Biorefinería para
producir bioplástico y proteína a partir de suero de
leche utilizando el simulador ASPEN
Biorefinery to produce bioplastic and protein
from whey using the ASPEN simulator
Biorefinaria para produzir bioplástico
e proteína dosoro do leite
usando o simulador ASPEN
Wândega, Flávia F.1, *;
Braga, Eduardo R.¹; Filho, Sérgio
Roberto G. S.²; Wândega, Fernanda F.³; Pontes, LuizAntônio M.¹; Vianna, Regina F¹.
1-
Universidade
Federal da Bahia (UFBA), Programa de Pós-Graduação em Engenharia Química
(PPEQ). Bahia, Brazil.
2-
Universidade
Federal da Bahia (UFBA), Graduação em Engenharia Química. Bahia, Brazil.
3-
Universidade
Federal da Bahia (UFBA), Graduação em Engenharia Civil. Bahia, Brazil.
Recibido el 23 de Diciembre de 2018, Aprobado el 9 de
Noviembre de 2019.
Resumen
El objetivo del trabajo fue evaluar
la viabilidad técnica y
económica de instalar una biorefinería integrada a
una industria láctea para usar los efluentes de suero de leche y producir bioplástico polihidroxibutirato
(PHB) y proteína. Basado en la literatura
científica, se establecieron las operaciones unitarias del proceso de
producción de PHB y proteína con el Simulador Aspen Plus versión 8.8. Se usaron
cepas recombinantes de Escherichia coli para la
biosíntesis metabólica de PHB con solvente de carbonato de propileno y
ultrafiltración para extraer la proteína. Desde el punto de vista técnico y
económico, la instalación de una biorefinería
integrada a una industria láctea que procesa como mínimo 250000 L de leche por
día fue viable.
Palabras clave: Biorefinería; Bioplástico; Proteína; Suero de leche; Simulador Aspen.
Abstract
The aim of this work was to evaluate the technical and economic
feasibility of installing a biorefinery, capable of
being integrated into the dairy industry to use whey effluents and to produce
bioplastic polyhydroxybutyrate (PHB) and protein.
Based on scientific literature, the unit operations of the PHB and protein
production processes were established through the Aspen Plus
Simulator, 8.8 version. Escherichia coli recombinant strains were used for the
metabolic biosynthesis of PHB with propylene carbonate solvent while
ultrafiltration was used to extract the protein. The installation of a biorefinery, integrated to a dairy industry that processes
at least 250000 L of milk per day was viable from both a technical and an
economic viewpoint.
Keywords: Biorefinery; Bioplastic; Protein;
Whey of milk; Aspen Simulator.
Resumo
O objetivo do trabalho foi
avaliar a viabilidade técnica e econômica da instalação de uma biorrefinaria integrada à indústria de laticínios para o
uso de efluentes de soro de leite e produção do bioplásticopolihidroxibutirato
(PHB) e proteína. Com base na literatura científica, as operações unitárias do
processo de produção de PHB e proteína foram estabelecidas com o Simulador Aspen Plus versão 8.8. Cepas recombinantes de Escherichia
coli foram utilizadas para a biossíntese metabólica de PHB com o solvente carbonato
de propileno e ultrafiltração para extrair a proteína. Do ponto de vista
técnico e econômico, a instalação de uma biorrefinaria
integrada a uma indústria de laticínios que processa pelo menos 250.000 L de
leite por dia é viável.
Palavras-chave:
Biorrefinaria; Bioplástico;
Proteína; Soro de Leite; Simulador Aspen.
1. Introdução
Atualmente, sabe-se que é de
extrema importância a substituição da atual matriz energética para alternativas
mais renováveis, sustentáveis e que gerem menor impacto ao ambiente. Então, a
partir dessa conscientização, vários países têm se atentado para o conceito de biorrefinaria, o qual é semelhante ao de uma refinaria de
petróleo convencional, porém o principal insumo do refino é a biomassa [1]. O
Brasil possui uma grande biodiversidade, o que o torna um potencial país para a
implantação de biorrefinarias. Entretanto, a
biodiversidade e disponibilidade de matéria-prima não são os únicos fatores que
influenciam a análise de um negócio, sendo, então, necessário um estudo de
viabilidade técnica e econômica para resultados mais conclusivos. O presente
trabalho tem como propósito fazer os estudos mencionados anteriormente visando
à implantação de uma biorrefinaria no Brasil e, dessa
forma, expondo a devida metodologia para o desenvolvimento do projeto.
A biomassa lignocelulósica brasileira apresenta um grande potencial
para ser aplicada em biorrefinarias. Entretanto, esse
tipo de biomassa está sujeita à influência da
sazonalidade na produção [2]. Desta forma, os resíduos provindos das fontes
pecuárias merecem uma maior atenção, principalmente o leite, já que o efluente
de sua produção pode ser utilizado para a produção de biopolímeros.
