ETOH2135T30334T3021H2OR101R102T3013

ETOH
21
35
T303
34
T302
1
H2O
R101
R102
T301
36
S101
31
SEP2
37
11
20
S102
33
SEP2
12
32
46
S103
R202
R203
SEP2
S104
SEP2
H2O-2
43
45
47
40

Fig. 3. (continued)

The simulation ﬂowsheet chart and the operation parameters were shown in Fig. 3 and Table 5. The operational conditions and results were assumed to follow the results of this work (Tables 1–3, and Fig.1). Fig. 3(a) indicates the process ﬂowsheet of Base case. The process started from liquefaction of cassava feedstock stream 1 (80 ton/h, including 55.831 ton/h of starch and
3.456 ton/h of cellulose) in the reactor R101 converting starch into liquid sugar oligomers by a-amylase; then the cassava slurry was
fed into the SSF reactor R102 converting sugar oligomers into glu- cose by glucoamylase, then the glucose was fermented into etha- nol. The CO2 stream 21 and the cassava residues stream 32 were separated from the ethanol fermentation broth stream 12 to give a ethanol broth stream 31 (245.117 ton/h, 10.15% of ethanol in w/w), and it was fed into the stripping column T301 to elevate the ethanol from 10.15% (w/w) to 30% (%) in the distillate 34; then stream 34 was fed into the rectiﬁcation column T302 to distillate the stream to close its azeotropic composition of 92% (w/w). The ﬁnal step was the dehydration of ethanol stream 35 to the fuel eth- anol concentration of 99.5% (w/w) in the molecular sieve column T303. The fuel ethanol product stream ETOH was 25 ton/h, equiv- alent to 200,000 ton/a (8,000 h operation time annually).
Fig 3(b) indicates the process ﬂowsheet of Case 1 for simulation of the direct SSF process. The cassava residues stream 32 was fed into the sacchariﬁcation reactor R202 converting cellulose into glu-

cose by cellulase, then fed into the fermentation reactor R203 con- verting glucose into ethanol. Then the ethanol broth 46 (28.140 ton/h, 2.39% of ethanol in w/w) was fed into the stripping column T301 with the starch ethanol stream 31. The fuel ethanol product stream ETOH was 25.676 ton/h, equivalent to 205,408 ton/a.
Fig 3(c) indicates the process ﬂowsheet of Case 2 for simulation of the pretreated SSF process. The cassava residues stream 32 was pretreated in the pretreatment reactor R201, then fed into the sac- chariﬁcation reactor R202 and the fermentation reactor R203 to yield the ethanol broth stream 46 (28.226 ton/h, 2.69% of ethanol in w/w) was fed into the stripping column T301 with the starch ethanol stream 31. The fuel ethanol product stream ETOH was 25.765 ton/h, equivalent to 206,120 ton/a.
Fig 3(d) indicates the process ﬂowsheet of Case 3 for simulation of the co-SSF process, and ﬂowsheet was basically the same with the Base case in Fig. 1(a). The only difference in the SSF reactor R102 with Fig. 3(a) was that both starch and cellulose in cassava feedstock were sacchariﬁed into glucose by glucoamylase and cel- lulase, respectively. The liqueﬁed cassava slurry stream 11 was fed into the SSF reactor R102, then the glucose from the hydrolysis of starch and cellulose was fermented into ethanol to give the ethanol broth stream 32 (246.560 ton/h, 10.70% of ethanol in w/w). The fuel ethanol product stream ETOH was 26.510 ton/h, equivalent to 212.080 ton/a (8000 h operation period).

J. Zhang et al. / Bioresource Technology 134 (2013) 298–306
303

(b)
ETOH
Case 2
21

35T303

34
T302
1

H2O

R101

R102

S10131

36
T301

37

SEP2

1120

12

SEP2

S102
33

3246

S103

SEP2

R201

R202

R203

SEP2

S104

47
424345

H2O-2
40

Fig. 3. (continued)

3.3. Cost calculation of enzyme and steam used in the cassava cellulose utilization scenarios

The Aspen plus model simulation results in Table 6 shows that, starting from the 80 ton/h of cassava feedstock, the increment of fuel ethanol product in the stream ETOH were 0.676, 0.765, and
1.510 ton/h for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. To give a preliminary analysis on the cost of cassava cellulose utilization, the two aspects of the cellulose utilization were calculated based on the Aspen plus ﬂowsheet simulation model: (1) the cellulase enzyme cost used for hydrolyzing cassava cellulose; and (2) the steam energy cost used for distillating the increased ethanol.
The cellulase cost for the increased ethanol was calculated based on the dosage of 45, 45, and 15 FPU/g cellulose for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. The cellulase dosage for one ton of the increased ethanol was 2.30 × 108, 2.03 × 108, and
3.43 × 107 FPU for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. Accord- ing to the cellulase cost estimations by Dr. Blanch’s group of Berke- ley, the baseline production cost was $10.14 per kg of cellulase protein (Klein-Marcuschamer et al., 2012). The typical commercial cellulase enzyme solution contained approximately 15% protein (Roche et al., 2009; Gusakov, 2011). Therefore, the estimated base- line production cost was $1.52 per kg of commercial cellulase solu- tion. This estimation was in agreement with the minimum selling price of Youtell #6 provided Shanghai Youtell Biotech Co. (www.youtellbio.com). The minimum cost for one kg of Youtell

