Produktieproces van erythromycine

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende bij het fabrieksvoorontwerp

van

# L. Bal

S.M. van Paassen

onderwerp:

Produktieproces van erythromycine

Burg. Jansenlaan 477 3331 HL Zwijndrecht Kerklaan 35 2291 CD Wateringen .\ opdrachtdatum: 5 juli 1990 verslagdatum: 15 feb 1991

samenvatting

Erythromycine wordt geproduceerd door het microörganisme streptomyces Erythreus tijdens een 132 h durende fermentatie in een fermentor van 250 m3

• De groei van het microörganisme en

de produktie van erythromycine wordt beschreven door een mathematisch model. De eindconcentratie van erythromycine is

3.94 kg/m3 •

Het erythromycine uit de produktstroom wordt geëxtraheerd in butylacetaat met behulp van extractiedecanters, waarna

reëxtractie in water plaats vindt met behulp van centrifugaal extractoren. De waterige produktstroom (8.67 m3_{/h) bevat 15.5} kg/m3 _{erythromycine.}

Aangenomen wordt dat door kristallisatie 5 % verloren gaat zodat 127.9 kg/h, oftewel 1023 ton per jaar, geproduceerd wordt. Dit voldoet aan de eis van 1000 ton per jaar.

De produktiekosten van erythromycine zijn f 102,40 per kg. Aangezien de verkoopprijs van erythromycine f 136,- per kg is,

Inhoudsopgave 1 Inleiding 2 Flowsheet 3 Fermentatie

3.1 Inleiding

3.2 Beschrijving van het model 3.3 Fermentor

3.4 Rheologie

3.5 Benodigde vermogen 3.6 Zuurstof overdracht

3.7 Warmtebalans over de fermentor 3.8 Luchtcompressie

3.9 Koeling van de broth

1 2 4 4 5 9 11 12 14 18 20 22

4 opwerking van erythromycine 23

4.1 Inleiding 23

4.2 Theorie van de extractie 25

4.3 Berekening van de extractie 30

4.4 Reëxtractie 33

4.5 Erythromycine verlies bij extractie en reëxtractie 34

4.6 Totaal erythromycine verlies 35

5 Afvalwaterzuivering 6 Veiligheid 7 Economie 7.1 Produktie-afhankelijke kosten 7.2 Investerings-afhankelijke kosten 7.3 Semi-variabele kosten 7.4 Indirekte kosten 7.5 Algemene kosten 7.6 Totale kosten 8 Conclusies en aanbevelingen 8.1 Conclusies 8.2 Aanbevelingen 9 Literatuur 10 Bijlagen I Symbolenlijst 11 Apparatenlijst 111 PSI resultaten

IV Aantal benodigde batterijen voor de kweek V Dichtheid van de broth

VI Koelmantel VII Koelspiraal

VIII Warmtewisselaar na de compressor IX Platenwarmtewisselaar

X Fysische eigenschappen XI Reëxtactie

XII Recirculatie

XIII Bi jstellen van de pH

36 38 39 40 42 44 45 46 47 48 48 48 49 52 53 59 66 73 74 75 78 82 90 97 100 103

Desosamin -r---~----, I

:

CH

₃ I I CH3 1 I " 1 1

N

I

~ C~3

I

~

__ ®:O ___ _

r---I

CH3

OH

. 1 I . I : OCH3 : I 0 I Cladinose I _{L ________}

CH

₃ I I

r

-I 0 0 . 1 1 .1 .1 1 1

0

I

CH3

o

1 .1..1

CHZ

1 I 1 1

CH

_{3 CH 3 CH 3} 1 L ______________ I Erythronolid -Ring

Figuur 1: structuurformule van erythromycine (lit. 1) R1 = H

L

~I

(

'--1 Inleiding

Dit fabrieksvoorontwerp is gemaakt als onderdeel van de studie Scheikundige Technologie aan de Technische Universiteit te Delft. Van industriële zijde is gevraagd naar de

produktiekosten van het antibioticum erythromycine bij een produktie van 1000 ton per jaar.

Erythromycine, dat via biologische weg geproduceerd wordt, heeft de structuurformule zoals getoond in fig. 1. Het is een kleurloze tot gelige kristallijne stof, die slecht oplosbaar is in water en een bittere smaak heeft. Erythromycine is

werkzaam als antibioticum tegen grampositieve bacteriën. Bijna alle gramnegatieve bacteriën zijn resistent. Erythromycine is "/

de meest werkzame van de therapeutisch te gebruiken mak

olide-antibiotica. ~

In therapeutisch bereikbare concentraties werkt het

bacteriostatisch. Pas bij relatief hoge concentraties (niet therapeutisch, wel in vitro te bereiken) kan een langzame bactericide werking aangetoond worden (lit. 1).

Het microörganisme, dat het antibioticum erythromycine produceert, is als eerste geïsoleerd in de Lilly Research

Laboratories in 1950. Dit microörganisme, genaamd streptomyces Erythreus was afkomstig uit een grondmonster uit de

Filippijnen. Deze bacterie groeit onder aerobe condities. De fermentatie wordt uitgevoerd als batch of als fedbatch. Er zijn weinig modellen die de groei van de bacterie en de

produktie van erythromycine onder gedefiniëerde condities

beschrijven. Voor dit ontwerp is het model van P. Ettler en J. Votruba gebruikt (lit. 2).

De opwerking geschiedt via een fysische absorptie in een organische fase, namelijk butylacetaat. Evenals bij

penicilline is de extractiefaktor pH-afhankelijk, zij het dat bij erythromycine de pH juist alkalisch dient te zijn.

De instabiliteit van erythromycine bij zowel lage als hoge pH zorgt voor verlies. Om dit verlies te minimaliseren zijn extractoren nodig met een korte contacttijd. Een korte contacttijd wordt bewerkstelligd door gebruik te maken van centrifugaal extractoren.

Bij de filtratie, die gewoonlijk vooraf gaat aan de extractie, vindt eveneens een verlies plaats. Er blijft erythromycine in de gefilterde cake achter. Met extractiedecanters is filtratie vooraf niet nodig en zijn de verliezen beduidend minder.

2 Flowsheet

Het processchema kan in twee delen verdeeld worden: 1 De discontinue produktie van erythromycine

2 De continue opwerking van erythromycine

ad 1 In fermentor R4 wordt erythromycine geproduceerd. Er zijn 31 fermentoren, die achter elkaar opgestart en geleegd worden, zodat de opwerking continu kan zijn.

De fermentatie wordt in drie stappen uitgevoerd. Ti jdens

l ':

de eerste 43 h wordt de fermentatie als batch bedreven, w~.p.­ tijdens de volgende 59 hals fedbatch en tenslotte de

laatste 30 h als batch.

Gedurende de periode, waarin de fermentatie als fedbatch bedreven wordt, wordt er continu medium (water, soyameel en zetmeel) (1) aan de fermentor toegevoerd. Lucht (3) wordt tijdens de fermentatie continu toegevoerd. Daartoe wordt het eerst gecomprimeerd (2) met behulp van

compressor C3, gekoeld (5) met koeler H2 en

gesteriliseerd (4) met behulp van een luchtfilter (MI). De fermentorinhoud wordt gekoeld met koelwater met behulp van een koelmantel en een koelspiraal. Tijdens de gehele fermentatie wordt geroerd.

Een gasstroom (9) verlaat tijdens de fermentatie de fermentor. Deze stroom wordt gefilterd (M8) en gespuid

(12).

Na 132 h wordt de fermentor geleegd. Elke 5 h wordt een volgende fermentor geleegd. De fermentorinhoud wordt

ZOdanig verpompt (PS) dat een continue stroom (7) onstaat.

ad 2 Deze stroom (7) wordt gekoeld met behulp van koeler H6. In mengvat V7 wordt de broth (8) middels een

NaOH-oplossing op de juiste pH (pH

=

9.4) gebracht. De

basische broth (10) wordt vervolgens verpompt (P9) naar de extractie unit, die uit 7 parallelle units van 3

extractiedecanters met bijbehorende pompen in serie (M11, M16, M19, P14, P18, P21) bestaat. De unit werkt volgens het tegenstroomprincipe. Erythromycine wordt geëxtraheerd uit de broth (11) in de organische fase, butylacetaat. De stromen die de extractie unit verlaten zijn de

~ ~ewerkte broth (18) en het butylacetaat met

'~ erythromycine (14). De opgewerkte broth (18) wordt

verpompt naar mengvat V22, waar de broth met behulp van HzS04 geneutraliseerd wordt. Deze stroom (19) wordt

vervolgens naar de afvalwaterzuivering gevoerd. Het butylacetaat met erythromycine (14) gaat naar de reëxtractie unit.