Da literatura, por exemplo, tem-se a informação que, para cada 1 kg de queijo
produzido, gera-se 9 kg de soro de leite [3]. Com relação à produção brasileira
de queijo, esta atingiu cerca de 3,4 milhões de toneladas no ano de 2016 [3].
Logo, a partir das informações mencionadas anteriormente, estima-se que a
produção brasileira de soro de leite foi de 30,6 milhões de toneladas no ano de
2016.
Os biopolímeros são definidos como macromoléculas
que podem ser sintetizadas por organismos vivos e, pelo menos uma etapa de sua
degradação, acontece através do metabolismo de organismos, os quais estão
presentes no meio ambiente [4]. É fato que estes possuem grandes vantagens
quando comparado aos polímeros de origem petrolífera, já que, por serem
biodegradáveis, não se acumulam no meio ambiente como os polímeros derivados do
petróleo [5].
O polihidroxibutirato,
PHB, é um exemplo desses biopolímeros e pode ser
sintetizado, de forma biológica, a partir do soro do leite. A produção
industrial do PHB, no Brasil, começou no ano de 2000 pela PHB industrial,
utilizando a cana-de-açúcar como matéria-prima. O PHB pode ser utilizado em
embalagens, lonas e peças automotivas [6].
Em termos biotecnológicos, o processo da produção dos bioplásticos em escala industrial foi descrito por Byrom (1987) [7] e este é, basicamente, realizado em um
reator batelada bioquímico. Entretanto, cabe ressaltar que o custo do processo
de transformação da fonte reserva de carbono em plásticos biodegradáveis pode
ser alto, mas isto é devido, principalmente, aos elevados custos na obtenção da
matéria-prima, já que representam 40% do total do custo de produção [8]. Dessa
forma, tem-se o soro do leite efluente da produção das indústrias de
lacticínios, como uma boa alternativa de baixo custo da produção desses bioplásticos.
O processo produção da PHB,
basicamente, consiste em uma reação bioquímica com uma fonte de carbono (soro
do leite, melaço, cana-de-açúcar,etc.), a qual ocorre
no interior de um micro-organismo e em um meio com limitação de certos
nutrientes, como oxigênio, nitrogênio, fósforo e magnésio, entre outros. Dentre
esses micro-organismos, pode ser visto, na literatura, que Cepas recombinantes
da bactéria Escherichia coli produziram,de forma efetiva, o poliéster PHB e, assim, dados
de alta concentração e produtividade referentes a esse processo foram obtidos
[9].
A PHB Industrial S.A,
localizada na Usina da Pedra, no município de Serrana, pertencente ao estado de
São Paulo, é a única empresa produtora de PHB no Brasil. O PHB produzido recebe
o nome comercial de Biocycle e é obtido a partir da
fermentação da cana-de-açúcar, realizada por micro-organismos [10]. A produção
em escala piloto desse polímero teve início no ano de 1995, sendo que a
capacidade de produção dessa planta era, inicialmente, da ordem de 5 ton/ano.
Entretanto, em 1997, foi feita uma avaliação técnica e econômica com base nos
dados retirados da planta piloto e, assim, ocorreram alterações no processo e
no dimensionamento dos equipamentos. Dessa forma, diante do exposto nas linhas
anteriores, no ano de 2000, a planta conseguiu aumentar sua produção para 50 ton/ano. A
empresa pretende transformar a
escala piloto em industrial para a produção de 30000 ton/ano
de PHB [10].
A avaliação econômica e a
simulação empregada neste trabalho foram feitas com o objetivo de se determinar
quantitativamente e qualitativamente o processo de produção do PHB a partir do
soro do leite. Para essa determinação, foi considerado, com base na literatura,
que o solvente e os microrganismos empregados foram o carbonato de propileno e
cepas recombinante da bactéria Escherichia
coli.
Para a análise de viabilidade
econômica, quantificou-se as matérias-primas e as utilidades das etapas do
processo, incluindo a inoculação, a qual consiste no cultivo e crescimento dos
micro-organismos. Assim, foi possível também efetuar o cálculo dos custos,
através da estimação de certos insumos, dimensionamento e certas premissas
relativas à operação de alguns equipamentos.
Há pouca informação na
literatura sobre propostas de processo de produção em escala industrial de PHB.
Além disso, não foram encontrados trabalhos que façam uma análise econômica do
processo descrito, que vai desde o pré-tratamento do soro de leite, proveniente
de indústrias de lacticínios, até a purificação do PHB formado, incluindo o
aproveitamento da proteína presente no soro de leite (Whey
Protein).
O objetivo do trabalho foi
avaliar a viabilidade técnica e econômica da instalação de uma biorrefinaria integrada a uma indústria de laticínios para
utilizar os efluentes do soro de leite e produzir bioplásticos
PHB e proteínas.
