Cell recycle fermentatie van Lactobacillus Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

F.V.O. Nr.

3°4/

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

·

.. A

.. '

..

D.o~

Ç.lf

. ... .

~.

\Ja

V)

'Ze-s

Se.V1

·

... .

onderwerp:

C

.

.

K

.

· e.

t ( . . .

~~

c-I

e.::

.

~.e(

t:'11

eJ0

~

.t:1

(?~

. . . . . . . .

\1Ç\0 . . .

L

Ci.

c

f;o

h,Q!\

c

'

,

J/.

L1

S

..

P.lQf

r>. ç0r0

~'?

. . .

adres:

1<

or

ve..z.ee...-s-cro.o.t

481

ZbL&

DX

De-\ft:

.

~i

T

U

Delft

Technische Universiteit Delft

opdrachtdatum:

I-eb.

i

Cj93

verslagdatum :

A

LA

~

i

9 9

3

.

Faculteit der Scheikundige Technologie en der Materiaalkunde

•

Kostprijsberekening volgens Coulson en Richardson

De totale investering in apparatuur noemen we Iapp'

Deze moet vermenigvuldigd worden met de Langfactor, fL•

De langfactor is als volgt opgebouwd :

Tabel 1. Opbouw van de langfactor uit deelfactoren.

Item Factor

Major equipment costs

1. Installatie 0.4 2. "Piping" 0.7 3. Instrumentatie 0.2 4. Elektra 0.1 5. Fabriekshal 0.15. 6. Voorzieningen 0.5 7. Opslag 0.15

)

8. Overige gebouwen 0.15 /

Total physical plant costs

9. Ontwerp en engineering 0.3 10. Contingency 0.1

De langfactor wordt dan als volgt berekend :

fL

=

(1 +fl+"+~8)*(1 +f9+~lb)

Het vaste kapitaal wordt dan :

Kvas! = fL *Iapp'

Het werkkapitaal, ~erk is 20 % van het vaste kapitaal. De totale investeringen worden dan

IlO! = Kvas! + ~erk

$~,~

,

/

I

,

~

o

~

.c

.-<

21/rtjf3

Fi/{}

30

VI

tU",/~ilP7

--

l~~~

"

rlt.i-"?

..

~

[

~+

₊

_l

_i~+i~o

_J

_~

r

_I

₊

_~

_{-t ~}

_i

_,

J

L

--t +-

.(~ ~

-" -.,.

(

~

J

+-

{

f

0 ...

{

~

~

--

At

J]

+

I

fD

fC

[

-(

~

{~

.J -

-

~

fu·

Variabele kosten (A)

De variabele kosten bestaan uit : • Grondstoffen (substraat + ammoniak) • Diverse materialen

• Voorzieningen (stoom, koelwater, enz.)

Vaste kosten (B)

De vaste kosten bestaan uit : • Onderhoud, dit is 5 % van K-ast

• Personeelskosten. De fabriek wordt voor dit proces 4 weken lang, 24 uur gebruikt. Er komt nog 1 dag bovenop voor schoonmaak. Tijdens die 29 dagen lopen er continu 2 operators

rond. Met wisseling van de wacht meegerekend nemen we aan dat er 4 diensten per etmaal zijn. Er loopt ook nog 20 % van de tijd een supervisor rond, dus 4.8 uur per dag.

De kwaliteitscontrole van het produkt in het laboratorium tenslotte kost 2 manuren per 24 uur.

• Plant overheads (Management, veiligheid, kantine, administratie enz.). Dit is 50 % van de personeelskosten.

• Capital charges. Dit is 9 % rente + 2 % extra, dus 11 % van K-ast

• Verzekering. 1 % van K-ast.

• Belastingen (steekpenningen). 1 % van ~ast

De direkte produktiekosten zijn A + B.

lndirekte kosten (C)

De indirekte kosten zijn : • Marketing en sales.

• General overheads (Het algemeen management). • Research and development.

Voor de totale produktiekosten tellen we A, B en C bij elkaar op. De kostprijs wordt dan:

f

= produktie/produktiekosten

Deze berekening is uitgevoerd in bijgevoegd spreadsheet.

De kostprijs betrokken op de direkte produktiekosten is

f

11,17. De kostprijs betrokken op de totale produktiekosten is

f

13,97.

~~

De omvang van Mproduktie is 281 ton per 4 weken. Dit is biomassaconcentraat waarbij de biomassaconcentratie 120 gil. is.

De omvang van het huidige batch-proces is 15 fermentaties van 1 ton biomassaconcentraat. Elke fermentatie wordt in dri'e dagen uitgevo~rd. In 45 dagen wordt dus 15 tón geproduceerd.

•

Cast Priee Caleulation Tota! equipment items (PCE) membrane

Tota! PCE Fixed capita!

Wor1<ing Capita! (20%) Tota! investment

Plant utilisation (4weeks) VARIABLE caSTS Raw materiaIs Miscelianeous (10%) Utilities Tota! AXEDCOSTS Maintenance (5%) Labour Plant Overheads (50%) Capita! Charge (11%) Insurance (1%) Rates (1%) Tota!

Tota! Production Cast Cost Price

(exel. indirect produetion oost)

Indirect production oost (25%) Cast Price Breakdown Variabel 0.66 Fixed 0.14 indirect 0.20 1.00 500000.00 225000.00 725000.00 3400250.00 680050.00 41'80,300.00 7.69. "/1<> 187954.40 120.72 123675.60 311750.72 t / 15693.46 8323.33 320.13 34525.62 3138.69 3138.69 65139.92 376890.64 11.17, 94222.66 13.97 Langfacfor Durationtime 4.69 4 weeks Substrate oosts per kg biomass T otal Production 5.5 33732 24284 0.1 2428.4 Tota! Ammonia-gas

Casts per kg ammonia gas Tota! Utilities Tota! Labour amount Cooling water 3908 Steam generation 207360 Miscelianeous 107 (Energy requirements) 308.5714 1 6 128 Tota! 369984 hour1ywage supervisor 24 operator 17.12 Needed per 24 hours

Fermentation 8 Supervisor (20%) 4.8 Laboratory 2 Cleaning (additionally) 0.035714 Tota! 287.0114 priee 2.1 0.2 0.2

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Cell Recycle Fermentatie van Lactobacillus Plantarum.

Alexander Docter Delftsestraatweg 4 2641 NB Pijnacker Erik van Zessen Korvezeestraat 481 2628 DX Delft Delft, augustus 1993

FACULTEIT DER SCHEIKUNDIGE TECHNOLOGIE EN MATERIAALKUNDE TU DELFf

Begeleider :

K.Ch.A.M. Luyben

R. v.d. Lans '-~~

•

2. INHOUDSOPGA VE

blz

•

1. Samenvatting ₃

2. Conclusies en Aanbevelingen 4

•

3. Inleiding _{4. Uitgangspunten voor het ontwerp} 5

6

4.1 Exogene gegevens 6

4.2 Endogene gegevens 8

4.3 Opschaling 8

•

5. Beschrijving van het proces 9

6. Procescondities 11 6. 1 Kinetiek 11

•

6.2 Regeling van de pH 11 6.3 Warmteoverdracht in de fermentor 12 6.4 Menging in de fermentor 12 6.5 Membraan 12

•

7. Motivering van de keuze van de apparatuur

en berekening hiervan 13

8. Massa- en warmtebalans 18

8.1 Massabalans 18

•

8.2 Warmtebalans 20

9. Overzicht specificatie apparatuur 23

10. Kosten 29

10.1 Inleiding 29

•

10.2. 1 Berekening voornaamste apparaten en investeringen 30

10.2.2 Berekening procesbedrijvende kosten 30

10.3 Totale produktiekosten en de kostprijs 32

11. Symbolenlijst 34

12. Literatuur 36

•

Bijlagen: 37

1. Het flowsheet 38

2. Berekening van de warmtewisselaars 39

3. Berekening van het roervermogen 42

4. Berekening fluxen membraansysteem 44

•

5. Berekening drukverlies in leidingen 46

6. Listings van PSI-e 47

7. Prijzen van de verschillende apparaten 50

8. Kostprijs als functie van verschillende parameters 51

8a. Ontwerp van warmtewisselaars en membraan 56

•

8b. Kostprijsberekening van totale combinatie 63

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

1. SAMENVATTING

Er is een kostprijsanalyse gemaakt voor de cell recycle fermentatie van Lactobacillus

Plantarum, en deze is vergeleken met de huidige batch-fermentatie. ~ ~ !~ tr-o-.

t~

Daarbij zijn zowel reactorvolume, membraanoppervlak.,ertproduktiecyclusduur gevarieerd: fermentorvolumina : 15, 7.5,

2

,

!

m3

membraanoppervlak : 45, 22.5, 15, 7.5, 3,1 m2

produktiecyclusduur : 1, 2, 4, en 100 dagen (= "oneindig").

