Добавил:
ivanov666
Опубликованный материал нарушает ваши авторские права? Сообщите нам.
Вуз:
Предмет:
Файл:Основы биоинженерии. Учебно-методическое пособие
.pdf
Если известны физико-химические константы, то можно использовать другое
τ
уравнение:
S
αα
q
– удельный коэффициент тепловыделения;
α
q
S
– стехиометрический коэффициент;
α
– теплота сгорания субстрата;
∆Н
S
– теплота сгорания биомассы;
∆Н
б
HH Δ−Δ•=
,где
бS
Например, для дрожжей выращенных на углеводородном субстрате:
= (11400 αS - 4700) •4,19 (1), кДж/кг
α
q
Qб =
α
dx
Фq
d
•
V
Таблица 8 - Энергетические затраты в зависимости от уровня аэрации
Содержание О2 в газе Затраты энергии в процессе
ферментации
Энергия, связанная с потреблением
1 15 37
0,56 0,19 0,15
глюкозы
Энергия на поддержание
0,1 0,03 0,03
жизнедеятельности клетки
Энергия на синтез клеточного
1,12 1,12 1,12
материала
Энергия на конструирование
7,83 9,07 14,31
клеточной структуры
Общая энергия 9,61 10,41 15,61
Удобный метод – расчет через потребленное количество кислорода.
∆НS, ∆Нб = 109,2 кДж/1г.эквО2, на 1 кг О2:
O
2
•=
q
αα
4190)38,3(
(2), где
O
2
α
-
стехиометрический коэффициент по кислороду.
-1
Например, для углеводородного субстрата при μ = 0,22 ч
= 25,9•103 кДж/кг, а по уравнению (2) αq = 26,5•103 кДж/кг. Следовательно, оба
α
q
по уравнению (1)
метода дают примерно одинаковый результат.
Таблица 9 - Относительная стоимость затрат на субстрат, кислород и теплообмен
Относительная стоимость Субстрат
субстрата массопередачи О
теплопередачи суммарная
2
глюкоза 3,9 0,23 0,54 4,7
парафин 4,0 0,97 1,4 6,4
метанол 5 1,2 1,9 8,1
метан 1,6 3,3 3,7 8,6
этанол 8,8 0,75 1,3 11,0
101
Таким образом, условия теплопередачи могут быть решающими при выборе
τ
ω
−•=
А
ω
A
τ
τ
субстрата. Итак, в реальных условиях процесс теплообмена при культивировании
идет при переменных тепловыделениях и колебаниях температуры жидкости.
Упрощенный тепловой баланс в дифференциальной форме будет выглядеть
следующим образом:
dQ = - МC
•dT + q•VP•dτ, где
ж
М – масса жидкости в ферментере, кг;
С
– удельная теплоемкость жидкости, кДж/кг•К;
ж
Т – температура культуральной жидкости,
0
С;
q – суммарные удельные тепловыделения (от биосинтеза и перемешивания),
кДж/м
3
ч;
– рабочий объем ферментера, м3;
V
P
τ – время культивирования, ч.
Тепло dQ передается через стенки теплообменника и уходит с охлаждающей
tt
−
водой. Поэтому
Отсюда
t
К
ln
, где
НК
tT
−
Н
tТ
−
К
FKdQ
•=
tAT
+−=)1(
Н
и
τ
d
•
КF
C
BB
еАω=
dttCdQ
)(
НКBB
и после преобразований:
C
BB
dVqdtTA
PН
0))(1( =••−−−
ττ
Т.е., можно будет найти теоретическое текущее значение расхода воды с
температурой t
.
н
3. Расчет теплового баланса ферментера ВДА – 100. В реальных условиях
работы можно использовать упрощенное уравнение:
Q
охл
= Q
биол
– Q
возд
– Q
пит
Расчет биологического тепла
α
q (биол)
dx
d
Q
= 4171 кДж/кг (по экспериментальным данным)
кг/час
400=
биол
= α
q (биол)
•
dx
d
3
104,16684004171 •=•=
кДж/ч
Расчет тепла, уносимого с воздухом.
