med avseende på flöde och tryck Andreas Bengtsson Helena Forsslund Daniel Iwarsson Katrin Åkesson 2006-03-17
SAMMANFATTNING Syftet med projektet var att optimera en UF-membranprocess som skall koncentrera vassleproteiner. Optimeringen avser transmembrantryck och tvärströmsflöde. Försök gjordes och en optimal driftspunkt kunde konstateras. Utifrån denna designades sedan en fullskalig process med hjälp av ett simuleringsprogram. Denna process kan behandla 200 000 ton vassle/år. Den består av tre filtermoduler med pumpar där koncentrationen ökades från VPC 8,6 till VPC 35. Det genomsnittliga transmembrantrycket sattes till cirka 1,1 bar och tvärströmsflödets hastighet till cirka 2 m/s. Vid denna driftspunkt gjordes avsevärda besparingar jämfört med förra årets projekt på grund av det höjda trycket, vilket resulterade i mindre filterareor och därmed lägre materialkostnader. De årliga material- och driftskostnaderna uppgick då till 63 000 kronor. Efter tester av filtreringsmotståndet kunde konstateras att kakbildningen i membranet var marginell. I stället skedde en så kallad porpluggning och/eller en adsorption till membranytan.
SAMMANFATTNING... 1 INLEDNING... - 1-1.1 Syfte... - 1-1.2 Bakgrund... - 1-2 TEORI... - 2-2.1 Vassle... - 2-2.2 Ultrafiltrering...3 2.2.1 Grunder...3 2.2.2 Motstånd vid filtrering...3 3 MATERIAL OCH METODER...5 3.1 Antaganden...5 3.2 Simuleringsmodell...7 3.3 Utrustning...7 3.4 Experimentuppställning...9 3.5 Vasslelösning...9 3.6 Mätmetoder...10 3.7 Rengöring...10 4 RESULTAT OCH DISKUSSION...11 4.1 Flux...11 4.2 Filtreringsmotstånd...12 4.3 Kritiskt flux...12 4.4 Simulering...13 5 SLUTSATSER...15 5.1 Flöde och TMP...15 5.2 Filtreringsmotstånd...15 5.3 Förslag på process...15 6 FRAMTIDA UNDERSÖKNINGAR...15 7 REFERENSER...16 BILAGA 1. VASSLEPULVRETS SAMMANSÄTTNING... BILAGA 2. FÖRSÖKSRESULTAT... Försök 1... Försök 2... Försök 3... Försök 4... Försök 5...
1 INLEDNING 1.1 Syfte Projektlaborationens syfte är att optimera en ultrafiltreringsprocess, med avseende på flöde och transmembrantryck, för att minimera de årliga totalkostnaderna. De årliga kostnaderna består av energikostnader för pumpen, samt av filterkostnader för membranytan, vilka är en funktion av permeatflux och flöde. Med utgångspunkt från problemställningen och litteraturstudier planeras och utförs försök för studier av permeatflux. De erhållna fluxen används sedan vid design av en storskalig UF-anläggning för att koncentrera vasslelösning från VPC 8.6 till VPC 35. 1.2 Bakgrund Företaget AB SEP UPP är ett fiktivt företag som säljer koncentrat av vassleprotein till olika livsmedelsindustrier. Företaget har för närvarande en ultrafiltreringsanläggning för upprening av vassleprotein. Då vinstmarginalerna har minskat behöver företaget ytterliggare förbättra marginalerna. Därför ska processen effektiviseras genom att utveckla/förbättra den befintliga anläggningen. Kunskapen för en sådan förbättring finns inte inom företaget, därför har avdelningen för livsmedelsteknik kontaktats. Koncentrat med 35 % respektive 67 % gram protein/gram torrsubstans är de produkter som är aktuella för tillverkningen. I en storskalig tillverkning koncentreras vassleprodukten ytterliggare med hjälp av omvänd osmos och en spraytork. Denna uppgift har behandlats under tidigare år i samma kurs, och resulterade i rapporterna Ultrafiltrering av vassle 1 och Separation av vassleprotein med ultrafiltrering 2. Transportmotståndet som en funktion av proteinhalten bestämdes då vid 10 o C respektive 50 o C. I samtliga försök blandades vasslepulver med vatten för att efterlikna vassle. Utifrån resultaten och förslagen på vidare förbättringar utvecklades UF-processen.
