CC BY
51
входит образование ДНК, белков, комплексов гликопротеинов и ряда других веществ и соединений.
Вторая ступень - это процессы и явления, характеризующие структурные элементы органелл клеток-ферментов, макроэнергетических соединений, ДНК и РНК, а также белков, содержащихся в органел-лах и мембранах.
Третий уровень иерархии - это явления и эффекты в клетках ткани мяса, а также процессы, происходящие при термической обработке.
Четвертая ступень - это процессы, интегрально учитывающие явления в собственной клетке и характеризующие межклеточное вещество мяса.
На пятой ступени моделируются процессы в тканях мяса, при этом мясо представляется в виде совокупности мышечной, соединительной ткани и жировой прослойки.
Шестой уровень - мясо, рабочая камера и межфаз-ные процессы.
Седьмая ступень относится к изделию в целом - мясу, аппарату и паровоздушной смеси. Рассматривая явления и эффекты данного уровня, можно зафиксировать реальную гидродинамическую обстановку в аппарате и внешний теплообмен.
При тепловой обработке мяса происходят следующие процессы: денатурация миозина, тропомиозина, миоглобина, актина - основных белков мяса; реакция меланоидинообразования, плавление жиров, денатурация нуклеиновых кислот.
Стратегия системного анализа предполагает в каждом из рассмотренных уровней использование формализованных представлений в виде математических моделей технологических элементов и подсистем общей технологии производства. На основе разработанных
математических описаний подпроцессов компонуется обобщенная модель процесса, основной искомой функцией является его температура. Программа расчета составляется таким образом, что с изменением температуры изменяются все показатели, все уровни иерархии взаимосвязаны между собой через температурный показатель [2].
Машинно-ориентированная формализация и разработка алгоритмов расчета на ЭВМ является основой анализа структуры процесса и последующей его оптимизации.
Предложенная иерархическая структура технологического процесса тепловой обработки, состоящая из семи взаимосвязанных уровней, позволяет создать адекватные модели, учитывающие все физические явления и различные возможные возмущения. Данная структура позволяет эффективно организовать параллельно-последовательное выполнение этапов исследования и реализовать нисходящую стратегию качественного и количественного анализа процесса тепловой обработки мяса и восходящую тактику эффективного синтеза аппаратурного оформления процесса в условиях ИК-облучения.
ЛИТЕРАТУРА
1. Кафаров В.В. Методы кибернетики в химии и химической технологии. - М.: Химия, 1985. - 448 с.
2. Беляева М.А., Исматуллаев П.Р., Артиков А.А. Тепловое оборудование и процессы в производстве мясных изделий. - Таш -кент: ТКТИ, 2003. - 292 с.
3. Данилов А.Д. Математическое моделирование процесса вы -печки мучных изделий на примере узбекских лепешек: Дис. ... канд. техн. наук. - Ташкент, 1990.
Поступила 09.10.03 г.
66.061.1.001.57
РАЗРАБОТКА ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ И РЕЖИМА УСОВЕРШЕНСТВОВАННОГО ПРОЦЕССА ОБЕЗЖИРИВАНИЯ ФОСФОЛИПИДНОГО КОНЦЕНТРАТА
А.А. ЛОБАНОВ, Е.Н. КОНСТАНТИНОВ, Е.П. КОРНЕНА
Кубанский государственный технологический университет
Усовершенствованный процесс обезжиривания фосфолипидного концентрата (ФК) [1] включает однократную экстракцию масла из ФК с получением частично обезжиренных фосфолипидов (ЧОФ) и последующую их противоточную экстракцию в противоточ-ном пульсационном экстракторе «труба в трубе».
Цель настоящей работы - расчет размеров противо-точного экстрактора «труба в трубе» производительностью по обезжиренным фосфолипидам 25 кг/ч, разработка технологической схемы и режима усовершенствованного процесса обезжиривания ФК.
Основой для расчета размеров противоточного пульсационного экстрактора «труба в трубе» является
численный эксперимент по математической модели процесса противоточной экстракции масла из ЧОФ.
Примем постоянство объемных расходов суспензии и экстрагента и постоянство удельного порового объема твердых капиллярно-пористых фосфолипидов.