#6 cellulase used in this study was estimated to be approximately 10 Yuan of Chinese RMB, approximately $1.60 per kg of cellulase, although this price was not tagged to cellulase product and all cel- lulase products were sold under much higher prices. Based on this estimation, the cellulase cost was calculated to be $2517.79,
$2222.22, and $375.48 per ton of increased ethanol product. Clearly, the Co-SSF process in Case 3, that is the simultaneous co- sacchariﬁcation of cassava starch/cellulose and ethanol fermenta- tion process, demonstrated great advantage in cutting the cellulase cost. On the other hand, the cellulase costs in Case 1 and Case 2 were much more expensive than the fuel ethanol selling price (approximately $1,000 per ton of fuel ethanol) thus the proﬁt from the two cases were negative.
The steam energy cost for the increased ethanol was calculated based on the heat duty of the ﬁrst two columns, the stripping col- umn T301 and rectiﬁcation column T302, because the steam was mainly consumed on these two distillation columns (Galbe et al., 2007). The increments of the heat duty in T301 and T302 in the cassava utilization cases were obtained by subtracting the heat duty in the same columns in Base Case. The heat duty increments of T301 and T302 were 16,703, 16,701, and 16,726 MJ per ton of fuel ethanol. According to Chinese National Standard GB/T 2589- 2008 (‘‘Transformation coefﬁcients from different energy forms to standard coal’’), the LHV (low heat value) value for the low pres- sure steam used for ethanol distillation is 3763 MJ/ton of steam. The steam usage was 4.438, 4.438, and 4.445 ton for producing

cose by cellulase, then fed into the fermentation reactor R203 con- verting glucose into ethanol. Then the ethanol broth 46 (28.140 ton/h, 2.39% of ethanol in w/w) was fed into the stripping column T301 with the starch ethanol stream 31. The fuel ethanol product stream ETOH was 25.676 ton/h, equivalent to 205,408 ton/a.
Fig 3(c) indicates the process ﬂowsheet of Case 2 for simulation of the pretreated SSF process. The cassava residues stream 32 was pretreated in the pretreatment reactor R201, then fed into the sac- chariﬁcation reactor R202 and the fermentation reactor R203 to yield the ethanol broth stream 46 (28.226 ton/h, 2.69% of ethanol in w/w) was fed into the stripping column T301 with the starch ethanol stream 31. The fuel ethanol product stream ETOH was 25.765 ton/h, equivalent to 206,120 ton/a.
Fig 3(d) indicates the process ﬂowsheet of Case 3 for simulation of the co-SSF process, and ﬂowsheet was basically the same with the Base case in Fig. 1(a). The only difference in the SSF reactor R102 with Fig. 3(a) was that both starch and cellulose in cassava feedstock were sacchariﬁed into glucose by glucoamylase and cel- lulase, respectively. The liqueﬁed cassava slurry stream 11 was fed into the SSF reactor R102, then the glucose from the hydrolysis of starch and cellulose was fermented into ethanol to give the ethanol broth stream 32 (246.560 ton/h, 10.70% of ethanol in w/w). The fuel ethanol product stream ETOH was 26.510 ton/h, equivalent to 212.080 ton/a (8000 h operation period).

J. Zhang et al. / Bioresource Technology 134 (2013) 298–306
303
 
 
(b) 
ETOH
Case 2
21
 
 
 
 
 
 
35T303
 
 
34
T302
1
 
 
H2O

R101

R102

S10131

36
T301
 
37
 
 
 
 
 
 
 
SEP2
 
 
1120
 
12

SEP2

S102
33
 
 
3246
 
 
S103

SEP2

R201

R202

R203

SEP2

S104
 
 
 
47
424345
 
H2O-2
40
 
Fig. 3. (continued)
 