Входящий воздух: t = 20
данным по графику – теплосодержание воздуха I
Уходящий воздух t = 30
теплосодержание воздуха I
∆I = I
вых
– I
= 101 – 46,4 = 54, 6 кДж/кг
вход
0
C, относительная влажность φ = 70 %, по этим
= 46,4 кДж/кг
0
C, φ =100 %, по этим данным по графику –
= 101 кДж/кг, т.е.
1
1
Количество воздуха, подаваемое в аппарат, 7000 кг/час
Q
= 54,6•7000 = 382•103 кДж/кг
возд
102
Расчет тепла на нагрев жидкости
Q
– расход тепла на нагрев доливаемой в аппарат воды, мелассовой расси-
пит
ропки, растворов питательных солей
= Q
Q
пит
Q
= 0,25•1668,4•103 = 417•103 кДж/ч
пит
= 1668,4•103 - 382•103 -417•103 = 869,4 кДж/ч
Q
охл
д.в.
+ Q
+ Qс. – можно не считать, а принять ≈ 25 % от Q
м.с.
Расход воды для отвода тепла:
3
104,869
•
•−
=
9,998)1020(208,4
м3/ч
4,20
ω
Q
=
В
ОХЛ
ttС
)(
•−
=
ρ
ОННK
2
Расчет поверхности охлаждения
Q
ОХЛ
Общая формула -
FΔ=
tK
СР
Для ферментеров с рубашками с учетом загрязнения стенок К = 300 Вт/м
1 Средняя разность температур
биол
2
•К
30
0
С 300С ∆tб = 30 – 10 = 200С
культ. среда
20
∆t
2 Средняя разность температур пеногасителя
F
F
0
С вода 100С ∆tM = 30 – 10 = 100С
/∆tM = 20/10 = 2
б
tt
Δ+Δ
Q
Мб
=
2
В
=
tK
Δ
СР
t
=Δ
СР
=
расч
= ПДН = 3,14•5,26•5 ≈ 82 м2
ферм
1020
+
0
С
15
=
2
3
101,869
•
••
=
360015300
6,52
м2
Таблица 10 - Тепловой баланс ферментера ВДА – 100
Приход Расход
Составляющая кДж/ч % Составляющая кДж/ч %
Q
1668,4•10
биол
итого 1668,4•10
1. Общий вид уравнения теплового баланса ферментера
2. Упрощенное уравнение теплового баланса ферментера
3. Цель составления теплового баланса ферментера
4. Расчет отдельных статей теплового баланса
3
100 Q
3
100 итого 1668,4•103 100
возд
Q
417•103 24,99
пит
Q
охл
Вопросы для самоподготовки
382•10
3
22,90
869,4 52,11
103
5. Примеры теплового баланса действующих ферментеров
∑
∑
∑
∑
τ
τ
τ
τ
+
τ
+
τ
τ
−
τ
+
Тестовые задания для самоподготовки
1. Упрощенное уравнение теплового баланса ферментера:
а.
в.
с.
д.
е.
∑
∑∑
QQQ
ВХМЕШБИОЛ
=−
QQQ
=++ 0
=−+
QQQQ
ОХЛВЫХВХМЕШ
∑
ОХЛВЫХВХ
∑
=−++
=+−−
QQQQQ
ОХЛВЫХВХМЕШБИОЛ
QQQQQ
ОХЛВЫХВХМЕШБИОЛ
2. Суммарный тепловой эффект биосинтеза:
а. величина постоянная
в. при расчете теплового баланса не определяют
с. меняется в зависимости от состава питательной среды, количества биомассы,
вида аппарата
д. не зависит от количества биомассы
е. не зависит от вида аппарата
3. Суммарный тепловой эффект биосинтеза:
а.
в.
с.
д.
е.
Vq1
Фб
•=ФбVQ
••=
VqQ
Фбб
++=
VqQ
Фбб
VqQ •=
Фбб
••=
4. Уравнение упрощенного теплового баланса в дифференциальной форме:
а.