2. Materiais e Métodos
2.1 Caracterização da
Reação e Descrição do processo
O artigo base utilizado para a caracterização da reação foi o de
AHN; PARK e LEE, 2000 [9], que conduziu o experimento com a mais elevada
concentração de lactose: 280 g/L. Devido a essa concentração, a ampliação do
processo em escala industrial foi facilitada. O micro-organismo utilizado foi: Escherichia
coli.
A Tabela 1 mostra os principais dados retirados desse artigo para
a produção bioquímica de PHB a partir do soro do leite.
Tabela 1. Dados para a produção
bioquímica de PHB a partir do soro do leite
Fonte: Ahn; Park e Lee, 2000 [9]
Como substrato principal na fermentação,
utilizou-se uma solução de soro de leite com concentração de 280 g/L de lactose
mais sulfato de magnésio (MgSO4.7H2O)
a uma concentração de 6 g/L. Já para a etapa de inoculação, o
substrato principal é uma solução de soro de leite a 40 g/L com adição de
fosfato de monopotássio (KH2PO4)
a 6,67 g/L, fosfato diamônico [(NH4)2HPO4]
a 4 g/L, sulfato de magnésio a 0,8 g/L, ácido cítrico (C6H8O7) a 0,8 g/L, ácido
clorídrico (HCl) a 0,025 mol/L, sulfato de ferro
(FeSO4.7H2O) a 0,05 g/L, cloreto de cálcio (CaCl2)
a 0,01 g/L, sulfato de zinco (ZnSO4.7H2O) a 0,011 g/L,
sulfato de manganês (MnSO4.4H2O) a 0,0025 g/L, sulfato de
cobre (CuSO4.5H2O) a 0,005 g/l, molibdato
de amônio [(NH4)6Mo7O24.4H2O]
a 0,0005 g/L e tetraborato de sódio (Na2B4O7.10H2O)
a 0,0002 g/L [9].
As
considerações para a descrição do processo e resolução do balanço de massa
foram determinadas através de dados obtidos na literatura cientifica. A partir
desses dados experimentais de laboratório, desenvolveu-se o processo em escala
industrial.
A
Figura 1 mostra o fluxograma do processo proposto.
Figura 1. Processo de produção do PHB
e extração das proteínas a partir do soro do leite
Fonte:
Simulador Aspen Plus versão 8.8
Inicialmente, o soro do leite, o qual contém a substância
reagente, a lactose (4,4% m/m) [11], passa por um evaporador e um vaso separador
de flash (EVAP-01 E EVAFLASH), o qual remove grande parte da solução aquosa
presente no substrato. Essa é uma etapa importante, pois a concentração de
lactose no soro de leite deve ser de 280 g/L [9] para assim ser utilizado como
substrato da reação. Depois, o soro de leite concentrado, passa por um
resfriador (RESFR-01), visto que, o processo de evaporação aumentou a temperatura do mesmo e
a reação ocorre a 36ºC [9].
A
corrente resultante do processo de resfriamento passa por um ultrafiltro
(FILTRO1), já que, o objetivo, nessa etapa, é a extração das proteínas do soro
do leite (Whey protein)
que, posteriormente, será comercializada para a produção de concentrado
proteico. O método de extração utilizado para a remoção dessas proteínas é a
ultrafiltração, pois, é o mais efetivo, quando comparado à filtração comum. A
eficiência do método é consequência da passagem da corrente do processo por uma
membrana semipermeável, resultando na concentração das proteínas [12].
Ao
sair do processo de ultrafiltração, da literatura, tem-se a informação de que a
corrente resultante de proteínas (concentrado) contém um teor entre 50 e 75% em
base seca [12]. Então, devido ao teor de umidade contido no concentrado
proteico, este passa por um secador (SECADOR1), o qual consegue remover grande
parte da água, resultando, assim, na proteína com 90% de pureza (Whey protein isolada) [13].
Então,
para a continuação do processo de produção de PHB, à corrente de permeado do
ultrafiltro, é adicionado sulfato de magnésio, já que este também é parte do
substrato reacional e, assim, uma corrente contendo esse sal se une à corrente
resultante de soro (MISTURAD). Todo o processo descrito anteriormente pode ser
visto na Figura 2, a qual é uma seção da Figura 1.
Figura 2. Fluxograma do processo de
produção de PHB – Etapa antes do biorreator
Fonte:
Simulador Aspen Plus versão 8.8
O reator de inoculação (RINOCULO), Figura
3, opera em batelada e este consiste no cultivo e multiplicação dos
micro-organismos que serão utilizados na reação. Para isso, são adicionados a
estes micro-organismos sais (cujo foram citados anteriormente) que favorecem o
crescimento dos mesmos em um tempo de inoculação de, aproximadamente, 96 horas
[9]. Nesse reator, é adicionada como parte substrato principal, uma corrente de
soro de leite diluído. Assim, a “corrente resultante” da inoculação, após o
período mencionado anteriormente, é adicionada ao biorreator também.