Рассчитаем расход фосфолипидной суспензии с массовым расходом по обезжиренным фосфолипидам 25 кг/ч. Объемный секундный расход фосфолипидов 03 найдем из выражения
G3 =
GM
3
р3 3600
(1)
где 03 = 25 кг/ч - массовый расход обезжиренных фосфолипидов в составе суспензии.
Объемный секундный расход поровой мисцеллы в капиллярах фосфолипидов Оп рассчитаем по формуле
Є = £УП-
3600 ’
(2)
где УПу = 2,010-3 м3/кг - удельный поровый объем капиллярно-по -ристых фосфолипидов определен по равновесным данным для сис -тем ФК-ацетон и ЧОФ-ацетон, полученным в работах [1, 2].
Исследования показали, что при условиях течения, близких к реальным в экстракторе «труба в трубе», осаждение частиц фосфолипидов из фосфолипидной суспензии начинается при их объемной доле в последней выше 55%. Поэтому примем объемную долю частиц фосфолипидов в суспензии порядка 50%. Уменьшение объемной доли частиц в суспензии нежелательно, так как приведет к снижению их массы в экстракторе и уменьшению коэффициента массопередачи.
Объем частиц фосфолипидов равен сумме объемов твердых фосфолипидов и поровой мисцеллы, так как объемная доля частиц фосфолипидов в суспензии составляет 50%. Объемный расход наружной мисцеллы суспензии Он рассчитаем по выражению
Єн = с 3 + с.
Расход суспензии ОС найдем из выражения
Сс = Сн + Сп + С3,
(3)
(4)
где Он, Оп, 03 - расходы соответственно наружной мисцеллы сус -пензии, поровой мисцеллы в порах твердых капиллярно-пористых фосфолипидов, твердых фосфолипидов, м3/с.
Зададим начальное значение расхода экстрагента
Оэ:
Сэ =1,5 єс.
(5)
Рассчитанные по выражениям (1)-(5) секундные объемные расходы: Є,, ОП, ОН, Ос и ОЭ составляют соответственно, 1-10-5 м/с: 0,62; 1,38; 2,0; 4,0 (0,144 м3/ч) и 6,0 (0,216 м3/ч).
Фосфолипидную суспензию получают в результате однократной экстракции масла ацетоном из ФК. Ее состав зависит от соотношения ФК : ацетон. Экспериментальные данные по равновесию в системе ФК-ацетон показывают, что рациональный диапазон их массовых соотношений при проведении процесса однократного обезжиривания ФК (1 : 2)-(1 : 8).
Для получения фосфолипидной суспензии при однократной экстракции принято соотношение ФК : ацетон 1 : 3 как гарантирующее получение твердых ЧОФ. Его увеличение приводит к возрастанию расхода ацетона на экстракцию. При этом снижается массовая доля масла в наружной мисцелле и поровой мисцелле ЧОФ. Численные эксперименты по математической модели экстрактора «труба в трубе» показали, что снижение объемной доли масла в поровой и наружной мисцелле исходной фосфолипидной суспензии не приводит к заметному снижению объемной доли масла в поровой мисцелле обезжиренных фосфолипидов.
Поэтому массовое соотношение ФК : ацетон 1 : 3 принято как рациональное с точки зрения качества
продукта и расхода ацетона. Для такого соотношения при массовой доле масла в ФК 40% равновесная объемная доля масла в наружной мисцелле составляет 10%, а в поровой мисцелле ЧОФ - 12%. Экспериментальные данные по кинетике экстракции в системе ФК - ацетон показывают, что близкое к равновесному состояние в этой системе достигается через 10 мин. Поэтому принимаем продолжительность процесса однократной экстракции масла ацетоном из ФК 30 мин.
При производительности по обезжиренным фосфо -липидам 25 кг/ч расходы на однократную экстракцию масла из ФК составляют: ФК - 41,7 кг/ч; ацетон -125,1 кг/ч.
При соотношении ФК : ацетон 1 : 3 после достиже -ния системой равновесия объемная доля частиц фосфолипидов в суспензии составляет 36,3%. Поэтому перед подачей суспензии на противоточную экстракцию из нее необходимо отфильтровать часть наружной мисцеллы, чтобы объемная доля частиц фосфолипидов в суспензии увеличилась до 50%.