Het is mogelijk gebleken om met de huidige maximale installatie die bij het Biotechnologisch

Bedrijf aanwezig is, een 15 m3_{:'45 m}2 _{membraanoppervlak en een cyclusduur van 4 weken}

~fov

een kostprijs van

f

8,25 per kg produkt te halen. Overige combinaties leidden ook tot een

Î

7

lagere kostprijs[uitgezonderd de 1 m3 fermentor, ongeacht membraanoppervlak, en de 3 m3 ) 0

fermentor met 3 m2 membraanoppervlak dan de huidige batch-fermentatie.

'-7

Lv~.

Het membraan bestaat uit 663 parallelle buizen en 3 serie. De maximale permeaatflux

bedraagt 4.5 m3/uur bij een axiale snelheid van 4

rr:Js

~

drukval van~.

~

~

?

In de membraancyclus is een warmtewisselaar aanwezig, nodig voor het afvoeren van het

door de circulatiepomp ingevoerde vermogen. Deze bestaat uit ~p~platen met een , .,

oppervlak van 0.6 m2•

"rJ

'I / L ~ ~1U2...>. .

!~....0 {,.~~. L~

, / ) ~ (~~[), . ,

-Het reactoreffluent is 27 m3

ftiur, wanpeer de concentratie biomassa door het membraan 1.2 (

maal geconcentreerd wordt. . -~ )

De totale flux_dQor het membraan is 270 ~/uur.

De spuistroom, tijdenIs continue produktie, is 0.5 m3/uur. De totale opbrengst per 4 weken produktie,is 219 ton, Jmet een biomassaconcentratie van 120 kg/m3

,

\

'-

____

~l~~2-7

t(yOA~ ~

~

~

De benodigde ingaande voedingsstroom is 5 m3_{/uyr.-ifiervoor zijn 2 mediumaanmaaktanken}

van 1.25 m3 vereist, en een mediul bewaarta van 2.5 m3• Om het medium te steriliseren

wordt een commercieel

verkrijgbar

~

iR

d

sterilisator met een capaciteit van 5 m3/uur gebruikt. Hiervoor is 0.098 kg/s stoom nodig. Voor het minimaliseren van de warmte van de reactormantel wordt het medium, na het bewaren bij 8

oe

opgewarmd via een warmtewisselaar, met de §toom die uit de sterilisator komt.

Deze warmtewisselaar bestaat uit 5 platen in serie met een oppervlak van 0.42 m2 per plaat.

"'C:Cävt:-E -~

~ ~iÎ'JAC7:n- ~ _ J~

~~,

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

2. CONCLUSIES

en

AANBEVELINGEN

De doelstelling van het fabrieksvoorontwerp is gehaald. Er is gebleken dat cell recycle

fennentatie voor de produktie van startercultures van Lactobacillus Plantarum goedkoper is

/t~

')

dan de conventionele batch fennentatie. Er is een kostprijs berekend van f B,25/kg produkt /',,~ .

bij een produktiecyclus van 4 weken. (

-Bij een onbeperkte markt is }:let duideh·k daf-er-een kostprijs gehaald kan worden die lager is dan met het batch-proces. (j 11,-) ~'lj een beperkte markt is de kostprijs voor CRF lager tot een fennentorvolume van---Ym3 _{en een fermentorvolume van 3 m}3 _{met een}

membraanoppervlak van 3 m2

• Het is duidelijk dat een lange produktiecyclus de laagste

kostprijs geeft omdat de opstartfase een steeds kleiner percentage van de produktiecyclus

inneemt. Probleem hierbij is de mate van vervuiling ( afzetting van biomassa op pijpen, en

7

"verstopping" van het membraan ) van de recirculatie en ~circulatie waardoor de

I1

.

~

produktiecyclusduur beperkt moet blijven. ~t.J!o I~~

-~y

Voor een minimale kostprijs bij een willekeurig fermentorvolume is het van belang dat het membraanoppervlak niet te klein maar ook niet te groot is (zie fig. 2 t/m 4).

Uit de door ons berekende kostprijs voor de verschillende combinaties van fermentorvolume en membraanoppervlak volgt dat bij een groter fennentorvolume vanaf 7.5 m3 _de

materiaalkosten voor meer dan 65 % de kostprijs bepalen. Bij een kleiner fennentorvolume, 3 m3

, valt vooral het in vergelijking hogere percentage aan personeelskosten op.

Het gebruik van CRF blijft niet beperkt tot g.e~e maar kan voor elk willekeurige produktie van een starterculture gebruikt worden. Het door

Olls

ontworpen spreadsheet kan dan gebruikt worden voor het berekenen van de kostprijs. Een vergelijking met het bestaande proces moet dan uitsluitsel geven.

Een lagere biomassaconcentratie geeft, zo is gebleken, een iets betere volumetrische produktie, maar de extra centrifugestap die dan nodig is leidt toch tot een hogere kostprijs.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

3. INLEIDING

Bij het Biotechnologisch Bedrijf wordt op dit moment een starterculture van Lactobacillus Plantarum geproduceerd. Een Jtarterculture is een sterk geconcentreerde hoeveelheid biomassa, die zonder verder opkweken gebruikt kan worden bij de bereiding van een groot aantal voedingsmiddelen, zoals yoghurt, kaas en salami.

De kweek van de starterculture wordt gedaan door middel van batch fermentatie, waarbij een concentratie van 6 gil (drooggewicht) wordt bereikt. Dit wordt met behulp van een centrifuge geconcentreerd tot 120 gil.

Door de "broth" te recirculeren over een ultrafiltratiemembraan, dat de bacteriën tegenhoudt en de rest doorlaat, is het mogelijk de concentratie aan bacteriën te vergroten. Dit heet cell recycle fermentation (eRF). Zo wordt de concentrering geïntegreerd met de fermentatie. De voordelen van eRF zijn dat veel hogere concentraties biomassa bereikt kunnen worden dan bij continue of batch fermentatie. Door een gedeelte van de uitgaande reactorstromen te spuien kan continu produkt verkregen worden.

De groeisnelheid wordt losgekoppeld van de verdunningssnelheid. Er is dan veel kleinere apparatuur nodig voor een zelfde hoge produktie, m.a.w. er vindt een veel hogere volumetrische produktie plaats. Er zijn ~~sten. Het volume tijdens het proces kan constant worden gehouden door de voedingsstroom gelijk te houden aan de uitgaande processtromen.

Met behulp van eRF is gemakkelijk de benodigde concentratie van 120 gil te bereiken, zodat er een aftSW tijdens de fermentatie plaats kan vinden, ~roduktie. Deze aftap is dan direct geschikt voor de verkoop.

Het doel van dit fabrieksvoorontwerp is te onderzoeken of het economisch voordeel oplevert om met behulp van eRF startercultures van Lactobacillus Plantarum te produceren. Hiervoor wordt de kostprijs voor verschillende schalen en combinaties van fermentor en membraan berekend. De kostprijs voor het batchproces is

f

11.00lkg biomassa (120 gil).

