir novamente o estado estacionário. de forma a não provocar choques de carga e.44 2º 18/11 a 412 L d-1 1. vazões e cargas orgânicas.36 5º 23/05 a 1. temperaturas.61 g L-1 d-1 7.70 3º 27/02 a 583 L d-1 1. para só. a alcalinidade. ou outro problema qualquer. o rigor no estabelecimento do período de coleta.28 g L-1 d-1 5.08 g L-1 d-1 13/03/2001 26. por outro permitiu uma maior confiança nos resultados.18 g L-1 d-1 07/06/2001 25.51 g L-1 d-1 2.25 g L-1 d-1 06/11/2001 25. Tendo em vista que o processo foi conduzido nas condições reais de uma agroindústria. TrataPeríodo Temperatura Vazão Carbono Demanda Química mento Média (°C) Orgânico Total de Oxigênio (COT) (DQO) 1º 22/10 a 222 L d-1 0. Estes foram gradativos.88 4º 21/04 a 901 L d-1 2. Também a . a relação acidez volátil/alcali-nidade total e a produção de gás serviram de indicadores para acompanhar os aumentos de carga.081 L d-1 2. em relação à realidade da empresa.31 Quadro 1: Tratamentos aplicados com seus respectivos períodos. Durante a fase de coletas de amostras. então. obtido nas próprias condições do experimento. Assim. em amostras de afluente. volume de biogás e teor de CO2 .32 cuidadosa aferição dos aparelhos e instrumentos de coleta de dados. carbono orgânico total. cianeto total. para estabelecer um índice de comparação entre as duas variáveis. bem como a coleta redundante de amostras permitiu reduzir as perdas de dados.7 Variáveis monitoradas As variáveis monitoradas foram: pH. Foram realizadas análises de DQO. com um índice próprio. 3. enquanto que a medida mais utilizada nas indústria e na literatura é a DQO. sólidos voláteis. alcalinidade total. cianeto livre. Estas análises tiveram como objetivo caracterizar o substrato e efluentes quanto ao teor de nutrientes e não finalidades operacionais ou de avaliação de capacidade de remoção nos reatores. foi possível relacionar as duas variáveis para que a comparação com outros dados fosse possível. sólidos fixos. Procedeu-se uma análise detalhada de algumas amostras em relação aos elementos nitrogênio. relação acidez volátil/alcalinidade total. fósforo. sólidos totais. por sua maior precisão e acuracidade. . idênticas às coletadas para o carbono orgânico total (COT). acidez volátil. potássio e enxofre. Isto foi necessário porque a variável selecionada para medir a carga orgânica carbonácea no experimento foi o carbono orgânico total. embora com restrições. temperatura. sólidos sedimentáveis. em geral. Através da medição separada do carbono total e do carbono inorgânico. acidez volátil e relação acidez volátil/alcalinidade total A alcalinidade total e a acidez volátil foram determinados segundo metodologia descrita por Silva (1977).2 Alcalinidade total.4 Demanda química de oxigênio A demanda química de oxigênio (DQO) foi determinada segundo o método clássico de refluxo. 3.7. Por ser empregado por um período relativamente longo. portanto. as indústrias.3 Carbono orgânico total O carbono orgânico total (COT) foi determinado em aparelho TOC . fabricado pela empresa ANALION Aparelhos e Sensores Indústria e Comércio Ltda. Este método foi selecionado por ser bastante difundido para análises da DQO nas lagoas das fecularias. Foi utilizado um potenciômetro de campo modelo PH-Master. 3. medidos em DQO por este método. fabricado pela empresa Gulton do Brasil Ltda.7.7. e um eletrodo modelo V-620 para medição de pH. um método conhecido pelos laboratoristas. foi possível determinar o COT por diferença.33 3.7. conforme descrito por Silva (1977).1 pH O pH foi medido segundo metodologia descrita em APHA (1992). onde as amostras foram incineradas em um forno a 680°C e o CO2 resultante foi medido instrumentalmente. .Shimadzu. 3. possuem dados históricos do comportamento de seus efluentes. que expressa alcalinidade em mg CaCO3 L-1 e acidez em mg CH3 COOH L-1 . foi realizada uma leve agitação para despreender os sólidos aderidos a parede. Para determinação do cianeto total utilizou-se. . Sólidos fixos refere-se ao resíduo restante após a incineração da amostra. foi possível obter-se a concentração de cianeto da amostra. após a evaporação e secagem da amostra. Para o cianeto livre (CN-). após incineração da amostra a 600°C por duas horas.7. O teste empregado foi volumétrico.7. Procedeu-se então a leitura dos sólidos sedimentáveis. Após 45 minutos de sedimentação. é designado em geral como cinzas.6 Cianeto total e cianeto livre A determinação do cianeto total e do cianeto livre foi realizada segundo o método enzimático/colorimétrico proposto por Essers et al (1993). usando o Cone Imhoff. Através de uma curva padrão. ácido isonicotínico e ácido 1. 3. inicialmente.34 3.3 dimetil barbitúrico. diretamente no cone. Sólidos totais refere-se ao material residual remanescente no recipiente. Os sólidos sedimentáveis (SS) também foram realizados segundo APHA (1992). em um cone Imhoff. Sólidos voláteis é o termo utilizado para designar a porção volatilizada. Para reagir com o cianeto utilizou-se cloramina-T. expressos em mililitro por litro por hora. sólidos voláteis. sólidos voláteis (SV) e sólidos fixos (SF) foram determinados segundo APHA (1992). e a seguir a amostra foi deixada sedimentar por mais 15 minutos. a enzima linamarase para hidrolizar a linamarina presente na amostra. sólidos fixos e sólidos sedimentáveis Os sólidos totais (ST). e pelo valor da absorbância medido na amostra. foram seguidos todos os passos acima. após agitação. medido em espectrofotômetro a 605 nm. um litro da amostra foi colocado.5 Sólidos totais. estabelecida com diferentes concentrações de KCN. com excessão da utilização da enzima linamarase. liberando o cianeto. provocando mudança de cor no meio. Seguindo esta metodologia. . (1995)). fabricado pela LAO Indústria. através de lavagem com solução alcalina de NaOH a 5%. bem como a temperatura.7.7 Temperatura A temperatura foi medida com a utilização de um termômetro de mercúrio.7.9 Nitrogênio. P1 = pressão local (698. com escala de 0°C a 80°C. As medidas foram efetuadas no fluxo de entrada do afluente e nas caixas de saída de cada reator.9979. em relação a umidade. fósforo.0034xX r=-0. segundo a equação: Y=1. potássio e enxofre As análises de nitrogênio. 3. até atingir volume constante.7. O volume de gás medido foi registrado diáriamente. onde: P0 = pressão na CNTP (760 mmHg). potássio e enxofre foram realizados segundo metodologia descrita em APHA (1992): . já corrigido.0568-0.8 Produção de biogás e teor de CO2 A produção de biogás foi medida através de um medidor de gás modelo G1. 3. O teor de CO2 foi determinado conforme APHA (1992). utilizando-se o método volumétrico.para o nitrogênio foi utilizado o método da digestão ácida.50 mmHg). de precisão. V0 = volume nas CNTP. T0 = temperatura nas CNTP (293°K). O volume de gás foi corrigido. pressão e temperatura. onde X = temperatura °C (segundo IPT/USP citado por Fernandes Jr. V1 = volume medido (L). F = fator de correção de umidade a temperatura de medição do gás. utilizando-se a fórmula: ((P0 xV0 )/T0 ) = ((P1 xV1 )/T1 ) x F .35 3. durante o período de alimentação no qual o material entrava e saia contínuamente dos reatores. fósforo. Obteve-se assim o volume do gás nas CNTP (Condições normais de temperatura e pressão). destilação e titulação (método Kjeldahl). T1 = temperatura medida (°K). para o potássio o método da fotometria de chama. .36 . .para o enxofre o método iodométrico. .para o fósforo o método colorimétrico do ácido vanadomolibdofosfórico. produção de biogás. sólidos totais e sólidos voláteis. teor de CO2 e indicadores de rendimento e conversão. residuária natural oriunda da indústria. 4. Buscou-se manter uma sequência. água apresentou a composição constante do Quadro 2. referindo-se a um sistema piloto contínuo de tratamento de resíduos líquidos. remoção da carga poluidora na forma de carbono orgânico total.1 Caracterização do substrato. acompanhamento e controle do sistema e dos reatores que o compõem. potencial do sistema como gerador de energia. de forma a facilitar a discussão. na seguinte ordem: caracterização do substrato. implantado junto a uma indústria de fécula de mandioca.37 4 RESULTADOS E DISCUSSÃO Os resultados obtidos neste estudo são apresentados na forma de quadros e figuras. considerações finais e recomendações. O substrato. remoção do cianeto total e cianeto livre. comparação do sistema proposto com o sistema de lagoas de estabilização atualmente utilizado na mesma indústria. . a reciclagem da água vegetal na lavagem da mandioca tem diminuído o volume total de resíduo líquido por tonelada de mandioca que. apresenta-se esta composição comparada com dados obtidos na literatura. Conforme relata Parizotto (1999). munícipio de Mercedes.2 mg L-1 Sólidos voláteis (SV) 6. em coleta realizada no dia 25/04/2001. Os valores citados por Anrain (1983) referem-se a um volume de 6 m3 t-1 de mandioca processada. nas 10 maiores fecularias do Oeste do Paraná.38 Quadro 2: Composição do substrato oriundo da fecularia da empresa MCR Alimentos Ltda.4 mg L-1 Sólidos fixos (SF) 2.604 mg L-1 Nitrogênio total (N) 420 mg L-1 Relação carbono:nitrogênio (C:N) 6.8 mg L-1 Temperatura amostra 26. situou-se entre 4 e 5 m3 t-1 de mandioca processada. Considerando-se a água residuária de fecularia. que pode explicar a diferença citada. em 1997. sendo que a última é de 6 a 10 vezes mais concentrada.2:1 Potássio total (K) 1.18 Demanda química de oxigênio (DQO) 11.51°C Temperatura ambiente 28. Isto pode ser explicado por mudança no processo industrial.2:1 Fósforo total (P) 74 mg L-1 Relação carbono:fósforo (C:P) 35. Pr.484 mg L-1 Carbono orgânico total (COT) 2. Conforme estes dados. observa-se que os dados obtidos por Anrain (1983). mostram valores inferiores aos demais. observa-se de forma clara que a composição da água residuária de fecularia e de farinheira difere substancialmente.5°C No Quadro 3. . indicando uma maior diluição. Variável Valor pH 6.215 mg L-1 Enxofre total (S) 9 mg L-1 Cianeto total 19 mg L-1 Cianeto livre 10 mg L-1 Sólidos sedimentáveis (SS) 61 mg L-1 Sólidos totais (ST) 9. 