 
3.3. Cost calculation of enzyme and steam used in the cassava cellulose utilization scenarios
 
The Aspen plus model simulation results in Table 6 shows that, starting from the 80 ton/h of cassava feedstock, the increment of fuel ethanol product in the stream ETOH were 0.676, 0.765, and
1.510 ton/h for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. To give a preliminary analysis on the cost of cassava cellulose utilization, the two aspects of the cellulose utilization were calculated based on the Aspen plus ﬂowsheet simulation model: (1) the cellulase enzyme cost used for hydrolyzing cassava cellulose; and (2) the steam energy cost used for distillating the increased ethanol.
The cellulase cost for the increased ethanol was calculated based on the dosage of 45, 45, and 15 FPU/g cellulose for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. The cellulase dosage for one ton of the increased ethanol was 2.30 × 108, 2.03 × 108, and
3.43 × 107 FPU for Case 1, Case 2, and Case 3, respectively. Accord- ing to the cellulase cost estimations by Dr. Blanch’s group of Berke- ley, the baseline production cost was $10.14 per kg of cellulase protein (Klein-Marcuschamer et al., 2012). The typical commercial cellulase enzyme solution contained approximately 15% protein (Roche et al., 2009; Gusakov, 2011). Therefore, the estimated base- line production cost was $1.52 per kg of commercial cellulase solu- tion. This estimation was in agreement with the minimum selling price of Youtell #6 provided Shanghai Youtell Biotech Co. (www.youtellbio.com). The minimum cost for one kg of Youtell

#6 cellulase used in this study was estimated to be approximately 10 Yuan of Chinese RMB, approximately $1.60 per kg of cellulase, although this price was not tagged to cellulase product and all cel- lulase products were sold under much higher prices. Based on this estimation, the cellulase cost was calculated to be $2517.79,
$2222.22, and $375.48 per ton of increased ethanol product. Clearly, the Co-SSF process in Case 3, that is the simultaneous co- sacchariﬁcation of cassava starch/cellulose and ethanol fermenta- tion process, demonstrated great advantage in cutting the cellulase cost. On the other hand, the cellulase costs in Case 1 and Case 2 were much more expensive than the fuel ethanol selling price (approximately $1,000 per ton of fuel ethanol) thus the proﬁt from the two cases were negative.
The steam energy cost for the increased ethanol was calculated based on the heat duty of the ﬁrst two columns, the stripping col- umn T301 and rectiﬁcation column T302, because the steam was mainly consumed on these two distillation columns (Galbe et al., 2007). The increments of the heat duty in T301 and T302 in the cassava utilization cases were obtained by subtracting the heat duty in the same columns in Base Case. The heat duty increments of T301 and T302 were 16,703, 16,701, and 16,726 MJ per ton of fuel ethanol. According to Chinese National Standard GB/T 2589- 2008 (‘‘Transformation coefﬁcients from different energy forms to standard coal’’), the LHV (low heat value) value for the low pres- sure steam used for ethanol distillation is 3763 MJ/ton of steam. The steam usage was 4.438, 4.438, and 4.445 ton for producing

0/5000

จาก: -

เป็น: -

ผลลัพธ์ (ไทย) 1: [สำเนา]

คัดลอก!