Het fabrieksvoorontwerp is ook zeer interessant omdat er eigenlijk nog geen grote-schaal produktie met behulp van cell-recycle fermentatie plaatsvindt.

Dit fabrieksvoorontwerp vindt plaats in samenwerking met het Biotechnologisch Bedrijf.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

4. UITGANGSPUNTEN VOOR HET ONTWERP

4.1 Exogene gegevens.

4.1.1 Capaciteit installatie.

Voor de berekening van de capaciteit van de installatie zijn we uitgegaan van die instelling waarbij de kostprijs per kg produkt zo laag mogelijk is. Zie hiervoor hoofdstuk 10. Dat is bij een cyclustijd van

4

weken, waar nog één dag schoonmaak van de installatie bovenop

~~. .

De fermentatie wordt uitgevoerd in een standaard reactor van 15 m3

• Er wordt een membraan van 45 m2 gebruikt, met een capaciteit van 4.5 m3/uur. Op deze manier wordt er in een cyclus 34.9 ton biomassa (drooggewicht) geproduceerd, hetgeen overeenkomt met 291 ton

"broth" .- -\1" (). ç 'Î"1"") /~

Het deel van de installatie dat vóór de fermentor zit heeft de capaciteit om 5 m3 _{luur medium} te produceren.

4.1.2 Specificatie van de voedingsstroom.

De samenstelling van het medium waarop de bacteriën groeien staat vermeld in onderstaande tabel.

Tabel 4.1 De samenstelling van het medium.

Grondstof Concentratie (kg/m3₎

Lactose 42.00

Gist extract 10.00

Corn Steep Liquor 5.2

Sodiumacetaat 1.7 Hy-case 2.5 Lecithine 0.9 Glycerol 0.8 Magnesiumsulfaat 0.9 Mangaansulfaat 0.9 Afgeroomd melkpoeder 10

-

-tê~~ ~~-<-~-r­

P{r

In de simulatie zijn we ervan uitgegaan dat de substraatconcentratie in de voedingsstroom

50 kg/m3 _is.

~

7

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

4.1.3 Specificatie van het stikstof.

Het stikstof dat door de fennentor wordt geblazen moet

>

99 % zuiver zijn omdat het micro-organisme strikt anaëroob groeit.

4.1.4 Specificatie van de afgasstroom.

De afgasstroom uit de fennentor bestaat uit stikstof en koolzuurgas en heeft een temperatuur '/

van 30

oe.

Het wordt via een steriel filter in de buitenlucht geblazen. fJ ? ~

.~~

()

~~

4.1.5 Gegevens over de benodigde utilities.

Er wordt verondersteld dat er koelwater met een temperatuur van 10

oe

anwezig is en stoom geproduceerd kan worden met een temperatuur van 120

oe

èn--eea ruk van 2 bar.

4.1.6 Specificatie permeaatflux

De penneaatflux bestaat uit voornamelijk lactaat en ammonium. Dit is een afvalstroom waarvan de volumestroom zodanig is (4.5 m3_{/uur) dat deze door een externe}

afvalwaterzuivering verwerkt kan worden. ~

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

4.2 Endogene gegevens. 4.2.1 Fysische constanten

De volgende fysische constanten werden gebruikt: (25°C)

Pwater

=

'YJwater

=

CPwater

=

"water

=

..ó.Hv.water(120 °C)

=

Pammoniak

=

Pstikstof

=

CPstikstof

=

Ka

=

..ó.Hanaërobe reactie

=

a

₌

b

=

Kp

=

~

=

Ysp

=

JJ.max

=

4,2.2 Veiligheid. 998 0.001 4.2 0.6 22'103 0.695 1.14 1.3 1.374'10-3 93 3.5 0.5 9.27 2.6.10-2 0.78 0.8 kg/m3 Pa's kJ/kg/K W/m2_/K kJ/kg kg/m3 kg/m3 kJ/kg/K mollm3 kJ/C-mol biomassa 1/s

In de circulatie stroom heerst een druk van ongeveer, 8 bar. Om te voorkomen dat deze druk te hoog oploopt zit er een breekplaat gemonteerd die kapot gaat bij 12 bar, dit is 20 % boven de maximale pompdruk van 10 bar.

4.3 Opschaling

Voor het berekenen van de produktie voor andere schalen zijn verschillende simulaties uitgevoerd met behulp van PSI-e. De uitkomsten zijn gefit met behulp van RRgraph, waarbij produktie gerelateerd aan is aan membraancapaciteit en procescyclusduur . Het blijkt dat bij volumeverkleining de produktie evenredig kleiner wordt. Voor de empirisch gevonden formules, zie bijlage 8b.

I

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

5. BESCHRIJVING VAN HET PROCES

De beschrijving van het proces vindt plaats aan de hand van het flowsheet. Dit is te vinden in bijlage 1.

De aanmaak van medium.

In de mediumaanmaaktanken VI en V2 wordt medium aangemaakt. Terwijl de ene tank wordt gevuld e~~:~ wordt de andere geleegd, zodat er continuïteit is. Met behulp van

een drieWegSChak~ .. ordt er overgeschakeld van de ene naar de andere tank.

Het ~edium wordt door P3 naar de continue sterilisator M4 gepompt, alwaar door injectie

van stoom het medium verdund en opgewarmd wordt tot 120

oe.

Na incubatie van enkele seconden wordt het medium gekoeld tot 30

oe

met proceswater. Dit proceswater wordt opgewarmd en een gedeelte hiervan wordt verdampt tot stoom van 120 °C. Het overige water wordt elders gebruikt. De continue sterilisator is één apparaat. L

~

1,

Het medium komt de sterilisator uit met een temperatuur van 30

oe

?

ot via warmtewisselaar H5 verder gekoeld naar 19

oe.

In de mediu!llbewaarta ; die op 8

oe

gehouden wordt met behulp van een koelmantel met als koelmedium een water/glycol mengsel, wordt het vervolgens bewaard. Deze tank is als een soort van buffer aanwezig om eventuele storingen in het voortraject op te kunnen vangen. Koelen is nodig om de kwaliteit van het medium te handhaven.

De fermentatie.

Pomp 7 verpompt het medium weer via warmtewisselaar H5 naar de fermentor R8. In de fermentor vindt de anaërobe groei van biomassa plaats. Er wordt ammoniak toegevoegd om de pH op 6 te houden, en stikstof om het geproduceerde kooldioxide en aanwezige zuurstof te strippen. De uitgaande gasstroom verlaat via filter M 9 de fermentor.

De membraancyclus.

De uitgaande stroom uit de fermentor wordt via pomp 10 naar het membraan gebracht. V oordat deze opgemengd wordt met de circulatie wordt een gedeelte afgetapt (de

.--- ~

bleedstroom) .

Bij het membraan wordt de stroom geconcentreerd waarbij moleculen met een molmassa groter dan 50.000 niet door het membraan gaan. De stroom wordt gesplitst en één gedeelte gaat terug de fermentor in. Het andere gedeelte gaat via een warmtewisselaar (de circulatie) terug naar het membraan.

Deze warmtewisselaar is dus nodig om het door pomp 13 ingevoerde vermogen af te voeren

(anders zou ophoping van warmte ontstaan) _,_ //. i-

~~

Cf c" Q

.r~

r

~

tL.e.. '7 . .;,J...~ :=. 0 - '

~?~

.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Regeling van de permeaatflux.

Voor de optimale werking van het membraan dient de permeaatflux door het membraan constant gehouden te worden. Door de "verstopping" van het membraan echter is er een steeds grotere drukval over het membraan nodig. Daarom wordt de permeaatflux gebruikt om de druk in de membraancyclus te regelen.

Het opstarten van het proces.