30 4.000 30 90 2.40 50.90 6.10 50.30 10.484 Nitrogênio 420 P (Fósforo) 74 K (Potássio) 1.305 - Barana (1996) Sampaio Fernandes Cereda Fernandes (1996) (1995) (1994) (1989) 6.355 20. razão pela qual os dados são similares no que se refere à DQO. ST = Sólidos Totais.60 4.04 5.363 41 1.000 17 17 22 69. SV foram menores.80 - 49. Os teores de P e de sólidos sedimentáveis obtidos no presente estudo foram maiores que os obtidos por Parizotto (1999).00 - - 34 - Cianeto Livre ST SV SF Sólidos.00 6. as variações observadas podem ser consideradas normais.40 2.47 55.20 6.60 43 78.00 COT = Carbono Orgânico Total. Água Residuária de Água Residuária de Farinheira Fecularia Autor Presente trabalho Variáveis em mg L-1 COT 2.00 OutrasVariáveis T °C 26.864 195 84.20 9. já os valores de pH. e em distintas épocas do ano. . ST.92 4.300 200 253 2. e os valores citados podem ser considerados uma boa amostragem da situação regional.39 Quadro 3: Comparação da composição do substrato com dados da literatura. 61.243 672 24 325 367 35 1.976 1 68 72 92.00 14.80 14. Considerando que a indústria recebe mandioca de áreas com solos e variedades diferentes.40 - 23.972 1. DQO = Demanda Química de Oxigênio.00 64.052 195 - 207 444 284 580 58. SV = Sólidos Voláteis e SF = Sólidos Fixos Os resultados obtidos por Parizotto (1999) referem-se a mesma indústria onde foi efetuado o presente estudo. Sedimen.930 123 1.42 7.604 DQO 11.01 6.30 90 60.18 27.215 S (Enxofre) 9 Cianeto Total Parizotto Anrain Barana (1999) (1983) (2000) 11. A indústria onde o experimento foi efetuado é da região Oeste do Paraná.00 161 62.00 - - - - 19 - - 112 10 9.80 17.80 30.80 52. com uma capacidade de processamento de cerca de 250 toneladas de mandioca por dia.153 62.10 4.51 pH 6.810 78 63.06 4.00 54.900 160 1.51 44.065 4.80 7. teor de K e temperatura. que deveria ser em torno de 4. Pelo Quadro 4. conseqüentemente. para o primeiro tratamento. pode-se verificar que o pH do afluente do reator acidogênico. Para o controle e acompanhamento dos reatores foram utilizadas as variáveis pH. o afluente do reator metanogênico. Com o aumento da vazão para 901 L d-1 . com vazão de 222 L d-1 . passando a cumprir sua função integralmente. como obtido por Barana (2. e começou a ser inibida com a acidificação durante a terceira vazão. de 583 L d-1 . alcalinidade total (AT) e relação AV/AT. durante todo o tratamento. em média. O resultado destas variáveis está relacionado no Quadro 4.95. decantada e filtrada. verifica-se que o reator acidogênio operou. o reator acidificou completamente.2 Acompanhamento e controle do sistema e dos reatores que o compõem. e atingiu um valor de 4.000).24 durante todo o processo. acidez volátil (AV).081 L d-1 . temperatura. na sua fase inicial. apresentou valor inicial de pH médio de 5.5. que operou um reator acidogênico obtendo variação de pH entre 4. com valores de pH acima do esperado.69 e 4. quando as cargas orgânicas eram baixas. Já o efluente do mesmo e. composto de água residuária fresca. Esta população manteve-se ativa durante as primeiras vazões. . com vazão de 1. Possivelmente isto ocorreu devido ao desenvolvimento de uma população metanogênica no reator.54 para o último tratamento.40 4. manteve-se entre 6.03 e 6.28. nas fases iniciais do processo. de 222 e 412 L d-1 . Pela análise destes dados. 669 1. n.38 0.43 1.262 1.27 0.49 e 7.499 3. temperatura. manteve-se estável durante os três próximos tratamentos. n.000L) – Valores referentes ao Efluente 222 0. na fase metanogênica.a. Estes valores foram menores que os obtidos por Lacerda (1991). Reator Metanogênico (Volume = 3.43 0.24 26.000L) – Valores referentes ao Afluente (Obs.8 5.5 5.3 6.a. = não analisado O efluente do reator metanogênico iniciou com um pH de 6. AV/AT = relação acidez volátil/alcalinidade total.90 1.62 24.36 n.10 503 583 0.88 n.44 165 412 0.038 13. Também Barana (2000) registrou .5 6.20 n. AT = alcalinidade total. 6.58 no último tratamento. indicando equílibrio nas condições do reator.88 285 901 0. com cargas de DQO de 3. 901 2.1 6. AV = ácidos voláteis.3 4. 583 1.a. do afluente dos reatores acidogênico e metanogênico bem como do efluente do reator metanogênico. 412 1.a.36 478 1081 0.283 2. com possível inibição das bactérias metanogênicas. n.61 1.89 (para a vazão de 222 L d-1 ).5 6.156 1.42 27.535 0.a. n.87.605 1. com pH de 6.: efluente do reator acidogênico = afluente reator metanogênico) 222 0. 1081 2. que conseguiu.41 Quadro 4: Resultados do pH.183 1.67 26.58 25.09 461 677 1.35 2.225 7.39 0.3 5.385 5.7 6.a.60 23. valores de pH entre 7.54 24.a.499 3. n.2 g L-1 d-1 . Vazão Carga COT TRH pH Temp.8 5.67 e 6.70 189 583 0. trabalhando com TRH de 5 a 2 dias. n. com vazão de 1.760 2. Os quatro primeiros valores de pH mantiveram-se dentro da faixa ótima de crescimento para as bactérias metanogênicas.4 6.147 mg L-1 AV/AT n.89 25.1 5.237 671 0.a. Porém.20 1. Já para o último valor.000L) – Valores referentes ao Afluente 222 0.9 6.504 1081 0.130 656 0.62 1.84 COT = carbono orgânico total. observou-se um início de acidificação do reator.3 6. neste caso o efluente do reator acidogênico havia sido estabilizado com NaOH.a. acidez volátil (AV).62 para as vazões de 412.a. alcalinidade total (AT) e relação AV/AT.28 26. n.760 2.28 0.a.1 6.369 Reator Metanogênico (Volume = 3.a.44 n. TRH = tempo de retenção hidráulica.a.510 4.15 27.081 L d-1 .73.17 25.70 n.18 716 901 0.87 27.2 a 4. n.074 1.225 7. AV AT Relação L d-1 g L-1 d -1 dia °C mg L-1 Reator Acidogênico (Volume = 1. e caiu para um valor de 5. 583 e 901 L d-1 .03 25. n.26 24. respectivamente.a.95 24.385 5.92 257 412 0.a. n.a.038 13. Enquanto Barana (2000) operou o reator numa temperatura fixa de 35°C.35 g L d-1 . Isto representa uma carga 5. dentro da faixa ótima. em que o crescimento e atividade bacteriana é sensivelmente reduzido.51 vezes menor que a carga de colapso obtida por Barana (2000).76 g L-1 d-1 . Trabalhando sem correção do pH do afluente. e quando aumentou a carga de DQO para 17. obteve queda do pH para 4. recebeu uma carga orgânica de COT de 0. isto é.10% menor que em condições ideais. para digestores operados a temperaturas abaixo de 30°C.21. com vazão de 901 L d-1 . quando trabalhou com correção do pH do afluente com NaOH.01.42 g L-1 d-1 . pode-se esperar uma atividade pelo menos 67. ou seja. uma DQO em torno de 3. segundo Chernicharo (1997). . Barana (2000) obteve variação do pH entre 7. a última carga estável. Uma possível explicação para esta diferença pode ser dada pela temperatura de operação do sistema. sob cargas orgânicas de DQO de 4. o que se aproxima de uma DQO de 2.80 g L-1 d-1 . Outro fator que pode ter influenciado foi o volume de lodo anaeróbio ativo desenvolvido no reator. Este dado pode auxiliar a explicar o colapso obtido com taxa de carga relativamente baixa. conforme pode ser observado no Quadro 4. A carga de COT que provocou acidificação no reator foi de 0.90°C. na temperatura do efluente do reator acidogênico. Na temperatura de 23.9°C.46 vezes menor que a utilizada por Barana (2000) na sua última carga estável. No presente estudo.36 e 8.04 à 17.42 valores de pH entre 7. 6. Isto representa uma carga 7. Foram observadas variações de 27.56 e 8.1°C abaixo da faixa ótima.20 g L d-1 .56 a 16. o presente trabalho foi realizado em temperatura ambiente.1°C até 23. na fase metanogênica. isto é.59 g L-1 d-1 .50 g L-1 d-1 . com o reator estabilizado sob cargas de DQO de 6. O referido autor alerta que a atividade bacteriana diminui 11% a cada 1°C. Isto representa temperaturas sub-ótimas.21. 1997. Assim. Sob condições de temperatura sub-ótima este crescimento é ainda mais lento e. Outras variáveis importantes para acompanhamento de reatores anaeróbios são a acidez volátil.. desde o início do experimento. é utilizada como uma estimativa da quantidade de ácidos voláteis presentes no reator. com o tempo. mesmo nas condições ideais. Já a alcalinidade total é a capacidade de uma amostra em neutralizar ácidos. a eficiência depende do estabelecimento de um leito de lodo ativo e com boas condições de decantação no interior do reator (Chernicharo. devido à concentração de radicais alcalinos presentes. assim. A acidez volátil mede a concentração de radicais ácidos que a amostra possui e. maiores cargas possam ser absorvidas a medida que a quantidade de lodo aumente no interior do reator. quando uma base é adicionada. ao proceder-se abertura do reator metanogênico para inspeção. a continuidade do experimento talvez possa mostrar que.43 Cabe destacar que. 1999). isto é. Neste estudo. a alcalinidade total e a relação AV/AT. a sua resistência em permitir a elevação do pH. é comum o aumento da eficiência do reator de um ano para outro. que obteve no segundo ano uma eficiência maior que no primeiro ano. como foi o caso relatado por Anrain (1983). não houve tempo suficiente. como relata Chernicharo (1997). no modelo de reator utilizado. É evidente que ocorreu uma seleção e adaptação do lodo original. com perda das frações mais leves e daquelas sem as condições de decantação adequadas ao modelo do reator. Hien et al. apenas um pouco acima dos cerca de 20% de lodo adicionados como inóculo na fase de implantação. A relação acidez volátil/alcalinidade total (AV/AT) é utilizada como uma estimativa do estado do . Porém. verificou-se que a quantidade de lodo obtido atingia um volume de cerca de 25% do volume útil do reator. para permitir o desenvolvimento de lodo em quantidade suficiente para degradar cargas muito elevadas. Mas a multiplicação natural das bactérias metanogênicas é lenta. possívelmente. sendo utilizada como uma estimativa da capacidade tampão do reator. ao final do experimento. UASB (reator anaeróbio de fluxo ascendente com leito de lodo). Estes valores referem-se especificamente. Lacerda (1991) trabalhou com valores de acidez volátil entre 541 e 933 mg L-1 . que abriga as bactérias metanogênicas. alcalinidade total e relação AV/AT estão relacionados no Quadro 4.504 mg L-1 .5 e só no último elevou-se para 1. na fase metanogênica. Enquanto essa relação variar entre 0. durante os quatro primeiros tratamentos. Segundo Silva (1977) a relação AV/AT é a chave para o sucesso de uma boa digestão anaeróbia. mas com correção do pH afluente para evitar choques de pH.42.180 mg L-1 .130 mg L-1 . fazendo correções de pH no . ficou abaixo de 0.33 a 1. a digestão está ocorrendo sem problemas. estes valores são apenas um indicativo para acompanhamento da acidificação. ao reator metanogênico. com relações AV/AT variando de 1. Anrain (1983).00 a 5.787 e 2. Já para o reator acidogênico. de que o reator só entrou em instabilidade no último tratamento. Isto confirma os resultados já evidentes com a análise do pH.81.1 e 0. Sampaio (1996) obteve valores de acidez volátil entre 1. o mesmo informa que só valores de acidez volátil acima de 2.459 mg L-1 e alcalinidade total entre 1. Apesar de os dados obtidos por Lacerda (1991) indicarem uma sobrecarga no reator. As concentrações dos ácidos voláteis e a alcalinidade total do material em digestão são os principais valores mensuráveis do estado do processo de digestão. Os resultados obtidos para acidez volátil. Já a relação AV/AT. trabalhou com valores de acidez volátil entre 539 e 1.5 mostra algum distúrbio ou sobrecarga do processo. estes índices são um importante meio de acompanhamento.25 e 0.598 mg L-1 . e a alcalinidade total variou de 461 até 1.83. obtendo relações AV/AT entre 0. Diversos autores trabalharam com valores superiores aos obtidos no presente trabalho. e valores de alcalinidade total entre 91 e 155 mg L-1 sendo os valores da relação AV/AT de 6. que se espera que ocorra da forma mais eficiente possível. quando ultrapassar 0.130 mg L-1 .5. Verifica-se que a acidez volátil variou de 257 até 1.000 mg L-1 provocam colapso do reator.304 e 2. Para este reator. e alcalinidade total entre 849 e 1.82. mas.44 processo de digestão. 