Figura 3. Fluxograma do processo de
produção de PHB – Etapa do reator de inoculação
Fonte:
Simulador Aspen Plus versão 8.8
De forma sucinta, o biorreator (BIORREAT), Figura
4, que opera no
regime de batelada alimentada, é alimentado com um
tempo de carga de, aproximadamente, 37,5 horas, com as correntes de substrato
contendo soro de leite concentrado e o sulfato de magnésio, de micro-organismos
provenientes do reator de inoculação e de ar [9]. A corrente de ar auxilia na
fermentação, já que esse é um processo aeróbio e necessita desse gás para
ocorrer. Para eliminar possíveis gases reacionais e manter a pressão, o
biorreator possui uma válvula de alívio.
O
período de descarga do biorreator também foi definido como 37,5 h (igual ao
tempo de carga), visto que, esse também é o tempo de fermentação da reação [9].
Figura 4. Fluxograma do processo de
produção de PHB – Etapa do biorreator
Fonte:
Simulador Aspen Plus versão 8.8
A
corrente resultante do biorreator sai à temperatura ambiente e passa por um
vaso de aquecimento (AQUEC-01) para alcançar a temperatura de 95ºC. Esse
processo é necessário, pois auxilia no enfraquecimento da membrana celular e,
assim, é possível extrair mais facilmente o PHB contido nas células de
micro-organismos, pois se trata de um produto intracelular [14].
Depois do aquecimento, a corrente resultante passa por uma centrífuga
(CENTRIF1), onde é possível eliminar boa parte da solução aquosa em que se
encontra as bactérias com o produto resultante. Posteriormente, o permeado da
centrifugação passa por um secador (SECADOR2) e, assim, elimina-se também boa
parte da solução aquosa residual. A etapa seguinte é a extração (VMISTUR1), em
que se adiciona o solvente, carbonato de propileno, a 150ºC e assim, o produto
PHB é extraído das bactérias [14]. A corrente resultante da extração - com PHB,
solvente e células - passa por um filtro (FILTRO2) no
qual a massa de células ficará retida e se separará do solvente e do PHB. Nesse
filtro, ocorre a perda de carca de 15% da massa inicial de solvente devido a
sua retenção pelas células, e também ocorre a perda de 25% da massa total de
PHB, pois devido a constante reutilização do solvente, a eficiência da extração
é perdida e parte do PHB permanece nas células [15]. A
corrente de permeado resultante passa por um resfriador (RESFR-02), visto que,
esta corrente teve sua temperatura elevada devido ao aquecimento prévio e à
extração com o solvente a alta temperatura.
A corrente resultante do resfriador RESFR-02 passa por um vaso de
decantação (DECANTAD) onde adiciona-se outro solvente, a água, o qual auxilia
para que o PHB fique em suspensão na solução carbonato de propileno + água. Assim, o material de saída desse vaso passa por
outra etapa de filtração (FILTRO3). O PHB é retido nesse filtro e sai com um
certo teor de umidade.
Por
fim, tem-se a etapa de secagem (SECADOR3), a qual consiste em diminuir o teor
de umidade contido no produto final, o PHB. Do site da biocycle
(nome comercial do PHB produzido pela PHB industrial), tem-se a informação que
o produto sai com um teor de umidade de 0,3% (m/m) em base seca e, dessa forma,
a corrente resultante da secagem contém PHB a 99,7% (m/m) de pureza e 0,3%
(m/m) de umidade.
A
Figura 5 exemplifica e sumariza os processos descritos anteriormente.
Figura 5. Fluxograma do processo de
produção de PHB – Etapa depois do biorreator
Fonte:
Simulador Aspen Plus versão 8.8
A
corrente de permeado resultante do terceiro filtro (FILTRO3), que contêm
carbonato de propileno e água, segue para a coluna de destilação (COLUNA). O
objetivo nessa etapa é recuperar o carbonato de propileno
utilizado na etapa de extração do PHB. Na destilação, 5% (m/m) do carbonato de
propileno, contido na corrente de entrada, sai na corrente de topo junto com a
água, ou seja, 95% (m/m) do solvente que entra no equipamento é recuperado na
corrente de fundo [15].
Há
também os processos de “make-up” da água e do carbonato de propileno (VAS01 e
VAS02). Esse processo consiste na reposição dessas substâncias, visto que 20%
(m/m) do carbonato de propileno é perdido durante todo o processo [15]. Para a
água, considerou essa porcentagem de perda é de 10% (m/m) [15].
Todos os dados mencionados anteriormente
foram utilizados para o cálculo das vazões do processo com auxílio do software
Excel.