Bij het starten van een produktiecyclus wordt eerst de fermentor gevuld tot 15 m3

, waarbij

het debiet van de voedingsstroom getrapt oploopt tot 4.5 m3• W~nneer de fermentor geVUld )

is wordt de uitgaande stroom gestart. Zodra de concentratie aan biomassa 120 gil is wordt de bleedstroom aangezet. De voedingsstroom wordt dan verhoogd met de

bleedstroom

~

naf

dat moment wordt echt continu geproduceerd. ) - ( '

~

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

6. PROCESCONDITIES

6.1 Kinetiek van L. Plantarum

Voor de kinetiek van Lactobacillus Plantarum geldt :

met Cs r =ar +bc--

=

p x xl +c en -r

=

rp

=

s Ysp s (1) (2) (3)

De term Cs/cl +Cs) is toegevoegd voor de simulatie, om niet meer lactaat te laten produceren dan er ~ubstraat wordt toegevoegd.

6.2 Regeling van de pH.

Lactobacillus Plantarum produceert lactaat. Dit dissociëert voor een deel: CH₃-CHOH-COOH ---

>

CHrCHOH-COO- + H+

Het geproduceerde H+ zorgt voor een daling van de pH. Omdat Lactobacillus optimaal groeit bij een pH van 6, moet er ammoniak of loog toegevoegd worden om de pH op 6 te houden. Wij hebben gekozen voor ammoniak, omdat er dan geen verdunning van het substraat optreedt.

Tijdens de lineaire groei is de produktie van lactaat, rp' constant, en alleen afhankelijk van de voedingsstroom en de concentratie substraat daarin. De concentratie lactaat, cp, is dus ook constant.

Voor lactaat geldt :

K

=

[COO-][H+]

Q [COOH]

1.374'10-4 _{(bij 25°C)}

(4)

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Voor de ammoniaktoevoeging geldt nu :

(5)

waarbij de index 1 slaat op de situatie waarin er geen ammoniak toegevoegd zou worden. 6.3 Warmteoverdracht in de fermentor.

In de fermentor dient, voor optimale groeiomstandigheden, een temperatuur van 30

oe

te heersen.

De groei van Lactobacillus Plantarum is exotherm. Tevens vindt in de fermentor warmtedissipatie plaats van de roerder.

Deze warmte wordt deels afgevoerd door het doorgeleide stikstof, maar dit is te verwaarlozen.

De warmte wordt gebruikt voor het opwarmen van de ingaande reactorstroom.

Om temperatuurschommelingen te voorkomen is in de fermentor nog een verwarmingsmantel

aanwezig. '- / - - -

!

L

)

l)~, L.-.:.>.

C--

.

6.3.1 Warmtewisselaar H 5.

De hoeveelheid beschikbare warmte in de reactor bepaalt de uit aande temperatuur in de oude stroom. Deze wordt zo gekozen dat er in de fermentor minimaal verwarmd moet worden maar dat het verschil met de inkomende warme stroom minimaal 7

oe

is.

6.4 Menging in de fermentor.

Voor de 90 % mengtijd in een standaard tankreactor geldt [1] :

30 = 30

N

(6)

Omdat de mengtijd bij~ klein is ten opzichte van de reactietijd, wordt er ideale mengin verondersteld.

6.5 Membraan

De vloeistof die axiaal langs het membraan gaat heeft een snelheid van 4 mIs en een druk van 8 bar. Bij deze snelheid en druk heeft het membraan een capaciteit van 0.1 m3/m2/s.

Aangezien er met 45 m3 _{gewerkt wordt heeft de membraanunit een capaciteit v n 4.5 m3/u~}

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

7. MOTIVERING VAN KEUZE VAN DE APPARATUUR EN

BEREKENING HIERVAN

Tabel 7.1 Overzicht van de gebruikte apparaten.

V VV2 P3 M4 H5 V6 P7 R8 M9 PlO Mll H 12 P 13 P 14 Mediumaanmaaktank

Pomp voor transport medium naar mediumbewaartank Continue sterilisator

Warmtewisselaar voor medium Mediumbewaartank

Pomp voor transport medium naar fermentor Fermentor

Filter tegen ongewenste bacteriën van buitenaf Recirculatiepomp

Membraan

Warmtewisselaar voor de membraan.cyclus Pomp voor de membraancyclus

Koelwaterpomp

De mediumaanmaaktanken Vi en V2.

dri

1~./

"'s--n-~

l.7-&-é

~

Er is gekozen voor twee

mediumaanma~n

om de continue aanmaak van medium te waarborgen. De grootte van de tanken is 1.25 m3

, zodat met een mediumaanmaaktijd van 6

minuten een stroom van 5 m3_{/h geleverd kan worden.}

n

_

/ .

_~

(;

_~

₌

_{D. (~}

-~ (~rf

.-r=

J-.u.

-

~

:

/

2 • .;--1---~

-De pompen voor het transport van het medium, P3 en P7.

Deze moeten 5 m3/h kunnen leveren. Het zijn centrifugaalpompen.

De continue sterilisator M 4.

Deze heeft de capaciteit om 5 m3_{/h medium te steriliseren. Dit gebeurt continu. De}

hoeveelheid stoom die nodig is om de mediumstroom op te warmen tot 120°C volgt uit een

warmte en massa-balans: rX

~-=-!J~<-?

/ {~e:,.vJcZ6 .

tt,-cd

~\

Ll

T

?

=0.098 kg (7) s 13 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De hoeveelheid toe te voeren wannte volgt uit:

Q

=

Àjl

*

<Pstoom

=

215.9 kW

(8)

Verdere berekening is niet uitgevoerd aan dit apparaat. ,

~

.

iJ ..A

,~~

)'d~~ !l~

°rvv

De warmtewisselaar voor het medium H 5. _________ .

De wanne stroom, het gesteriliseerde medjum, wordt gekoeld van 30°C tot 19 °C. De koude stroom, het medium uit de mediumbewaartank, wordt opgewannd van 8 °C tot 19°C. De reactie-wannte van de groei wordt gebruikt om de koude stroom op te wannen tot 30°C (de reactietemperatuur). Er is gekozen voor een vlakke plaatwanntewisselaar vanwege de vol-gende redenen:

-hoge wannte-overdrachtscoëfficiënt bij lage fluïdumsnelheden

-bij Re

>

400 is er al sprake van turbulentie

-flexibiliteit; het aantal platen kan eenvoudig aangepast worden alsmede de afstand tussen de platen

-door de flexibiliteit is het mogelijk de drukval over de wanntewisselaar minimaal te houden

-door de hoge wannte-overdrachtscoëfficiënt en de hoge temperatuurcorrectiefactor

(=0.95) is het uitwisselingsoppervlak kleiner en daardoor is de wanntewisselaar

goedkoper.

Voor het ontwerp is een maximale drukval over de wanntewisselaar van 0.2 bar gekozen. Een hogere drukval leidt tot een grotere pomp en een lagere drukval tot een grotere wanntewisselaar.

Het totale oppervlak is 2.43 m2

, voor de berekening hiervan zie bijlage 2.

De mediumbewaartank V 6.

Deze tank is aanwezig om eventuele storingen in het voortraject op te kunnen vangen. Een

half uur speling is voldoende; deze tank heeft (uitgaande van een voedingsstroom van 5 m3_/h)

een volume van 2.5 m3_{. De koelcapaciteit van deze tank is gelijk aan:}

Q koelen

='"

'fIm *C p *(T-8)

=

(9)

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De fennentor RB.

De fermentor is een standaard tankreactor van 22 m3_{, met verwarmingsmantel. Wij hebben}

hiervoor gekozen omdat deze reactor al aanwezig was als de grootste aanwezige. Hreactor = 3 m, Dreactor = 3 m.

Het effectieve (gebruikte) volume is 15 m3

, ongeveer 70 % van het totale volume.