ETOH2135T30334T3021เอชทูโอR101R102T30136S10131SEP2371120S10233SEP2123246S103R202R203SEP2S104SEP2H2O-243454740 Fig. 3 (ต่อ) แผนภูมิจำลอง ﬂowsheet และพารามิเตอร์การดำเนินการถูกแสดงในตาราง 5 และ Fig. 3 เงื่อนไขในการดำเนินงานและผลลัพธ์ถูกสันนิษฐานตามผลลัพธ์ของงานนี้ (ตารางที่ 1-3 และภาพ) Fig. 3(a) บ่งชี้ ﬂowsheet กระบวนการกรณีพื้นฐาน กระบวนการเริ่มต้นจาก liquefaction น้ำวัตถุดิบมันสำปะหลัง 1 (80 ตัน/h รวม 55.831 ตัน/h ของแป้ง และ3.456 ton/h ของเซลลูโลส) ในเครื่องปฏิกรณ์ R101 แปลงแป้งเป็นน้ำตาลเหลว oligomers โดย a-amylase แล้วมีน้ำมันสำปะหลังรับ oligomers เครื่องปฏิกรณ์ R102 แปลงน้ำตาล SSF เป็น glu cose โดย glucoamylase แล้วน้ำตาลกลูโคสถูกหมักเป็น etha nol กระแส CO2 21 และกระแสข้อมูลตกค้างมันสำปะหลัง 32 ถูกแยกออกจากกระแสซุปหมักเอทานอล 12 ให้กระแสซุปเอทานอล 31 (ตัน 245.117/h, 10.15% ของเอทานอลใน w/w), และจะถูกติดตามในคอลัมน์ stripping T301 จะยกระดับพันธมิตรเอทานอลจาก 10.15% (w/w) 30% (%) ในกลั่น 34 แล้ว กระแส 34 ถูกติดตามในคอลัมน์ rectiﬁcation T302 กลั่นกระแสเพื่อปิดส่วนประกอบ 92% (พร้อมของ azeotropic w) การคายน้ำเอทานอลน้ำ 35 เพื่อสมาธิ eth anol น้ำมัน 99.5% (w/w) ในคอลัมน์ตะแกรงโมเลกุล T303 ถูกขั้นตอน ﬁnal เชื้อเพลิงเอทานอลผลิตภัณฑ์กระแส ETOH ได้ 25 ตัน/h, alent ชนิดไป 200000 ตัน / (8000 h ดำเนินการเวลาเป็นรายปี)3(b) ฟิกบ่งชี้ ﬂowsheet กระบวนการกรณี 1 สำหรับการจำลองการ SSF โดยตรง มันสำปะหลังตกกระแสข้อมูล 32 ถูกเลี้ยงเป็นระบบ sacchariﬁcation R202 แปลงเซลลูโลสเป็น glu-cose โดย cellulase แล้วป้อนเข้าสู่เครื่องปฏิกรณ์หมัก R203 คอน verting กลูโคสเป็นเอทานอล แล้ว ซุปเอทานอล 46 (ตัน 28.140/h, 2.39% ของเอทานอลใน w/w) ถูกป้อนลงในคอลัมน์ stripping T301 กับสตรีมเอทานอลแป้ง 31 เชื้อเพลิงเอทานอลผลิตภัณฑ์กระแส ETOH มีตัน 25.676/h เทียบเท่ากับ 205,408 ตัน / ตัว3(c) ฟิกบ่งชี้ ﬂowsheet กระบวนการกรณี 2 สำหรับการจำลองการ pretreated SSF มันสำปะหลังตกกระแสข้อมูล 32 เป็น pretreated ในระบบ pretreatment R201 แล้ว ป้อนเข้าสู่เครื่องปฏิกรณ์ sac chariﬁcation R202 และปล่อยหมัก R203 ให้ผลผลิตเอทานอลซุปสตรีม 46 (ตัน 28.226/h, 2.69% ของเอทานอลใน w/w) ถูกป้อนเข้าสู่คอลัมน์ stripping T301 กับสตรีมเอทานอลแป้ง 31 เชื้อเพลิงเอทานอลผลิตภัณฑ์กระแส ETOH มีตัน 25.765/h เทียบเท่ากับ 206,120 ตัน / ตัว3(d) ฟิกบ่งชี้ ﬂowsheet กระบวนการ 3 กรณีสำหรับการจำลองการ SSF บริษัท และ ﬂowsheet เป็นพื้นเดียวกันกับกรณีพื้นฐานใน Fig. 1(a) ข้อแตกต่างในระบบ SSF R102 กับ Fig. 3(a) ได้ที่แป้งและเซลลูโลสในวัตถุดิบมันสำปะหลังได้เป็นกลูโคสโดย glucoamylase cel-lulase, sacchariﬁed ตามลำดับ กระแสน้ำมันสำปะหลัง liqueﬁed 11 ถูกป้อนเข้าสู่เครื่องปฏิกรณ์ SSF R102 แล้วกลูโคสจากไฮโตรไลซ์แป้งและเซลลูโลสถูกหมักเป็นเอทานอลเพื่อให้เอทานอลซุปสตรีม 32 (ตัน 246.560/h, 10.70% ของเอทานอลใน w/w) เชื้อเพลิงเอทานอลผลิตภัณฑ์กระแส ETOH มีตัน 26.510/h เทียบเท่ากับ 212.080 ตัน / (ระยะเวลาการดำเนินงาน 8000 h)เจจาง et al. / เทคโนโลยี Bioresource 134 (2013) 298-306303 (b) ETOHกรณี 221 35 T303 34T3021 เอชทูโอR101R102S101 31 36T301 37 SEP2 11 20 12 SEP2 S10233 32 46 S103 SEP2R201R202R203 SEP2 S104 4742 43 45 H2O-240 Fig. 3 (ต่อ) 