De reëxtractie unit, bestaande uit 4 centrifugaal

extractoren in serie (M12, M1S, M17, M20), werkt eveneens volgens het tegenstroomprincipe. Erythromycine wordt in water geëxtraheerd. Dit proceswater (6) is aangezuurd in mengvat V13 tot een pH van 5.0 met behulp van HzS04. Deze

stroom (13) wordt via pomp PlO naar de reëxtractie unit gevoerd.

De stromen die de reëxtractie unit verlaten zijn de recirculatiestroom van butylacetaat (15) en de

produkt stroom (17). De produktstroom wordt middels een NaOH-oplossing geneutraliseerd in mengvat V23, waarna deze (20) naar de kristallisatie unit gaat.

Aangezien tijdens extractie en reëxtractie butylacetaat verloren gaat, wordt de recirculatiestroom (15) aangevuld met vers butylacetaat (16).

3 Fermentatie 3.1 Inleiding

Bij deze fermentatie wordt door het microörganisme streptomyces Erythreus erythromycine geproduceerd. De voornaamste voedingsstoffen zijn zetmeel en soyameel. Voorafgaand aan de fermentatie vindt de kweek van het microörganisme plaats.

De fermentatie wordt uitgevoerd in een 250 m3 _{fermentor onder}

aseptische condities. Om infectie tegen te gaan wordt onder overdruk geopereerd. Zowel het voedingsmedium als de

apparatuur worden voor de fermentatie gesteriliseerd.

Het proces begint met de beënting van 142 m3 _{voedingsmedium.}

Het proces wordt eerst een bepaalde tijd als batch-proces

bedreven om voldoende biomassa te verkrijgen. Vervolgens wordt er overgeschakeld op een fedbatch-proces. voedingsmedium wordt dan met een bepaald debiet aan de fermentor toegevoerd totdat het maximale volume bereikt is. De fermentatie schakelt dan

weer terug op een batch-proces zodat het voedingsmedium zoveel Q

mogeli jk wordt omgezet. .A..-t

Gedurende de fermentatie wordt continu steriele zuurstof met ~, een bepaalde druk via een sparger aan de fermentor oegevoerd. Deze steriele zuurstof wordt verkregen door werklucht te

comprimeren en vervolgens te steriliseren met behulp van luchtfilters. Een anti-schuimmiddel, namelijk lard oil (olie van varkensreuzel), wordt ook continu aan de fermentor

toegevoegd.

De temperatuur wordt constant op 34

oe

gehouden. Bij deze

temperatuur verdampt er een zodanige hoeveelheid water dat dit aangevuld moet worden.

glucose

Figuur 2: Het metabole schema erythromycine (lit. 2) JU: MI: ICt:Uta13t 117.1"1 "427m 13H.ru < biomass van mIE 43

1

~

1

_~ 43 de synthese

Figuur 3: Simulatie van het batchproces van 43 h

X

=

biomassaconcentratie [kgjm3 ] ; S = substraatconcentratie [kgjm3 ] ; N

=

stikstofbronconcentratie [kgjm3 van -

--,

.'-' ,-'

!

~I ~I

3.2 Beschrijving van het model

Erythromycine wordt geproduceerd door het microörganisme streptomyces Erythreus. Erythromycine is een secundaire metaboliet. Voor secundaire metabolieten vindt het

produktieproces vaak in twee fasen plaats. Eerst vindt er snelle groei van de biomassa plaats en vervolgens als de biomassa stationair groeit vindt er produktie van

erythromycine plaats (lit. 2, 3).

De biosynthese van erythromycine is nog niet zodanig

onderzocht dat er elementbalansen opgesteld kunnen worden zoals dat bijvoorbeeld bij de biosynthese van penicilline wel het geval is.

P. Ettler en J. Votruba (lit. 2) hebben een mathematisch model ontworpen voor het batch-proces van erythromycine. In fig. 2 wordt het metabole schema van de synthese van erythromycine weergegeven.

Het mathematisch model ziet er als volgt uit:

k1

=

0.0312 k2

=

0.108 k3

=

0.0021 k"

=

0.586 dS dt dN dt dE dt

Js

s

IJ. = S + Kg k5

=

4.86 k6

=

0.0000261 k7

=

0.249

*

_{N +} N _Kn Yn / x

=

0.2187 Ya/x

=

1.642 Kn = 0.161 Ka

=

2.18

De constanten van het model zijn berekend met een IBM computer. [1] [2 ] [ 3 ] [4 ] [5]

vergelijking 1 is de biomassabalans waarin de eerste term de groei van de biomassa weergeeft en de tweede term de afname van de biomassa door afsterven, waarbij lysis optreedt (lit.

~.

4). De tweede vergelijking is de stikstofbalans, waarbij de eerste term de stikstof consumptie voor biomassa groei

weergeeft en de tweede term de hydrolyse van de stikstofbron. Vergelijking 3 is de substraatbalans, die vergelijkbaar is met de stikstofbalans behalve dan dat er een extra term voor

consumptie van substraat is, voor de zogenaamde maintenance. De vierde vergelijking is de erythromycinebalans. Er is

aangenomen dat de vorming van erythromycine evenredig is met de biomassaconcentratie en de afname van erythromycine

evenredig is met z'n eigen concentratie.

Voor de hydrolyse van zowel het substraat zetmeel, als van de stikstofbron soyameel, is nulde orde reactiekinetiek

aangenomen wat voldoet aan de experimenten. Voor de

groeisnelheid is Monod-kinetiek aangenomen. De biomassagroei is gelimiteerd door het substraat en de stikstofbron.

Voor een fedbatch fermentatie moet dit model gewijzigd worden omdat nu de stikstofbron en het substraat continu aan de

fermentor worden toegevoegd. Hierdoor verandert het

werkvolume. De volgende balansen kunnen dan afgeleid worden:

dS dt dN dt = dX dt dE dt dV dt = <I> v D= <l>v V

Bij de afleiding van de balansen is de volgende regel gebruikt: [6 ] [7] [ 8 ] [ 9 ] [10] [11]

11K:

_I~

. $ H I V MX:

lee

6 1& a j.~ 298 9

-;.,

~, F--~ ~

V

...

~

~ _~ ~ ~ MIR: 8 8 8 8 9 9

ACI : 1. 372936 ~!.97B84 U2181S

zm.m

l1UlSI ~9

Figuur 4: Simulatie van het fedbatchproces van 59 h

X

=

biomassaconcentratie [kgjm3 _]i S

=

substraatconcentratie [kgjm3 ] i N

=

stikstofbronconcentratie [kgjm3 ] i E = erythromycineconcentratie [gjm3 ] ; V

=

volume [m3 ] ijf 8 i i 8 tct:4.714m 2,l14U 8.mm m8.733 •• tIl!! 19 38

Figuur 5: Simulatie van het batchproces van 30 h

X

=

biomassaconcentratie [kgjm3 ] ; S = substraatconcentratie [kg/m3_]i N

=

stikstofbronconcentratie [kg/m3 ] ; E = erythromycineconcentratie [gjm3 ] C

v

vi

. I '-I

d(VX)

dt

v

dX

+ X dV

dt dt [12]

,~

....

),-

..

~

Het volumedebiet wordt bepaald door

de

/

~ksofconcentratie

omdat deze limiterend is. De sti~fbáÎens wordt gelijk . ~v~~ gesteld aan nul, wat een vergelijking voor het volumedebiet

oplevert:

---cp

v = (Yn / x IJ. X - k2 ) V

(Ni - N) [13]

De stoffen die een rol in het model spelen zijn dus de

biomassa Streptomyces Erythreus (X), de stikstofbron soyameel (N), het substraat zetmeel (5) en het produkt erythromycine

(E) •

De fermentatie wordt uitgevoerd in drie stappen, eerst wordt de fermentatie voor 43 h als batch bedreven, dan voor 59 hals fedbatch en tenslotte voor 30 h als batch. De modellen zijn gesimuleerd met het computerprogramma psie versie 1.0. De programma's staan in bijlage III. Voor de simulatie van het batch-model zijn vergelijkbare resultaten gekregen met die van P. Ettler en J. Votruba. De simulatie resultaten van de batch, de fedbatch en de batch zijn respectievelijk weergegeven in de figuren 3, 4 en 5, evenals in de tabellen III.1, III.2 en

III.3 in bijlage lIl. ,

In tabel 1 zijn de uitgangscondities en de resultat~ van de simulatie van de eerste batch gegeven. De initiële waarde voor de stikstofbron is zo gekozen, dat er maximaal 1.3 mg stistof per mI in het voedingsmedium zit omdat dan erythromycine A vrij van erythromycine B en C geproduceerd wordt (lit. 5). Soyameel bevat ca. 8 gew.% stikstof. Tijdens de gehele fermentatie moet de stikstofconcentratie onder de 1.3 kg/m3 blijven oftewel de stikstofbronconcentratie moet onder de 16 kg/m3 _{blijven. De resultaten van deze batch zijn tevens de} uitgangscondities voor de fedbatch, deze staan samen met de resultaten in tabel 2 gegeven. De concentraties van zetmeel en soyameel die met een bepaald debiet aan de fermentor

toegevoerd worden zijn respectievelijk 400 kg/m3 _{en 80 kg/m}3 • In tabel 3 staan de uitgangscondities en de resultaten van de opvolgende batch gegeven.