в.
с.
д.
е.
•−=
•−=
•−=
•−=
qdTMCdQ
dVqdTMCdQ
••
Ф
dVqdTMCdQ
••+•=
Ф
dVqdTMCdQ
••
Ф
dVqdTMCdQ
/•
Ф
5. Расход охлаждающей воды в ферментере:
Q
ОХЛ
а.
в.
с.
ω
ω
ω
=
В
В
В
1
Q
Q
ОХЛ
ОХЛ
ttC
ttC
HK
HK
ρ
+−=)(
ρ
•−=)(
104
д.
е.
ω
ω
1
В
В
W
ttC
HK
ttC
HK
ρ
•−=)(
ρ
•−=)(
105
Лекции 13,14.
Расчет процессов концентрирования культуральной жидкости. Сушка
готового продукта.
План лекций
1. Способы выделения биомассы
2. Расчет процесса флотации.
3. Расчет процесса центрифугирования
4. Расчет процесса сепарации
5. Схема расчета процесса фильтрации
6. Классификация фильтров
7. Методика расчета сушилок
1. Способы выделения биомассы описаны ранее. Для выделения кормовых
дрожжей, например, применяются механические и теплотехнические способы.
Механические: фильтрация, сепарирование, центрифугирование, отстаивание и т.
д., теплотехнические: выпаривание, сушка.
Лучшие ТЭП имеют варианты:
флотирование, сепарирование, выпаривание, сушка.
флотирование, сепарирование, фильтрация, сушка.
флотирование, сепарирование, сушка.
сепарирование, сушка.
2. Флотация – это выделение дрожжей из суспензии путем ее вспенивания.
Преимущества: сокращение капитальных вложений, сокращение количества
сепараторов, сокращение количества обслуживающего персонала, уменьшение
расхода электроэнергии.
Полнота извлечения дрожжей
соба образования. Чем мельче ячейки пены, тем больше поверхность раздела фаз и
количество дрожжевых клеток, которое может быть отсепарировано. При возникновении крупных пузырей поверхность раздела фаз сокращается, возрастает степень насыщения пены дрожжами. После опадания пены в жидкости появляется
повышенное
больше количество газа, выделившееся из единицы объема дрожжевой суспензии.
Рост концентрации дрожжей в суспензии приводит к росту величины потерь
дрожжей с культуральной жидкостью.
Извлечение дрожжей из суспензии и концентрирование их пене зависит от
продолжительности процесса и количества воздуха, подаваемого во
Необходимо учитывать свойства штамма дрожжей, их размер, конструкцию
флотатора и т.д. Коэффициент флотирования – отношение концентрации дрож-
количество дрожжей. Чем выше содержание дрожжей в пене, тем
из бражки в пену зависит от ее структуры и спо-
флотатор.
106
жей в концентрированной суспензии к концентрации дрожжей в исходной суспензии. К = 3-6. Повышенное значение коэффициента флотирования отмечается для
дрожжей, склонных к образованию агломератов.
а в 2 с
1 1
1 2
3 3
2 3
а – цилиндрический, в – конический, с – с внутренним стаканом. 1 – исходная суспензия, 2 –
концентрированная суспензия, 3 – культуральная жидкость
Рисунок 20 – Конструкции флотаторов
2.1 Определить концентрацию дрожжей в осветленной и концентрированной
дрожжевой суспензии.