3.3. ต้นทุนคำนวณเอนไซม์และไอน้ำที่ใช้ในสถานการณ์มันสำปะหลังเซลลูโลสใช้ประโยชน์ ผลการทดลองในตาราง 6 แสดงว่า ตั้งแต่ 80 ton/h มันสำปะหลังวัตถุดิบ การเพิ่มขึ้นของผลิตภัณฑ์เอทานอลน้ำมันในกระแส ETOH มี 0.676 รุ่น Aspen บวก 0.765 และ1.510 ton/h สำหรับกรณี 1 กรณี 2 และกรณี 3 ตามลำดับ เพื่อให้การวิเคราะห์เบื้องต้นเกี่ยวกับต้นทุนของการใช้ประโยชน์มันสำปะหลังเซลลูโลส สองด้านใช้เซลลูโลสถูกคำนวณตามการจำลอง Aspen plus ﬂowsheet รุ่น: (1) ต้นทุนเอนไซม์ cellulase ใช้สำหรับมันสำปะหลังเซลลูโลส hydrolyzing และ (2) ต้นทุนพลังงานไอน้ำที่ใช้สำหรับ distillating เอทานอลเพิ่มขึ้นต้นทุน cellulase สำหรับเอทานอลที่เพิ่มถูกคำนวณตามขนาด 45, 45 และเซลลูโลส FPU/g 15 กรณี 1, 2 กรณี และกรณี 3 ตามลำดับ ขนาด cellulase สำหรับหนึ่งตันของเอทานอลขึ้น 2.30 × 108, 2.03 × 108 และ3.43 × 107 FPU ในกรณี 1 กรณี 2 และกรณี 3 ตามลำดับ แอคคอร์ด-ing ให้ cellulase ต้นทุนประเมิน โดยกลุ่มดร. Blanch Berke ley ต้นทุนการผลิตพื้นฐานถูก $10.14 ต่อกิโลกรัมโปรตีน cellulase (Klein Marcuschamer et al., 2012) โซลูชั่นเอนไซม์ cellulase พาณิชย์ทั่วไปอยู่ประมาณ 15% โปรตีน (โรร้อยเอ็ด al., 2009 Gusakov, 2011) ดังนั้น ต้นทุนการผลิตฐานสายประมาณ $1.52 ต่อกิโลกรัมของพาณิชย์ cellulase solu สเตรชัน การประเมินนี้ยังคงราคาขายขั้นต่ำของ Youtell #6 ให้เซี่ยงไฮ้ Youtell เทคโนโลยีชีวภาพ จำกัด (www.youtellbio.com) ต้นทุนต่ำในหนึ่งกิโลกรัมของ Youtell#6 cellulase used in this study was estimated to be approximately 10 Yuan of Chinese RMB, approximately $1.60 per kg of cellulase, although this price was not tagged to cellulase product and all cel- lulase products were sold under much higher prices. Based on this estimation, the cellulase cost was calculated to be $2517.79,$2222.22, and $375.48 per ton of increased ethanol product. Clearly, the Co-SSF process in Case 3, that is the simultaneous co- sacchariﬁcation of cassava starch/cellulose and ethanol fermenta- tion process, demonstrated great advantage in cutting the cellulase cost. On the other hand, the cellulase costs in Case 1 and Case 2 were much more expensive than the fuel ethanol selling price (approximately $1,000 per ton of fuel ethanol) thus the proﬁt from the two cases were negative.The steam energy cost for the increased ethanol was calculated based on the heat duty of the ﬁrst two columns, the stripping col- umn T301 and rectiﬁcation column T302, because the steam was mainly consumed on these two distillation columns (Galbe et al., 2007). The increments of the heat duty in T301 and T302 in the cassava utilization cases were obtained by subtracting the heat duty in the same columns in Base Case. The heat duty increments of T301 and T302 were 16,703, 16,701, and 16,726 MJ per ton of fuel ethanol. According to Chinese National Standard GB/T 2589- 2008 (‘‘Transformation coefﬁcients from different energy forms to standard coal’’), the LHV (low heat value) value for the low pres- sure steam used for ethanol distillation is 3763 MJ/ton of steam. The steam usage was 4.438, 4.438, and 4.445 ton for producing