Er wordt dus 3.94 kg/m3 _{erythromycine geproduceerd per} fermentatie van 132 h.

Tabel 1: De uitgangscondities en resultaten voor de eerste batch van 43 h met een volume van 142.4 m3

•

stof startconcentratie eindconcentratie

[kgjm3 ] [kgjm3] biomassa 1 7.68 substraat 200 117.90 stikstofbron 16 6.43 erythromycine 0 1.30

Tabel 2: De uitgangscondities en resultaten voor de fedbatch van 59 h waarbij het volume verandert van 142.4 m3

tot 178 m3 •

stof startconcentratie eindconcentratie

[kgjm3 ] [kgjm3] biomassa 7.68 7.37 substraat 117.90 51.07 stikstofbron 6.43 6.43 erythromycine 1.30 2.96

Tabel 3: De uitgangscondities en resultaten voor de batch van 30 h bij een volume van 178 m3

•

stof startconcentratie eindconcentratie

[kgjm3 ] [kgjm3 ] biomassa 7.37 4.77 substraat 51.07 2.18 stikstofbron 6.43 0.87 erythromycine 2.96 3.94 8

. .J

3.3 Fermentor Er is gekozen uit roestvrij

7) :

voor een reactor van 250 m3 _{(lit. 6) vervaardigd}

staal met praktisch standaard geometrie (lit. _ I

hr/DT

=

hL/DT = BIDT = Di/OT F hdQi;~= Di/y

=

D1/z = 2.5-3.0'" 0.1 0.257!0.33 1.1-3.5

~

0.25 . /l 0.75-0.85 :. 1.0-1.5 I . V' . (,r' (~). . (j,~-. " ,...( ,l·' \. I À v ... ~ .~~)...,.{ " ",,/"~' \

De gasophoping is

~

5

% van het totaal volume. Het werkvolume

is 85 % van het resterende volume.

OT = 5.4 m₎ hr = 10.8 m· Nb = 4 hL = 7.8 m B = 0.54 m Di = 1.8 m hi = 0.45 m y = 2.4 m z = 1.8 m VL = 178 m3

Het aantal roerders (Ni) is bepaald aan de hand van (lit. 8) :

[14]

en in dit geval is dat 3. Verder is de fermentor uitgerust met een sparger, een koelspiraal, een koelmantel en een filter voor de gasuitlaat.

uit de simulatie van de fermentatie volgt dat 3.94 kg/m3

erythromycine in 132 h geproduceerd wordt. Het werkvolume van

de fermentor is 178 m3

• Dus na een fermentatie wordt 701.3 kg

erythromycine verkregen. De fermentatie duurt 132 h. Het legen, schoonmaken en het steriliseren van de reactor duurt ongeveer 24 h (lit. 9). Een cyclus duurt 156 h oftewel 6.5 dag. De eis is dat er 1000 ton per jaar erythromycine

geproduceerd wordt. Een jaar heeft 8000 bedrijfsuren (lit. 10). Achter elkaar kunnen er dus (8000/156) 51.3 fermentaties plaatsvinden. Als er aangenomen wordt dat er 10 % verlies van erythromycine tijdens het gehele produktieproces optreedt dan zijn er (1100 ton/701.3 kg) 1568 fermentaties nodig, waaruit volgt dat er (1568/51.3) 30.6 fermentoren nOdig zijn. Dit betekent dus dat er 31 fermentoren gebruikt zullen worden. Er kunnen dan echter (31*51.3) 1590 fermentaties per jaar

plaatsvinden. Door elke 5 h (8000 h/1590 fermentaties) een fermentor te legen en een ander op te starten ontstaat een

continue opwerkingsstroom van (178/5) 35.6 m3 jh.

Nu het aantal benodigde fermentors bekend is kunnen de

benodigde batterijen voor de kweek berekend worden, dit staat in bijlage IV.

3 • 4 Rheologie

Mycelium broths z1Jn visceus. De viscositeit (~) is een belangrijk aspect bij de beschrijving van de

transportverschijnselen. Een relatie tussen de

afschuifspanning (r) de afschuifsnelheid (dyjdt) en hun tijdsafhankelijkheid zou gewenst zijn. Algemeen geldt voor rheologisch gedrag van vloeistoffen:

het

[15]

To , K en n zijn konstanten voor een gegeven vloeistof. Voor

niet-Newtons gedrag van vloeistoffen geldt:

n

'*

1 of r 0

'*

°

1. Power law vloeistoffen: To

=

0

n < 1, pseudoplastische vloeistoffen

n > 1, dilatante vloeistoffen

2. Bingham plastics: ro

'*

0, n = 1

Verder bestaat er de Casson vergelijkng:

r.t=

f.t+K

~

dy

v~ V·O C dt

waarin To en Kc ook stofkonstanten zijn.

[16]

streptomyceten gedragen zich meestal pseudoplastisch (lit. 8),

ondanks dit gegeven kan de vergelijking die geldt voor pseudoplastische vloeistoffen niet voor de broth gebruikt

worden omdat de konstanten onbekend zijn. De viscositeit is nu benaderd door de viscositeit van een extreem visceuze

streptomyceet (lit. 11, 12) te bepalen, die zich als een

pseudoplastische vloeistof gedraagt. Voor de afschuifsnelheid geldt (lit 8):

dy

dt [17]

uit (lit. 11, 12) kan nu de viscositeit bepaald worden voor een fermentatie van 132 h door lineaire interpolatie:

.J

3.5 Benodigde vermogen

De fermentor wordt geroerd met drie zes-bladige turbine

roerders met een toerental (N) van 1.2 s-~ en belucht via een sparger met een gasdebiet (~q) van 0.5 vvm. De dichtheid van de broth (Pb) is 1078 kgm-3 wat berekend is in bijlage V. Het

roerder Reynolds getal is dan:

Hiermee wordt het vermogenskental (Pv) met behulp van (lit. 13)

bepaald op 4.7. Vervolgens kan het onbeluchte vermogen (Po)

berekend worden:

Dit onbeluchte vermogen geldt voor een roerder. Er bestaat een relatie tussen het vermogen en het aantal roerders namelijk:

Als deze relatie gebruikt wordt dan wordt het onbelucht vermogen voor drie roerders 496299.8 W.

[20]

Het beluchte vermogen (Pq) is niet gelijk aan het onbeluchte vermogen. In lito 13 is de volgende relatie gegeven:

D. 4.38 p N D . 2 0 . 115 D. N2 a ~ g )

=

-192 (_~) ( b ~) (~ ) (_-=--DT "b g N D/ D· a

=

1. 96 (-~) DT 12 [21] [22]

a = 1.96*~ = 0.653 5.4

0.5

Het beluchte vermogen oftewel de power input wordt dus:

Pg = 0.5*496299.8 = 248149.9 W

Het vermogen per volume is dan:

248149.9 178

W kW

= 1394.1

=

1.39

3.6 Zuurstof overdracht

Het is van belang dat er voldoende zuurstof aan de biomassa overgedragen wordt. De snelheid waarmee de biomassa zuurstof opneemt wordt de oxygen uptake rate (OUR) genoemd. Deze wordt als volgt benaderd:

Er is zuurstof nodig voor de opbouw van biomassa, die als algemene samenstelling CH1.8No.200.5 heeft en voor de opbouw van erythromycine, die als molecuulformule C37H67N013 heeft. Hieruit blijkt dat er een kwart mol O2 per mol biomassa en 6.5 mol O2 per mol erythromycine gebruikt wordt. De hoeveelheid zuurstof die nodig is voor één mol biomassa (Yxo ) is met het gegeven dat

de molaire massa van de biomassa 24.6 gjmol en die van zuurstof 32 gjmol is:

= 0.325 g g

De hoeveelheid zuurstof die nodig is voor één mol

erythromycine (Y_{ro )} is dan met het gegeven dat de molaire massa van erythromycine 733.92 gjmol (lit. 14) is:

6.5*32

Yro = 1*733.92 0.283 g g

De OUR kan als volgt benaderd worden:

OUR = Y_xo ~ X + Y EO re

Tijdens de fermentatie is: J.I. :::: 0.24 1jh

X :::: 7.7 gjl

re = 3.94j132 = 0.030 gj(l.h) De OUR wordt dan:

OUR

=

0.325*0.24*7.7 + 0.283*0.030

=

0.609 gj(l.h)

[23]

=

0.609j32

=

0.01904 mol 02j(l.h)

=

19.04 mmol 02j(l.h) De snelheid voor de overdracht van zuurstof wordt de oxygen transfer rate (OTR) genoemd. Deze moet groter zijn dan de OUR anders treedt er zuurstof limitatie op. De OTR is als volgt gedefinieerd (lit. 15):

[24]

De druk van het gas (Pg_) is opgebouwd uit de atmosferische

druk (PA)' de hydrostatische druk (PH) en de overdruk (Po). De hydrostatische druk is een functie van de vloeistof hoogte die weer met de tijd verandert. Voor de berekening van de druk van het gas is de helft van de maximale hydrostatische druk

gebruikt: PA

=

1.01325 105 _N/m2 Po

=

0.4 105 _N/m2 PH

=

P g VL

=

1078*9.81*7.8

=

0.82486 10 5 _N/m2 p~.