375 a 7. Por este motivo. Porém. com relações AV/AT de 0. e valores de AV/AT variando de um mínimo de 0. Barana (2. conseguiu valores de acidez volátil variando de 2.230 mg L-1 e alcalinidade total variando de 1. além de rapidez na determinação. tem maior precisão e acuracidade. A vantagem da determinação do COT é que. Sem correção.3. ocorre uma grande variação nestes índices.17.3 Remoção de carbono orgânico total. é importante acompanhar os índices acima referidos.1 Remoção do carbono orgânico total No presente trabalho. sólidos totais.000). Como se verifica. seguindo a recomendação de Silva (1977). ao invés da DQO (demanda química de oxigênio) ou DBO (demanda bioquímica de oxigênio). 4. o COT é um teste instrumental que tem se mostrado satisfatório em amostras com reduzidas quantidades de matéria orgânica. obteve um eficiente estabelecimento do equilíbrio no sistema de duas fases.31. mas de uma forma geral observa-se que o presente estudo.440 e 11. Segundo Tchobanoglous & Schroeder (1985). Com correção. sólidos voláteis.035 à 15. quando não se corrige o pH do afluente do reator metanogênico. para evitar choques e sobrecargas.72 a um máximo de 1. obteve valores de acidez volátil entre 7. cianeto total e cianeto livre 4.35 a 8. como é o caso dos esgotos e muitos resíduos industriais. o COT foi escolhido para ser o método principal para medição da carga orgânica aplicada e removida nos reatores. por ser um método direto. o carbono orgânico total (COT) foi escolhido como indicador primário da remoção da carga orgânica.45 afluente do reator metanogênico.833. Também pode-se afirmar que.500 mg L-1 . que são métodos indiretos. . realizou estudos com e sem correção de pH no afluente. Para obter um índice de correlação entre a DQO e o COT foram coletadas 15 amostras de afluente. No 2º tratamento.46 a literatura possui grande quantidade de dados baseados em DQO e DBO. baseada no método clássico de refluxo e determinação por titulometria. O teste da DQO é uma medida do consumo de oxigênio durante a oxidação química da matéria orgânica.30%. a remoção manteve-se em torno de 30%. para as quais foram realizados os dois testes em questão. esta remoção caiu para 47.58% do COT. na discussão do pH. o dicromato de potássio. Este método foi escolhido por ser o método mais difundido entre as indústrias da região. quanto as inertes da matéria orgânica. Com os valores obtidos. caiu para 28. por um período de duas horas. Por utilizar um oxidante forte. empregando-o somente quando não há outra alternativa e sempre considerando suas limitações por ser derivado de duas metodologias bastante distintas. na implantação do 3º tratamento. obtendo-se assim uma indicação indireta do teor de matéria orgânica presente na amostra.04%. que o uso de um índice de correlação deve ser feito com muito cuidado. Já no 3º e 4º tratamentos. utilizando para a DQO a metodologia descrita por Silva (1977). com vazão de 583 L d-1 . as condições de oxidação são extremamente severas. indicando estabilidade do reator. que entrou em colapso com o aumento da vazão para 583 L d-1 . com remoção de 77.2. A remoção da carga orgânica pode ser observada no Quadro 5. observa-se que no 1º tratamento. Este índice foi obtido nas mesmas condições do experimento. Como visto no item 4. com vazão de 222 L d-1 . e é importante possuir condições de comparar estes dados com os resultados obtidos com o COT. e no 3º. Ressalta-se. em meio ácido e a quente. com vazão de 412 L d-1 . obtevese um índice de 4. com vazões de 583 e 901 L d-1 .41. Através destes dados. novamente. a maior redução ocorreu no reator acidogênico. servindo para facilitar as comparações com os dados locais. e são oxidadas tanto as frações biodegradáveis. . no 1º e 2º tratamentos na realidade o reator acidogênico trabalhou provavelmente com uma população de bactérias metanogênicas. No 5º tratamento. Finalmente.58 COT = Carbono Orgânico Total e TRH = Tempo de Retenção Hidráulica No reator metanogênico.401 0.008 412 9.168 901 3. pois a função deste reator não é a remoção de COT.3 0.30 28.038 0. no 4º tratamento.84%.Acidogênico+Metanogênico (Volume = 4.440 % 77.000L) 222 13.69 77.499 0.49% no 1º tratamento. o que pode ser explicado pela análise de COT .1 2.47 agora funcionando efetivamente como acidogênico. com a vazão de 583 L d-1 .760 0.676 583 1.126 901 4.000L) 222 4.7 0.7 1. Isto não representou propriamente um problema.21 30. em função da acidificação do reator. mas sim a acidificação do substrato. A seguir estabilizou-se em torno de 65% nos três tratamentos seguintes.000L) 222 18.565 0.5 0.510 0.011 412 7.01 68.02 70.054 583 6.114 412 2. ocorreu uma redução em relação às demais.04 33. Quadro 5: Resultados da análise do carbono orgânico total (COT) e sua taxa de redução.262 1.081 L d-1 .155 901 1.56 22.587 Sistema de Tratamento .3 0. com vazão de 222 L d-1 . 583 e 901 L d-1 .5 0. no reator acidogênico. a taxa de redução caiu para 22.58 47.49 65.073 583 5.127 0.38 83.535 2. com a vazão ampliada para 1. Vazão TRH COT Afluente COT Efluente Taxa Redução L d-1 d g L-1 d -1 g L-1 d -1 Reator Acidogênico (Volume = 1.385 0.0 0.605 1.225 0. ocorreu uma queda drástica na taxa de remoção do COT.321 0.9 2.172 1081 2.634 0.76 56.283 0.49 67.4 1.1 0.82 10. com vazão de 1081 L d-1 . No 3º tratamento.497 1081 0.8 0. que atingiu apenas 10%.7 0.4 0. com as vazões de 412. a remoção da carga orgânica apresentou uma taxa de 70.129 1081 3.281 Reator Metanogênico (Volume = 3.84 93.9 0. no 3º tratamento. observa-se que os valores da 1ª e 2ª amostras. a média simulada ajusta-se melhor às médias dos demais tratamentos.48 das amostras individuais coletadas no período. Pelo gráfico da Figura 5 pode-se visualizar este ajuste de uma forma mais clara.876 0. Substrato Acidogênico Metanogênico (afluente) (efluente) (efluente) Amostra 1 (g COT L-1 ) 3. foram sensivelmente superiores aos demais.862 -1 Vazão (L d ) 583 583 583 Carga COT (g L-1 ) 1. o valor da redução do COT no reator metanogênico.403 1. como pode ser visto no Quadro 7.856 -1 Amostra 4 (g COT L ) 2. Nas amostras 3. a produção de gás.004 1.753 1.302 2. A coleta iniciou-se a partir do momento em que as variáveis indicativas de estabilidade. 4 e 5 a estabilidade já é evidente. no 3º tratamento com vazão de 583 L d-1 .312 1.712 2. Quadro 6: Resultado da análise de carbono orgânico total (COT) das amostras do reator metanogênico. indicando que a coleta ocorreu quando os reatores ainda não estavam totalmente estabilizados. apesar do reator estar em plena recuperação. Neste caso.388 -1 Amostra 2 (g COT L ) 2.03 56.59. .512 Média (g COT L-1 ) 2.111 Amostra 3 (g COT L-1 ) 3. já indicavam estado estacionário. ou seja. Neste caso. passa a ser de 67.848 0. com vazão de 583 L d-1 . em negrito.155 0. Caso se considere somente as 3 últimas amostras para o cálculo da média.49 No Quadro 6. os teores de ácidos voláteis ainda estavam elevados. consumindo aceleradamente os ácidos acumulados durante o aumento de carga e produzindo biogás a uma taxa elevada. o pH e relação AV/AT.605 1.981 0.168 % Redução 28.100 1.442 Amostra 5 (g COT L-1 ) 2. retirados os valores discrepantes. conforme o Quadro 6.845 0.235 1. 11 67.117 % Redução 28. obtidas no presente estudo.312 1.603 -1 Vazão (L d ) 583 583 583 Carga COT (g L-1 ) 1.49 Quadro 7: Resultado da análise de carbono orgânico total (COT) das amostras do reator metanogênico.856 0. Substrato Acidogênico Metanogênico (afluente) (efluente) (efluente) -1 Amostra 1 (g COT L ) Amostra 2 (g COT L-1 ) -1 Amostra 3 (g COT L ) 3.856 Amostra 4 (g COT L-1 ) 2. com cargas .848 0. no reator metanogênico.442 -1 Amostra 5 (g COT L ) 2. As taxas médias de redução.430 1. e de 68 a 80% no sistema como um todo.004 1. no 3º tratamento com vazão de 583 L d-1 .59 Taxa de Redução de COT (%) 80 70 60 50 Taxa redução observada 40 30 Taxa redução simulada 20 10 0 222 412 583 901 1081 Vazão (L d-1) Figura 5: Gráfico da comparação das taxas de redução de carbono orgânico total (COT).082 0.605 1.582 1.845 0. simulando a retirada dos dados discrepantes.512 Média (g COT L-1 ) 2. de 65 a 70% no reator metanogênico. observada e simulada.876 0. quando a remoção se situou em 41. que obteve remoção de 87% da DQO no primeiro ano e 92% no segundo ano. Também Lacerda (1991) obteve 85. com excessão do tratamento com vazão de 412 L d-1 . sem correção de pH e sob condições de temperatura sub-ótimas. verifica-se que a baixa taxa de redução de sólidos totais neste tratamento não foi devido a um aumento na . Nestas condições. Já com correção do pH.3. a biodigestão se processa mais lentamente e com menor eficiência.96%. obteve redução de 89% da carga orgânica. o autor observou uma queda da remoção para valores próximos a 75%. sem correção de pH do afluente. mas a complexidade das instalações e da operação é menor. 