2.2 Simulação do processo e dimensionamento dos principais
equipamentos
Para o
dimensionamento dos equipamentos, utilizou-se as fórmulas, relações e
metodologias descritas por Seider
et al., 2009 [16] com os preços de compra do mercado
americano, definidos em dólar.
Nas etapas de simulação do processo, o software empregado foi o
simulador Aspen Plus versão 8.8. Vale ressaltar que somente alguns equipamentos do processo foram simulados
no software. Esses equipamentos foram a coluna de destilação, compressores,
bombas e trocadores de calor. Para o dimensionamento e cálculo do custos dos outros equipamentos,
como os vasos, biorreator, reator de inoculação, filtros e centrífugas, foram
utilizados os dados da literatura e as vazões mássicas foram encontradas a
partir do balanço de massa.
2.3 Cálculo do investimento total
Para o cálculo do investimento total, foram considerados os
investimentos fixos mais o capital de giro. O investimento fixo é a soma dos
investimentos indiretos e diretos, mais a comissão do contratante e a
contingência. Os critérios utilizados para o cálculo desses investimentos
seguiram a metodologia descrita em Peters e Timmerhaus (1991) [17]. Dessa forma, o cálculo é baseado em
fatores de razão aplicados ao custo dos equipamentos principais do processo. Os
fatores utilizados foram para uma planta de processamento sólido/líquido. Esses
fatores e critérios podem ser vistos na Tabela 2.
Tabela 2.Critérios
utilizados para o cálculo dos investimentos
|
|
Item |
Porcentagem |
|
Custos diretos |
Equipamentos principais (C.E.P) |
100 |
|
Instalação dos equipamentos |
39 |
|
|
Instrumentação e controle |
13 |
|
|
Instalação das tubulações |
31 |
|
|
Instalação elétrica |
10 |
|
|
Construção |
29 |
|
|
Melhorias na planta |
10 |
|
|
Instalação de serviço |
55 |
|
|
Terreno |
6 |
|
|
Custos indiretos |
Engenharia e supervisão |
32 |
|
Despesa de construção |
34 |
|
|
Comissão do contratante |
5 |
|
|
Contingência |
10 |
|
|
Capital de giro |
15 |
|
|
Investimento fixo |
Custos diretos + indiretos +
contingência |
|
|
Investimento total (I.T) |
Investimento fixo + capital de giro |
|
2.4
Cálculo dos custos fixos
Os custos fixos são aqueles que
independem da capacidade de produção da planta. Estes foram calculados
utilizando também os critérios mostrados em Peters e Timmerhaus (1991) [17] e podem ser vistos na Tabela 3. O
custo de mão de obra de operação (MOO) foi calculado considerando-se a operação
da planta durante 12 meses no ano, com 20 funcionários, também baseado na
metodologia utilizada pelos autores citados anteriormente.
Tabela
3. Critérios
utilizados para o cálculo dos custos fixos
|
Itens |
Critério |
|
Mão de obra de
operação |
2000 USD/mês trabalhador |
|
Supervisão
direta/administrativo |
17,5% MOO |
|
Manutenção
e reparos |
6% IT/ano |
|
Suprimentos
operacionais |
0,75% IT/ano |
|
Taxa
de laboratório |
15% MOO |
|
Seguro |
0,7% IT/ano |
|
MOO:
Mão de obra de
operação IT: Investimento total |
|
2.5
Cálculo dos custos das utilidades e energia (custos variáveis)
Custos variáveis são os
custos que dependem da capacidade de produção da planta. Vale ressaltar que,
como o projeto de produção de PHB é integrado à indústria de lacticínios, o
custo do soro do leite foi considerado nulo, visto que este é um efluente de produção.
É importante mencionar que
tanto o vapor, quanto a água desmineralizada são produzidos na própria planta.
-Consumo de
utilidades
O consumo total de água de
resfriamento (AGR) e vapor é dado pela soma do consumo individual dessas
utilidades em cada trocador de calor. Esse consumo foi determinado através do
simulador Aspen Plus v.8.8. Como o vapor é produzido
na própria planta, foi necessário o cálculo do consumo de gás natural para sua
produção. O consumo desse gás foi obtido também através da simulação, visto que
já se tinha o valor da vazão total do consumo de vapor em t/ano.
O consumo do solvente
utilizado na extração do PHB e dos sais usados como substratofoi obtido através
das respectivas vazões encontradas no balanço de massa.
-Consumo
de energia
O consumo de energia das
bombas, compressor e turbinas foi calculado através dos dados de potência, em
kW/h, também obtidos no Aspen Plus v.8.8.
O custo total de cada
utilidade e energia foi obtido através da multiplicação do valor do consumo
anual pelo preço unitário.
2.6
Cálculo do custo total e da receita
O custo total foi
determinado através da soma dos valores de custo fixo e custo variáveis. Já
para a determinação da receita, esta foi obtida através da multiplicação da
produção anual de PHB pelo preço de venda, somado a
multiplicação da produção anual de whey protein pelo preço de venda.