=

1.01325 105 + 0.4 105 _{+ 0.5 * 0.82486 10}5

=

1.825682 105 _N/m2

=

1.80 atm [25]

De druk van het gas in de fermentor is dus 1.83 105 _{N/m2. In}

lucht zit 21 vol.% zuurstof. De partiële zuurstofdruk (P02) is dan:

P02 = 0.21*1.83 105

= 0.38 105 _Pa

De Henry coëfficiënt (H) voor zuurstof bij 34 °C is 5.07 109 _Pa

(lit. 16). uit de wet van Raoult volgt voor de molfractie dG~7 zuurstof in de vloeistof: ' ... -- \

0.38 105

5.07 109 7 .56 10-6

[26]

De verzadigde zuurstofconcentratie (C·) kan nu berekend worden uit: C·

=

X_{o 2} *V _m

v

=

...e.

m M [27] [28]

De molaire massa (M) van de broth is onbekend en daardoor ook het molaire volume. Daarom wordt de verzadigingsconcentratie berekend voor water, wat de waarde van de broth benaderd:

v

= 994.371 m 18 C·

=

7.56 10-6 *55.2 103

=

_{0.417 mol/m}3 C·

=

0.417*32

=

13.4 g/m3

=

1.34 10-2 gil

De bulk zuurstofconcentratie (C) zal experimenteel bepaald moeten worden. Aangenomen wordt dat deze 30 % van de

verzadigingsconcentratie is. Volgens A. Cheruy en A. Durand (lit. 17) treedt er dan geen zuurstoflimitatie op. De bulk zuurstofconcentratie wordt dan:

C

=

0.3*C·

=

0.3*0.417

=

0.125 mol/m3

C

=

0.125*32

=

4 g/m3

=

_{4 mg/l}

Om nu de OTR te berekenen is een relatie voor de

zuurstofoverdrachtscoëfficiënt (k1a) nodig. Daniel Wang et al. (lit. 18) hebben zo'n relatie bepaald voor niet-Newtonse

broth's die een pseudoplastisch gedrag vertoonden op een circa

30 m3 _schaal:

v ₈

=

[29]

[30]

waarin k1a

=

de zuurstofoverdrachtscoëfficiënt ~2/(1.h.atm)

K = 9.35 P 0.33 ( ---2: ) = V_L HP 0.33 10001 ) cm 0.56 = ( - . - ) ffi1n mM 02 = 324.3 1.h.atm

De bulk zuurstofconcentratie is 0.125 mmol/l en de druk van 16

het gas is 1.80 atm, de k1a wordt da per uur:

324.

De OTR wordt dan:

= 4670

~

, I" , ,,,,,:~ I, '~', ~ .~~ OTR = 4670*0.7*1.34 10-2 _{= 43.8 gj(l.h)}

Dit is een benadering. In de praktijk kan de OTR lager zijn. De zuurstofoverdrachtscoëfficiënt is geëxtrapoleerd uit een experiment voor een niet-Newtonse broth op een schaal van 30

m3

, dus ten eerste is de k1a bepaald voor een ander systeem en ten tweede voor een andere geometrie. Om een juiste schatting van de OTR te krijgen zal de k1a experimenteel bepaald moeten worden.

Als nu de OUR en de OTR vergeleken worden dan blijkt dat er geen zuurstoflimitatie optreedt. Afhankelijk van de

hoeveelheid van het anti-schuimmiddel kan de k1a nog dalen. Om uitsluitsel te krijgen of er wel of geen zuurstoflimitatie optreedt zal er praktisch gemeten moeten worden. Als er dan

zuurstof 1 imitatie optreedt dan kan in eerste instantie het gasdebiet verhoogd worden naar 1 vvm.

.J

3.7 Warmtebalans over de fermentor

Een algemene warmtebalans voor een bioreactor is (lit. 11):

De afzonderlijke warmteeffecten worden nu één voor één behandeld.

[31]

Cooney et al. (lit. 8, 19) hebben aangetoond dat voor aerobe fermentaties ongeveer 460 J aan warmte vrijkomt (~~) voor iedere geconsumeerde mmol zuurstof. Dus als de de OUR van de fermentatie bekend is kan de snelheid van vrijkomende warmte (Q •• t) dat geassocieerd is met het aerobe metabolisme berekend worden: Q •• t = OUR AHr V_L . / = 19.04/3600*460*178 103 = 433054.2 W = \1433.1 kW \ [32]

De warmteproduktie door roeren is gelijk aan de power input, die berekend is in 3.5, dus:

Qaq

=

248. 1 kW

De warmteproduktie door beluchting is nul. Het gas komt met een temperatuur van 34°C de fermentor binnen er bestaat dus

geen temperatuur verschil tussen het binnenkomende gas en de vloeistof in de fermentor. Voor de warmteproduktie geldt:

Q

=

m Cp ~T

De warmteophoping is nul want de fermentor wordt bij een konstante temperatuur van 34°C bedreven.

[33]

Voor het warmteverlies door verdamping, is er ~genomen dat (~~ de ingaande zuurstof stroom geen waterdamp bevat en dat de

uitgaande stroom verzadigd is met waterdamp. Het warmteverlies is dan gelijk aan de waterdampstroom (mw) vermenigvuldigd met de verdampingswarmte (~Hv):

[34]

In (lit. 16) is gegeven dat de hoeveelheid water per •. A .. ~

hoeveelheid lucht bi j een druk van 1.83 105 _N/m2

, 2.2 10-2 is. '\ {Y'-"'V'V" \.

De waterdampstroom is dan gelijk aan die hoeveelheid

vermenigvuldigd met het gasdebiet en de dichtheid van lucht: mw = 2.2 10-2 _CPq

Pl = 2.2 10-2

*1.48*1.29

=

4.20 10-2 _kg/s

Q.vap

=

4.20 10-2

*2261.5

=

95 kW

De waterdampstroom is 151.2 kgjh dit moet per uur aangevuld worden.

De warmteeffecten veroorzaakt door in- en uitgaande stromen

zijn verwaarloosbaar als aangenomen wordt dat alle stromen die de fermentor intreden dat doen met een temperatuur van 34

oe.

De warmteeffecten veroorzaakt door de temperatuursverandering van de apparatuur worden ook verwaarloosd zodat Q •• n geli jk is aan nul.

Dan kan nu de warmte berekend worden die afgevoerd moet worden:

Q."Ch

=

4 3 3 • 1 + 2 4 8 • 1 - 9 5

=

5 8 6 • 2 kW

Er is aangenomen dat er geen warmte aan de omgeving afgevoerd wordt, dus alleen de warmtewisselaars voeren de warmte af. Er

is gekozen voor twee soorten warmtewisselaars namelijk een koelmantel en een koelspiraal. Er is voor twee

warmtewisselaars gekozen in plaats van één in verband met de sterilisatie van de fermentor, deze kan dan sneller opgewarmd en gekoeld worden. In bijlagen VI en VII zijn de

warmtewisselaars berekend. De resultaten zijn:

De koelmantel heeft een uitwisselend oppervlak van 206.1 m~ en voert 303.4 kW warmte af. De koelspiraal moet dan 282.8 kW warmte afvoeren en het uitwisselend oppervlak is dan 92.8 m2

• De in- en uitlaat temperaturen van het koelwater zijn

3.8 LUchtcompressie

De druk van de lucht die de fermentor ingaat moet gelijk zijn aan de gasdruk (P q •• ) in de f ermentor. De lucht moet dus

gecomprimeerd worden.