De reactor is uitgerust met een roerder met een diameter van 1 m. Een roersnelheid van

~ is voldoende om de reactorinhoud goed te mengen, in 30 seconden treedt er 90 %

menging op. Dit betekent dat de roermotor een vermogen van 6 kW moet leveren. Voor de berekening van het roervennogen zie bijlage 4. Als de roersnelheid een factor 2 wordt verhoogd, neemt het vermogen een factor 8 toe. En aangezien de kosten recht evenredig zijn met het vermogen, is het zaak het vermogen zo laag mogelijk te houden.

Bovendien krijgen de bacteriën teveel last van afschuifkrachten bij te hoge roersnelheden. De roersnelheid mag echter ook niet te laag worden omdat er dan onvoldoende menging van de voeding in de reactor optreedt.

De verwarmingscapaciteit van de fermentor moet minimaal gelijk zijn aan:

Tin is zo gekozen dat Qreactor = O.

Het filter M 9.

Dit filter is gekoppeld aan de uitgaande kooldioxidestroom uit de fermentor , om te voorkomen dat er in een situatie van (plotselinge) onderdruk "besmette" lucht van buitenaf de reactor binnen zou kunnen komen, en om geen biomassa de buitenlucht in te blazen. Het is een steriel membraan.

100r---~---. .r= C\Î eo < E

::::r60

_

.

X :J ' ; 40 1U Cl> E Q; 20 0..

Circulation speed: 4 mis

Biomass: 50 gfl

predicted

OL---~----~~--~----~----~----~

1,5 2 . 2,5 3 3,5 "4 4,5

operating pressure (bar) meas~ data pr.edi.?*.~ data

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Het membraansysteem.

Het membraansysteem bestaat uit de componenten: recirculatiepomp PlO, circulatiepomp P13, warmtewisselaar H12 en membraan MIl. De dimensies van deze componenten worden bepaald door het totale geïnstalleerde membraanoppervlak en de permeaatflux door het membraan. Het te gebruiken membraan bestaat uit een poreuze koolstofdrager met een zirconiumoxide (Zr02)laag. Het grote voordeel van keramische membranen boven polymere membranen is dat deze herhaaldelijk gesteriliseerd kunnen worden. Het nadeel is dat ze breekbaar zijn. De inwendige diameter is 6 mm en heeft een cut off van 50000 Dalton. De eenheidslengte is 1.2 m.

De permeaatflux is voornamelijk een functie van de axiale snelheid en de druk over het membraan. Op basis van [2] is gekozen voor een axiale snelheid van,1.JnLs. Een hoge snel-heid geeft een hogere flux maar tevens een grotere drukval. [2] gaat over de fluxafhankelijkheid van axiale snelheid en drukverschil van voornamelijk off-line systemen en enkele on-line systemen. Vergelijking van een off- en on-line systeem bij gelijke druk en axiale snelheid geeft een flux afname met een factor 0.62. Deze fluxafname wordt verklaard doordat tijdens de groei produktie plaatsvindt van macromoleculen ( o.a. eiwitten), die leiden tot "verstopping" van het membraan, De biomassaconcentratie heeft nauwelijks invloed op de permeaatflux.

Hoge drukken brengen extra veiligheidsvoorzieningen met zich mee en stellen extra eisen aan

de apparatuur;Vanw~~ deze reden is gekozen voor een maximale druk van 8 bar. Uit

extra-polatie van

fig.

-L

v91gt dat de permeaatflux, inclusief correctie voor "verstopping",

0.1 m3_/m2_/h

-Het gebruik van een membraan leidt tot een concentrering van het reactoreffluent. Deze concentrering mag niet te groot zijn omdat anders de viscositeit te hoog wordt en de stroom onhanteerbaar.

Voor de viscositeit van de "broth" geldt [2] :

T') = 1.19 +3.8 */+340

*r

(11)

Dit betekent dat de concentrering beperkt moet blijven. Een te kleine concentrering geeft een onacceptabele con~entraatflux.

Een ander uitgangspunt bij het dimensioneren van het membraansysteem is de verhouding van circulatie-flux en effluent-flux. Deze ligt tussen de 5 en 10. Bij hogere verhouding gaat de functionaliteit van de circulatieloop verloren; bij lagere verhouding wordt de effluent-flux te groot.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Een derde uitgangspunt is dat de verblijfti'd van het micro-organisme in de recirculatieloop beperkt moet zijn; maximaal,30 s, vanwege het feit dat het micro-organisme in de cyclus onder zware omstandigheden verkeert ( hoge snelheden en hoge drukken waardoor er hoge schuifspanningen optreden) .

Het totale geïnstalleerde oppervlak is 45 m2

• Dit betekent een permeaat-flux van ~.5 m3/h.

De berekening van de fluxen en de configuratie van het membraan (aantal buizen parallel en het aantal eenheden in serie) staan in bijlage 5. Het resultaat hiervan is dat de effluent-flux 27.0 m3_{/uur is en de circulatie-flux 270 m}3_{/uur is, bij een concentrering van 1.2, een}

verhouding van 9 en een membraanconfiguratie van 663 buizen parallel en 3 van deze eenheden in serie.

De recirculatiepomp PlO moet dus een debiet van 27.0 m3_{/uur verpompen en dit op een druk}

van 8 bar brengen. Verlies t. g. v. wrijving is door de kleine diameter niet verwaarloosbaar, dit wordt geschat op 1.2 bar. Intreeverlies bij het membraan wordt geschat op 0.1 bar. Daarnaast is er nog een hydrostatische druk van 0.2 bar te overwinnen, zie bijlage 6. De totale druk die deze pomp moet kunnen leveren is dus 9.5 bar. De circulatieloop is aanwezig om zo constant mogelijke condities te handhaven voor het membraan om deze optimaal te laten functioneren. Vandaar dat deze stroom een aantal malen groter moet zijn dan het reactoreffluent. De circulatiepomp P13 zorgt voor een debiet va~ 243 m3_{/uur en moet}

een druk leveren van 9.5 bar. Het vermogen dat deze porpp in het systeem stopt moet ergens afgevoerd worden. Dit gebeurt door warmtewisselaar H12. Deze is om dezelfde redenen als bij H5 een vlakke plaatwarmtewisselaar. Het totale uitwisselend oppervlak is 3 m2

• Voor het

detailontwerp zie bijlage 2. Koelwaterpomp P14 zorgt voor het benodigde koelwaterdebiet, dit is 5.81 m3_{/uur. De drukval die deze pomp moet overwinnen is niet het drukverlies over}

de warmtewisselaar maar de drukval die veroorzaakt wordt door het traject waarover het koelwater verpompt moet worden. Deze wordt geschat op 1 bar.

17 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

.

'

•

•

•

•

•

8. MASSA- EN WARMTEBALANS

8.1 Massabalansen.

Het hele systeem.

Over het hele systeem gelden de volgende massabalansen :

UIT = IN

+

PRODUKTIE

Voor de substraatbalans wordt dit : -r V

'" c

=

p -'Vin sin

• Ysp (12)

waarbij de uitgaande stroom uit de fermentor verwaarloosd wordt omdat de concentratie aan substraat hierin bijna nul is.

Voor de biomassa :

(13)

en voor lactaat :

(14)

•

•

•

•

•

.

'

•

•

•

•

•

•

De fermentor.

Om de groei in de fermentor te simuleren zijn de volgende massabalansen gebruikt : Substraatbalans (15) Biomassabalans (16) Produktbalans (17) Ammoniak consumptie

De hoeveelheid ammoniak die nodig is voor het constant houden van de pH kan met de onderstaande empirisch afgeleide formule berekend worden. Dit is gebeurd op basis van formule (5). <f> <f> = 36.14 v_mbraan amm 4.5 (18) 19 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

8.2 Warmtebalansen. De sterilisator.

Over de sterilisator wordt de volgende warmtebalans gevonden :

Q - <l>in

*

P 11ft

sterilisator - Il ft

*

1 + - - - (19)

C _p *IlT

De mediumbewaartank.