2.7 Critérios de Projeto e Fluxo de caixa
Para
se determinar a viabilidade econômica do projeto, observou-se os seguintes
critérios:
O VPL (Valor Presente
Líquido) é a soma, a partir da data inicial de operação, dos saldos dos fluxos
de caixa, descontando a taxa de juros.O VPL é dado pela Equação 1:
Cj é o fluxo de caixa resultante, I o valor do investimento
total e i é a taxa de juros bancário utilizada para o financiamento e
manutenção do projeto. Este valor foi considerado sendo 9% a.a.
A TIR (Taxa Interna de
Retorno) é definida como a taxa de juros que, em algum momento, igualará o
valor presente das entradas aos da saída. Vale ressaltar que, em outras palavras,
a TIR nada mais é que a taxa de retorno em relação aos valores de investimento
em um negócio. Assim, a TIR pode ser determinada quando o VPL se iguala a zero.
A TIR também representa a taxa de rentabilidade do projeto.
A Taxa Mínima de
Atratividade, TMA, é a taxa em que um investimento é rentável e, assim, de
baixo risco. Esta, atualmente, é consideradano Brasil como 15% a.a. Para um
investimento apresentar uma rentabilidade positiva, ou seja, ter uma taxa de
retorno maior do que a de um investimento de baixo risco, a TIR deve ser maior
ou igual que a TMA.
Com relação ao preço de venda
do produto, este foi estimado de forma que os dois critérios mencionados fossem
satisfeitos, VPL > 0 e TIR ≥ TMA.
Com relação à depreciaçãodos
equipamentos e bens dos ativos e imobilizados, esta foi considerada linear
durante o tempo de operação da planta de 15 anos, visto que estes, com o passar
do tempo, perdem seu valor por consequência do desgaste e obsolescência normal.
A depreciação é dada pela Equação 2:
Sendo que I é o investimento
e VRo valor residual. O valor residual da
planta foi considerado de 1% em relação ao investimento total. Esse valor
corresponde ao capital que pode ser adquirido após a inatividade da planta,
como por exemplo, venda de alguns equipamentos para o aproveitamento do metal
de construção.O valor residual é dado pela Equação 3:
Os impostos foram
considerados como sendo 34% em relação ao Lucro bruto [18].
O fluxo de caixa foi
determinado como descrito na Tabela 4:
Tabela 4. Equações utilizadas no fluxo de caixa
|
Fluxo
de caixa |
Equação |
|
Preço x
Produção |
|
|
Custo
variável (Cv) |
- |
|
Custos
fixos (CF) + Depreciação (Dp) |
- |
|
Lucro
bruto (Lb) |
Lb
= R – (CV + CF + Dp) |
|
Impostos
(Imp) |
0,34 Lb |
|
Lucro
líquido (Ll) |
Ll
= Lb - Imp |
|
Depreciação
(Dp) |
- |
|
Geração
de caixa (Gc) |
Gc
= Ll+ Dp |
|
Investimento
total (IT) |
- |
|
Valor
residual (Vr) |
0,01 IT |
|
Fluxo
de caixa (Cj) |
Cj
= Gc + Vr
- Inv |
Caracterização do soro de leite
A
composição do soro de leite utilizado no processo descrito está explicita na Tabela
5 a seguir:
Tabela
5. Composição
aproximada do soro do leite
|
Componente |
Composição mássica |
|
Solução aquosa |
94,60% |
|
Proteína |
4,40% |
|
Lactose |
1,00% |
Fonte: Berwig, Baldassoe Dettmer, 2016
Vale ressaltar que, em
solução aquosa, têm-se os componentes sólidos que estão empouca quantidade como
gorduras, cinzas e nitrogênio, os quais não foram considerados separadamente
por motivos de facilidade nos cálculos e na simulação.
3.
Resultados e Discussão
3.1
Determinação da Capacidade de Produção
A base de cálculo definida
foi de uma produção de 1000 ton/ano de PHB. Essa
produção foi escolhida como análise inicial desse processo, pois esta
representa a produção de uma biorrefinaria integrada
a indústria de lacticínio de médio porte. Como para 1 kg de queijo produzido,
tem-se a obtenção de 9 kg de soro de leite [3] e, do balanço de massa efetuado,
tem-se a informação que, para a produção de 1000 ton/ano
de PHB, são necessárias 73.358,17 ton/ano de soro de
leite, desta forma, diante dos dados mencionados, é estimável que o processo
tem que estar integrado a uma indústria de lacticínios com um processamento
diário equivalente a 250000 L leite / dia, ou seja, uma fábrica de laticínios
de médio porte [19].