การแปล กรุณารอสักครู่..

ผลลัพธ์ (ไทย) 2:[สำเนา]

คัดลอก!

3. (ต่อ) การจำลองชั้น owsheet แผนภูมิและพารามิเตอร์การดำเนินงานที่ถูกแสดงในรูป 3 และ 5 ตารางเงื่อนไขการดำเนินงานและผลการวิจัยสันนิษฐานว่าจะเป็นไปตามผลของงานนี้ (ตารางที่ 1-3 และรูปที่ 1) รูป 3 (ก) แสดงให้เห็นกระบวนการชั้น owsheet จากกรณีฐาน กระบวนการเริ่มต้นจากเหลวของกระแสวัตถุดิบมันสำปะหลังที่ 1 (80 ตัน / ชั่วโมงรวมถึง 55.831 ตัน / ชั่วโมงของแป้งและ3.456 ตัน / ชั่วโมงเซลลูโลส) ในเครื่องปฏิกรณ์ R101 แปลงแป้งเป็นน้ำตาล oligomers ของเหลวโดยอะไมเลส; แล้วใส่ปุ๋ยมันสำปะหลังที่ถูกป้อนเข้าเครื่องปฏิกรณ์ SSF R102 oligomers แปลงน้ำตาลให้เป็น Cose glu- โดย glucoamylase แล้วกลูโคสถูกหมักลงไปใน nol etha- กระแส CO2 21 และตกค้างมันสำปะหลังสตรีม 32 ถูกแยกออกจากน้ำหมักเอทานอลสตรีม 12 ที่จะให้กระแสน้ำซุปเอทานอล 31 (245.117 ตัน / ชั่วโมง 10.15% ของเอทานอลในน้ำหนัก / น้ำหนัก) และมันเป็นอาหารลงในคอลัมน์ลอก T301 เพื่อยกระดับเอทานอลจาก 10.15% (w / w) ถึง 30% (%) ในกลั่น 34; กระแสแล้ว 34 ถูกป้อนเข้า T302 คอลัมน์ไอออนบวกสาย recti การกลั่นกระแสเพื่อปิด azeotropic องค์ประกอบของ 92% (w / w) สาย NAL ขั้นตอนคือการคายน้ำของกระแสเอทานอล 35 ถึงความเข้มข้น anol eth- เชื้อเพลิง 99.5% (ที่ w / w) ในคอลัมน์ตะแกรงโมเลกุล T303 น้ำมันเชื้อเพลิงเอทานอลในกระแสผลิตภัณฑ์ EtOH เป็น 25 ตัน / ชั่วโมง equiv- alent 200,000 ตัน / a (8,000 ชั่วโมงเวลาการดำเนินการเป็นประจำทุกปี). รูปที่ 3 (ข) แสดงให้เห็นกระบวนการที่ฟลอริด้า owsheet ของกรณีที่ 1 สำหรับการจำลองของกระบวนการ SSF โดยตรง ตกค้างมันสำปะหลังสตรีม 32 ถูกป้อนเข้าสาย sacchari ไอออนบวกปฏิกรณ์ R202 แปลงเซลลูโลสเข้า glu- Cose โดยเซลลูเลสที่เลี้ยงแล้วเป็นเครื่องปฏิกรณ์หมัก R203 ทำา verting กลูโคสเข้าเอทานอล แล้วน้ำซุปเอทานอล 46 (28.140 ตัน / ชั่วโมง, 2.39% ของเอทานอลใน w / w) ถูกป้อนเข้า T301 คอลัมน์ปอกกับกระแสแป้งเอทานอล 31 น้ำมันเชื้อเพลิงเอทานอลในกระแสผลิตภัณฑ์ EtOH เป็น 25.676 ตัน / ชั่วโมงคิดเป็น 205,408 ตัน / a. รูปที่ 3 (ค) แสดงให้เห็นกระบวนการที่ฟลอริด้า owsheet ของกรณีที่ 2 สำหรับการจำลองของกระบวนการปรับสภาพ SSF ตกค้างมันสำปะหลังสตรีม 32 ได้รับการปรับสภาพในเครื่องปฏิกรณ์ปรับสภาพ R201 ที่เลี้ยงแล้วเข้าไปใน Chari sac- สายไอออนบวกปฏิกรณ์ R202 และเครื่องปฏิกรณ์หมัก R203 เพื่อให้กระแสน้ำซุปเอทานอล 46 (28.226 ตัน / ชั่วโมง, 2.69% ของเอทานอลใน w / w) ได้ อาหารลงในคอลัมน์ลอก T301 กับกระแสแป้งเอทานอล 31 น้ำมันเชื้อเพลิงเอทานอลในกระแสผลิตภัณฑ์ EtOH เป็น 25.765 ตัน / ชั่วโมงคิดเป็น 206,120 ตัน / a. รูปที่ 3 (d) หมายถึงกระบวนการของชั้น owsheet กรณีที่ 3 สำหรับการจำลองการร่วม กระบวนการ SSF และชั้น owsheet เป็นพื้นเช่นเดียวกันกับกรณีฐานในรูป 1 (ก) ข้อแตกต่างใน SSF R102 เครื่องปฏิกรณ์ที่มีรูป 3 (ก) คือการที่ทั้งแป้งและเซลลูโลสในมันสำปะหลังเป็นวัตถุดิบเอ็ดสาย sacchari เป็นน้ำตาลกลูโคสโดย glucoamylase และ cel- lulase ตามลำดับ สาย lique เอ็ดกระแสสารละลายมันสำปะหลัง 11 ป้อนเข้า SSF เครื่องปฏิกรณ์ R102 แล้วกลูโคสจากการย่อยสลายของแป้งและเซลลูโลสที่ถูกหมักเอทานอลที่จะให้กระแสน้ำซุปเอทานอล 32 (246.560 ตัน / ชั่วโมง 10.70% ของเอทานอลใน w / w) . กระแสผลิตภัณฑ์น้ำมันเชื้อเพลิงเอทานอลเอทานอลเป็น 26.510 ตัน / ชั่วโมงคิดเป็น 212.080 ตัน / a (8000 ชั่วโมงระยะเวลาการทำงาน). เจ Zhang et al, / Bioresource เทคโนโลยี 134 (2013) 