Over de mediumbewaartank geldt de volgende warmtebalans :

Q lcoeling

=

<l>c pil T (20)

De fermentor.

Voor de warmtebalans over de fermentor geldt :

Qgeproduceerd

=

Qqfgevoerd (21)

Aan de geproduceerde warmte dragen de roerder en de vorming van biomassa, die exotherm is, bij :

(22)

De geproduceerde warmte wordt ten eerste afgevoerd doordat het stikstof dat de fermentor binnenkomt, op te warmen van 20 naar 30°C. De rest van de warmte moet opgevangen worden door de voedingsstroom met een lagere temperatuur binnen te laten komen:

(23)

Voor de reactieënthalpie geldt :

IlH = 93" _x 'V (24)

Waarin 93 de reactieënthalpie voor de vorming van biomassa is. [3].

•

MASSA

- E .~/,

-IN Voor- Retour UIT

waarts

_WARMTE

M

_-

M

•

M Q M Q Q Q

BALANS.

•

0,06g

0

~'

'112..

H 0 V, 2

"-3

01'

,B

(fOce I

&

•

V2.

•

~

v

•

My

2

)

08

_{250 /8}

\-\2° , t--

H2.

0 \

1,12

80°C _~o118 S PUf

0

1

1-6

Ig2-

)

5

•

,1/

•

0

-64)"L

Q"OEL ~ 7

V

6

•

<I

•

•

21 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

IN Voor-

VERVOL

G-

Retour UIT

waarts

_G

M M

•

M Q M Q Q

,

/ Q

Nl.

~

0)01 0 qç~S, 0)0 \

₀

...

_,

RB

•

_O)O[

0 NH3 ~

bleet!,

0)14

5)8

b

l 15

2.

62, S

recifC..;. /

•

•

0

6

I Q.(OE!.(

_~~

ct ~ 0

5b)8

~'

r§ cf' ~~ 0 I)

Y

G-"

/ '

•

Mil

.

~('~,

1)2-6

_S2)5

) I ~

•

0

3b) 4

~poWlp / ' "-\~ ~

•

I)~I

-9~)4

koeL,

_HrL

koe\ "-

I/ bi

0

wo.ttf

~Q(e:(' I ïe6r_c.

b

J 2S" J 2b2)

S-•

•

:),=t8

11.

~

1.

<--- TOTAAL --->

1

3)1-8

1250)8

MASSA IN

KGf

FABRIEKSVOORONTWERP NO.

WARMTE I

~W

•

3041

22 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

9. OVERZICHT SPECIFICATIE APPARATUUR

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Datum:06/08/1993 Ontwerpers:

Alexander Docter Erik van Zessen SPECIFICATIEFORMULIER WARMTEWISSELAAR

APPARAATNUMMER: H 5 Aantal serie : 5

Aantal parallel : 1

Algemene eigenschappen

Type : warmtewisselaar

Uitvoering : vlakke plaat

Positie :

-

verticaal Capaciteit : 63.9 [kW] (berekend) Warmtewisselend oppervlak : 2.76 [m2 ] (berekend) Overall warmteoverdrachts-coëfficiënt : 2217 [W/m2 .K] (globaal) Logaritmisch temperatuursverschil (LMTD)

·

_·

11 [ °C]

Aantal passages pijpzijde : 1

Aantal passages mantelzijde

·

_·

1

Correctiefactor LMTD (min. 0.75) : 0.95

Gecorrigeerde LMTD : 10.45 [0 C]

Bedrijfscondities

Mantelzijde Pijpzijde

Soort fluïdum medium medium

Massastroom [kg/hl 5000 5000

Massastroom te

-

verdampen [kg/hl nvt nvt

- condenseren [kg/h] nvt nvt

Gemiddelde soortelijke warmte [kJ/kg.oC] 4.2 4.2

Verdampingswarmte [kJ/kg] nvt nvt

Temperatuur IN [ °C] 8 30

Temperatuur UIT [ °C] 19 19

Druk [bar] 1.3 1.3

Materiaal Staal Staal

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Technische Universiteit Delft

Vakgroep Chemische Procestechnologie

Datum:06/08/1993 Ontwerpers:

Alexander Docter Erik van Zessen

SPECIFICATIEFORMULIER WARMTEWISSELAAR

APPARAATNUMMER: H 12 Aantal serie : 1

Aantal parallel : 5

Algemene eigenschappen

Type : warmtewisselaar

Uitvoering : vlakke plaat

Positie : - verticaal Capaciteit : 67.5 [kW] (berekend) Warmtewisselend oppervlak : 3.02 [m2 ] (berekend) Overall warmteoverdrachts-coëfficiënt : 1632 [W/m2 • K] (globaal) Logaritmisch temperatuursverschil (LMTD) : 14.4 [ °C]

Aantal passages pijpzijde : 1

Aantal passages mantelzijde : 1

Correctiefactor LMTD (min. 0.75) : 0.95

Gecorrigeerde LMTD : 13.7 [0 C]

Bedrijfscondities

Mantelzijde Pijpzijde

Soort fluïdum Medium Koelwater

Massastroom [kg/h] 243000 1163

Massastroom te

- verdampen [kg/h] nvt nvt

-

condenseren [kg/h] nvt nvt

Gemiddelde soortelijke warmte [kJ/kg.oC] 4.2 4.2

Verdampingswarmte [kJ/kg]

Temperatuur IN [0 C] _{30 10}

Temperatuur UIT [ °C] 30 20

Druk [bar] 10 1

Materiaal staal staal

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

• Apparatenlijst voor warmtewisselaars en fornuizen

APPARAAT NO. M 4 H 5 H 12

Benaming Continue Warmte-

Warmte-Sterilisator wisselaar wisselaar

medium-

rondpomp-•

aanmaak cyclus

Type Medium

•

- Stroom A medium medium broth

- Stroom B stoom medium koelwater

Capaciteit Uitgewisselde warmte [kW] 63.9 67.5

•

Warmtewisse-lend opper-vlak [m2_{] 2.76 3.02} Aantal

•

-

serie nvt nvt nvt - parallel Abs./Eff. druk [bar] - Stroom A nvt 1.3 10

•

- Stroom B 1.3 1 Temp. in/uit [ °C] Stroom A 30/19 30/30

•

Stroom B 8/19 10/20 Speciaal te gebruiken nvt nvt nvt materiaal

•

Overig

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

•

•

25 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

• Apparatenlijst voor pompen, blowers en compressoren

APPARAAT NO. P 3 P 7 P 10 P 13 P 14

Benaming Medium- Medium- Reactor Circu-

Koelwa-aanmaak bewaar uit lat ie ter

•

Type Centri- Centri- Lobe- Centri-

Centri-fugaal- fugaal- pomp fugaal-

fugaal-pomp pomp pomp pomp

•

Te verpompen Medium Medium Broth Broth Koelwa

-medium ter Capaciteit [kg/sJ 1. 39 1. 39 7.5 67.5 1. 62

•

Dichtheid [kg/m3] 1000 1000 1030 1030 1000 Zuig-/pers-druk (eff. )

•

[bar] 0.3 0.3 10 10 1 Temp. [ °C] in/uit nvt nvt nvt nvt nvt Vermogen [kW]

-

theorie 0.042 0.042 7.5 67.5 0.162

-

praktijk 0.059 0.059 10.7 96.4 0.231

•

Aantal

_I

_~I

serie ,

-I

-

_/(

- I

-

parallel

•

Speciaal te gebruiken materialen Overig

•

..

Het rendement van de pompen 18 gel1Jk aan 0.7.

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

•

•

26

Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

• Apparatenlijst voor reactoren, kolommen en vaten

APPARAAT NO. V

llv

2 V 6 R 8

Benaming Mediumaan- Medium- Fermentor

maakt ank bewaart ank

Type Standaard Standaard Standaard

•

geroerde geroerde geroerde

tankreactor tankreactor tankreactor

Abs./Eff.