Конструкция экстрактора «труба в трубе» для непрерывной промывки дрожжевых суспензий [3] имеет длину 60 м, диаметры наружной и внутренней труб 84 х 3 и 56 х 2,5 мм, производительность по суспензии 5-16 м3/ч, скорость ее течения 0,6-1,9 м/с. Однако такой экстрактор не применим для обезжиривания ЧОФ из-за его чрезмерно высокой производительности. Поэтому возникает необходимость определения размеров экстрактора «труба в трубе» и скорости течения суспензии, обеспечивающих достаточное для протекания процесса обезжиривания фосфолипидов время пребывания суспензии и экстрагента в экстракторе.
Определим скорости течения суспензии Ус и экстрагента УЭ в экстракторе «труба в трубе» по выражени-
/С = —; /, = —,
с . > э .
Сэ
(6)
где Ь - длина экстрактора «труба в трубе», м; ?с, ¿э- время пребыва-ния суспензии и экстрагента в экстракторе, с.
Изначально зададим Ь 60 м и /с и /Э 600 с. Время пребывания суспензии в экстракторе выбрано на основании экспериментальных данных по кинетике экстракции в системе ЧОФ-ацетон [2]. Тогда Ус и УЭ составят 0,1 м/с.
Исследование зависимости числа ячеек идеального смешения экстрактора «труба в трубе» от скорости течения суспензии и экстрагента [3] показало, что с увеличением скорости течения число ячеек полного перемешивания увеличивается. Для обеспечения достаточного времени контакта фаз нами принята скорость течения суспензии и экстрагента 0,1 м/с. Для определения числа ячеек полного перемешивания при такой скорости течения экспериментальные данные [3] были экстраполированы с использованием нелинейной функции. Число ячеек N полного перемешивания экс -трактора «труба в трубе» при скорости течения су спен-зии и экстрагента 0,1 м/с равно 20.
ям
Длину одной ячейки полного перемешивания V определяем по выражению
и _
(7)
В экстракторе длиной 60 м и N = 20 длина одной ячейки полного перемешивания 3 м.
Для экстрактора «труба в трубе» используем стандартные трубы из пищевой нержавеющей стали, например 12Х18Н10Т. Диаметры наружной и внутренней труб выберем из стандартного ряда с учетом скорости течения суспензии и экстрагента порядка 0,1 м/с. Ус и УЭ могут быть рассчитаны по выражениям
!с = — с 9
°МТ _— Э 5т
(8)
(9)
где £мт, ^т - площади поперечного сечения межтрубного (кольцево -го) и трубного пространств (внутренней трубы) экстрактора «труба в трубе», м2.
Площади поперечного сечения межтрубного и трубного пространств могут быть определены по выражениям
е _р(Ое2н -д2).
°МТ л .
4
(10)
(11)
крТ _ ктмт,
(12)
где Жт = 8,32 • 10 м /с - коэффициент массопередачи, отнесенный к единице массы материала, рассчитан по экспериментальным дан -ным кинетики экстракции из ЧОФ; МТ - масса твердых фосфолипи -дов (материала) в ячейке полного перемешивания, кг:
МТ _Рф<Х,
(13)
где V - объем твердых фосфолипидов в ячейке полного перемеши -
Рассчитанное по выражениям (12)-(14) значение КРТ составляет 1,96 • 10-6 м3/с.
Площадь поверхности массообмена между жидкой фазой суспензии и экстрагентом является площадью отверстий во внутренней трубе экстрактора «труба в трубе». Рассчитаем площадь массообмена между жидкой фазой суспензии и экстрагентом для одной ячейки полного перемешивания
Я' _ 0,5рдени,
(15)
где коэффициент 0,5 - доля перфорации поверхности внутренней трубы.
Я' составляет 0,127 м2
Проведем численный эксперимент по математической модели процесса противоточной экстракции масла из ЧОФ [4].
Постоянными параметрами являются: расход фос-фолипидной суспензии ОС, длина ячейки полного перемешивания V, коэффициенты массопередачи КЯТ и К для одной ячейки.
Варьируемые параметры: количество ячеек полно -го перемешивания N (длина Ь) экстрактора «труба в трубе» и расход экстрагента Оэ.