2 TEORI Teckenförklaring AA = Kakans area [m 2 ] AF = Tvärsnittsarea för fiber [m 2 ] AM = Membranets area [m 2 ] AP = Porernas area [m 2 ] L = Membranets tjocklek [m] m permeat = Massflöde permeat [kgs -1 ] m vassle, in = Massflöde vassle in [kgs -1 ] n = Pumpverkningsgraden n = Antalet fibrer i filtermodulen [st] fibrer nsteg = Antalet steg i processen [st] P = Effekt [W] p1 = Trycket innan filtermodulen [Pa] p2 = Trycket efter filtermodulen [Pa] p = Trycket på permeatsidan [Pa] 3 p = Tryckförändring[Pa] PF = Permeatflöde [m 3 s -1 ] Q = Flöde [m 3 s -1 ] Q = Flödet in i modulen [m 3 s -1 ] Q in permeat = Permeatflödet [m 3 s -1 ] / [kg/24h] Q, = Inflöde i processen [kg/24h] vassle in TMP = Transmembrantrycket [Pa] x = Andel retentat xs = Koncentrationen i inflödet [kgkg -1 ] 1 ε = Volymfraktionen fast ämne i kakan δ = Densitet [kgm -3 ] ζ A = Kakmotståndet [m -1 ] ζ M = Membranmotståndet [m -1 ] ζ tot = Totala filtreringsmotståndet [m -1 ] µ = Dynamiska viskositeten [Pas] 2.1 Vassle Mjölk består av två sorters protein, ungefär 20 % vassle och 80 % kasein. Då ost tillverkas separeras vasslet från kaseinet 3 och för med sig vatten och vattenlösliga ämnen som till exempel mineralämnen, B-vitaminer och laktos. Vassle har tidigare ansetts vara en biprodukt vid osttillverkning men på grund av dess höga näringsvärde och påvisade betydelse för immunförsvaret utvecklas fler och fler metoder för att ta tillvara på det. Olika exempel på användningsområden är som kosttillskott till personer som tränar och i modersmjölksersättning, på så sätt uppnås samma förhållande mellan kasein och vassle som i riktig modersmjölk. Vassle används dessutom i djurfoder till framför allt svin 4. Tabell 2.1 Sammansättning av vassle 5 Komponent Andel (%) Protein 0,55 Laktos 4,80 Aska 0,80 Icke kväveinnehållande proteiner 0,18 Fett 0,03 Vatten 93,64
2.2 Ultrafiltrering 2.2.1 Grunder När partiklar eller vätskor skall skiljas från den tänkta slutprodukten kan olika sorters filtrering användas. Membranfiltrering används för rening och uppkoncentrering av procesströmmar. Inflöde Permeatsida Retentatsida Figur 2.1 Principen för membranfiltrering Mindre molekyler och vätska trycks genom membranet av transmembrantrycket (TMP): TMP p + p 2 1 2 = p3 (1) De större molekylerna följer med retentatet ut. Dessa har då fått en högre koncentration i vätskan än innan filtreringen. Filtrering delas normalt upp i olika områden som kännetecknas av deras karakteristiska porstorlek. Tabell 2.2 Porstorlek i olika filter Omvänd osmos Nanofiltrering Ultrafiltrering Mikrofiltration (RO) (NF) (UF) (MF) 10-10 10-9 m 10-9 10-8 m 10-8 10-7 m 10-7 10-6 m Omvänd osmos används inom industrin för att bortföra vatten från lösningar, nanofiltrering används för avlägsning av salter, ultrafiltrering för uppkoncentrering av makromolekyler och mikrofiltrering används för att avskilja mikroorganismer. I detta projekt, där syftet är att koncentrera protein, kommer en UF-membranmodul att användas 6. 2.2.2 Motstånd vid filtrering Transportmotståndet över membranet delas upp i två delar: kakans motstånd (ζ A) och membranets motstånd (ζ M). Kakan börjar bildas så fort filtreringen börjar. Molekyler som är för stora för att passera filtret fastnar på membranet på grund av att trycket är högre på retentatsidan än på permeatsidan samtidigt som tvärströmsflödet är lågt nära väggen, vilket gör att kakan inte sköljs bort. Detta beror på strömningsprofilen hos mediet. Att strömningshastigheten är mycket låg, nästan noll, nära
membranväggen är på grund av strömningsmotståndet hos membranväggen. Tjockleken på skiktet med långsamt strömmande vätska beror av hela flödets strömningshastighet. Vid högre flöden minskar tjockleken hos skiktet, och högre strömningshastighet uppträder nära väggen, vilket kan skölja bort en del av filterkakan. Filtermodulen i detta projekt arbetar konstant under laminära strömningsförhållanden, så turbulens påverkar inte kakans bildning. Kakans tjocklek beror främst på hur länge filtreringen pågått, vilka material som finns i vätskan, transmembrantrycket och flödet. Hur stort motstånd kakan skapar beror på dess tjocklek och dess porositet. En tjock kaka bildas lättare vid lägre flöden, och blir tunnare med ökat flöde. Kakans porositet beror på egenskaperna hos partiklarna och aktuellt transmembrantryck. Vid högre tryck kan kakan tryckas ihop och bli tätare vilket skapar ett högre motstånd. Mindre partiklar bildar en tätare kaka. Kakans motstånd kan bestämmas genom att mäta flux och TMP i en process: där TMP ζ tot = (2) µ J ζ = ζ + ζ (3) tot A M Membranmotståndet ζ M bestäms med renvattenfluxmätningar på rengjort membran. När motståndet sedan mäts efter färdig filtrering fås hela motståndet ζ tot, och slutligen kan ζ A beräknas. Den hastighet med vilken kakan bildas beskrivs av: dl dt Q = A 1 ε in x s (4) Membranets motstånd brukar anses konstant under filtreringens gång. Dock kan porpluggning ske, ett fenomen som betyder att molekyler som är tillräckligt små för att komma in i porer går in och fastnar på porväggen, vilket försvårar genomflödet 6.