•

druk [bar] 1 1 1 Temp [ Oe] _{20 8} 30 Inhoud [m3 ] 2(1.251) 3.5(2.51) 22 (151) Diameter Cm] 1. 37 1. 65 3

•

L of H Cm] 1. 37 1. 65 3 Vulling: Schotels (+ aantal)

•

Vaste pakking nvt nvt nvt Kat. type Kat. vorm

•

Speciaal te gebruiken materiaal Aantal in

•

- serie

-

parallel Overig

•

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

•

•

1 effectief gebruikt volume

27 Kostprijsanalyse L. Plantarum

• Apparatenlijst voor diversen

APPARAAT NO. M 9 M 11

Benamingo Steriel fil- Membraan

•

ter

Type UP-membraan UP-membraan

Capaciteit 40 m3_{/h 4.5 m}3_/h Eff. druk [bar] - 8

•

Temp. [ °C] 30 30 Oppervlakte [m2_{] 4S}

•

Aantal buizen 1989

-

serie 1 3

-

parallel 1 663 Speciaal te gebruiken

•

materialen nvt keramisch Overig

•

FABRIEKSVOORONTWERP NO. 3041

•

•

•

•

•

28 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

10.1 Inleiding

Het eigenlijke doel van dit FVO is het maken van een kostprijsanalyse voor verschillende combinaties van fermentorvolume en membraan oppervlak opdat die capaciteit gevonden wordt waarbij goedkoper wordt geproduceerd dan het huidige proces (batch-fennentatie met concentrering door centrifuge). De combinaties van fennentor met membraan die door gerekend zijn: membraan 45 22.5 15 7.5 3 1 oppervlak (m2) fennentor volume (m3)

15 wel wel wel niet niet niet

7.5 wel wel wel wel niet niet

3 niet wel wel wel wel niet

1 niet niet wel wel wel wel

De overweging die heeft geleid tot deze combinaties is dat de verdunningssnelheid op basis van de ingaande flux moet liggen in het interval [0.1 - 0.8]. Bij een hogere

verdunningssnelheid vindt uitspoeling van substraat plaats (Ilmax

=

0.8 h-l) en bij lagere

verdunningssnelheden groeit Lactobacillus Plantarum te langzaam.

Voor de berekening van de kostprijs wordt het model gebruikt dat het Biotechnologisch

Bedrijf zelf hanteert en waarmee de kostprijs van het batch-proces berekend is. Dit model valt

in 4 hoofdelementen op te delen:

-Voornaamste apparaten en de investeringen -Procesbedrijvende kosten -Directe overheads -Arbeid -Utilities -Directe produktiekosten -Totale produktiekosten 29 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

10.2.1 Berekening voornaamste apparaten en investeringen

De prijzen van de apparaten die genoemd zijn in het flowsheet, zijn verkregen van een

Biotechnologisch Bedrijf, uitgezonderd de continue sterilisator, waarvan de prijs uit [4] is gehaald. De voor de regeling noodzakelijke meters zijn ook meegenomen.

De prijs van de te gebruiken pompen wordt bepaald met:

1 = 1

* (

CnieUW)n nieuw bekend C met C

=

<l>v

*

/).

p en n

=

0.5 bekend (25)

Voor de continue sterilisator geldt formule (25) met als capaciteit het debiet in m3_{/min en}

. n

=

0.5 (geschat). Voor de vlakke plaatwarmtewisselaar geldt formule (25) met als capaciteit

het oppervlak en n

=

0.65. Voor het volume van de te gebruiken tanken geldt formule (25)

met als capaciteit het volume en n

=

0.5. Voor de gebruikte prijzen en capaciteiten zie bijlage

8. De totale investeringen inclusief engineering, installatie en eventualiteiten wordt gegeven door:

1 tot = (4n8 +

~nstal+

4ventfI 1nieuw met feng

=

0.1

finsta!

=

0.15

fevent

=

0.13

L~

~-(L.

v.

10.2.2 Berekening procesbedrijvende kosten Direct Overheads

(26)

Î

De installatie, exclusief membraan wordt afgeschreven over 14 jaar. Het membraan wordt afgeschreven over 3 jaar. Het onderhoud, dit is inclusief schoonmaken van het membraan na

elke produktiecyclus, bedraagt 5% van de

investerin~skosten.

De verzekering is 1 % van de

investerings kosten. De kosten per cyclus worden dan gelijk aan:

365 K tot =(0.07 +0.01 +0.05)*ltot * (27) dohs (cycJus+ 1)

J

~<t

2"".c- ~b. 30 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Arbeidskosten

Voor het doorberekenen van de arbeid in de kostprijs worden de volgende aannames gedaan: -2 operators leiden dit proces, waarvan één zich bezig houdt met aanmaken van medium en de ander de fermentor en membraan in de gaten houdt

-het laboratorium wordt voor 2 manuren per 24 daguren gebruikt voor het doen van controles en kwaliteitsbewaking

-de schoonmaak is 1 hele werkdag per produktiecyclus

i - /

-een chef, als verantwoordelijke, wordt voor 20% per dag meegerekend

-het dagloon voor een operator is

f

137.00 en voor een chef

f

192 (gegevens een

Biotechnologisch Bedrijf) Utilities

De utilities zijn in drie delen onder te verdelen: a elektriciteitskosten in de vorm van kWh

b koelwater in de vorm van m3

c energie nodig voor het produceren van stoom, voor sterilisatie ad a de totale hoeveelheid elektriciteit bestaat uit drie componenten

-de hoeveelheid nodig om de fermentor op temperatuur te houden, formule (10) -de hoeveelheid nodig om de pompen aan te drijven, zie tabel hoofdstuk 9.

-de hoeveelheid nodig om de substraatbewaartank te koelen. Hoewel de tank gekoeld

wordt met een mengsel van water/glycol wordt de prijs voor het koelen d.m.v. het benodigde koelvermogen in kWh omgerekend, formule (9)

ad b het benodigde koelwater volgt direct uit het koelwater debiet door warmtewisselaar

H 12, zie tabel hoofdstuk 9

ad c de hoeveelheid energie die nodig is om de vereiste hoeveelheid stoom te maken volgt

uit formule (7) en (8)

De totale kosten voor de utilities zijn dan gelijk aan:

(28) met fkWh

=

0.20 fkoel = 2.1 Im 3 / 31 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Berekening directe produktiekosten

De directe produktiekosten bestaan uit de prijs, die betaald moet worden voor het medium; deze is f 5.50 /kg, en de hoeveelheid ammoniak, die gebruikt wordt om de pH constant te houden, zie formule (5); deze prijs is geschat op f 0.10 /kg. De totale kosten worden dan gelijk aan:

Ktot _moterlo4l

=

f

medium * Produktie (

ex

=

120g/l) +

f

ammoniak *<1> ammoniak (29)

10.3 Totale Produktiekosten en de kostprijs

De totale produktie-kosten zijn de som van de directe produktiekosten en de procesbedrijvende-kosten:

K _tot =K _tot +K +K +K

utU totdoh tot_materlo4l totarb<1d

De kostprijs, in f/kg is gelijk aan:

K

Kostprijs

= _ _

to_t_

Produktie

(30)

(31)

De kostprijs is met bovenstaande methode uitgerekend voor genoemde combinaties van fermentor en membraanoppervlak en voor ~produktie-cycli: één week, twee weken, vier weken en 11 oneindig" (hiervoor is 1 00 dagen gekozen). Voor het gebruikte spreadsheet, zie bijlage 8a en 8b.