В табл. 1 и 2 представлены результаты численного эксперимента по математической модели процесса противоточной экстракции масла из ЧОФ со следующими параметрами: расход суспензии ОС = 4,0 х х 10-5 м3/с; состав суспензии на входе в экстрактор ХВХ = 10%; X ПХ = 12% (объемные доли); коэффициенты массопередачи КЯТ = 1,96 • 10-6 м3/с; К = 2,0 • 10-4 м/с; Рб' = 0,127 м2
Таблица 1
где В, Ввн, 4 dвн - внешний и внутренний диаметры наружной и внутренней трубы экстрактора, м.
Подбор диаметра труб осуществим следующим образом. Зададим диаметр внешней и внутренней труб из стандартного ряда. По выражениям (8)-(11) рассчитаем Ус и УЭ. Подберем трубы такого диаметра, чтобы Ус и УЭ составляли 0,1 м/с.
Для экстрактора «труба в трубе» выбраны наружная труба 45 х 2,5, внутренняя 32 х 2,5 мм. При этом Ус 0,09; УЭ 0,1 м/с.
Рассчитаем значение коэффициента массопередачи КЯТ от твердых фосфолипидов в наружную мисцеллу суспензии для одной ячейки полного перемешивания по выражению
Длина экс -
Объемная доля масла в поровой мисцелле обезжи -ренных фосфолипидов Х.Щ, %, при Оэ • 10-5, м3/с
Ь , м 4 5 6 7 8 9
60 4,29 3,55 2,90 2,48 2,17 1,95
75 3,88 2,96 2,39 1,93 1,61 1,34
90 3,53 2,67 1,99 1,54 1,22 0,97
105 3,33 2,39 1,73 1,23 0,91 0,71
120 3,19 2,18 1,50 1,03 0,72 0,53
135 3,08 2,09 1,34 0,86 0,57 0,39
150 3,04 2,00 1,22 0,74 0,45 0,31
165 3,02 1,88 1,13 0,64 0,37 0,22
180 2,94 1,84 1,01 0,53 0,30 0,18
Таблица 2
Расход экстрагента,
Объемная доля масла в поровой мисцелле обезжи -ренных фосфолипидов ХЦ, %, при Ь, м
вания, м :
•105, м3/с 60 75 90 105 120 135 150 165 180
4,0 4,29 3,88 3,53 3,33 3,19 3,08 3,04 3,02 2,94
5,0 3,55 2,96 2,67 2,39 2,18 2,09 2,00 1,88 1,84
6,0 2,90 2,39 1,99 1,73 1,50 1,34 1,22 1,13 1,01
7,0 2,48 1,93 1,54 1,23 1,03 0,86 0,74 0,64 0,53
8,0 2,17 1,61 1,22 0,91 0,72 0,57 0,45 0,37 0,30
9,0 1,95 1,34 0,97 0,71 0,53 0,39 0,31 0,22 0,18
(14)
где XV = От / Ос -суспензии.
50% - объемная доля твердых фосфолипидов в
Полученные данные свидетельствуют, что объемная доля масла в поровой мисцелле обезжиренных фосфолипидов Х^п снижается как при постоянном рас-
Э
ходе экстрагента с увеличением длины экстрактора L, так и наоборот.
Таким образом, выбор длины экстрактора и расхода экстрагента зависит от требуемого качества обезжиренных фосфолипидов, объемной доли масла в их по-ровой мисцелле. По известной технологии [5, 6] получают обезжиренные фосфолипиды с XN порядка 1%. На рис. 1 представлена зависимость расхода экстрагента от длины экстрактора «труба в трубе» при получении обезжиренных фосфолипидов с XN 1%.
Численный эксперимент проведен для диапазона расходов экстрагента (4,0 10-5)-( 9,0 • 10-5) м3/с. Выбор такого диапазона обусловлен тем, что проведение процесса противоточной экстракции при расходах экстрагента меньших 4,0 • 10-5 м3/с приведет к получению обезжиренных фосфолипидов с завышенной объемной долей масла в поровой мисцелле, не соответствующих техническим условиям на пищевые обезжиренные фосфолипиды. Расходы экстрагента большие, чем 9,0 • 10-5 м3/с, делают нецелесообразным применение процесса противоточной экстракции для обезжиривания ЧОФ, так как при этом удельный расход экстрагента 0Эу на получение 1 кг обезжиренных фосфолипидов оказывается выше, чем в известной технологии обезжиривания ФК [5, 6], для которой йЭу = 14,5 кг.