3 MATERIAL OCH METODER 3.1 Antaganden Utifrån experiment med kända flöden och betingelser på pilotskala är det möjligt att designa en storskalig process. För en schematisk bild över den tänkta fullskaleanläggningen se figur 3.1. Figur 3.1 Schematisk bild över simulerad trestegsprocess Följande formel användes för att beräkna membranarean: A M Q permeat ζ tot µ = (5) TMP De fysikaliska data som rör filtermodulen var givna av tillverkaren. Vasslets fysikaliska egenskaper antogs vara desamma som för vatten inom det aktuella temperaturintervallet. Vid tryckmätningarna angavs endast övertrycken, detta gav enklare beräkningar av TMP. Under försöken bestämdes den aktuella flödeshastigheten i varje fiber, samma hastighet antogs i produktionsanläggningen. Hastigheten i varje modul beräknas enligt följande: V in = (6) A F Q n fibrer Denna ekvation ställdes upp för respektive modul, hastigheten i modul 3 antogs vara densamma som i försöken. Därmed bestämdes respektive hastighet. Hastigheten i den tredje modulen antogs vara samma som i de experimentella försöken, ty andelen protein i lösningen var ungefär densamma. Ovanstående resonemang förutsätter att kvoten mellan retentat, permeat och inflödet i varje modul är känd. Inflödet av vassle var givet till 571429 kg/24h och permeatflödet till 479866 kg/24h. Vid plottning av följande två samband kan andelen retentat i varje modul beräknas:
y 1 = Qvassle, in * x^ nsteg (7) y 2 = Q vassle, in Q permeat (8) 2.5 x 10 5 2 y1 Volymsflöde retentat retentat (m (m³/s) Volymflöde retentat 3 (m 3 /s) 1.5 1 0.5 y2 0 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 Andel retentat Figur 3.2 Beräkning av avskiljningsgrad Detta gav att 54 % av flödet in i varje steg skall bli retentat. Därmed var inflödet till varje modul känt. Därefter beräknades Reynolds tal som bör vara lägre än 2200 ty Hagen-Poiseuilles lag gäller endast vid laminära förhållanden. Friktionsförlusterna längs ett rör bygger på Hagen-Poiseuilles lag, och beräknas enligt följande: λ 16µ 16 f = = = (9) 4 Dvδ Re Tryckfallen i modulen delades upp i följande tre delar: tryckfallet längs filtermodulen och tryckfallet vid in- respektive utlopp. 1. Tryckfallet längs med filtermodulen beskrivs med hjälp av Fannings ekvation: p = 4 f L δv D 2 2 (10) där samtliga variabler förutom hastighen var kända.