De druk die de compressor moet leveren is de druk van het gas in de fermentor plus de drukval over de sparger, het

luchtfilter en de warmtewisselaar:

[35]

De drukval over de sparger wordt verwaarloosd, (lit. 20).

De drukval over de filter (een hydrofobisch membraan cartridge filter), wordt geschat op 0.3 105 _{N/m2, (lit. 8) en de}

toelaatbare drukval over de warmtewisselaar voor het gas is

0.3 105 _{N/m2. De druk na de compressor (Puit) wordt dan gelijk}

aan 242568.2 N/m2.

De lucht die de compressor ingaat heeft een temperatuur van 20

oe

en een atmosferische druk. Als de compressieverhouding

(Pb/Puit) kleiner dan vijf is, wat in dit geval zo is, dan kan een éénstaps centrifugaalcompressor gebruikt worden. De

compressie wordt als een adiabatisch proces beschouwd, met behulp van perry's (lit. 16) wordt de temperatuur na de compressor en het gasdebiet voor de compressor bepaald:

Puit

r = =

Pin

242568.2

101325 = 2.394

uit de tabel 6-1 voor lucht (lit. 16) kan nu de factor X die (rO. 283 - 1) is, bepaald worden:

X

=

0.27024

De temperatuur na de compressor kan als volgt berekend worden:

Tuit = Tin (X + 1) = 293*(0.27024 + 1) = 372.2 K = 99.2

oe

uit de gaswet volgt:

Puit Tin Pin Tuit

242568.2*293

101325*372.2 1. 88

Het gasdebiet na de compressor is 0.5 vvm oftewel 5340 m3/h, dus voor het debiet voor de compressor geldt:

CPln

=

1.88*CPult = 1.88*5340 = 10039.2 m3_/h

Voor het vermogen van de compressor geldt, (lit. 16):

kWad = 9.81 10-4

*10039.2*101325*0.27024

=

269671 W

=

269.7 kW

[36]

Het gas komt dus de compressor uit met een druk van 2.43 105

Pa en een temperatuur van 99.2

oe.

De fermentor wordt bij een

temperatuur van 34

oe

bedreven dus het gas moet gekoeld worden naar een temperaruur van 34

oe.

Het gas wordt gekoeld met

koelwater van 20

oe.

De benodigde warmtewisselaar is berekend volgens het werkschema uit lito 21 en is verder uitgewerkt in bijlage VIII.

Het resultaat is dat er 130347.6 W warmte afgevoerd wordt bij een uitwisselend oppervlak van 34.6 m2

• De in- en uitlaat

temperaturen van het koelwater zijn respectievelijk 20

oe

en 26

3.9 Koeling van de broth

De fermentors worden geleegd als de fermentatie beëindigd is, wat een continue opwerkingstroom van 35.6 m3_{/h opleverde De} extractie wordt uitgevoerd bij een temperatuur van 20

oe.

De broth wordt dus niet gekoeld met gewoon koelwater, dat wil

zeggen water met een temperatuur van 20°C, maar het wordt gekoeld met voorbehandeld koelwater. Koelwater van 20 °C wordt dan in een zogenaamde 'vapor compression cycle' met als

koelvloeistof ammoniak of freon gekoeld tot de gewenste temperatuur, wat in dit geval 10

oe

is.

De broth is zeer visceus, het heeft een viscositeit van 1.48 Pa.s, daardoor is het Reynolds getal erg laag. In zulke

gevallen worden vaak platenwarmtewisselaars gebruikt omdat deze turbulentie kunnen verkrijgen bij lage Reynolds getallen. Voor de berekening van de platenwarmtewisselaar is het

werkschema van E.A.D Saunders (lit. 22) gevolgd. De berekening staat in bijlage IX.

De af te voeren warmte is 629160 W en het uitwisselend oppervlak is 540 m2

• De in- en uitlaat temperaturen van het koelwater zijn respectievelijk 10

oe

en 24

oe.

22

-ERYTHROMYCIN FERMENTATION

....

BRPX 217 MACHINES SEPARATION

5 m3'hr FOR EACH MACH INE

CONCEN TRATE ! "l1li

,.~

WATER !""" I LlaUID PHASE TO I \'I'ASHING FURTHER TREATI,~:r-;T c=::J ... I I

I

I

...

I I

REPEATED ERPX SEPt-Rt-TION t-T St-ME THROUGHPUT

...

h~YCELll,;'~

Figuur 6: Het gebruik van centrifuges in de opwerking van

c

I

--

'-I

I

C·

-'

4 Opwerking van erythromycine 4.1 Inleiding

Er zijn verschillende mogelijkheden om de broth na de

fermentatie op te werken. Voor de eerste groep mogelijkheden wordt allereerst de vloeistof gescheiden van de vaste

deeltjes, zoals resten zetmeel en soyameel, en

microörganismen. Voor deze scheiding gebruikt men een filter of een centrifuge.

De meest gebruikelijke scheidingsmethode van vloeistof en vaste deeltjes bij de produktie van antibiotica door

actinomyceten (hiertoe behoort streptomyces Erythreus) is vacuüm drumfiltratie met precoat. De soort, "slijmerigheid", morfologie en grootte van de microörganismen, de pH,

viscositeit en temperatuurgeschiedenis van de broth, mogelijke besmetting door ongewenste microörganismen, en de fysische eigenschappen van het onoplosbaar deel van het overgebleven substraat zijn de faktoren die aan de moeilijkheden bij

filtraties van fermentatiebroths bijdragen. Het niet-Newtonse gedrag van de broth en de compressibiliteit van het mycelium, dat de permeabiliteit van de cake op het filteroppervlak

verlaagt, voegen extra complicaties toe aan de filtratie (lit.

8) •

Het gevolg is dat zowel filtratiesnelheid als was-efficiëntie afneemt, waardoor verlies van produkt optreedt. Het gebruik van precoat-materialen en filterhulpmiddelen (zoals kiezelgoer en perliettypen) minimaliseren deze problemen.

Bij de keuze van deze filterhulpmiddelen moet in overweging genomen worden dat aminoglucoside-antibiotica aan kiezelgoer en cellulose-filterhuplmiddelen binden en dus verloren gaan. Er zijn producenten die in plaats van vacuüm drumfilters centrifuges gebruiken. Het mycelium wordt dan gescheiden in sOlids-ejecting machines (maChines die de vaste stof

automatisch naar buiten pompen). Het mycelium wordt daarna eenmaal met water gewassen en weer gecentrifugeerd (lit. 23). Het schema is te zien in figuur 6.

Na het scheiden van de vaste stof en de vloeistof vindt de extractie plaats. Aangezien de evenwichtsconstante afhankelijk is van de pH (bij hoge pH ligt het evenwicht aan de kant van butylacetaat, bij lage pH aan de kant van water) en

erythromycine instabiel is bij zowel hoge als lage pH (lit. 14) is een korte contacttijd tijdens de extractie

noodzakelijk.

Belangrijke factoren om centrifuges boven andere extractoren te verkiezen zijn de volgende (lit. 24):

- snelle massa overdracht en kleine contacttijd

- snelle en best mogelijke fasescheiding in geval van een klein dichtheidsverschil en lage oppervlaktespanning tussen extract en raffinaat fasen.

De extractie wordt gewoonlijk bij 5

oe

uitgevoerd.

Erythromycine is minder instabiel en lost beter op in water bij deze temperatuur (bijlage X).

Een veel gebruikte centrifugaal extractor is de Podbielniak extractor (lit. 16).

Een tweede mogelijkheid is het toepassen van "whole broth-extraction". Hierbij wordt de extractie uitgevoerd op de ongefilterde broth. Deze technologie is ontwikkeld omdat in principe filtratie de zwakke schakel is in de totale opwerking van antibiotica (lit. 24). De extractie is gebaseerd op het gebruik van een tegenstrooms extractiedecanter, die zodanig vormgegeven is dat ook fermentatiebroths verwerkt kunnen worden.

Er zijn pilot testen uitgevoerd die aantonen dat het direct extractie proces beter is dan de gebruikelijke methode van filtratie en extractie. De 11 testen tonen een verhoging van de opbrengst van 10-15 % zuivere erythromycine. Het

erythromycine wordt zonder grote moeilijkheden met direct fasecontact geëxtraheerd met butylacetaat. De faseverhouding, broth:butylacetaat, is 3:1 tot 4:1. De fasescheiding in de decanter is zo goed (er is geen vaste stof zichtbaar in het butylacetaat), dat verdere opwerking mogelijk is zonder nazuivering van de solvent (lit. 25).