Время флотации τ = 0,25 ч; среднее значение адгезии дрожжей к воздушным
-2
пузырькам - 6•10
3
0,4 м
на 1 м
20 г/л; ρ
/ч; поверхность металлической сетки F = 0,35 м2; удельный расход воздуха
2
суспензии Vуд = 30 м3/м2•ч; концентрация дрожжей в исходной суспензии –
, ρг – плотность жидкой и газовой фаз – 1010 кг/м3 и 1,2 кг/м3
ж
соответственно; σ- поверхностное натяжение жидкой фазы – 0,072 н/м; d
диаметр отверстий барботера – 70 мкм; V
культуральной жидкостью – 0,31 м
дрожжевой суспензией – 0,33 м
Кинетический коэффициент адгезии
х0 – концентрация дрожжей в исходной суспензии, г/л;
х
– концентрация дрожжей в осветленной культуральной жидкости, г/л;
τ
α – среднее значение удельной поверхности пузырьков, м
м/г; производительность флотатора по исходной суспензии П =
–
0
– объем, занимаемый осветленной
3
; V0 – объем, занимаемый сконцентрированной
3
.
К
S
г
x
0
lg3,2
x
τ
Ф
, где
2/м3
;
=
ατ
– время флотации, ч.
τ
Ф
d – диаметр пузырьков;
х
α
х
=
τ
GW
0
τα
К
••
е
ФS
, где
=
ω
d
107
W - средняя приведенная к сечению аппарата скорость, м/с;
•
F
[
]
τϕτ
τ
•
•
ω – скорость всплывания пузырьков, м/c
При пузырьковом режиме барботажа из уравнения:
⎛
⎜
⎝
3
()
⎟
6
⎠
ГЖ
δρρ
•=−
Пdgd
П
⎞
находим d:
d = 1,37 мм
Q
B
Расход воздуха на флотацию -
W
=
, где QВ = 0,4•30 = 12
3600
=
12
•
=
смW /009,0
360035,0
Скорость всплывания пузырьков по экспериментальным данным составила
16 м/с.
009,06
=
а м
•
•••
20
2
−
10163,246
еХ
τ
••
=
23
−−
10161037,1
52,025,0
=•=
3,246
г/л
2/м3
Концентрация дрожжей в сгущенной суспензии:
ХVХП
)1( −−
τ
Х
=
К
λτ
V
ФО
gГgФОФ
, где
φ- газонасыщение (φ = 0,4)
λ- доля жидкости во флотационной пене (λ = 0,2-0,3)
– время дозревания (τg = 0,6 ч)
τ
g
Х г/л
=
К
69
К
Ф
20
45,3
==
−•−•••
3,025,033,0
••
6,052,0)4,01(31,06,025,0204,0
44
=
3. Центрифугирование – это применение центробежной силы для выделения
взвешенных частиц, в частности - дрожжевых клеток из суспензии. Центрифуги
по способу сепарации делятся на два класса: фильтрующие и отстойные.
Фильтрующие – для грубодисперсных суспензий, для промывки, для
отделения влаги.
Отстойные – для мелких плохо фильтрующихся эмульсий.
Последние делятся на: отстойные; осветляющие; концентрирующие;
сепарирующие
.
Центрифуги классифицируют:
-по фактору разделения: нормальные F
< 3000, скоростные Fr > 3000
r
-по способу выгрузки: с ручной выгрузкой, гравитационные , с ножевым
съемом, с выгрузкой шнеком, с выгрузкой поршнем и т.д.
-по конструкции опор и расположению оси барабана: подвесные,
вертикальные на колонках, вертикальные на
опорах (стоячие), горизонтальные, наклонные
108
-по организации потока: периодические, непрерывные.
•
Эффективность центрифуг характеризуется индексом
производительности Н = F•F
, где F – поверхность разделения.
r
Увеличение эффективности Н достигается путем удлинения ротора и
увеличения частоты вращения.
3.1 Определить производительность трубчатой центрифуги, имеющей барабан
длиной L = 1000 мм и диаметром Д = 800 мм, диаметром сливного цилиндра d =
100 мм, числом оборотов n = 5000 об/мин.
Дополнительные данные: плотность дрожжевой суспензии ρ
плотность агломерировавших частиц ρ
= 2•10-3 Па•с; средний диаметр клеточных частиц: dк = 6•10-6 м.