2. Tryckfallet vid inloppet och utloppet ur filtret beskrivs av följande samband: 2 δv p = ε (11) 2 där värdet för epsilon antogs vara 0,99 och 0,5 för in- respektive utlopp. Summan av de tre tryckfallen antogs vara de dominerande i apparaturen. Dessaa tryckfall finns representerade i varje modul, medan tryckökning för att uppbringa trycket från atmosfärstryck till arbetstryck vid första filtermodulen är en engångskostnad. Pumparnas effektbehov gavs av nedanstående ekvation 7 : p Q P = (12) n Filterareorna bestämdes enligt ekvation (5). Elkostnaderna och areakostnaderna antogs till 93,30 öre/kwh 8 respektive 250 kr/m 2 9, och avskrivningstiden var given till åtta år. 3.2 Simuleringsmodell Ett kommando sattes upp i Matlab för beräkning och design av en storskalig UF-process. I kommandot simulerades först vassles temperaturberoende egenskaper, i detta fall viskositet och densitet. Därefter bestämdes hur stor andel som skulle filtreras bort i varje steg. Utifrån detta beräknades permeat och retentatflödet efter varje modul. Summan av de tryckfall som pumparna måste övervinna beräknades och därmed den totala pumpkostnaden. Med hjälp av newtonsolver, som löser överbestämda ekvationssystem, löstes respektive area på varje modul ut och den totala filterarean kunde bestämmas. Utifrån den totala pump- och areakostnaden och den givna ekonomiska kalkylen bestämdes den årliga kostnaden för en fullskaleprocess. Målsättningen med denna modell var att bestämma den totala kostnaden som en funktion av TMP och flödeshastigheten. Fluxets variation med tiden vid olika TMP, flödeshastigheter och koncentrationer var inte kända. Därför användes det uppmätta fluxet från försöken i modellen, vilket gav att endast kostnaden under de experimentella förhållandena kunde beräknas. 3.3 Utrustning Ultrafiltreringen utfördes med en pilotanläggning som är placerad på avdelningen för livsmedelsteknik vid Lunds Tekniska Högskola. Den består av en 15 liters tank för vassleblandningen, tubvärmeväxlare, centrifugalpump, termometer, flödesmätare, tryckmätare innan och efter membranet samt membranmodul. Se figur 3.3 och 3.4.
10 1 13 12 11 6 7 3 4 8 2 5 9 Figur 3.3 Ultrafiltreringsanläggningen Figur 3.2 Schematisk bild av ultrafiltreringsanläggningen 1. Uppsamlingskärl 2. Fast termometer 3. Bottenuttag 4. Värmeväxlare 5. Pump 6. Tryckmätare P1 7. Filtermodul 8. Permeatuttag 9. Uppsamlingskärl permeat 10. Tryckmätare P2 11. Extern termometer 12. Ventil för tryck- och flödesreglering 13. Flödesmätare
Värmeväxlarens kyleffekt justerades med hjälp av ett kallvattenflöde tills en lämplig temperatur erhölls på retentatet. Permeatet leddes inte direkt tillbaka till tanken, utan samlades upp från botten av filtret. Detta därför att trycket på permeatsidan i membranet skulle kunnas sättas till atmosfärstryck vid beräkningar av TMP. 3.4 Experimentuppställning Mängden lösning som filtrerades var 10 eller 15 l. Systemet var konstruerat för 15 l, och det första försöket kördes med denna volym. För att spara vasslepulver minskades volymen till 10 l i de övriga försöken. Genom att hälla tillbaka permeatet i uppsamlingskärlet med jämna mellanrum antogs skillnaden i koncentrationsförändring på grund av volymsförändring vara försumbar. Temperaturen under försöken var 10 C. Anledningen till att temperaturen valdes till 10 C var att högre temperaturer skulle ge bakteriell tillväxt. Dessutom skulle alternativet, att köra vid 50 C, ge för höga uppvärmningskostnader i en fullskalig process. En tredje anledning att hålla nere temperaturen är att vassle innehåller peptider som kan brytas ner vid höga temperaturer. Fem försök utfördes vid flödena 10, 20 respektive 30 l/min. För 10 och 20 l/min sattes trycket till lägsta respektive högsta möjliga. Vid det högsta flödet var det svårt att få upp ett högt tryck på grund av pumpens effektbegränsningar. Därmed gjordes bara ett försök vid det flödet. Under försökens gång hölls flöde och temperatur konstanta. 3.5 Vasslelösning Den koncentration som försöken utfördes på var VPC (Whey Protein Concentrate) 35. Detta betyder att 35 % av vasslets torrvikt är protein. De material som användes för att blanda var vanligt kranvatten och torkat vasslepulver, vars sammansättning finns i bilaga 1. Det går inte att blanda en vassleblandning som blir exakt VPC 35, men det går att göra en blandning med samma proteinhalt 5. VPChalt Tabell 3.1 Sammansättning av vassle 5 Proteinhalt (%) Proteinmängd (kg) Vattenmängd (kg) 35 3,235 0,522 14,5 15 35 3,235 0,348 9,65 10 Total volym (l) Vasslepulvret blandades med en liten mängd varmt vatten till en något tjockflytande beige vätska, som sedan blandades med resten av vattnet. Varmt vatten användes för att underlätta och optimera upplösningen av vasslepulvret.