Door de relatief hoge deeltjesconcentratie in de broth wordt zo'n 3 % van de solvent geabsorbeerd. Dit deel van het

butylacetaat kan niet mechanisch afgescheiden worden. Met twee decanters is een overdracht van 95-97 % mogelijk

Funktions- und Konstruktionsmerkmale

1 Hauptlager 2 Scheideteller 3 Schêlscheibenkammer 4 Schalscheibe 5 Zulauf Suspension 6 Einlaufrohr Extraktionsmittel 17 7 Einlaufrohr Suspension 8 Zulauf Extraktionsmittel 9 Hauptlager 10 AbfOhrung Extrakt 11 Regulierscheibe 12 Schnecke 13 Trommel 14 Verteiler 15 VerteiierOffnungen 16 Ablaut Raffinat 17 Kurvenscheibengetriebe

Dekanterausführung für: spez. schwere Phase - Suspension

spez. leichte Phase - Extraktionsmittel

Figuur 7: Tegenstrooms extractiedecanter (lit. 30)

C.-'

I

"-.... I I

4.2 Theorie van de extractie

Hoewel er geen theorie is die de extractie in een tegenstrooms extractiedecanter beschrijft, is het mogelijk een benadering te geven met een theorie zoals die is weergegeven voor een centrifugaal extractor met axiale fasedoorstroming en

inwendige roerders (lit. 26). In de extractor zijn meng- en ontmengzones te onderscheiden. Voor de decanter (fig. 7) is aangenomen dat er 1 mengzone en 2 ontmengzones zijn.

De grootte van het menggebied wordt bepaald door de plaats van de invoer van de lichte fase (butylacetaat) en van de zware fase (broth). De sCheidingszones bevinden zich aan weerskanten van het menggebied.

De holdup in het menggebied is gedefiniëerd als de verhouding van het volume van de zware fase en het totale volume, waarbij L' en H' recirculatiestromen zijn:

h H+H' H+H'+L+L'

Voor de fractie van dispersie geldt:

ex = Tevens geldt: h h Dit levert: h

=

L+H' H+H'+L+L' = H' H'+L H L'+H H L H 1-(1 + -L (I [37]

'

\

~. [38] i I [39] [40] I [41]

Hieruit volgt dat het mogelijk moet z1Jn om de holdup van de

disperse fase bij gelijkblijvende H/L verhouding te verhogen )

door (kunstmatige) vergroting van Q. De recirculatiestroom van de zware fase H' wordt in dat geval groter, terwijl de

Indien er geen speciale voorzieningen z~Jn getroffen in het ontmenggebied dan zal a afhangen van de verhouding van H en L:

(t = L

H+L

Hiermee volgt dat h gelijk is aan 0,5.

[42]

Met formule 43 kan het door de roerder toegevoerde vermogen per massaeenheid berekend worden.

[43]

Deze waarde wordt gebruikt in vergelijking 44 om de

druppeldiameter van de disperse fase te schatten (lit. 13). De formule is geldig voor vaten anders dan het standaardvat.

[44]

voorwaarde voor het bereiken van deze druppeldiameter is dat de verblijf tijd van beide fasen groter is dan de mengtijd. De mengtijd is af te schatten met de volgende vuistregel:

=

[45]

De verblijf tijd van beide fasen in het menggebied volgt uit:

=

<Pd,€

+

<P

_c

,€

De stofoverdrachtscoëfficiënt voor de continue fase is:

k c

=

IDc

- - *

d3 . 2 [ ( di €

ip

]O.62(

D

)0.17(

11

)0'36]

2+0.47*

3.2

c -2.. c TIc D", PcIDc

De stofoverdrachtscoëfficiënt voor de disperse fase is

26

[46]

afhankelijk van het wel of niet aanwezig Z1Jn van circulatie

in de druppels. Bi j een Sauterdiameter (d3 • 2 ) groter dan de

kritische diameter (vergelijking 48) is dit het geval (lit.

27).

~

d ..

-cr àpg

[48]

De stofoverdrachtcoëfficiënt in het geval van circulatie wordt gegeven door (lit. 16):

d

[3"

(

-

À ID

e

l]

k = -~ln _ " B2exp n d

d 68 8 L.." n d2

n3_{1 p}

De constanten Bn en Àn zijn afhankelijk van het quotiënt

kcdp/IDc ( l i t. 16).

[49]

Met deze twee overdrachtscoëfficiënten, kc en kd l kan de

overall stofoverdrachtscoëfficiënt betrokken op de disperse fase berekend worden.

Kev is de evenwichtscoëfficiënt. In dit geval is deze pH-afhankelijk (zie bijlage X).

Met deze waarde en de waarde voor het specifiek oppervlak:

a

=

volgt het aantal stofoverdrachtstrappen betrokken op de disperse fase.

Het rendement op de disperse fase Ro,d kan voor een menger berekend worden met:

[50]

[51]

[53]

Het gemiddeld traprendement over de gehele extractor volgt uit vergelijking 54:

log ( l+Ro,d*(E-l) )

log E

waarin E de extractiefactor is:

S

E = K -_{ev R}

[54]

[55]

Voor een goede scheiding is het belangrijk dat de bezinktijd van een druppel kleiner is dan de verblijf tijd van de continue fase in de ontmengzone. De bezinktijd wordt berekend door

integratie over de bezinksnelheid.

v _c

=

[56]

[57]

De verblijf tijd van de continue fase in de ontmengzone volgt uit :

t _s = [58]

Voor de bepaling van ~, het dwarsoppervlak van de continue fase, is de diameter van de positie van de grenslaag nodig. Deze is te berekenen met:

,,,

D _g = [59]

We z1Jn ervan uitgegaan dat 1 decanter overeenkomt met 1 trap, zodat het aantal trappen gelijk is aan het aantal decanters in serie maal het gemiddeld traprendement. Met het aantal trappen en de extractiefactor is het percentage niet-overgedragen

stof, f, te bepalen:

4.3 Berekening van de extractie

Met de volgende waarden zijn deze grootheden te berekenen. Pv = 5 (aanname gemaakt voor de schroef)

Nr = 0.583 s-l. (lit. 28) Dr = 0.354 m

d = 0.1955 m L .. ,. = 0.42 m

V. =

o.

251r (Otr 2_d2) *L..,. = 0.0287 m3

Met verg. 43 volgt: €

=

0.192 Wkg-l.

(J = 51 e-3 Nm-l. (bijlage X) h = 0.5

Pc = 883 kgm-l (lit. 29) Tld = 1.48 Pas (hfdst. 3.4) TIc = 0.66 e-3 Pas (lit. 16)

€ = 0.192 Wkg-l.

Met verg. 44 volgt: d l.₂

=

4.5 e-3 m (J ₌ 51 e-3 Nm-l.

Pd = 1078 kgm-l (bijlage V)

àp = 1078

-

883 = 195 kgm-l g = 9.81 ms-2

Met verg. 48 volgt: dc ~ 1 e-4 m

Aangezien dc kleiner is dan d l._{2 is er sprake van circulatie in} de druppels.

V.

=

0.0287 ml

CPcirc

=

N1rO/*1rO.,

=

0.255 m3_s-1.

Met verg. 45 volgt: t.

=

0.450 s

ex = 0.2

H = 1.41 e-3 mls-l. L = 3.53 e-4 m3s-1.

V. = 0.0287 m3

Met verg. 46 volgt: tr = 8.136 s

Aangezien tr

=

18*t., kan aangenomen worden dat de menger goed gemengd is.

IOc = 4.39 e-10 m2_{s-1. (bijlage X)}

d3 • 2 = 4.5 e-3 m

€ = 0.192 Wkg-l.

TIc = 0.66 e-3 Pas Pc = 883 kgm-l Or = 0.354 m Ow = 0.354 m

Met verg. 47 volgt: kc = 3.45 e-5 ms-l. 30

kcdp/IDc

=

353

Voor kcdp/IDc = 320 geldt (lit. 16): Àl

=

1.600 À2

=

8.62 À3

=

21.3 B1

=

1.31 B2

=

0.583 B3

=

0.391 ij

₌

_tr

₌

8.136 d p

=

d3 •2

=

4.5 e-3 m 1Dd

=

1.22 e-13 m2s-1 (bijlage X)

Met verg. 49 volgt: kd = 1.74 e-5 ms-1

kd

=

1.74 e-5 ms-1 Kev

=

105.3

kc

=

3.45 e-5 ms~

Met verg. 50 volgt: KO,d

=

1.73 e-5 h

=

0.5

d3 •2

=

4.5 e-3 m

Met verg. 51 volgt: a

=

666.7 m2m-3

Ko,d

=

1.73 e-5 ms-1 a

₌

666.7 m2_m-3 V.