4. com cargas de DQO de 1.20 g L-1 d-1 ). observa-se que no reator acidogênico a taxa de remoção de ST foi acima de 60%.10 a 5. Já Sampaio (1996).24%. com carga de entrada de 9. Conforme este quadro.50 orgânicas de COT de até 0. Quando aumentou a carga de DQO para 8. As reduções da carga orgânica obtidas no presente trabalho foram mais baixas que as encontradas na literatura. Analisando o Quadro 8.16 g L-1 d-1 . trabalharam em reatores com temperatura controlada.45 g L-1 d-1 . no reator metanogênico. Porém. sem controle de temperatura mas. Barana (1996) obteve reduções de carga orgânica de 85 a 88% na fase metanogênica. diminuindo o custo do processo. Barana (2000). porém.499 g L-1 d-1 (DQO em torno de 2. a taxa de remoção caiu para 54. Ambos os autores.48 g L-1 d-1 .61% na DQO. com um sistema simplificado e robusto.2 Remoção dos sólidos totais e sólidos voláteis O resultado da análise dos sólidos totais (ST) e sólidos voláteis (SV) consta do Quadro 8. com a chegada do período mais frio.24 g L-1 d-1 . com carga de 6.20% de remoção de carga orgânica. foram inferiores aos obtidos por Anrain (1983).29%. em torno de 32 a 35°C. obteve redução de até 85. deve-se notar que estes resultados foram obtidos em condições de campo. obteve reduções de carga orgânica de DQO de 75. 7 8.724 77.000L) 222 0.41 6.16 9.59 2.880 64.517 583 0.36 1.724 4.02 78. no final de novembro e início de dezembro. inferior ao obtido no tratamento anterior.414 g L-1 .714 901 0.633 0.820 67. aumentando de 222 para 412.00 1. era final de safra.247 62.9 8.968 66.434 1.47 6. Aparentemente diferenças de cultivares e de condições de solo podem ser responsáveis pelo baixo índice de ST no substrato.395 1. Nos tratamentos seguintes.535 0.70 74.698 3.008 2.510 4. na saída. Quadro 8: Resultados dos sólidos totais (ST) e sólidos voláteis (SV) e suas respectivas taxas de redução. a concentração baixou de 3.9 8. sim.1 2. Durante a realização do estudo este fato já havia .633 0.13 4.26 2.880 2.14 24.5 3.634 3.644 Reator Metanogênico (Volume = 3.665 1. Conseqüentemente.296 1.00 6.303 3.665 1. Apesar do fluxo de entrada ter quase duplicado.211 49.112 1.58 6.40 40.67 75.91 74.401 6.414 1.000 L) 222 0.79 77.968 8.4 4.743 901 0.321 9.283 2.644 gL % 2.85 1.731 2.5 16.107 2.421 1081 0.56 3. o valor dos sólidos totais.714 2.743 901 2. a uma brusca diminuição de ST na entrada.385 5. Sólidos Totais Sólidos Voláteis Afluente Efluente Redução Afluente Efluente Redução Vazão Carga COT TRH -1 -1 -1 -1 L d-1 g L-1 d -1 d gL gL % gL Reator Acidogênico (Volume = 1.820 6.728 74.303 g L-1 para 4.8 3.225 7.731 3.316 412 0.089 583 0.652 29.7 4.652 82.089 583 1.Acidogênico+Metanogênico (Volume = 4.62 1.572 1.3 2.4 8. uma pequena diminuição em função de um grande aumento de vazão.890 3.211 70.48 50.229 72.27 1.51 6.247 2.47 80.414 41.728 Sistema de Tratamento .262 1.434 1. a concentração de ST na entrada caiu de 16.107 2.760 2.605 1.499 3.127 18.1 8.229 22.55 56. substancialmente.565 4.395 1081 0.083 412 0.038 13.59 62.51 taxa de saída mas.000 L) 222 0.14 9. estabilizou-se em torno de 8 g L-1 . na entrada.421 1081 2.296 1.318 1.303 3.083 412 1.3 3. e a quantidade de sólidos presentes no próprio substrato foi.13 O período em que foi realizado o segundo tratamento.112 g L-1 .0 16. uma diminuição de 4 vezes. isto é.80 6.890 76.112 2.698 2.7 8.29 3.890 g L-1 para 2.008 65. concluindo que a remoção não era proporcional a carga de entrada. mostram-se independentes do valor de vazão ou de carga orgânica. Verificou-se que cerca de 50% do reator estava . o que passa a acontecer em uma taxa mais lenta e independente da vazão diária. Ao final do experimento. até que ocorra sua hidrólise e solubilização. que foi desenhado para reter sólidos. enquanto que o presente trabalho utilizou um modelo UASB. com uma menor carga de argila impregnada na casca. reduzindo gradativamente sua capacidade útil. os sólidos são retidos e acumulados no reator. Para os SV. Porém. É importante notar que as reduções. porém. é provável que as diferenças observadas sejam devidas a este dispositivo. Tendo em vista que os dois autores utilizaram reatores acidogênicos. sem dispositivo de retenção de sólidos. a velocidade de decantação era sensivelmente maior. neste caso a diminuição observada foi mais suave. o reator foi aberto e foram medidos os níveis do acúmulo de lodo. Desta forma. tanto para ST quanto para SV. Estes resultados são superiores aos obtidos por Barana (2000).52 chamado a atenção. o que na época foi atribuído a cultivares de mandioca oriundas de solos arenosos. com um sistema de retenção de sólidos. que relatou reduções inferiores.90%. quanto em altas vazões. Em geral o reator em estudo foi eficiente na remoção de sólidos tanto totais. esta alta capacidade de retenção trouxe como consequência um acúmulo de sólidos no interior do digestor. Fernandes Jr. de cerca de 50. do tipo mistura completa. obteve reduções inferiores para SV no reator acidogênico. particularmente. e com uma variação maior entre os diversos tratamentos utilizados. comparada a uma média de redução sempre superior a 60%. ocorrendo tanto em baixas. mas observou que os valores foram decrescentes em relação à diminuição da TRH. Isto indica o efeito da capacidade interna de decantação do reator UASB. tanto de ST quanto de SV. pois. (1995). quanto voláteis. a biomassa bacteriana ativa do reator. foi observado um comportamento semelhante. e este pode ter sido o responsável pela diminuição do teor de ST neste período. A remoção destes sólidos sedimentáveis. após a passagem por dois decantadores em série. Cabe aqui um destaque importante: durante a fase de estudos para a implantação do sistema. e. em fecularia. argilas muito finas e colóides. que acabam entrando no sistema. compreendendo um total de mais ou menos 70% do reator. no Oeste do Paraná.53 ocupado por um lodo espesso e impregnado de argila. Os sólidos sedimentáveis remanescentes são. Porém. ou seja. segundo Parizotto (1999) esta técnica permitiu uma considerável economia de água nas indústrias.69% de remoção. consequentemente. através de decantadores. para evitar que o espaço útil do reator seja ocupado por sólidos decantados. um recurso utilizado para diminuir o consumo total de água por tonelada de mandioca. Partindose do resíduo bruto. que impregnam as raízes de uma forma intensa e são removidos por abrasão e por arraste pela água durante o processo de lavagem. de decantação muito lenta. Este alto índice é o resultado de dois fatores conjugados: (1) a reciclagem da água vegetal na lavagem das raízes. No dimensionamento de uma unidade industrial. (2) a predominância de solos argilosos na região. em uma decantação muito prolongada a acidificação poderia ocorrer dentro dos próprios decantadores. uma das questões mais preocupantes era o alto índice de sólidos sedimentáveis presentes nos resíduos líquidos. com uma carga média de sólidos sedimentáveis de 61 mg L-1 . A remoção poderia ser aumentada. conforme relatado por Leonel & Cereda (1996). indica a necessidade de descargas periódicas de lodo deste reator. mas. como o material componente do substrato é facilmente fermentável. 78. ainda havia uma camada de cerca de 20% de um lodo mais leve e de fácil decantação. com o aumento do tamanho dos decantadores e. foi atingida uma média de 13 mg L-1 após a decantação. É evidente que este acúmulo é o resultado da eficiente atuação do sistema interno de decantação. Sobre esta camada. este fato deve ser levado em consideração. também. predominantemente. foi uma das medidas para reduzir a carga de sedimentos. seu tempo de residência hidráulica. dotando o reator acidogênico de dispositivos . porém. não tendo nenhuma relação aparente com as vazões de entrada. No reator metanogênico. No caso dos SV. tanto no reator acidogênico quanto no reator metanogênico. tanto de ST quanto de SV. É importante salientar que a presença de grandes quantidades de lodo provocou a diminuição do TRH no reator acidogênico. verifica-se que nem ST nem SV são indicadores eficazes da capacidade de remoção de carga orgânica pelos reatores. foram menores. podem ser explicados pela retenção de sólidos particulados.62%. respectivamente 49.85% e 22. as reduções. apenas em dois dos tratamentos estas reduções foram superiores a 10% sendo. apesar da diminuição do seu volume útil. Barana (2000). e pela presença de células nos efluentes dos mesmos. pois o mesmo cumpriu sua função. presente no afluente. No sistema como um todo. chegando a conclusão que as diferenças entre os teores de redução de sólidos totais e voláteis. Isto.54 adequados para a remoção do excesso de sólidos retidos. também obteve resultados variáveis no reator metanogênico. as remoções sempre foram acima de 75%. não comprometeu seu funcionamento. Desta forma. Estes resultados podem ser explicados em parte pela grande remoção ocorrida no reator acidogênico. independente da vazão de entrada. a remoção foi inferior à da fase acidogênica e ocorreu com uma elevada variabilidade. tendo em vista que ambos os reatores empregados possuem dispositivos para reter sólidos. até o último tratamento. . que é de acidificar o substrato. pelo reator. No caso dos ST. 593 1081 0.1 0. 93.a. n.396 Reator Metanogênico (Volume = 3.000L) 222 0.192 0.385 5.655 Sistema de Tratamento . n.81 0.04 n. as análises de cianeto só foram realizadas para os três últimos tratamentos.108 97.038 13.506 901 0.7 n.58 0.024 901 2.51 0.a. foram os mais importantes do experimento. 0.000 L) 222 0.34 72.498 1.510 4.a.a. n.a.605 1.73 81. n.1 18.321 9.=não analisado Cianeto total = valores em miligramas por litro de reator por dia (mg L-1 d-1 ) Cianeto livre = valores em miligramas por litro de reator por dia (mg L-1 d-1 ) .9 19.5 n.4 n.486 1.a. Porém.a. 412 0.a.230 0.3 Remoção de cianeto total e cianeto livre Os resultados da remoção de cianeto total e cianeto livre estão contidos no Quadro 9.499 3.5 n.a. 412 1.a. n.a.76 0.123 0.a.3 0. n.a.a. Quadro 9: Resultados do cianeto total e cianeto livre e suas respectivas taxas de redução.a.000 L) 222 0.807 0.a.97 76.a.150 0.a.3.a.912 1081 0. TRH =tempo de residência hidráulica. n.a.a.575 97.473 92. n. n. 412 0. n.0 n.a.137 28. Como pode se observar no quadro citado. n. n.a.8 0. 583 0. n.491 0.412 83.66 1. 74.601 1.406 n.09 n. Cianeto Total Cianeto Livre Afluente Efluente Redução Afluente Efluente Redução Vazão Carga COT TRH L d-1 g L-1 d -1 d mg L-1 d -1 mg L-1 d -1 % mg L-1 d -1 Reator Acidogênico (Volume = 1.57 88.a.01 10.565 4.4 4.042 0. maior carga orgânica.225 7.35 38. os tratamentos para os quais as análises foram realizados eram os de maior vazão e.83 93. n.a.a.a.a. n.Acidogênico+Metanogênico (Volume = 4.a.401 6. n. n.164 0.144 70.599 mg L-1 d -1 % n.a.760 2. n.28 COT = carbono orgânico total. n.a. 0.04 7.072 84.a.471 0.55 4.a.031 0. n.87 2.a.625 0.7 8.262 1.58 2. n.634 3.3 n. n. n.a. Na prática.9 2.779 1. consequentemente. 