ρ
с
•=n
2
900
2
=
Фактор разделения:
d
F
r
= 1020 кг/м3; вязкость суспензии
ч
23
)105(1,0
••
3
1039,1
•=
9002
= 920 кг/м3;
с
Скорость осаждения частиц по Стоксу:
262
W
ОС
)(
•−
gddd
cчK
=
γ
18
c
=
−
3
−
10218
••
8,9)9201020()106(
•−••
7
−
м/с
108,9
•=
Центробежная сила или скорость осаждения:
= Wос•Fr = 9,8•10-7•1,39•103 = 1,36•10-3 м/с
W
ц
Рабочий объем барабана центрифуги:
V
= 0,785•(Д2 – d2)•L = 0,785•(0,82 – 0,12)•1,0 = 0,495 м3
б
Высота слоя жидкости в барабане:
h
Ж
−=dД
2
−
1,08,0
35,0
=
=
м
2
Производительность центрифуги:
3
3600495,01036,1
•••
м3/ч
9,6
=
35,0
П
•
VW
бЦ
3600
=
h
Ж
=•
4. Сепарирование происходит под действием центробежной силы. Скорость
осаждения частиц в сепараторе:
2
ПRnd
)(
ρρ
21
, где
W
ОС
22
=
−
90018
•
γ
с
d – диаметр твердых частиц, м
n – частота вращения барабана, мин
-1
R – радиус барабана, м
– плотность твердых частиц, кг/м3
ρ
1
ρ
– плотность жидкой фазы, кг/м3
2
– вязкость, Па•с
γ
с
Максимальная производительность отечественных сепараторов – 50-80
3
/ч. Недостатки сепараторов – быстрая засоряемость мундштуков и межтарельча-
м
того пространства механическими включениями и мертвыми дрожжами. Рабочий
109
цикл сепараторов составляет 12-24 ч, затем необходима их чистка. Иногда перед
подачей на сепарирование суспензию фильтруют через сетчатые фильтры.
Формула для расчета сопловых сепараторов:
2
η
КП
=
RJYб
– КПД сепаратора (ηб = 0,25);
η
б
– коэффициент концентрации;
К
кон
3
max
27
3
RRztgП
−
min
−
)(4
•
ρραω
21
γ
c
C
2
K
r
, где
CC
−
HK
ω – угловая скорость барабана, рад/с;
z – количество тарелок;
0
α – угол наклона образующей тарелки (α = 45-60
и R
R
max
и ρ
ρ
1
2
– вязкость среды, Па•с;
γ
с
– максимальный и минимальный расчетные радиусы тарелок, м;
min
– плотности дисперсионной среды и дисперсной фазы, кг/м3;
);
r – приведенный радиус твердой частицы, м;
С
и Ск – объемная доля твердых частиц в исходной суспензии и концентрате,
н
%;
Формула для расчета концентрации дрожжей в сгущенной суспензии:
4
CQ
•
ω
H
−•••
С +
=
К
ИСТc
C
, где
H
222
rRdKПz
d – диаметр отверстий сопел сепаратора, м
3
Q – производительность сепаратора, м
– количество сопел
Z
c
К
истечения
R –
= 0,7
расстояние от оси вращения барабана до входного отверстия сопла, м
/ч
r – расстояние от оси вращения барабана до поверхности жидкости в нем, м
4.1 Рассчитать материальные потоки отделения сгущения суспензии
дрожжей биохимического завода производительностью 40 тыс. т кормовых
дрожжей в год.
I. Исходные данные для расчета отделения сгущения.
Количество дрожжевой суспензии, поступающей на концентрирование
Д
= 614,2 т/ч
1
Потери дрожжей:
при флотации n
при исчерпывающем сепарировании n
при сепарации на I ступени n
при сепарации на II ступени n
= 1,5 %
1
= 2 %;
2
= 2 %.
3
= 2 %
2
Концентрация дрожжей в суспензии:
после флотации С
после исчерпывающего сепарирования С
после сепарации на I ступени С
= 8 %;
Ф
= 15 %;
1
= 3 %;
4
110
Соседние файлы в предмете [НЕСОРТИРОВАННОЕ]