=

0.0287 m3 Qd = H( 1-a)-1 = 1.7625 e-3 m3s-1 Met verg. 52 Met verg. 53 SIR

=

0.25 K

=

105.3 Met verg. 55 RO,d

=

0.158 E = 26.3 volgt: Ntu,d = 0.188 volgt: RO,d

=

0.158 volgt: E = 26.3

Met verg. 54 volgt: Ro = 0.492

ms-1

Voor drie decanters is het aantaloverdrachtstrappen 1.476

~c

=

0.66 e-3 Pas

~

=

4000/60*2~

=

419 rads~

d3 • 2

=

4.5 e-3 m

Ap

=

195 kgm-3

R2/Rl = Dtr/d

=

0.354/0.1955

a'

₌

4

H

=

1.41 e-3 rn3s-I.

L

=

3.53 e-4 rn3s-I.

d

=

0.1955 rn Dt r

=

0.354 rn

Met verg. 59 volgt: Dg = 0.236 rn

Ls = 0.40 rn

As

=

0.257r(Dg2-d2)

=

0.0147 rn2

Qc

=

La-I.

=

1.7625 e-3 m3s-I.

Met verg. 58 volgt: ts

=

3.33 s

De verblijf tijd in de ontmengzone is groot genoeg aangezien t s

=

3 e5*tb •

E

n

= 26.3

=

1. 476

Met verg. 60 volgt: f

=

0.0077

=

0.77 %

(De waarden voor de afmetingen van de extractiedecanter zijn met behulp van enkele gegevens (lit. 30) en de aanname dat de decanter op schaal getekend is, bepaald.)

4.4 Reëxtractie

Voor de reëxtractie is eventueel ook gebruik te maken van extractiedecanters. Een decanter geeft dan een gemiddeld traprendement (zie bijlage XI) van:

Ro

=

0.873

Omdat na de extractie het butylacetaat helder is (er bevinden zich dus geen vaste deeltjes in, lito 28), is het eveneens mogelijk om centrifugaal separatoren met "solid wall bowl" te gebruiken. Dit heeft als bijkomend voordeel dat eventuele deeltjes niet met de waterfase meegaan, maar in de separator achterblijven. De separatoren dienen wel regelmatig

schoongemaakt te worden.

De fabrikant van decanters en centrigugaal separatoren,

Westfalia Separator AG, geeft voor de extractie van aceton uit tolueen naar water het aantal theoretische trappen op (lit.

31) :

decanter: 1.7

centrifugaal separator: 1

Voor 1 decanter is 1.7 centrifugaal separator nodig. Onder aanname dat het gedrag van het systeem

erythromycine-butylacetaat-water zich op dezelfde wijze verhoudt in

decanters en separatoren als het systeem aceton-tolueen-water, is het mogelijk het aantal benodigde separatoren in serie te bepalen.

Er zijn 3.4 separatoren in serie nodig om een even grote

overdracht te behalen als met 2 decanters in serie. Het aantal trappen per separator voor het systeem

erythromycine-butylacetaat-water is:

0.873*_1- = 0.514 1.7

Voor 4 separatoren in serie is het aantal trappen, n

=

2.056,

zodat volgt voor f (verg. 60):

~'

4.5 Erythromycine verlies bij extractie en reëxtractie Met de berekende overdracht (l-f) en de stromen van broth, butylacetaat en water kan met behulp van een computerprogramma

(zie bijlage XII) de steady state bepaald worden. De volgende aannames worden hierbij gemaakt:

- 3 % van het butylacetaat dat in de extractie gebruikt wordt, blijft achter in de broth (lit. 28).

- 0.4 % van het butylacetaat dat de reëxtractie ingaat, komt terecht in het water (bijlage X).

- De menging van het butylacetaat en de broth is zo goed dat de overdracht gelijk is aan de verdeling van het

erythromycine uit de broth en het gerecirculeerde butylacetaat, in de broth en het butylacetaat. In formulevorm:

[61]

Al na 5 recirculaties veranderen de waarden van de verschillende massastromen niet.

In de broth blijft een erythromycinestroom achter: 5.2570 kg/h In het butylacetaat komt terecht: 135.04 kg/h

In het gerecirculeerde butylacetaat blijft achter: 0.0037 kg/h In het water komt terecht: 135.01 kg/h

In de broth blijft butylacetaat achter: In het water komt butylacetaat terecht:

q,ba = O. 267 m3/h q,ba

=

0.0345 m3/h

Er blijkt geen extra spui van butylacetaat nodig te zijn om

~

ophoping van erythromycine in het butylacetaat te voorkomen.

Het toevoegen van de hoeveelheid butylacetaat die verloren gaat in broth en water blijkt voldoende te zijn.

Het is niet zeker dat deze verversing van butylacetaat

voldoende is om ook te grote ophoping van andere componenten te voorkomen. Aangezien gegevens hierover ontbreken wordt

aangenomen dat er geen andere componenten dan erythromycine en butylacetaat overgedragen worden.

Het totaal verlies aan erythromycine na extractie en reëxtractie wordt dan:

1- 135.01 = 0.037 = 3.7 %

140.264

4.6 Totaal erythromycine verlies

Erythromycine gaat behalve bij extractie en reëxtractie ook verloren door instabiliteit. Voor de grootte van dit verlies moet een aanname gemaakt worden.

uit de literatuur (lit. 32) blijkt dat het verval een eerste orde reactie is, tenminste voor de eerste 2-3 % van deze reactie. [El

=

e-kt [Eo] verlies = 1-...lm... [Eo] [62] [63]

Voor een pH van ongeveer 5 en een temperatuur van 37

oe

is de reactieconstante 25 e-4 min-l. = 0.15 h-l..

Tevens blijkt dat bij 25

oe

de reactieconstante k ongeveer een kwart van de waarde bij 37

oe

is. Aangenomen wordt dat bij 20

oe

k ongeveer een vijfde is van de waarde bij 37

oe.

Hieruit volgt dat voor een pH van ongeveer 5 en een temperatuur van 20

oe

de reactieconstante 5 e-4 min-l. = 3 e-2 h-l. is.

Tevens wordt aangenomen dat het verval bij een pH van 9.4 met eenzelfde reactieconstante verloopt.

De gemiddelde tijd, tijdens welke erythromycine blootgesteld is aan een hoge en lage pH, wordt geschat op 5 min (ongeveer 20 s voor het basisch maken, 40 s voor de extractie, 40 s voor de reëxtractie, 83 s voor het aan zuren en extra tijd voor

verblijf in de buizen, zie bijlage XIII).

Met behulp van vergelijkingen 62 en 63 volgt dat het verlies aan erythromycine door instabiliteit 0.25 % is. r -Het verlies wordt dan:

1-( 135 . 01- 0 . 35 ) 0 . 0 4 0 4 . 0 %

140.264

De aanname is dat door kristallisatie ongeveer 5 % verloren gaat. Het totaal verlies wordt dan 8.8 %, zodat de opbrengst aan erythromycine 127.9 kg/h is. De jaarlijkse opbrengst is dan 1023 ton.

5 Afvalwaterzuivering

Er vindt geen opwerking van butylacetaat uit de broth plaats om de volgende redenen:

1. Butylacetaat wordt tot een zekere concentratie verwerkt door microörganismen in een sludge afvalverwerkingssysteem. 2. De opwerking van de broth geeft problemen:

- De broth is vervuilend zodat veel schoongemaakt dient te worden.

- De broth bevat veel componenten, de samenstelling is niet bekend, zodat simulatie niet mogelijk is.

- De broth is schuimvormend, zodat agents noodzakelijk zijn. Deze agents maken de opwerking kostbaar.

3. Met gebruikt koelwater is de concentratie van butylacetaat zOdanig te regelen dat deze acceptabel is voor de

microörganismen in het sludge systeem.

Erythromycine, een antibioticum, wordt eveneens geloosd in de afvalwaterzuivering. Dit kan de werking van de zuivering

verstoren. Erythromycine is echter geen breedspectrum antibioticum, zodat niet alle microörganismen schade

ondervinden. Het is mogelijk dat de microörganismen resistent worden.

De concentratie van butylacetaat en erythromycine in de afvalstroom kan bepaald worden:

35.6 m3_{/h broth;} 0.267 m3_{/h butylacetaat;} Pbr

=

1078 kg/m3 Pba = 883 kg/m3 Pgemid = 35.6*1078 _35.6 + 0.267*883 + 0.267 1077 kg/m 3

De concentratie butylacetaat is dan 6.10 e-3 kg/kg = 6100 ppm.