0. 583 1.966 n. 583 0.535 0.305 n.648 1081 2.7 4. n.127 18.a.162 901 0.a. n.283 2.054 97. 75.102 97. 93.56 Para o processo de tratamento. as temperaturas variaram de 24 à 27°C. as taxas de remoção no sistema. porém próxima a 90% de remoção do cianeto livre. Como pode ser observado no Quadro 9. efetivamente o cianeto tóxico. a taxa de remoção do cianeto total no sistema como um todo foi elevado. mesmo assim. A maior parte da remoção ocorreu no reator acidogênico. no momento em que o reator apresentou instabilidade. e a remoção caiu para 38%. Quanto ao cianeto livre.0. ou seja. de 18 de junho de 1986. acima de 97. foram analisados ambos. a hidrólise da linamarina ocorre com rapidez. Estes valores foram semelhantes aos . particularmente aos microrganismos aeróbios.28%. o cianeto livre é o mais importante. 2000). para fins de adequação às exigências da legislação ambiental. onde as remoções sempre foram superiores a 75%. em todos os tratamentos analisados. ainda inferior ao limite máximo legal.5 a 6. neste experimento. o teor de cianeto total na saída foi de apenas 0. O pH ótimo para a cinética da linamarina ocorre na faixa de 5.2 mg L-1 mas não define se é total ou livre (Barana.137 mg L-1 . com excessão para a última carga. Porém. No reator metanogênico. como um todo.5%. as taxas de remoção cairam para cerca de 72%. também foram elevadas: 93. No mesmo reator. é importante conhecer a taxa de remoção de ambos. apenas no tratamento de maior carga é que a remoção foi menor.83.57 e 88. pois a enzima linamarase existe em excesso nas águas residuárias do processamento de mandioca e. pois é ele o componente tóxico. com remoções sempre superiores a 80%. próximo ao pH de operação normal do reator acidogênico. neste caso. Portanto. Isto era esperado. Igualmente. No reator metanogênico. as maiores remoções ocorreram no reator acidogênico. o que não se constitui um limitante para a liberação do cianeto. mas. do Ministério do Desenvolvimento Urbano e do Meio Ambiente) exige um teor limite de cianeto de 0. uma vez que a legislação (Resolução nº 20. existindo condições apropriadas de pH e temperatura. Apenas esta última taxa foi um pouco menor. .57 obtidos por vários autores. por esse método. normalmente encontrados na digestão de água residuária em sistema de duas fases. conferindo com o que ocorreu no último tratamento do experimento ora em discussão. Como trabalhos anteriores. A diferença foi que o autor obteve a maior redução no reator metanogênico. Considerando que a armazenagem por um longo período poderia resultar em erros de difícil quantificação. tem-se a possibilidade de avaliar o real potencial obtido no experimento. observou redução nas taxas de remoção de cianeto. que é relativamente simples e foi realizada logo após a coleta. convencionou-se indicar sempre o volume do biogás. teor de CO2 e principais indicadores de rendimento constam do Quadro 10. optou-se por realizar apenas a análise do CO2 . como o CH4 . no reator metanogênico. H2 . já determinaram o perfil dos gases. N2 . obteve reduções em geral acima de 80%. Os resultados da medição da produção de biogás. Motta (1985). trabalhando com reatores sob instabilidade. H2 S e O2 . 4. trabalhando com um reator de fase única e mistura completa.4 Produção de biogás e indicadores de rendimento. as condições locais não permitiram uma análise completa do gás. em um prazo adequado após a coleta. no processo como um todo. Barana (2000). através de cromatografia. Para evitar erros. (1989). Neste trabalho só foi analisado o teor de CO2 do biogás de acordo com metodologia descrita por APHA (1992). seguido do teor de CO2 . obteve taxas de redução de cianeto na ordem de 97%. Uma vez que só foi determinado o conteúdo de CO2 . Fernandes Jr. também. obteve reduções de cerca de 90% para o cianeto livre. Infelizmente. trabalhando em um sistema com separação de fases à temperatura ambiente. em laboratório. não é possivel fazer extrapolações sobre o conteúdo de outros gases. Sampaio (1996). 1 1.262 1.481 1.695 Sistema de Tratamento .430 0.275 0.007 0.581 28.40 0.000 L) 222 0.7 494 26.37 2.222 0.000L) 222 0.385 5.121 0.332 41.9 247 64.119 26.067 0.60 0.634 3. a produção no reator acidogênico caiu.20 0. com vazões diárias de 222 e 412 L d-1 . no caso do terceiro tratamento (com vazão de 583 L d-1 ). TRH = Tempo de Retenção Hidráulica. o primeiro reator passou a acidificar.494 901 2.762 0. **) Conversão = Produção em litros de biogás por grama de COT ou DQO removida.9 1. o que pode ser verificado também pelo teor de CO2 .171 583 0.498 * Rendimento = Produção em litros de biogás por litro de substrato.391 0.724 0.58 Quadro 10: Resultados da produção de biogás.999 24.840 0. ( A produção de biogás. ainda manteve uma elevada produção de gás.60 1.5 205 19.40 0.015 0.085 38.7 2.513 0.506 23.357 1. Quando a carga orgânica aumentou.234 0. Apesar disto. no período em que estes tratamentos foram feitos.000 L) 222 0.127 18.500 0.3 298 19.938 0.1 462 45.4 386 21.034 0. L d-1 g L-1 d-1 d L % L L-1 L L-1 Reator Acidogênico (Volume = 1. Na sequência.605 1.353 0.4 3.228 0.0 391 19. DQO = Demanda Química de Oxigênio. neste reator.002 0.532 0. no terceiro tratamento foi atingida a maior produção volumétrica de biogás.113 0. foi maior no reator acidogênico que no reator metanogênico.225 7. Aliás.201 0.138 0. ou por litro de reator.098 412 0.724 0.00 0.929 0. durante todo o estudo.012 0.65 3.157 0. COT = Carbono Orgânico Total.583 ( ) L g-1 L g-1 0. como um reator metanogênico. = removida.60 0.050 0. teor de CO2 e principais indicadores de rendimento Produção de Biogás Rendimento (*) Conversão (**) (L Biogás por L) (L Biogás por g) Vazão Carga COT TRH Volume Teor CO2 Substrato Reator COT rm.535 0.247 Reator Metanogênico (Volume = 3.558 0. rm.321 9.8 2.386 583 1. DQO rm.062 0.Acidogênico+Metanogênico (Volume = 4.80 0.462 1081 2.499 3.3 3.510 4.923 0.205 412 1.64 1.081 0.462 1.565 4.607 1.502 901 0.046 0.03 1. nos dois primeiros tratamentos.7 685 20.062 412 0.583 0.500 901 0.80 2.662 0.401 6.760 2. foi de cerca de 20%.34 3. Isto indica que o primeiro reator funcionou.20 3. conforme era esperado. que nesses tratamentos.895 1081 0.980 1.975 0.5 186 18.040 1081 0.099 583 0.038 13.283 2. como era .340 0.847 0.109 0. sua dissociação.00 x 10-7 ka1 = 4. e o teor de CO2 aumentou para 64. pois sua função é produzir ácidos orgânicos e não biogás. formando ácido carbônico. a produção de gás caiu para cerca da metade do valor que estava na vazão anterior. a pressão de CO2 no ar é bem menor que no lado interno e ele.17 x 10-7 ka2 = 4. o reator atingiu o regime ácido e a produção manteve-se relativamente estável. Cabe relatar aqui que. O teor de CO2 . com a liberação de radicais ácidos (H+): CO2 + H2 O ← → H2 CO3 (aq. Com o aumento da vazão para 1081 L d-1 . mas presume-se que tenham sido constantes e não tenham afetado os resultados. a produção de gás foi pequena nos dois . do lado interno para o lado externo do selo d´água. Com o aumento da vazão para 901 L d-1 . no sistema de armazenamento de gás dos reatores. apesar do aumento de carga. novamente. quando comparada com água mantida em recepiente fechado no fundo e mergulhado no selo d´água. Um dos sinais desta possível perda foi uma leve acidificação observada na água do selo. Foram detectados sinais de que uma pequena parcela de CO2 possa ter sido perdida através deste selo d´água.80%. no 5º tratamento. foi utilizado um selo de água para vedar a saída do biogás sob a cúpula de armazenamento. na sequência.59 esperado. ele pode se solubilizar e migrar. pode retornar para a fase gasosa. Os valores da perda não foram quantificados. escapando do sistema.) ←→ H+ + HCO3 . que se mantinha próximo aos 20-25%.) HCO3 - (aq. no 4º tratamento.) H2 CO3 (aq. Como o gás carbônico é solúvel em água.) ← → H+ + HCO3 -2 (aq.) k = 2. Abaixo relacionamos as reações envolvidas na formação do ácido carbônico (H2 CO3 ) através da reação do CO2 e da água (H2 O) e. por difusão.(aq.11 x 10-11 No reator metanogênico. aumentou para 45% neste período. Neste lado. Analisando os dados citados na literatura verifica-se que. mostrando que as duas fases passaram a entrar em equilíbrio. cada uma cumprindo a sua função.0 a 6.48 g DQO por L de reator por dia.5 litros de gás por grama de DQO removida. por g de DQO removida. a melhor conversão. Quando a vazão atingiu 901 L d-1 . de 1. utilizando um sistema com separação de fase. através de NaOH. Porém com o aumento da vazão de entrada para 583 L d-1 . semelhante ao utilizado no presente experimento.081 L d-1 . em DQO.46 litros de biogás por litro de substrato.89 dias. um aumento de vazão de cerca de 50% em relação à vazão anterior. no 5º tratamento.085 L d-1 . apesar de um aumento da vazão. obtendo produções de gás de cerca de 0. Barana (2000). aplicou no reator acidogênico cargas orgânicas. Porém.1 até 8. de cerca de 3. os resultados obtidos são próximos ou inferiores aos obtidos por outros autores.5 L de biogás.61 L de biogás por g de DQO removida. Sampaio (1996). sendo que todos os indicadores demonstram isso. com o aumento da vazão para 1. o maior rendimento volumétrico. do pH do afluente do reator . aproximadamente.84 L de biogás por g DQO removida. a produção de gás caiu. isto ocorreu devido a acidificação do reator metanogênico.340 litros de gás por grama de COT removida. variando de 3.60 primeiros tratamentos (vazões diárias de 222 e 412 L d-1 ). até porque a carga orgânica foi baixa. Neste tratamento. o reator atingiu a maior produção de todo o experimento. Lacerda (1991) obteve conversão média de 0. de 0. devida a baixa carga aliada à alta remoção no reator acidogênico. Neste período obteve-se: o maior rendimento por litro de substrato adicionado.04 litros de biogás por litro de reator metanogênico. para cargas variando de 1.78 até 1. com teores de metano de 75%. em geral.0 g L-1 d-1 . Barana (1996) obteve conversão de 0. a produção de gás aumentou em mais de 100%. em TRH de 2. a uma produção de 1. trabalhando com correção.09 e TRH de 2. a produção passou a ser 3 vezes maior no reator metanogênico que no reator acidogênico. praticamente um terço menor que na etapa anterior. para 2. o que equivale. com teor médio de 64% de metano. (1999). a eficiência do processo aumenta com o tempo. predomina na região um sistema simplificado de lagoas. com reator UASB.54 g DQO por L de reator por dia. em escala piloto em fecularia. a conversão foi de 2. No presente estudo o tempo de desenvolvimento do lodo foi pequeno. contendo 65% de metano.77% de metano. porém inferiores aos obtidos por Barana (1996 e 2000). quando aplicou cargas de entrada de 12. 