Slutligen ställdes lösningen i kylrum över natten för att den skulle bli homogen och anta rätt temperatur. 3.6 Mätmetoder Fluxet mättes volumetriskt med ett mätglas, som placerats under filtrets permeatuttag. Trycken mättes on-line före och efter filtermodulen och gav TMP. Flödet mättes on-line med en digital flödesmätare. Temperaturen mättes med en extern digital termometer vid utloppet av retentatet. En kvicksilvertermometer monterad i botten på systemet gav en ungefärlig indikation på temperaturen under rengöringsprocessen. Samtliga parametrar mättes var tionde minut. 3.7 Rengöring Rengöring förhindrar mikrobiell tillväxt och tar bort fouling som uppstår efter en tids användning och består av proteiner, fetter, och joner. För mejeriprocesser är det främst proteiner och kalciumjoner som ger fouling. Vid användning av ett surt rengöringsmedel, sänks ph till ett lägre värde än proteinernas isoelektriska punkt. Därmed denaturerar proteinerna i foulingen. På grund av detta så används alltid ett basiskt rengöringsmedel före rengöring med syra. Basiska rengöringsmedel är effektivast mot proteiner och fetter, medan ett surt rengöringsmedel är effektivt mot kalkavlagringar 10. De vanligaste rengöringsprocesserna är fast-forward flush och backflushing. Fast-forward flush användes där rengöringsmedlet pumpas samma håll som provlösningen. För bättre rengöring används backflushing, då pumpas rengöringsmedlet motsatt håll jämfört med provlösningen. Denna metod försämrar dock filtrets livslängd avsevärt 9.
4 RESULTAT OCH DISKUSSION 4.1 Flux Mätningarna resulterade i figur 4.1 som beskriver hur fluxet ändrades med tiden vid ett visst flöde och tryck. 12 Resultat från fluxmätning 11 Permeatflux [l/m 2 h] 10 9 8 7 6 Försök 1 Försök 2 Försök 3 Försök 4 Försök 5 5 4 3 0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 Tid [minuter] Figur 4.1 Förändring av fluxen med tiden vid de fem försöken Tabell 4.1 Försöksuppställning Försök Flöde (l/min) TMP (bar) 1 30 0,7 2 20 0,5 3 20 1,1 4 10 1,1 5 10 0,5 I figur 4.1 kan ses att fluxet ökade med tiden. Detta resultat är tvärtemot det förväntade, vilket troligtvis beror på den höga koncentrationen av vassleprotein. Detta kunde konstateras då projektgrupp 3A vid försök med VPC 8,6 fick ett avtagande flux. För att undanröja möjliga felkällor mättes och jämfördes ph i filtrerad och ofiltrerad vasslelösning, samt rent vatten. Närvaro av ett basiskt lösningsmedel ökar membranets porositet, vilket i sin tur kan öka fluxet. Då ph-värdet var samma i de tre proverna kunde ackumulering av basiskt rengöringsmedel uteslutas. Ett filtreringsförsök med mjölk gjordes, där
ett klart permeat bekräftade att filtret höll tillbaka proteinet kasein och därmed var intakt. En annan orsak kan eventuellt vara ett något förändrat blandningsförfarande jämfört med tidigare arbeten. Detta är dock inte troligt då blandningen skett dagen innan försöken och lösningen stått i kylrum över natten. Detta borde förbättra resultaten ty tiden för upplösning av vasslepulvret hade ökats jämfört med tidigare år. Därmed kvarstår frågan om varför fluxet ökar med tiden i samtliga försök. 4.2 Filtreringsmotstånd Resultaten från mätningarna av renvattenflux före och efter respektive försök ses i figur 4.2 nedan. Vid jämförelse mellan erhållna fluxvärden innan och efter filtrering, syns tydligt att motståndet ökade. Däremot förändrades inte fluxet nämnvärt med tiden efter körningen. Detta tyder på att kakbildningen var minimal. Motståndsökningen efter filtreringen måste därför ha berott på en igensättning av porerna i filtret och/eller adsorption av proteiner till ytan. 140 Renvattenflux före filtrering 16 Renvattenflux efter filtrering Försök 1 Försök 2 130 Försök 315 Försök 4 Försök 5 120 14 110 13 100 12 Flux (l/m²h) 90 Flux (l/m²h) 11 80 10 70 9 60 8 50 7 40 0 5 10 15 20 25 30 Tid (min) 6 0 5 10 15 20 25 30 Tid (min) Figur 4.2 Renvattenflux