De concentratie erythromycine is dan 1.36 e-4 kg/kg = 136 ppm. De gevoeligheid bij de meeste erythromycine-gevoelige kiemen ligt bij 0.05-0.5 y/ml (lit. 1). Dit komt overeen met 50-500 ppm. Wanneer besloten wordt de concentratie erythromycine niet boven 50 ppm te laten komen, moet koelwater bijgemengd worden. De stroom die hiervoor nodig is, is:

Totale massastroom nodig = 5.2570

50e-6 1.05 e6 kg/h

Deze is gelijk aan 35.6*1078 + 0.267*883 + ~~*998

De benodigde waterstroom is 66.7 m3_/h

De concentratie butylacetaat wordt dan 2.24 e-3 kg/kg = 2240 ppm.

Screens and commlnulton Grit removal ~~ _~:iilI~;,~ Metering Chlorine Pnmary Blologlcal Secondary C₂ contact

setthng process settling ' I chamber

~---!

11

-

1.

.

--

Effluent • ~~.~ ~ .. " I • ~ .... " ..:-::.:d~ ~ _ _ -• ! ' : Mixer Sludge :

L

__ ...

~

...

~

Pump thickening

i,

:

• • • _ ••••••••••

~

••

~.~~:.

•••••••••

~

Pump storage Figuur 8: Waste gas burner Heal exchange

.

_:

.

_:

.

.

Legend ~ Unit operalIons Unit processes i : : . - . _ -. . - T

~:';::::"

r--·_··j_{_ · _ · · · , Drying} Elut~iate Filirate

B

...

-

5011

:

---_ .... -._-*._._ ....

</

.

,.,,,

".,,,

····CJ--··-ASh

Elutriation Vacuum Digestion filtration Combustion

Proces schema van een afvalwaterzuivering (lit. 34)

c

L

Als uitgegaan wordt van de MAC waarde (maximaal aanvaarde concentratie) van butylacetaat dan moet de concentratie onder de 150 ppm komen (lit. 33).

Totale massastroom nodig = 235.761 = 1.57 e6kgj h 150e-6

Deze is gelijk aan 35.6*1078 + 0.267*883 + ~~*998 De benodigde waterstroom is 1536 m3_/h

De concentratie erythromycine is dan 3.34 e-6 kg/kg

=

3.3 ppm. Een mogelijke afvalwaterzuivering maakt gebruik van een

geactiveerd sludge systeem (lit. 34). Deze heeft een schema zoals getekend in figuur 8.

6 Veiligheid

Met betrekking tot de veiligheid dienen enkele maatregelen genomen te worden.

Hoewel de extractie en reëxtractie bij 20

oe

plaatsvinden, is het belangrijk met eventueel explosiegevaar rekening te

houden. Het vlampunt van butylacetaat is bij 22

oe

(lit. 33). (Dit geldt voor de zuivere stof. Het vlampunt hangt sterk af van de kwaliteit; voor sommige kwaliteiten kan het vlampunt

zelfs 10 - 12

oe

hoger liggen.) Er dient gewerkt te worden met gesloten apparatuur, de elektrische apparaten dienen

explosieveilig te zijn en er moet voor voldoende ventilatie gezorgd worden.

In het proces wordt gewerkt met een NaOH-oplossing.

Natriumhydroxide is een sterke base en reageert heftig met zuren. De stof is corrosief en lost op in water onder sterke warmteontwikkeling met kans op vorming van bijtende nevels

(lit. 33). De mengvaten en pijpleidingen die met natronloog in aanraking komen dienen gemaakt te zijn van corrosiebestendig materiaal, zoals roestvrijstaal.

Er wordt tevens gewerkt met zwavelzuur. Dit is een sterk ~~

oxi~atiemiddel, reageert heftig met basen en is eveneens

!

córr~De mengvaten en pijpleidingen die met zwavelzuur in aanraking komen, dienen gemaakt te zijn van corrosiebestendig materiaal, zoals roestvrijstaal.

K.t, d i r e k t

--1---

K1 , sea1-variIÛMl1

~ot Ka, overbead (incUraxt)

Figuur 9: Model van de totale kosten van een produkt (lit. 35)

L, I

De totale kosten van een produkt, Kt, kunnen verdeeld worden in de algemene kosten, Ka (hieronder vallen de kosten van

marketing, administratie, research en ontwikkeling), en de fabrikagekosten, ~. Het is gebruikelijk deze kosten weer onder te verdelen in indirekte fabrikagekosten of plant overhead, Ko,

en direkte produktiekosten, Kd. De direkte produktiekosten zijn onder te verdelen in kosten die produktievolume-afhankelijk zijn, ~, semi-variabele kosten, KL, en

investerings-afhankelijke kosten, Ki.

Dit model (zie fig. 9) is echter niet het enige. Vaak worden

kosten op een andere manier verdeeld door een wat andere groepering, die vaak met dezelfde naam wordt aangeduid (lit.

35).

In dit geval bestaan de totale kosten uit de produktievolume-afhankelijke kosten, de semi-variabele, de

7.1 produktievolume-afhankelijke kosten

De produktievolume-afhankelijke kosten, ~, bestaan onder andere uit de kosten voor grondstoffen. Verder worden ook de kosten voor elektriciteit en koelwater hiertoe gerekend. Deze kosten voor de erythromycine fabriek zijn:

Grondstoffen

benodigd materiaal kosten

68 041 025 kg/y zetmeel f 31 979 281,75 8 190 359 kg/y soyameel f 4 095 179,50 240 528 m3_{/y proceswater f 601 320,00} 285 kg/y NaOH f 467,52 36 kg/y H2SO. f 174,40 2 130 022 kg/y butylacetaat f 3 834 039,60

De kosten voor grondstoffen zijn f 40 510 462,77.

Elektriciteit

aantal vermogen energie

[kW] [kWh] fermentor R4 31 248.1 61 528 800 compressor C3 31 269.7 66 885 600 decanter Ml1,16,19 21 30 5 040 600 separator M12,15,17,20 4 11 352 000 mengvat V7 1 8.3 66 400 mengvat V22 1 8.5 68 000 mengvat V13 1 0.2 1 600 mengvat V23 1 0.2 1 600 pomp P5,9,10 3 1 24 000 pomp P14,18,21 21 1 168 000

De totale benodigde energie is 134 136 600 kWh. Met een prijs van f 0,10/kWh worden de energiekosten f 13 413 660,-.

.J ~J Koelwater stroom stroom [kgs-l. per fermentor) [m3 /y) koelmantel R4 7.63 6 825 715 koelspiraal R4 9.0 8 051 303 koeler H2 5.2 4 651 864

De stroom wordt 19 528 882 m3_{/y. Met een prijs voor koelwater}

van f 0,05/m3 worden de kosten f 976 444,10 . stroom stroom [kgs-l. ) [m3 /y) koeler H6 15.0 432 866 De stroom is 432 866 m3

/y. Met een pr1Js voor voorbehandeld koelwater van f 0,10/ml _{worden de kosten f 43 286,60.}

De totale produktie-afhankelijke kosten worden nu: Kp = f 54 943 853,47.

7.2 Investerings-afhankelijke kosten

De investerings-afhankelijke kosten, Ki,maken deel uit van de kosten, die vaak als vaste kosten worden omschreven. De meest belangrijke vaste kosten zijn rente en afschrijving. De kosten voor de investering kunnen berekend worden met behulp van de Langfaktor • Deze wordt benaderd door L = 10*E-o

.22, waarin E de

gemiddelde apparaatkosten in kf zijn. (De konstante hangt af van ontwerpfilosofie en variëert tussen 8 en 14, maar is niet tijdstip-afhankelijk, mits E uitgedrukt wordt in waarden van 1984.) De totale investering is dan L maal de apparaatkosten. Bij een afschrijving in 10 jaar en een rentevoet van 8 % wordt de annuïteitsfaktor, Ai

=

0.149.

Er geldt:

Ai * totale investering

=

afschrijving + rente

Er wordt echter toch rechtlijnig afgeschreven, zodat:

afschrijving per jaar

=

0.1 * totale investering rente per jaar

=

0.049 * totale investering Lijst van apparaatkosten

aantal prijs per prijs stuk [f] [f] fermentor R4 31 1 000 000,- 31 000 compressor C3 31 200 000,- 6 200 koeler H2 31 70 000,- 2 170 pomp P5 31 5 000,- 155 koeler H6 1 510 000,- 510 mengvat 4 49 000,- 196 V7,13,22,23 decanter 21 400 000,- 8 400 M11,16,19 extractor 4 360 000,- 1 440 M12,15,17,20 filter M1 31 30 000,- 930 filter M8 31 30 000,- 930 pomp P9,10 2 5 000,- 10 pomp P14,18,21 21 5 000,- 105

000,-De prijzen voor de verschillende apparaten zijn bepaald met behulp van lito 36, behalve de prijzen voor de

extractiedecanters en centrifugaalextractoren. Hiervoor is een prijsopgave aangevraagd bij Westfalia Separator AG.

42