При выборе длины экстрактора «труба в трубе» необходимо учитывать, что при ее увеличении возрастают капитальные затраты на экстрактор и насосы, но уменьшается расход экстрагента и повышается концентрация отработанной мисцеллы, что снижает затраты на экстрагент (его регенерацию).
С целью выбора оптимальной длины экстрактора «труба в трубе» зададим функцию цели Z - суммарные годовые расходы (в стоимостном выражении) на обезжиривание ФК. За оптимальную длину экстрактора примем такую, при которой Z ® min. Для корректного сравнения годовых денежных затрат на эксплуатацию противоточных экстракторов разной длины при расчетах функции цели не будем учитывать условно постоянные расходы на сырье, заработную плату и электроэнергию. Увеличение длины экстрактора «труба в трубе» приводит к росту затрат электроэнергии на экстракцию из-за увеличения гидравлического сопротив-
1_э"105, м8/с 10
9.5 9
8.5 8
7.5 7
6.5 6
5.5 5
90 100 110 120 130 140 150 160 170 180
I, м
Рис. 1
Рис. 2
ления экстрактора и объемов перекачиваемой жидкости при пульсациях. Однако при увеличении длины экстрактора рост денежных затрат на дополнительную электроэнергию незначителен. Поэтому примем допущение о постоянстве затрат на электроэнергию и отнесем их к условно постоянным расходам.
Оптимальная длина экстрактора «труба в трубе» составляет 120 м, при этом Z ® min.
На основании проведенных исследований разработана технологическая схема усовершенствованного процесса обезжиривания ФК, включающая однократную экстракцию масла ацетоном из ФК для получения твердых ЧОФ и последующую их противоточную экстракцию в экстракторе «труба в трубе» (рис. 2: 1 - бачок для растворения лимонной кислоты в ацетоне; 2 -бачок для ФК; 3 - экстрактор; 4 - экстрактор «труба в трубе»; 5 - приемный бункер; 6 - вакуум-сушилка; 7-патронный фильтр; 8 - тонкослойный отстойник; 9, 10, 11 - винтовые насосы; 12 - поршневой пульсатор; 13 -патронный фильтр; 14 - сборник мисцеллы; 15 - сборник ацетона; 16 - выпарной аппарат; 17,18 - конденсаторы; 19 - теплообменник).
Процесс проходил по следующему технологиче-
скому режиму:
1. Подготовка ФК к экстракции:
Температура нагрева ФК 60° С
Время нагрева 10 мин
Концентрация раствора лимонной кислоты в мисцелле (реагент) 1,2%
Количество реагента, к массе ФК 25%
Время перемешивания ФК с реагентом 5 мин
2. Однократная экстракция масла из ФК:
Температура 55°С
Массовое соотношение ФК : ацетон 1 : 3
Время экстрагирования 30 мин
Объемная доля масла, %:
в наружной мисцелле 10,0
в поровой мисцелле ЧОФ 12,0
3. Противоточная экстракция масла из ЧОФ:
Температура экстрагента 55°С
50%
-5 3
4,0 • 10 м/с
-5 3
7,0 • 10 5 м/с
0,17
1,0
Объемная доля ЧОФ в суспензии Расход суспензии Расход экстрагента Объемная доля масла, %: в наружной мисцелле в поровой мисцелле обезжиренных фосфолипидов Суммарный удельный расход экстрагента на однократную и противоточную экстракцию, на 1 кг обезжиренных фосфолипидов 12,88 кг
4. Регенерация ацетона:
Температура 55°С
Остаточное давление 0,05 МПа
5. Сушка обезжиренных фосфолипидов:
Температура 55°С
Остаточное давление 0,05 МПа
Годовой экономический эффект от внедрения усовершенствованного процесса обезжиривания ФК с применением противоточной экстракции масла из ЧОФ в пульсационном экстракторе «труба в трубе» длиной 120 м составляет более 1,3 млн р.
ВЫВОДЫ
1. На основании численного эксперимента по математической модели процесса противоточной экстракции масла из ЧОФ рассчитаны размеры пульсационно-го экстрактора «труба в трубе» производительностью по обезжиренным фосфолипидам 25 кг/ч.