innan filtrering (t.v.) och efter filtrering (t.h.) 4.3 Kritiskt flux I enlighet med figur 4.3 nedan samt de aktuella trycken och flödeshastigheten 2m/s, dras slutsatsen att en eventuell tryckökning skulle påverka filtreringshastigheten positivt. Det faktum att flödeshastighetens ändring vid samma TMP nästan inte ger någon fluxändring alls visar att försöken är inom det inringade området i figuren nedan. Om trycket skulle ökas ännu mer nås det kritiska, något som dock inte skedde. Då hjälper det inte längre att höja TMP, utan även flödet måste höjas för att ge önskad effekt. Detta påverkar resultatet så att den bästa och mest lönsamma storskaliga processen skall köras vid högsta
möjliga TMP men vid lägre flöde. Detta eftersom ett högre flöde endast ger högre pumpkostnader till försumbar skillnad i flux. Detta gäller enbart vid den testade proteinkoncentrationen. Vid högre koncentrationer som till exempel VPC 67, då en kaka lättare bildas, kan flödet ha en effekt för fluxet. Figur 4.3 Filtreringshastighet som funktion av TMP 6 4.4 Simulering Med hjälp av Matlab bestämdes kostnaden för pumparna och för den erforderliga filterarean i en trestegsprocess vid de valda betingelserna. Resultaten visar att ett högt TMP ger lägst kostnader. Däremot har flödet liten inverkan på kostnaderna. Vid simuleringen erhölls mindre filterareor vid högre tryck, samtidigt som de höga trycken gav de högsta pumpkostnaderna. Alltså är kostnaderna för filterarean dominerande. För simuleringsresultat över en trestegsprocess se tabell 4.2. Den mest kostnadseffektiva processen fås vid högre TMP. I försök tre och fyra är fluxet mellan 10 och 20 l/m 2 h, vilket är rimligt för en större process och ger en mindre filterarea och därmed en billigare process.
Tabell 4.2 Resultat från simulering av trestegsprocess Försök Areakostnad Pumpkostnad Totalkostnad Hastighet TMP Fluxet (kr) (kr) (kr) (l/min) (bar) (l/m 2 h) 1 69 000 14 200 83 200 28,37 0,87 7,0 2 114 000 10 200 124 200 20,27 0,65 4,4 3 51 000 13 500 64 500 19,79 1,19 11,0 4 53 000 10 000 63 000 10,04 1,11 10,9 5 122 000 6 900 128 900 10,28 0,60 4,6
5 SLUTSATSER 5.1 Flöde och TMP Resultaten från rapporten visar att ett högre TMP är avgörande för ekonomin hos en storskalig process medan flödeshastigheten är av mindre vikt. Ett ökat TMP gynnar fluxet upp till en viss nivå, utan att ett kritiskt flux fås. Simuleringsmodellen från Matlab anses rimlig, eftersom då kända parametrar från försöken infördes erhölls de aktuella tryckfallen och filterareorna. Detta är en god kontroll på simuleringens relevans. 5.2 Filtreringsmotstånd Resultaten från experimenten visar att filtermotståndet ökar med tiden. Att detta beror på en kakbildning kan uteslutas, ty renvattenfluxet efter filtreringen ökar endast marginellt med tiden. Det återstår två orsaker till det ökade filtermotståndet: antingen adsorption av proteiner till membranytan eller igensättning av porerna. 5.3 Förslag på process Resultatet från simuleringen pekar på att ett flöde på 10 l/min och ett TMP på 1,1 bar genererar den mest kostnadseffektiva processen. Vid detta höga tryck blir pumpkostnaderna högre samtidigt som filterkostnaderna minskar, vilket ger en lägre totalkostnad. Med ökat flöde och bibehållet tryck ökar kostnaderna marginellt, vilket tyder på att flödets inverkan är försumbar. En process föreslås bestående av tre moduler där 46 % av inflödet i varje steg avskiljs som permeat. Enligt beräkningarna skulle den föreslagna processen generera årliga drifts- och materialkostnader på ungefär 63 000 kronor, vilket är en avsevärd förbättring jämfört med tidigare arbeten. 6 FRAMTIDA UNDERSÖKNINGAR Relevanta förslag på framtida undersökningar är följande: Kontrollera om ph har någon inverkan på fluxet. Kontrollera en eventuell diafiltrerings inverkan på processen vid högre koncentrationer. Utveckla en teori om varför fluxet ökar med tiden vid VPC 35.