298-306 303 (ข) EtOH กรณี 3. (ต่อ) 3.3 การคำนวณค่าใช้จ่ายของเอนไซม์และไอน้ำที่ใช้ในสถานการณ์การใช้เซลลูโลสมันสำปะหลังแอบวกผลการจำลองรูปแบบในตารางที่ 6 แสดงให้เห็นว่าเริ่มต้นจาก 80 ตัน / ชั่วโมงวัตถุดิบมันสำปะหลังที่เพิ่มขึ้นของผลิตภัณฑ์เอทานอลน้ำมันเชื้อเพลิงใน EtOH กระแสที่ถูก .676, .765 และ 1.510 ตัน / ชั่วโมงสำหรับกรณีที่ 1 กรณีที่ 2 และกรณีที่ 3 ตามลำดับ เพื่อให้การวิเคราะห์เบื้องต้นเกี่ยวกับค่าใช้จ่ายของการใช้เซลลูโลสมันสำปะหลังทั้งสองด้านของการใช้เซลลูโลสถูกคำนวณจากแอสเพนบวกชั้น owsheet แบบจำลอง (1) ค่าใช้จ่ายในการทำงานของเอนไซม์เซลลูเลสที่ใช้ในการไฮโดรไลซ์เซลลูโลสมันสำปะหลัง; และ (2) ค่าใช้จ่ายพลังงานไอน้ำที่ใช้สำหรับ distillating เอทานอลที่เพิ่มขึ้น. ค่าใช้จ่ายเซลลูเลสสำหรับเอทานอลที่เพิ่มขึ้นที่คำนวณได้ขึ้นอยู่กับปริมาณของ 45, 45, และ 15 FPU / g เซลลูโลสสำหรับกรณีที่ 1 กรณีที่ 2 และกรณีที่ 3, ตามลำดับ ปริมาณเซลลูเลสหนึ่งตันของเอทานอลที่เพิ่มขึ้นเป็น 2.30 × 108, 108 × 2.03 และ3.43 × 107 FPU สำหรับกรณีที่ 1 กรณีที่ 2 และกรณีที่ 3 ตามลำดับ Accord- ไอเอ็นจีเพื่อการประมาณค่าใช้จ่ายเซลลูเลสโดยกลุ่มดร. Blanch ของ Berke- หลากหลายต้นทุนการผลิตพื้นฐานเป็น $ 10.14 ต่อกิโลกรัมของโปรตีนเซลลูเลส (Klein-Marcuschamer et al., 2012) เซลลูเลสในเชิงพาณิชย์โดยทั่วไปวิธีการแก้ปัญหาการทำงานของเอนไซม์ที่มีอยู่ประมาณ 15% โปรตีน (Roche et al, 2009;. Gusakov 2011) ดังนั้นสายการผลิต base- ประเมินค่าใช้จ่ายเป็น $ 1.52 ต่อกิโลกรัมของเซลลูเลสโซลูชันการในเชิงพาณิชย์ การประมาณค่านี้อยู่ในข้อตกลงกับราคาขายต่ำสุดของ Youtell # 6 ให้เซี่ยงไฮ้ Youtell ไบโอเทค จำกัด (www.youtellbio.com) ค่าใช้จ่ายขั้นต่ำสำหรับหนึ่งกิโลกรัม Youtell # 6 เซลลูเลสที่ใช้ในการศึกษาครั้งนี้เป็นที่คาดกันว่าจะมีประมาณ 10 หยวนหยวนจีนประมาณ $ 1.60 ต่อกิโลกรัมของเซลลูแม้ว่าราคานี้ไม่ได้ติดแท็กกับผลิตภัณฑ์เซลลูเลสและผลิตภัณฑ์ lulase cel- ทั้งหมดถูกนำไปขาย ภายใต้ราคาที่สูงขึ้นมาก บนพื้นฐานของการประมาณค่านี้ค่าใช้จ่ายเซลลูเลสที่คำนวณได้จะเป็น $ 2,517.79, 2,222.22 $ และ $ 375.48 ต่อตันของผลิตภัณฑ์เอทานอลเพิ่มขึ้น เห็นได้ชัดว่ากระบวนการร่วม SSF ในกรณีที่ 3 ที่เป็นไอออนบวกพร้อมกันร่วมสาย sacchari แป้งมันสำปะหลังเซลลูโลส / และเอทานอล fermenta- กระบวนการการแสดงให้เห็นถึงประโยชน์ที่ดีในการตัดค่าใช้จ่ายเซลลูเลส ในทางกลับกันค่าใช้จ่ายเซลลูเลสในกรณีที่ 1 และกรณีที่ 2 มีราคาแพงกว่าเชื้อเพลิงเอทานอขายราคา (ประมาณ $ 1,000 ต่อตันของเชื้อเพลิงเอทานอ) จึงเสื้อสายอาชีพจากทั้งสองกรณีเป็นลบ. ค่าใช้จ่ายพลังงานไอน้ำเพิ่มขึ้น เอทานอลที่คำนวณได้ขึ้นอยู่กับหน้าที่ความร้อนของไฟแรกสองคอลัมน์ที่ปอก T301 UMN จะเก็บรวบรวมและไอออนบวกสาย recti T302 คอลัมน์เพราะไอน้ำบริโภคส่วนใหญ่ในทั้งสองคอลัมน์กลั่น (Galbe et al., 2007) การเพิ่มขึ้นของความร้อนในการปฏิบัติหน้าที่ T301 และ T302 ในกรณีการใช้มันสำปะหลังที่ได้รับการปฏิบัติหน้าที่โดยการลบความร้อนในคอลัมน์เดียวกันในกรณีฐาน เพิ่มขึ้นทีละหน้าที่ความร้อนของ T301 และ T302 เป็น 16,703, 16,701 และ 16,726 MJ ต่อตันของน้ำมันเชื้อเพลิงเอทานอล ตามที่จีนมาตรฐานแห่งชาติ GB / T 2589- 2008 ('' การเปลี่ยนแปลง cients COEF ไฟจากรูปแบบพลังงานที่แตกต่างกันเพื่อถ่านหินมาตรฐาน '') ที่ LHV (ค่าความร้อนต่ำ) ค่าสำหรับอบไอน้ำต่ำดันแน่ใจว่าใช้สำหรับการกลั่นเอทานอล 3763 MJ / ตันของไอน้ำ การใช้ไอน้ำเป็น 4.438, 4.438 และ 4.445 ตันในการผลิต