3.2
Validação do modelo usado na simulação
O
modelo utilizado para o equilíbrio líquido-vapor do carbonato de propileno e da
água foi o UNIQUAC (UNIversal QUAsi
Chemical). Esse modelo foi escolhido, pois se adequa
e é bem aplicável a uma série de misturas líquidas. O UNIQUAC foi desenvolvido por Abrams e Prausnitz (1975) [20] e,
basicamente, em seu cálculo, para estimar o tamanho e área das superfícies
externas das moléculas, são utilizados parâmetros dos componentes puros da
mistura. Além disso, deve-se ressaltar que, com relação aos parâmetros
ajustáveis, este modelo utiliza apenas dois por binário.
A
escolha do modelo pode ser justificada também, pois, segundo Prausnitz, Lichtenthaler e De Azevedo (1999) [21], este é aplicável em
misturas não-eletrolíticas, podendo ter fluidos polares ou apolares. Cabe
frisar também que o UNIQUAC consegue reproduzir bem sistemas de baixa ou
moderada pressão. Portanto, diante do exposto e considerando que, a coluna
opera à pressão atmosférica e o binário é composto pelo carbonato de propileno,
um solvente orgânico polar e água, outro solvente, porém inorgânico polar,
pressupôs-se que o modelo UNIQUAC se adequaria bem ao sistema descrito.
Do
simulador, utilizando o modelo UNIQUAC, retirou-se dados de pressão para
diversas composições do binário água e carbonato de propileno. Posteriormente,
essas pressões foram comparadas aos dados experimentais do binário, retirados
da base de dados DECHEMA (1982). Os resultados podem ser vistos na Figura 6.
Figura 6. Pressão versus x1 – Gráfico da validação de dados para o modelo
UNIQUAC e o binário água e carbonato de propileno.
Como
visto na Figura 6, observa-se que o modelo UNIQUAC se adequo bem aos dados
experimentais, pois os pontos retirados do simulador seguem a mesma tendência
daqueles encontrados na literatura, ajustando-se bem. Além disso, observa-se
que o modelo representou melhor os dados reais na região de baixas pressões.
3.3
Custos dos equipamentos
A Tabela 6 mostra o custo dos
equipamentos do processo. Esse custo já está corrigido com o valor da taxa
média de inflação americana (período: 2010-2017), sendo essa, aproximadamente,
1,70% [22].
Tabela
6. Custo dos
equipamentos do processo
|
Equipamento |
Custo (USD) |
|
Coluna
de destilação |
122.975 |
|
Vasos |
965.450 |
|
Biorreator |
441.780 |
|
Reator
de inoculação |
176.174 |
|
Filtros
e Centrífugas |
585.412 |
|
Secadores |
999.809 |
|
Compressor |
460.873 |
|
Bombas |
152.752 |
|
Trocadores |
396.652 |
|
Turbinas |
426.448 |
|
Total |
4.728.329 |
O preço e o custo das
principais matérias-primas, insumos e sais usados no processo podem ser vistos
nas Tabelas 7 e 8.
Tabela
7. Preço das
principais matérias-primas e insumos usados no processo
|
Matéria-prima |
Valor (USD/ton) |
Fonte |
|
KH2PO4 |
800 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
(NH4)2HPO4 |
746 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
MgSO4. 7H2O |
100 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
Ácido cítrico |
600 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
HCl |
200 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
FeSO4.7H2O |
80 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
CaCl2 |
120 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
ZnSO4. 7H2O |
350 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
MnSO4 .7H2O |
400 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
CuSO4 .5H2O |
1
550 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
(NH4)6Mo7O24
.4H2O |
11
000 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
Na2B4O7 .10H2O |
645 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
Insumos |
||
|
AGR |
0,57 |
- |
|
Energia |
0,08 |
- |
|
Gás natural |
192,5 |
AliceWeb 2018 [24] |
|
Solvente C4H6O3 |
900 |
Alibaba, 2018 [23] |
|
Água |
1,67 |
- |
|
|
|
|
Tabela
8. Custo das
principais matérias-primas e insumos usados no processo.
|
Insumo
|
Cantidade |
Valor USD/ano |
|
AGR |
ton |
2.093.956 |
|
Energia
|
kWh |
218.606 |
|
Vapor |
ton |
1.783.541 |
|
Solvente |
ton |
2.395.980 |
|
Água |
ton |
7.409 |
|
Sais |
ton |
37.118 |
|
Total |
6.536.612 |
|
Os valores apresentados na
tabela para o preço de produção da AGR, energia e água desmineralizada são
valores referenciais provindos do Polo Industrial, localizado na cidade de
Camaçari, no estado da Bahia, no Brasil.
Já os valores obtidos pela
análise do fluxo de caixa, como VPL, tempo de operação, custos variáveis,
custos fixos, receita e investimento total, são apresentados na Tabela 9.