7 REFERENSER [1] Amini,M., An,S., Broos, S., Kjellén,S., Sukhotskaya,S., Ultrafiltrering av vassle (2005). [2] Ekström,L., Radojkovic,D., Sjögren,N., Wennberg,M., Dralic,J., Separation av vassleprotein med ultrafiltrering (2005). [3] http://www.bk-sportsmag.se/artiklar/vassle_mjolkindustrins_- _gava_till_manniskorna.htm (2006-03-15) [4] www.ne.se (2006-03-15) [5] Bylund,G., Dairy Processing Handbook, Tetra Pak Processing Systems AB, Lund (1995), Chapter 15. [6] Kessler, H-G., Food and Bio Process Engineering Dairy Technology, Verlag A. Kessler, München, (2002), Chapter 4. [7] McCabe,W., Smith,J., Harriott,P., Unit operations of chemical engineering, (2001), Chapter 5. [8] www.eon.se (2006-03-15) [9] Muntlig referens, Mattias Nilsson, Doktorand vid institutionen för Livsmedelsteknik, Lunds Tekniska Högskola. [10] Manual för rengöring av UF-utrustning.
BILAGA 1. VASSLEPULVRETS SAMMANSÄTTNING Vasslepulvret (HA-9115) som använts i försöken innehåller ungefär 93 % protein och 3 % vatten, samt mineraler. Tabell 7.1 Vasslepulvrets sammansättning Mineraler Andel (%) Kalcium 0,05 Magnesium 0,004 Natrium 0,4 Kalium 0,9 Fosfor 0,15 Klorid 0,04 Aska 3 Laktos < 1
BILAGA 2. FÖRSÖKSRESULTAT Försök 1 Renvattenflux före vasslekörning Tid Temperatur Flux P1 (bar) P2 (bar) Flöde (l/min) (min) ( C) (l/m 2 h) 0 1,1 0,2 11 29,56 61,20 10 1,1 0,2 11 29,32 62,40 17 1,1 0,2 11 29,32 60,40 25 1,1 0,2 11 29,56 60,00 33 1,1 0,2 11 28,6 64,00 Vasslekörning 0 1,2 0,2 11 28,37-5 1,15 0,2 11 28,37 4,80 15 1,15 0,2 11 28,13 6,13 25 1,15 0,2 11 28,15 6,13 35 1,15 0,2 11 28,13 5,60 45 1,15 0,2 11 28,37 6,40 55 1,15 0,2 11 28,37 6,67 65 1,15 0,2 11 28,13 6,50 75 1,15 0,2 11 28,13 6,53 85 1,15 0,2 11 28,37 6,73 95 1,15 0,2 11 28,37 6,47 105 1,15 0,2 11 28,37 6,73 115 1,15 0,2 11 28,37 6,60 125 1,15 0,2 11 28,37 6,73 135 1,15 0,2 11 28,37 6,87 145 1,15 0,2 11 28,37 7,07 155 1,15 0,2 11 28,37 7,27 165 1,15 0,2 11 28,37 6,76 175 1,15 0,2 11 28,37 6,58 180 1,15 0,2 11 28,37 7,29 Renvattenflux efter vasslekörning 0 1,1 0,2 9 27,89 10,86 10 1,12 0,2 11 27,91 11,47 17 1,125 0,2 11 30,27 11,60
Försök 2 Renvattenflux före vasslekörning 0 0,7 0,2 11 19,08 44,27 10 0,7 0,2 11 19,08 41,60 20 0,7 0,2 10 19,79 43,73 30 0,7 0,2 10 20,03 43,20 Vasslekörning 0 0,9 0,2 10 20,75 3,93 10 0,85 0,2 10 20,03 3,87 20 0,85 0,2 10 20,03 3,73 30 0,85 0,2 10 20,03 3,93 40 0,85 0,2 10 20,03 3,93 50 0,85 0,2 10 20,27 3,87 60 0,85 0,2 10 20,27 4,13 70 0,85 0,2 11 20,27 3,73 80 0,85 0,2 11 20,27 3,87 95 0,85 0,2 11 20,03 4,13 100 0,85 0,2 11 20,27 4,18 110 0,85 0,2 11 20,27 4,09 120 0,85 0,2 11 20,57 4,31 130 0,85 0,2 11 20,27 4,40 140 0,85 0,2 11 20,27 4,44 150 0,85 0,2 11 20,27 4,09 Renvattenflux efter vasslekörning 0 0,85 0,2 9 21,46 6,58 10 0,85 0,2 9 20,27 6,40 20 0,75 0,2 10 20,51 6,76 30 0,75 0,2 11 20,75 6,84