2. Разработаны технологическая схема и технологический режим усовершенствованного процесса обезжиривания ФК, включающего однократную экстракцию масла из ФК с получением ЧОФ и их противо-точную экстракцию в экстракторе «труба в трубе».
ЛИТЕРАТУРА
1. Лобанов А.А., Бутина Е.А., Черкасов В.Н., Констан -тинов Е.Н. Особенности равновесия системы фосфолипидный концентрат-ацетон // Изв. вузов. Пищевая технология. - 2001. - № 4. -С. 64-67.
2. Лобанов А.А., Константинов Е.Н. Равновесные и кинетические закономерности процесса экстракции масла из фосфоли -пидного концентрата и частично обезжиренных фосфолипидов // Изв. вузов. Пищевая технология. - 2002. - № 2-3. - С. 39—41.
3. Алиев А.З. Разработка и математическое моделирование экстрактора типа «труба в трубе» для непрерывной промывки дрожжевых суспензий: Дис. ... канд. техн наук. - Краснодар: КПИ, 1986. - 152 с.
4. Лобанов А.А., Константинов Е.Н., Корнена Е.П. Математическая модель экстрактора «труба в трубе» для противоточ-ной экстракции масла из частично обезжиренных фосфолипидов // Изв. вузов. Пищевая технология. - 2003. - № 1. - С. 38-44.
5. Бондаренко И.Н. Разработка и внедрение технологии получения фосфолипидной биологически активной добавки из под -солнечных пищевых фосфолипидов: Дис. . канд. техн. наук - Крас -нодар, 2001. - 136 с.
6. Пат. ЯИ 2061382 С1 6 А 23 Э 9/90. Пищевой фосфоли -пидный продукт и способ его получения / Е.А. Бутина, Е.О. Герасименко, М.В. Жарко и др. - Опубл. в Б.И. - 1996. - № 16.
Кафедра процессов и аппаратов пищевых производств
Поступила 24.01.03 г.
637.345.6
ПАРАМЕТРЫ ТЕМПЕРАТУРЫ ВНЕСЕНИЯ ЗАТРАВКИ ПРИ КРИСТАЛЛИЗАЦИИ ЛАКТОЗЫ В СГУЩЕННЫХ МОЛОЧНЫХ КОНСЕРВАХ С САХАРОМ
В.Б. ШЕВЧУК, А.И. ГНЕЗДИЛОВА
Вологодская государственная молочнохозяйственная академия им. Н.В. Верещагина
В настоящее время температура внесения затравки, соответствующая температуре усиленной кристаллизации, определяется с помощью графика Гудзона (рис. 1, кривая 2) [1]. С этой целью рассчитывается массовая доля лактозы в водном растворе, так называемое лактозное число. Например, при выработке молока цельного сгущенного с сахаром это число составляет 30,6% и ему соответствует температура усиленной кристаллизации 33°С. В работах [2, 3] эта температура определяется по критерию метастабильности. Анализ разработанной модели [2, 3] кристаллизации лактозы в сгущенных молочных консервах с сахаром позволил сделать вывод, что затравку целесообразно вносить в самом конце процесса охлаждения. При производстве сгущенных молочных консервов из традиционного молочного сырья эти способы определения температуры внесения затравки дают вполне удовлетворительные результаты. Однако в настоящее время увеличил-
ся объем производства рекомбинированных молочных консервов с сахаром, в которых в качестве сырья используются сухое молоко и растительный жир. В данном случае часто снижается качество выпускаемого продукта. Связано это прежде всего с ухудшением консистенции, вызванной неуправляемым ростом кристаллов лактозы, а иногда и сахарозы на стадии хранения при низких температурах.
Цель настоящей работы - уточнение температуры усиленной кристаллизации лактозы. Температура усиленной кристаллизации была найдена на основе данных о концентрации лактозы на первой границе метастабильности Ст. Значения этой концентрации определялись по экспериментальным данным о продолжительности индукционных периодов xind при кристаллизации лактозы в пересыщенных водных растворах. Опыты проводили согласно методике [4] при различных коэффициентах пересыщения Кпер и температурах 283, 293, 308 и 333 К. Выбранные температуры соответствуют режимам производства и хранения сгущен-