Tabela 9. Resultados da análise econômica
|
Grandeza |
Valor |
|
Tempo
de operação |
15 (anos) |
|
Investimento
Total |
22.996.476 (USD) |
|
Custo
variável |
6.536.612 (USD/ano) |
|
Custo
fixo |
2.181.874 (USD/ano) |
|
Receita
PHB |
5.000.000
(USD/ano) |
|
Receita
WHEY |
9.771.170
(USD/ano) |
|
VPL |
13.547.078
USD |
|
TIR
|
15 (%) a.a |
|
PHB: Preço de
venda |
5.000
(USD/ton) |
|
WHEY: Preço de
venda |
12000
(USD/ton) |
Com o
resultados da Tabela 9, nota-se que, atingir os critérios econômicos num
período de operação de 15 anos o preço de venda do PHB teria que ser 5000 USD/ton e da proteína 12000 USD/ton,
o que tornaria viável o projeto, pois o valor de mercado do PHB no Brasil não
ultrapassa os 5000 USD/ton [25] e o da proteína está entre
10000 e 13000 USD/ton [26].
3.4
Análises de sensibilidade
Efetuou-se uma análise de
sensibilidade para verificar o comportamento VPL e da TIR com relação a
variação da escala de produção. Assim, o limite inferior de produção, 200
t/ano, visou à representação das indústrias de laticínio de pequeno porte
(processamento diário de cerca de 50 mil litros de leite) e o superior, 10000
t/ano, visou às de grande porte (processamento diário de cerca de 2 milhões de
litros de leite). Os resultados dessa análise podem ser vistos nas Figuras 7 e
8.
Figura 7. VPL versus Produção de PHB
Figura
8. TIR versus Produção de PHB
Diante dos resultados
apresentados nas Figuras 7 e 8, percebe-se que, à medida em que a produção
aumenta e fixando-se os preços de venda do PHB e da proteína, o investimento se
torna economicamente mais viável, alcançando maiores valores de VPL e taxa
interna de retorno bruto, quando comparado a outros empreendimentos de menor
capacidade de produção. Nota-se que, para fábricas de laticinios de pequeno porte
(com processamento diário de no máximo 125000 litros de leite), o projeto
apresenta tanto o VPL quanto a TIR negativas, representando inviabilidade econômica
para empreendimentos desse porte.
Outra análise efetuada
foi com relação ao preço do solvente, visto que, como observado na Tabela 10, o
custo do carbonato de propileno representa 43,55% do custo variável total.
Assim, é importante avaliar e analisar a viabilidade do projeto no que se
refere à variação de preço desse solvente.
Tabela
10. Porcentagem
relativa dos insumos em relação aos custos totais variáveis
|
Insumo
|
Custos
totais Variáveis
= 100 % |
||
|
AGR |
28,55 % |
|
|
|
Energia
|
2,98 % |
|
|
|
Vapor |
24,31 % |
|
|
|
Solvente |
43,55 % |
|
|
|
Água |
0,10 % |
|
|
|
Sais |
0,51 % |
|
|
Os resultados para essa análise podem ser
vistos nas Figuras 9 e 10.
Figura
9. VPL versus Custo do Solvente (USD).
Figura 10. TIR versus Custo do Solvente (USD).
Como mostrado nas Figuras 9 e 10, o
aumento no preço do solvente da 900 a 1200 USD (33%), mantêm o VPL na faixa dos
10 milhões de dólares e provoca uma diminuição de TIR de 15% a 13% (2%). Isso
indica que o projeto absorve bem possíveis aumentos no seu principal custo
variável, mantendo-se economicamente atrativo.
4.
Conclusões
Baseado
na análise dos resultados obtidos, conclui-se que a instalação de uma biorrefinaria integrada à indústria que processa 250000
litros de leite / dia no Brasil, para a produção de PHB e proteína a partir do
soro do leite, utilizando a metodologia de processo descrita, é tecnicamente e
economicamente viável. Além disso, a partir da análise de sensibilidade foi
perceptível que à medida em que a produção aumenta, fixando-se os preços de
venda do PHB (5.000 USD/ton) e da proteína (12.000
USD/ton), o projeto se torna economicamente mais
viável.
Nomenclatura
AGR –
Água de resfriamento
C.E.P
– Custo dos equipamentos principais
CF – Custos fixos
Cj – Fluxo de caixa
Cv – Custo variável
Dp
– Depreciação
Gc – Geração de caixa
I.T –
Investimento Total
i –
Taxa de juros bancária
ID –
Investimento direto
IF –
Investimento fixo
Imp – Imposto
Lb – Lucro bruto
Ll – Lucro líquido
M.O.O - Mão de obra de
Operação
PHB
– Poli (3-Hidroxibutirato)
R –
Receita
TIR -
Taxa Interna de
Retorno
TMA –
Taxa Mínima de Atratividade
VPL
- Valor Presente Líquido
VR
– Valor residual
5.
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