4. nos reatores UASB. Convém destacar que. de acordo com o desenvolvimento de um lodo cada vez mais adaptado às condições do substrato e do desenho do reator. com um maior tempo de operação. a eficiência do reator aumente e que cargas mais elevadas possam ser tratadas. obteve uma conversão de 0. Quando trabalhou sem correção de pH.5 Comparação do sistema proposto com o sistema de lagoas de estabilização No Oeste do Paraná. . trabalhando com resíduos líquidos de fecularia no Vietnam. seguido de lagoa(s) anaeróbia(s). em reator UASB de bancada. Hien et al. lagoa(s) de polimento final.52 L de biogás por g de DQO removida. composto de lagoa de sedimentação. Segundo este autor. (1999). obteve conversões de 0. trabalhando.56 g DQO por litro de reator por dia. lagoa(s) facultativa(s) e.41 L de biogás por g de DQO removida no segundo e terceiro ano.44 e 0.76 L de biogás por g de DQO removida. É de se esperar que. opcionalmente.61 metanogênico obteve uma conversão de 2. em carga orgânica de 6.05 L de biogás por grama de DQO removida. próximos aos obtidos por Lacerda (1991) e Sampaio (1996). 1999). o tratamento de águas residuárias das agroindustrias de processamento de mandioca é realizado por lagoas de estabilização (Parizotto. Verificase que os dados obtidos no presente estudo mostraram-se superiores aos obtidos por Anrain (1983) e Hien et al. Anrain (1983).38 L de biogás por g de DQO removida no primeiro ano e de 0. com 52. observa-se que não há diferenças apreciáveis entre os sistemas no que se refere à sólidos sedimentáveis. Etapa de pós-tratamento (idêntico para os dois sistemas): . conforme pode ser observado no Quadro 11. Como pós-tratamento.Lagoa(s) de polimento final (opcional) .Lagoa(s) facultativa(s) .Reator acidogênico . Quadro 11: Comparação entre o sistema de biodigestão anaeróbia com separação de fases e o sistema de lagoas de estabilização Sistema de Biodigestão Anaeróbia com Sistema de Lagoas de Estabilização (**) Separação de Fases (*) 1.Lagoa de sedimentação . Etapa de tratamento: 1. sendo o primeiro acidogênico e o segundo. mostra-se um comparativo entre as principais características dos dois sistemas. com separação de fases. entende-se que possa ser utilizado o mesmo do sistema atual.Reator metanogênico 2.Segundo decantador . remoção de carga orgânica e volume ocupado pelo sistema. seguidos de dois digestores anaeróbios. tem como vantagem a produção de biogás. Etapa de tratamento: . Etapa de pós-tratamento (idêntico para os dois sistemas): ( ) 2.Primeiro decantador .Lagoa(s) facultativa(s) .Lagoa(s) de polimento final (opcional) * Presente estudo ( **) Parizotto (1999) Através do Quadro 12. ou seja.Lagoa(s) anaeróbia(s) . metanogênico. hoje um recurso valioso e de utilização direta ou no processo das indústrias ou na geração de eletricidade.62 No presente estudo foi testado um sistema alternativo composto de dois decantadores em série. De fato. o sistema estudado poderá ser utilizado para substituir a lagoa de sedimentação e a(s) lagoa(s) anaeróbia(s). lagoa facultativa seguida ou não de lagoa de polimento final. . Já o sistema de biodigestão. Pelo quadro citado. Emissão de gases direto para a atmosfera Alta .Cuidados operacionais Baixos DQO = Demanda química de oxigênio. o sistema de lagoas tem como vantagem uma menor complexidade.21% .Capacidade de remoção de sólidos sedimentáveis ( ) . TRH = Tempo de residência hidráulica ( ) * Presente estudo.Capacidade de remoção de sólidos sedimentáveis Médios 91. .Volume ocupado (média de 4. evitando odores desagradáveis e prevenindo problemas futuros com a emissão de gases.Cuidados operacionais Sistema de Lagoas de Estabilização .Complexidade (número de componentes) Média (4) .Complexidade (número de componentes) Baixa (2) . com vazão = 901 L d-1 ( **) Parizotto (1999).Produção de gás esperada por tonelada de mandioca 0.0 m t d mandioca vezes TRH) 17.9 m3 .Emissão de gases direto para a atmosfera Muito baixa .00% .0 m3 t-1 d-1 mandioca vezes TRH) 16 m3 .6 m3 . através de protocolos internacionais. só lagoa de sedimentação O sistema de biodigestão tem a vantagem de não emitir gases diretamente para a atmosfera.4 dias * ) 3 -1 -1 93.00% 77.0 dias(**)) 64. cuja taxação está em estudos e passível de implantação. Porém.Capacidade de remoção de DQO (com TRH = 4.Produção de gás esperada por tonelada de mandioca 15.Capacidade de remoção de DQO (com TRH = 4.63 Quadro 12: Características do sistema de biodigestão anaeróbia com separação de fases e do sistema de lagoas de estabilização Sistema de Biodigestão Anaeróbia com Separação de Fases .Volume ocupado (média de 4. responsabilizados pelo aumento do efeito estufa (CO2 e CH4 ). possuindo menor número de componentes e estes necessitam de menor atenção operacional.0 m3 .00% . por litro de substrato adicionado. Estes dados são próximos aos obtidos por Anrain (1983). 975 L de biogás.24 m3 de biogás. O maior teor de CO2 obtido por Anrain (1983). isto é: produção do reator acidogênico mais a produção do reator metanogênico. pode ser explicado pelo menor tempo de retenção hidráulica. Utilizando-se estes dados pode-se compor o Quadro 13. em conjunto. o que resulta em uma produção média de 16.098.65% de CO2 .64 4. Neste tratamento. conforme pode ser verificado no Quadro 9.65% CO2 .75 dias.10 m3 t-1 . arredondando e transformando em metros cúbicos. para a mesma indústria. utilizado pelo autor. ou seja.6 Potencial do sistema como gerador de energia Como indicador do potencial de produção utilizou-se o índice de rendimento de biogás. de 0. possibilitou uma maior variação.4 dias. e a seguir ocorrendo todo um procedimento analítico o que. . realizados por dispositivos de grande precisão e sensibilidade (hidrômetro e medidores de gás com precisão de mililitros). As outras variáveis foram obtidas mediante amostragem. por ter sido um dos índices mais estáveis obtidos no estudo. Isto pode ser explicado porque as medições do volume de substrato e da produção de biogás foram diários. 16. que relaciona o potencial de produção de biogás e sua equivalência com outros combustíveis. por litro de substrato.050 litros. foi obtida uma produção de 3. enquanto que no presente estudo foram 4. considerando o sistema como um todo.75 L t-1 . com teor de 28. O tratamento com vazão de 901 L d-1 foi o tratamento que atingiu a maior produção de biogás. A obtenção do volume de substrato por tonelada de mandioca baseou-se em dados médios diários e está de acordo com o obtido por Parizotto (1999). A produção média de substrato (água residuária) por tonelada de mandioca processada foi de 4. que obteve 16. mas com um teor de 40% de CO2 . de biogás com 28. uma a cada 3 dias. Mandioca 16. pois são obrigadas a parar devido as restrições do horário de pico (das 18:00 horas até as 21:00 horas).493 0. o biogás pode ser empregado de várias formas. GLP = Gás Liquefeito de Petróleo.70 2.295 * Dados médio obtidos através dos trabalhos de Walsh et al.57 Produção Diária por Ton. dos resíduos líquidos do processamento de uma tonelada mandioca é de 104.61% do biogás disponível. Para Anrain (1983).818 10. O potencial de produção de energia. pelas suas características.818 2. (1989) e Barnet et al. (1978). quando restringem as atividades ao mínimo possível. Combustível m3 Biogás 28.31 11.18 Produção Potencial Diária de Indústria Média (250 t d-1 ) 4.025 26. porque a tarifa nesse horário é proibitiva.65% CO2 Biogás (m3 ) Calor (cal) (*) Eletricidade (KWh) (*) Lenha (Kg)(**) Gasolina (L)(*) Óleo Diesel (L)(*) GLP (Butano) (L)(*) Gás Natural (m3 )(*) ( ) 1 6.880 Kcal por tonelada de mandioca.62 0. substituindo igual porcentagem de lenha.360 Kcal.01 9.496 3. Outra forma de utilização pode ser a geração de eletricidade.98 14. Portanto. para secagem direta da fécula são necessárias 74. as agroindustrias de fécula trabalham 21 horas por dia. na forma de biogás. (1989). com o uso de apenas 71.503 2.58% da energia necessária para geração de vapor para o processamento de uma tonelada de mandioca.134.27 9. O restante do biogás poderia ser utilizado para outros fins.10 104.87 0.70 0. a energia necessária para geração do vapor utilizado no processamento de uma tonelada de mandioca foi de 353.69 0.537 Kcal. o biogás seria suficiente para suprir 100% das necessidades da secagem direta da fécula. ( **) Dado obtido do trabalho de Anrain (1983).65 Quadro 13: Potencial de produção de biogás pelos resíduos líquidos do processamento de mandioca e equivalência com outros combustíveis. Só a implantação de geradores para suprir a necessidade de eletricidade nesse período já daria . Este biogás poderia suprir 29.828 2. Na atualidade.27 43.537 11. Verifica-se que o potencial diário de produção de energia é elevado e.250 2. Segundo Anrain (1983). Gunnerson et al. A forma mais simples pode ser a geração de calor. mas depende de investimentos adicionais para purificação e engarrafamento do biogás. não sendo uma alternativa atraente a curto prazo. mas informações mais concretas precisam ser levantadas. Em geral. O uso do biogás para veículos. gira em torno de 625 KVA. . e verificando os dados de crescimento do setor de produção de fécula de mandioca no Brasil (Franco. a alternativa mais interessante para as indústrias. utilizadas para cogeração de eletricidade e calor. De qualquer forma. pode-se considerar três situações distintas para a implantação do sistema de tratamento de águas residuárias proposto. atualmente. em função da atual situação energética. adaptados para usar 100% de biogás.7 Considerações finais Analisando os resultados do presente trabalho. apenas para indústrias de grande porte. com capacidade de esmagamento de 250 toneladas mandioca por dia. a geração de eletricidade com o uso do biogás é. a curto e a médio prazo. Também podem ser utilizadas turbinas à gás. quanto grupos geradores à diesel. 