De kostprijs als functie van het fermentorvolume bij een gegeven membraanoppervlak wordt gegeven in de figuren 2, 3 en 4: 11 , 0,5 Oi ) "", 10 '0 0. ~ 95 :~ . .9-_~ 9 o "" 8,5 8

Kostprijs als functie van volume

Amembroon = 22.5 m2

"'-'"

"'--"

---2 4 8 10 volume (m3) 12 14

1---1 Wefl ~ 2 wik." ~ • weken -Et-onerdg I

Figuur 2 Amembraan is 22.5 m2

16

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

Kostprijs als functie van volume

Amembraan = 15m2 11,---, ""' 1 0.5 +---1 Cl ~ 10r-~~~---1

~9

.

5~~~~

.& -;; o .:1 8.5 +-________________________________ _1 8+---~----~--~----~--~----~--_I 2 6 8 10 vok.me (m3) Figuur 3 Amembraan is 15 m2 12 14 16

Kostprijs als functie van volume

13 12.5 ""' Cl 12 "' 11.5 _"0 11 a. ~ 10.5 ~ ₀ -" 10 9.5 9 8.5 8 2 Amembraan = 7.5 m2 ~ ~ ~ "'"-- ~

--6 8 10 vok.me (m3)

1---1 "'eek -+-2 ",ek." ~ 4 .. eIc., ~ oneindig

Figuur 4 Amembraan is 7.5 m2

33

12 14 16

•

11. SYMBOLENLIJST

A oppervlak m2

a produktconstante

b produktconstante

•

b breedte tussen de platen m

C capaciteit Fe correctiefactor f factor

•

f volumefractie f, Kw frictiefactor c concentratie kg-m-3 cp warmtecapaciteit kJ -kg-I -KI D diameter m

•

d diameter m H enthalpie kJ -mol-I H hoogte m I investering gld h warmteoverdrachtscoëfficiënt W -m-2_-KI

•

K groeiconstante kg _m-3 Ka zuurconstante mol-I-I

K_tot totale kosten gld

L totale lengte m

•

I breedte van één plaat m

M molmassa g -mol-I n aantal N roersnelheid S-I Nu Nusselt

•

P vermogen kW p druk bar Pr Prandtl Q warmte kW Re Reynolds

•

r reactiesnelheid kg-m-3_-h-1 T temperatuur K t tijd h U warmteoverdrachtscoëfficiënt W - m-2 _-KI

•

V volume m3 v snelheid m-s- I W vermogen kW y _yield

•

•

34 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

Griekse symbolen. Ll verschil 1'/ rendement À warmtegeleidingscoëfficiënt W·m-l·Kl

•

e

m•90 % 90 % mengtijd J-I, groeisnelheid S-l J-I, viscositeit kg ·m-l . S-l p dichtheid kg ·m-3 T verblijf tijd _s

•

1>

massastroom kg·h- l

1>v

volumestroom m3_·h-l

f

prijs gld

•

Subscripts amm ammoniak circ circulatie

•

dohs direct overheads

eng engineering event eventualiteit h hydraulisch in ingaand

•

instal installatie In logaritmisch max maximaal p produkt, lactaat

•

r reactie ret retentaat s substraat tot totaal uit uitwisselend

•

uit uitgaand uti utilitity x biomassa v verdamping w warmtewisselaar

•

•

•

35 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

12. LITERATUUROVERZICHT

1. v.d. Akker e.a., Collegedictaat Fysische Transportverschijn

selen van Conversieprocessen en produktbewerkingen, Delft (1992)

2. Cui Yi Qing, Cross Flow Ultrafiltration In Cell Recycle Fermentation, tweede fase rapport "Bioprocess Technology" (1992)

3. J.J. Heijnen, Collegedictaat Bioenergetics and Biokinetics of Microbial Growth and Product Formation 1991, pg 61

4. B. Atkinson, F. Movitina, Biochemical Engineering and

Biotechnology Handbook, 2nd _{Ed. (1991), pg 1088}

5. J.D. Usher, Chem. Eng. Feb 23 1970, pg 90-94 6. J. Marriot, Chem. Eng. Apr 5 1971, pg 127-134

7. J.M. Smith e.a., Fysische Transportverschijnselen I,

(1986), pg 40-50

•

BIJLAGEN.

•

•

•

•

•

•

•

•

•

37 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

a

~

;

,..4

~

~

•

Medium lVi

Continue

Sterilisator

o

D

o

Srroomnummer Temperatuur (0 C) Druk (bar)

•

M4 Water

•

Ammoniak P7

•

, I 1 .... -A , 11 , t1- --\ I , / / 1""'--I I ,----j I I I I I I I I I I I I I I I I I I , I I I M9 N_z RB Vl{V2 P3 M4 H.5 V6 P7 RB M9 PlO Mll Hl2 Pl3 P14 Mediumaanmaaktank Pomp voor transport medium

Continue sterilliator

Wanntewisselaar voor bel medium Mediumbewaartank

Pomp voor traMport mediwn naar Cennenlor Petmenlor

Piller voor afg .. Circulatiepomp Membraan

WannleWÏ3gelaar voor de cin:ulalle Circulatiepomp KoelwalerpOmp ""J : • I I I ---1 I I I I I I I I I I I I I I I I I I I I I ---, I I I I I I I I I I I I , I )HS I • t ____________________________________ l

•

•

.

' I I I I I I I I I I ---~---~ I I I

Flowsheet L. Plantarum

•

•

•

•

t::

t:

~ s::: c;:j

5::

~ ~ "'l ..Q c;:j s::: c;:j ."'l 'j?

.e.

_"'l

~

00 ('1)

•

•

•

•

•

•

Bijlage 2. Berekening van de warmtewisselaars.

In deze bijlage wordt uiteengezet hoe beide vlakke plaatwanntewisselaars H 5 en H 12 berekend zijn.

Berekening warmtewisselaar H5

De hoeveelheid over te dragen wannte wordt gegeven door:

(32)

Het logaritmisch temperatuurverschil is gelijk aan het verschil tussen de temperatuur van de inkomende wanne stroom en de temperatuur van de uitgaande koude stroom, doordat de samenstelling en het debiet van beide stromen gelijk is. Dit betekent dus:

Ll Tin = 30 - 19 = 11

oe

Deze temperatuur wordt bepaald door de hoeveelheid reactiewannte, die gebruikt kan worden

om de ingaande voedingsstroom op te wannen tot 30

oe.

C

*

A.

*

(T - T. ) -(Q + d 1-1

*

r

*

V )

~ T = P 'I' reactor In roerder ~.. x reactor

reactor <I>

*

C

p

(33)

• . De temperatuur van de ingaande stroom is dan gelijk aan:

Treactor = dTreactor - 30° C (34)

De hoeveelheid over te dragen wannte wordt dus

•

Q = 63.9 klis

De correctiefactor wordt gehaald uit [6,7], 0.95, evenals de relatie voor Nusselt :

•

_Nu hDh 6 = = 0.2536Re0' s PrO.7 (35) À Re

₌

pvDh (36)

•

~ Pr Cpl-L (37) À

•

•

39 Kostprijsanalyse L. Plantarum

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

•

De hydraulische diameter is gelijk aan:

D

=

4bl

=

2b

la 2(b+l)

Voor de geometrie zie fig 6. De snelheid volgt uit:

<Pv

v=-bI

De totale wannte-overdrachtscoëfficiënt is gelijk aan:

1 1 1 1 1

- = - - + - - + - - -

-U h_{koud h warm} hvervuiling 2957

De vervuiling is gelijk aan 1/5.16 E-05 W/m2_{/K ([6,7]).}

Het benodigde uitwisselingsoppervlak is gelijk aan:

De totale lengte van de warmtewisselaar is dan gelijk aan:

A L = -w 1 = 3.4m (38) (39) (40) (41) (42)

b

i

/

Dit betekent dus 5 platen met als hoogte 0.7 m, als lengte 0.6 m en de

afstand tussen 2 platen 5 mmo

Met deze configuratie is de drukval over de wanntewisselaar gelijk aan:

I1P

=

1.

pv2j LW

=

O.2bar

2 2b

(43)

Figuur 6.