Försök 3 Renvattenflux före vasslekörning 0 1,3 0,8 12 20,03 120,00 10 1,32 0,8 12 20,03 116,67 20 1,32 0,8 12 20,03 113,33 30 1,32 0,8 12 20,03 106,67 Vasslekörning 0 1,38 0,85 11 20,27 8,67 10 1,38 0,78 12 20,03 8,67 20 1,35 0,78 12 20,03 9,00 30 1,35 0,78 12 20,03-40 1,35 0,78 12 20,03 9,67 50 1,38 0,78 12 19,79 9,67 60 1,38 0,78 12 19,79 10,00 70 1,38 0,78 12 19,79 10,00 80 1,35 0,78 12 19,79 10,33 90 1,36 0,78 12 19,79 10,33 100 1,35 0,78 12 19,79 10,33 110 1,35 0,78 12 19,79 10,53 120 1,38 0,78 12 19,79 10,33 130 1,38 0,78 12 20,03 10,33 140 1,38 0,78 12 19,79-150 1,38 0,78 12 19,79 10,67 160 1,38 0,78 12 19,79 10,87 170 1,38 0,78 12 19,79 11,00 180 1,38 0,78 12 19,79 11,13 Renvattenflux efter vasslekörning 0 1,25 0,75 12 19,79 13,33 10 1,3 0,79 12 20,03 14,33 20 1,36 0,81 12 20,75 15,00 30 1,37 0,81 12 20,75 15,00
Försök 4 Renvattenflux före vasslekörning 0 1,15 0,9 12 10,04 134,67 10 1,15 0,9 13 10,04 126,67 20 1,2 0,9 12 10,28 125 30 1,2 0,95 10,53 121,67 Vasslekörning 0 1,2 0,9 10 10,04 7,67 10 1,3 0,95 11 10,28 7,67 20 1,2 0,85 11 10,04 7,67 30 1,2 0,8 12 10,04 8,33 40 1,2 0,8 12 10,04 9,00 50 1,2 0,8 13 10,04 9,67 60 1,2 0,8 12 10,04 10,00 70 1,2 0,8 12 10,04 10,67 80 1,2 0,8 12 10,04 11,33 90 1,2 0,8 12 10,04 10,33 100 1,2 0,9 12 10,04 10,33 110 1,2 0,9 12 10,04 10,33 120 1,2 0,9 12 10,04 10,67 130 1,2 0,9 12 10,04 10,67 140 1,2 0,9 12 10,04 10,67 150 1,2 0,9 12 10,04 11,00 160 1,2 0,9 12 10,04 10,67 170 1,2 0,9 12 10,04 10,67 180 1,2 0,9 13 10,04 11,00 Renvattenflux efter vasslekörning 0 1,1 0,9 11 10,04 14,67 10 1,15 0,9 12 10,04 15,00 20 1,15 0,9 12 10,04 15,13 30 1,15 0,9 12 10,04 15,13
Försök 5 Renvattenflux före vasslekörning 0 0,65 0,38 9 10,04 54,67 10 0,65 0,38 10 10,28 53,33 20 0,65 0,38 10 10,28 52,67 30 0,65 0,38 10 10,28 52,00 Vasslekörning 0 0,7 0,38 11 10,28 3,47 10 0,7 0,38 11 10,28 3,24 20 0,7 0,38 11 10,28 3,33 30 0,7 0,38 11 10,28 3,42 40 0,7 0,38 11 10,28 3,47 50 0,7 0,38 11 10,28 3,56 60 0,7 0,38 11 10,28 3,69 70 0,7 0,38 11 10,28 3,78 80 0,7 0,38 11 10,28 3,91 90 0,7 0,38 11 10,28 4,00 100 0,7 0,38 11 10,28 4,13 110 0,7 0,38 11 10,28 4,18 120 0,7 0,38 11 10,28 4,33 130 0,7 0,38 11 10,28 4,33 140 0,7 0,38 11 10,28 4,47 150 0,7 0,38 11 10,28 4,60 160 0,7 0,38 11 10,28 4,60 170 0,7 0,38 11 10,28 4,60 180 0,7 0,38 11 10,28 4,73 190 0,7 0,38 11 10,28 4,67 200 0,7 0,38 11 10,28 4,58 Renvattenflux efter vasslekörning 0 0,67 0,37 8 10,28 6,67 10 0,67 0,38 9 10,28 8,00 20 0,68 0,38 11 10,28 8,44 30 0,68 0,38 11 10,28 8,53