4. Para suprir esta capacidade podem ser utilizados tanto grupos geradores a gasolina. As necessidades diárias de eletricidade das indústrias são variáveis.50%.66 às indústrias um aumento de capacidade diária de processamento de 12. e não foram obtidos dados conclusivos sobre o consumo médio. adaptados para utilizar 15% diesel e 85% biogás. Estas últimas são disponíveis. Os dados disponíveis indicam que cerca 50 a 80% das necessidades da indústria poderiam ser atendidas pelo biogás gerado. a potência instalada em uma indústria média. tratores e empilhadeiras da indústria é uma outra possibilidade. de alto rendimento. empregando grupos geradores tradicionais. 2001). para demonstrar a viabilidade econômica do sistema. 35 delas. Como hoje a capacidade de emagamento é de cerca de 7. ou seja. Outra situação é o das empresas instaladas. mas que tem planos de expansão da capacidade instalada. a metade. Segundo Franco (2001). a implantação de biodigestores parece ser a decisão econômica mais sensata. um crescimento de mais de 8 vezes. quanto programar o uso do biogás dentro do processo industrial. que tem uma estrutura de lagoas em funcionamento.500 toneladas de mandioca dia -1 .67 Na primeira. A possibilidade da tecnologia proposta ser adotadas por novas fecularias existe efetivamente. temos as indústrias em implantação e que ainda não definiram seu sistema de tratamento de águas residuárias. ou de 105 novas indústrias com capacidade de 500 toneladas dia -1 . a previsão de crescimento do setor de fécula é passar das 550 mil toneladas esperadas para 2001 para 4. a instalação do sistema de biodigestores antes do sistema de lagoas pode ser uma decisão oportuna. com pequenas adaptações. conseguindo unir tanto as vantagens ambientais do tratamento em condições controladas. poderá ser utilizado como sistema de pós-tratamento do efluente dos biodigestores. sem envolver adaptações de tecnologias já implantadas. agora com a implantação de uma unidade industrial. hoje em número de 70 no Brasil. este incremento representa o equivalente a um aumento de cerca de 210 novas indústrias com capacidade de 250 toneladas dia -1 . ou seja. Para estas. com um aumento de escala. Segundo Franco (2001). O sistema pode ser planejado de forma otimizada. isto também . Em termos de números de indústrias. das cerca de 70 fecularias hoje já implantadas. Isto representa um incremento do esmagamento de mandioca de 7. Para estas indústrias. Talvez seja necessário apenas um esforço adicional de divulgação e continuidade da pesquisa. tem planos de expansão da capacidade instalada e se enquadram nesta situação.500 toneladas dia -1 em 2001 para cerca de 60.000 toneladas dia -1 em 2010. pois o sistema existente.500 mil toneladas em 2010. e verificar a capacidade de remoção nestas condições.68 representa um volume consideravel.8 Recomendações A experiência adquirida com a realização do presente estudo. . implantar dois tanques . para divulgar e consolidar esta tecnologia. criando um único Tanque de Equalização/Decantador/Reator. Na sequência. temos as indústrias já instaladas e que não tem planos de expansão previsto para curto e médio prazo. Implementar esse dispositivo de forma redundante. permitindo o acúmulo de maiores quantidades de lodo no reator metanogênico. Como hoje a energia é limitante. além de onerosa. permite recomendar possíveis adaptações a serem introduzidas no sistema em futuras pesquisas. com um TRH em torno de 1 dia. enquanto simultaneamente se realiza a acidificação. é provável que mesmo neste grupo algumas empresas venham a optar por instalar o sistema. . ou seja. e envolvendo mais de dez pesquisadores. de forma a aumentar a eficiência do mesmo ou simplificar algumas etapas. é fundamental que sejam buscadas parcerias para a implantação de unidade industriais.Testar o sistema durante um período mais prolongado. 4. considerando que este trabalho representa uma etapa de um longo esforço de pesquisa. sugerimos possíveis pontos a serem pesquisados. Para estas indústrias. que já tem um sistema de tratamentos implantado e que atende as sua necessidades atuais. De qualquer modo. empreendido durante mais de 12 anos. Finalmente. a decisão de implantar o sistema proposto depende basicamente da análise de custo/benefício da geração e uso do biogás. para permitir uma decantação mais eficiente.Unir o sistema de decantação com o reator acidogênico. indicam um potencial energético elevado. como as casquinhas e a polpa (bagaço). possa dar às indústrias uma independência . talvez maior que o presente nos resíduos líquidos. na fase metanogênica. como: sensores com alarmes para indicar situações de risco (pH. . além dos resíduos citados. produção de gás. por fibras e amido resídual. Nas fecularias. em base seca. produzidos por tonelada de mandioca. tem-se ainda a polpa ou bagaço constituída. particularmente nas pequenas indústrias. material que pode ser integralmente decomposto através de biodigestores anaeróbios. Segundo Bianchi & Cereda (1999). cuja forma se assemelha muito às lagoas utilizadas atualmente e cuja simplicidade talvez seja decisiva para acelerar a aceitação da digestão anaeróbia. 15% de fibra e um poder calorífico de 4. basicamente.Testar sistemas para aumentar a segurança e eficiência do sistema. A possibilidade de que a utilização integral dos resíduos sólidos e líquidos do processamente de mandioca. vazão de entrada. temperatura. em função do grande acúmulo de sólidos. utilizando calor residual do processo industrial. mas o valor recebido pelas indústria é irrisório. . através da biodigestão aneróbia.000 Kcal Kg-1 . reatores do modelo de fluxo tubular (plug flow). com a mesma função. etc. potencial de óxido-redução. os resíduos sólidos do processamento de mandioca. possuem 70% de amido.69 idênticos.Testar a capacidade de geração de biogás a partir dos resíduos sólidos do processamento da mandioca.Testar. . mas de forma que um possa ser mantido em atividade enquanto no outro esteja sendo realizada limpeza e manutenção. verificar a viabilidade de sistemas de aquecimento de baixo custo. Os volumes destes resíduos.). Estes produtos são destinados atualmente para alimentação animal. para produção de farinha. . no que se refere a eletricidade e calor.70 energética. reforça a necessidade de pesquisas adicionais. a remoção de cianeto total foi superior a 97% e a de cianeto livre foi superior a 88% em todos os tratamentos considerados. . para uma vazão diária de 901 L d-1 .565 g COT L-1 reator d-1 (equivalente a 2.49 g DQO L-1 reator d-1 ).71 5 CONCLUSÕES O presente trabalho teve por objetivos específicos: (1) testar.565 g COT L-1 reator d-1 (equivalente a 2. Após concluidos os trabalhos experimentais e se analisando os dados obtidos chegou-se às seguintes conclusões: . sendo que a remoção não foi proporcional às cargas aplicadas.4 dias.a remoção de sólidos totais foi superior a 66% e de sólidos voláteis foi superior a 75% em todos os tratamentos. nas reais condições de uma indústria.49 g DQO L-1 reator d-1 ). e TRH de 4.o sistema testado demonstrou uma capacidade de remoção de carbono orgânico total de 77%. (2) avaliar a relação custo/benefício comparado com o sistema de tratamento através de lagoas de estabilização. . carga orgânica de 0. (4) estudar variação de carga.a produção ótima de biogás ocorreu com uma vazão diária de 901 L d-1 . e TRH de 4. . sem controle de temperatura e sem correção de pH. . um sistema de tratamento da água residuária através de biodigestor anaeróbio com separação de fases. (3) quantificar o potencial energético gerado pelo sistema e os possíveis usos do biogás no processo industrial e.4 dias. carga orgânica de 0. comparado com o sistema de lagoas de estabilização.895 L L-1 reator d-1 . As conclusões obtidas mostram que os objetivos previstos para o trabalho foram plenamente atingidos.o sistema obteve rendimentos de biogás de 3. e uma conversão de 0.72 . como desvantagem apresentou maior complexidade e necessidade de maiores cuidados operacionais. com um teor de CO2 de 28.390 L g-1 COT removido.65%.10 m3 de biogás por tonelada de mandioca processada e o controle da emissão de gases poluentes. Apresentou como vantagem uma capacidade de produção de 16. o sistema proposto mostrou-se equivalente nos quesitos de capacidade de remoção de sólidos sedimentáveis.975 L L-1 substrato e de 0. . . remoção de carga orgânica e no volume ocupado. 1983.E.73 6 REFERÊNCIAS BIBLIOGRÁFICAS ANRAIN. 1992. Tese (Doutorado em Agronomia/Energia na Agricultura) .C.Y. A. In: ERICKSON.C.. Tratamento de efluentes de fecularias em reator anaeróbio de fluxo ascendente e manta de lodo.P. A. E. ENGENHARIA SANITÁRIA In: CONGRESSO BRASILEIRO DE E AMBIENTAL. BARANA. Universidade Estadual Paulista. 1983. . dynamics. J. 95p. Botucatu. 850p. APHA . New York: Marcel Dekker. Balneário Camboriú: Fundação de Amparo à Tecnologia e ao Meio Ambiente. p.Faculdade de Ciências Agronômicas. 80p. and control of anaerobic digesters. BARANA. D. Start-up. L. Estudo de carga de manipueira em fase metanogênica em reator anaeróbio de fluxo ascendente e leito fixo.Faculdade de Ciências Agronômicas. FUNG.C... 1988. 12. Anais. 1996. Avaliação de tratamento de manipueira em biodigestores fase acidogênica e metanogênica. Washington. Inc. 18ª ed.AMERICAN PUBLIC HEALTH ASSOCIATION. 2000. Botucatu. Handbook on anaerobic fermentation. Universidade Estadual Paulista. Dissertação (Mestrado em Agronomia/Energia na Agricultura) .1-21. BARFORD. Balneário Camboriú. Standard methods for the examination of water and wastewater. . M. (Série Princípios do tratamento biológico de águas residuárias. . Food Agric. Agribusiness p. J.A. n. A. BIANCHI.. oligolignols. M. 1996. In: ZEHNDER.. 174p. lignin. P. 1978. 132p.. Acetogenesis. In: ZEHNDER. p. A. A. Londrina: Instituto Agronômico do Paraná. Anaerobic microbial degradation of cellulose. CEREDA. M. Valorização de resíduos como forma de reduzir custos de produção.. Distribuição da cultura da mandioca no Paraná nos anos 80. São Paulo: Paulicéia..B. 872p. GRIFT. Ottawa: IDRC. A mandioca. 1999. COLBERG. São Paulo.J. p. A.A.J. CEREDA. 9. Reatores anaeróbios. 12 jul. São Pedro. FRANCO. 1994. Studies on the quantification of specific cyanogens in cassava products and an introduction of a new chromogen. 1988. BOSVELD. CHERNICHARO. Anais.J.J. Múltis disputam segmento para exportar. Biogas technology in the third world: a multidisciplinary rewiew.L.L. J.D. 1 e CONGRESSO BRASILEIRO DE MANDIOCA. Resíduos da industrialização da mandioca no Brasil. p. L.. DORETTO. São Pedro: Centro de Raízes Tropicais/UNESP. 246p. BRITO.63. L. São Paulo: Nobel. (Botucatu).P. Biology of anaerobic microorganisms. 14. New York: John Wiley. Energ.P. M. CONCEIÇÃO.G. 1988. 5). S. CEREDA. and monoaromatic lignin derivatives. 1983. C.287-96. A. 1996.. A. 1993. 872p. 1997. R. M.B-16. 34-48. Balanço de massa de uma fábrica de farinha de mandioca de médio porte do Estado de São Paulo. Biology of anaerobic microorganisms.J. PYLE.A.K. Gazeta Mercantil. vol. na Agric. DOLFING. 1993. New York: John Wilwy & Sons. 102).25-43. Sociedade Brasileira de Mandioca. 3. SUBRAMANIAN.P. In: CONGRESSO LATINO AMERICANO DE RAÍZES TROPICAIS.74 BARNET.. VORAGEN. Belo Horizonte: Departamento de Engenharia Sanitária-UFMG. 382p..M. 2001.J. (Boletim técnico. ESSERS. V. v.B. S. . In: CONGRESSO BRASILEIRO DE ENGENHARIA SANITÁRIA E AMBIENTAL. A. 89-96. Botucatu.JR. L. Universidade Estadual Paulista. Universidade Estadual Paulista. D. 127p. Florida: CRC Press. p.1-55.Faculdade de Ciências Agronômicas. U. L. Tratamento de despejos de fecularia por lagoa anaeróbia e aerada em série. 1995. OANH. SKRINDE.G. Agribusiness. T. Fortaleza. 12 jul. São Carlos-SP. International biosystems.. n. P. BÓRIO. PAWLOWSKY. 139p.Escola de Engenharia de São Carlos – Universidade de São Paulo. 39.. STUCKEY. com separação de fases: cinética da fase acidogênica. 1981.75 FARIA. Wat. em reator de bancada de mistura completa. GREELEY.T. 2001.1 340p. FERNANDES JUNIOR.. vol. Dissertação (Mestrado em Agronomia/ Energia na Agricultura) .T. Anaerobic digestion (biogas) systems: principles of integrated use and their aplication in developing countries. 118p.. R. Sci. G.F. M.B-16. 1989. p..T. 11. GUNNERSON.K. 1981.M.. Digestão anaeróbia de manipueira.T. GABARDO. M. 1999. Curitiba: Superintendência dos Recursos Hidricos e Meio Ambiente.G. 1978. p..G. Dissertação (Mestrado em Engenharia) . Botucatu.C. 1989. Estudos sobre o tratamento de águas residuárias de fecularias de mandioca. A.. PATZA. Closed watewater system in the tapioca industry in Vietnam. N. .T. v. Crescem as vendas de fécula de mandioca.. São Paulo. WARD. HIEN. VIET.B. FERNANDES JUNIOR.S.. 5. C. R. Gazeta Mercantil. Tese (Doutorado em Agronomia/Energia na Agricultura) . M. Technol. FRANCO. D.Faculdade de Ciências Agronômicas.. Ocorrência de instabilidade e forma de seu controle na digestão anaeróbia de manipueira. Anais. LETTINGA. A.. In: WISE. 15. 114p.. 1987.. 1996. M. microbiology and technology. Geografia física do Estado do Paraná. Rev.. L. ZEHNDER. p. 350p.... CEREDA.W. 1988.. 1. 1991. G. Tese (Doutorado em Agronomia/Energia na Agricultura) . n. I: caracterização do substrato armazenado a temperatura ambiente.76 HULSDORF POL. In: LETTINGA. Universidade Estadual Paulista LEONEL.. MAACK. HULSHOFF POL. Monografia (Especialização em - Departamento de Economia. 253p. 1996. 1996. São Pedro.B. LACERDA.. LETTINGA.M. .H. Desenvolvimento Agroindustrial) 43p. São Pedro: Centro de Raízes Tropicais-UNESP. HULSHOFF POL. Wageningen: Pudoc. technology.W. Granular anaerobic sludge. R.J. T.B. A. 1968.1/2. Curitiba: Banco do Desenvolvimento do Estado do Paraná. Netherlands. MANEEPUN. Estudo cinético da fase metanogênica de substrato de manipueira. In: CONGRESSO LATINO AMERICANO DE RAÍZES TROPICAIS. GROTENHUIS.C.7-14. 9. L. GROTENHUIS. A. p. L. Viabilidade de uso da manipueira como substrato de processo biológico.T. Start-up of a UASB reactor on a carbohydrate substrate. M.122.P. O.. Cascavel.T. J. CONGRESSO BRASILEIRO DE MANDIOCA. Lunteren. Mandioca no contexto econômico regional do Oeste do Paraná: um estudo de caso. The selection pressure as a driving force behind the granulation of anaerobic sludge. G. KUCZMAN. 1987. ZEHNDER. HEIJNEKAMP.C. Granular anaerobic sludge. J. Sociedade Brasileira de Mandioca. 1996.J.. LETTINGA. G. Lunteren.W. Botucatu. S. In: LETTINGA. Bras. PROCEEDINGS OF THE GASMATOWORKSHOP. K. Universidade Estadual do Oeste do Paraná.. R. v. 1988.W.Faculdade de Ciências Agronômicas. Resumos.. SIERRA-ALVAREZ. microbiology and GASMATOWORKSHOP. Perspectives and limitations of cassava sector in the world. PROCEEDINGS Netherlands. 253p. HULSHOFF POL. OF THE Wageningen: Pudoc. G. L. Mand.. Biochemistry of methanogenic bacteria. Universidade Estadual Paulista NOGUEIRA. 872p. PROCEEDINGS OF THE GASMATOWORKSHOP. Anaerobic hydrolisis and fermentation of fats and proteins. P. 1988.J. 1993.J. ZEHNDER. disposal and reuse.. OLIVEIRA. nutrientes e coliformes totais em despejos industriais de fecularias. . VICENT.. Biodigestão. METCALF. 253p. 27) OREMLAND. L.. A. 1991.A.Faculdade de Ciências Agronômicas. L.. PARIZOTTO.. 93p. A. São Paulo: Nobel. New York: Metcalf &Eddy. J.B.T.B. A. Cascavel. Botucatu. CANALS. In: ZEHNDER. R. Eficiência de lagoas de sedimentação na remoção de cargas orgânicas. a alternativa energética. 1988.M. M. Biology of anaerobic microorganisms. 1334p. T. Wageningen: Pudoc. 1999. E. 1987. Utilização de resíduos de industrialização de farinha de mandioca em digestão anaeróbia. 1988. M.. J.C. 188p. microbiology and technology.W.B. 1985. A.J. Biology of anaerobic microorganisms. L. Dissertação (Mestrado em Agronomia/Energia na Agricultura) . Granular anaerobic sludge.A. New York: John Wiley. Lunteren..V. Wastewater engineering: treatment. CAIRO. PARIS. Stabillity and control of UASB reactors treating potato-starch wastewater: comarison of laboratory and full-scale results..D. HULSHOFF POL. Manual de manejo e utilização dos dejetos de suínos. EDDY. In: LETTINGA. C. 872p. New York: John Wiley.C.J. GROTENHUIS. Dissertação (Mestrado em Engenharia Agrícola) - Universidade Estadual do Oeste do Paraná (UNIOESTE).S. G. In: ZEHNDER. Campus de Cascavel-PR. (Documentos. Concórdia: Centro Nacional de Pesquisa de Suínos e Aves – EMBRAPA. M. Netherlands. BALANGUER. J. 1992. MOTTA..H. 119p. CASSU. J..77 McINERNEY. R. A. 1. In: CONGRESSO BRASILEIRO DE ENGENHARIA SANITÁRIA E AMBIENTAL. HEISLER. 12.T. Cyanogenesis in cassava. Granular anaerobic sludge. 12. Curitiba: Superintendência dos Recursos Hídricos e Meio Ambiente. 1988. J.M..S. 1996. Resumos.A. Sociedade Brasileira de Mandioca. CONGRESSO BRASILEIRO DE MANDIOCA. 253p. HULSHOFF POL.T.. U.L.B. São Pedro: Centro de Raízes Tropicais-UNESP. 1983. p. A.. L.... Lunteren. I. 872p. Anais. SAMPAIO. microbiology and GASMATOWORKSHOP. M... 1987. B.K. Pudoc. Dissertação (Mestrado em Engenharia Química) . p. PROCEEDINGS Netherlands.M. Anais. 1983. 1988. Principles and limits of anaerobic degradation: environmental and technological aspects. TOSIN. SCHINK. p.T. B. Balneário Camboriú.. Balneário Camboriú.J.1-39.B. 126p.. 176p. GABARDO.G. 9. THAUER. SCHINK.78 PATZA. 1983. R. Curitiba: Superintendência dos Recursos Hídricos e Meio Ambiente. U. Estudo do póstratamento de biodigestão tratando vinhoto de mandioca.Universidade Estadual de Maringá. In: LETTINGA. technology.C.. ZEHNDER. B. RODA.W. Biology of anaerobic microorganisms. Curso de tratamento de efluentes industriais: industrialização de mandioca. 1996. In: CONGRESSO LATINO AMERICANO DE RAÍZES TROPICAIS. G. Viabilidade do processo de tratamento anaeróbio de resíduos da industrialização da mandioca em sistemas de duas fases.71.. Energetics of syntrophic methane formation and the influence of aggregation. In: CONGRESSO BRASILEIRO DE ENGENHARIA SANITÁRIA E AMBIENTAL. M. 1991. PAWLOSKY.. In: ZEHNDER. Curitiba: Superintendência dos Recursos Hídricos e Meio Ambiente. GROTENHUIS. OF THE Wageningen: . L.1-66. Reaproveitamento de resíduos industriais. Maringá. PAWLOSKY. 1996.. U. PAWLOWSKY. New York: John Wiley. SAYRE. São Pedro.J..B. 1983. G. 1996. 140p. Introdução à qualidade das águas e ao tratamento de esgotos. Critérios relevantes para o desenvolvimento do setor mandioqueiro no Brasil.. Anais.53-6. Biology of anaerobic microorganisms. VON SPERLING.. In: CONGRESSO LATINO AMERICANO DE RAÍZES TROPICAIS.O. 1996. modification.72 TCHOBANOGLOUS. In: CONGRESSO BRASILEIRO DE INICIAÇÃO CIENTÍFICA EM CIÊNCIAS AGRÁRIAS. CEREDA. 2) . Biochemistry of methane production. 1988.S. 1. M. J.B. MARA. modeling. O. 1985. GULLI. 885p. KELTJENS. CONGRESSO BRASILEIRO DE MANDIOCA.R. 1977. São Pedro: Centro de Raízes Tropicais-UNESP.B. J. M. (Série Princípios do tratamento biológico de águas residuárias.. São Pedro. 9. Mandioca e outras raízes tropicais: uma base alimentar da humanidade no século XXI. M.B... M..D. Lavras. Sociedade Brasileira de Mandioca. Rio de Janeiro: Associação Brasileira de Engenharia Sanitária. In: ZEHNDER. G.. A.P. Tratamentos biológicos de águas residuárias: lagoas de estabilização. Anais.T.12-5. D.. SILVA. 5.. 1996. São Pedro: Centro de Raízes Tropicais-UNESP. Princípios básicos do tratamento de esgotos. Cinética da digestão anaeróbia da manipueira através do modelo de Chen e Hashimoto.A. Reading-MA: Addison-Wesley. UFMG. Belo Horizonte: Departamento de Engenharia Sanitária. São Paulo: CETESB. SILVA. E. UFMG. 1979. 1996. p. 240p. In: CONGRESSO LATINO AMERICANO DE RAÍZES TROPICAIS. C. S. DRIFT. Análises físico-químicas para controle das estações de tratamento de esgotos. São Pedro. VOGELS.79 SILVA. Lavras: UFV. TAKAHASHI. Anais. D. 1985.V. 1996a.F.. 1995. p. Belo Horizonte: Departamento de Engenharia Sanitária. VILPOUX. 226p. Sociedade Brasileira de Mandioca. New York: John Wiley. SCHROEDER. 1985. 9. Water quality: characteristics.. 1.. 872p.J. V.D.D. 1) VON SPERLING. 211p.A. p. M. (Série Princípios do tratamento biológico de águas residuárias. CONGRESSO BRASILEIRO DE MANDIOCA. M.C. 416p. In: LETTINGA. HULSHOFF POL. W.S. 1987. ROSS. 1996b.W.80 VON SPERLING.277-90. Lodos ativados. C. J...B. Wageningen: Pudoc.J. M. Lunteren. 1997. UFMG. GROTENHUIS. Netherlands. 3) VON SPERLING. (Série Princípios do tratamento biológico de águas residuárias. Utilization of biogas. G.. 1988. M. Belo Horizonte: Departamento de Engenharia Sanitária. microbiology and technology.. Lagoas de Estabilização. Granular anaerobic sludge.T. Belo Horizonte: Departamento de Engenharia Sanitária.R. v. ZEHNDER.C.20.L. Granular sludge in UASB-reactors. L. S. J. SMITH. A. (Série Princípios do tratamento biológico de águas residuárias. Biomass. UFMG.. 1989. HARPER. . 4) WALSH. PROCEEDINGS OF THE GASMATOWORKSHOP..J. 134p. 253p. ZEEUW. p.