การแปล กรุณารอสักครู่..

ผลลัพธ์ (ไทย) 3:[สำเนา]

คัดลอก!

21

t303 แอลกอฮอล์ 35 34

t302
1
H2O

r101 r102 t301

31 36 S102 sep2

20

11 37 s102 33

sep2 12 32 46

s103 r202 r203 sep2

s104 sep2 h2o-2 43 45

รูปที่ 47 40 3 . ( ต่อ )

จำลองﬂ owsheet แผนภูมิและการดำเนินงานได้ทำการแสดงในรูปที่ 3 และ ตารางที่ 5 สภาพการดำเนินงานและผลสมมติตามผลของงานนี้ ( ตารางที่ 1 และ 3 และ” ) ภาพประกอบ3 ( ) หมายถึงกระบวนการﬂ owsheet กรณีฐาน กระบวนการเริ่มจากการแปรรูปมันสำปะหลังเป็นวัตถุดิบกระแส 1 ( 80 ตัน / ชั่วโมง รวมทั้ง 55.831 ตัน / ชั่วโมงแป้ง
3.456 ตัน / ชั่วโมงของเซลลูโลส ) ในเครื่องปฏิกรณ์ r101 แปลงแป้งให้เป็นหน่วยน้ำตาลเหลว โดย a-amylase ; ดังนั้น มันสำปะหลังเป็นอาหาร เป็นค่า
r102 การแปลงหน่วยใน SSF ปฏิกรณ์น้ำตาลกลู - กว่โดยเอนไซม์กลูโคอะไมเลส ,แล้วหมักลงใน etha กลูโคส - นอล . ลดกระแสและกากมันสำปะหลังกระแส 32 ถูกแยกออกจากน้ำหมักเอทานอลกระแส 12 เพื่อให้เอทานอลน้ำลำธาร 31 ( 245.117 ตัน / ชั่วโมง , 10.15 % เอทานอลใน w / w ) และมันถูกป้อนเข้าไปในคอลัมน์ ปอก t301 เพื่อยกระดับการผลิตเอทานอลจาก - % ( w / w ) 30 เปอร์เซ็นต์ ( % ) ในกลั่น 34 ;

การแปล กรุณารอสักครู่..

ภาษาอื่น ๆ

การสนับสนุนเครื่องมือแปลภาษา: กรีก, กันนาดา, กาลิเชียน, คลิงออน, คอร์สิกา, คาซัค, คาตาลัน, คินยารวันดา, คีร์กิซ, คุชราต, จอร์เจีย, จีน, จีนดั้งเดิม, ชวา, ชิเชวา, ซามัว, ซีบัวโน, ซุนดา, ซูลู, ญี่ปุ่น, ดัตช์, ตรวจหาภาษา, ตุรกี, ทมิฬ, ทาจิก, ทาทาร์, นอร์เวย์, บอสเนีย, บัลแกเรีย, บาสก์, ปัญจาป, ฝรั่งเศส, พาชตู, ฟริเชียน, ฟินแลนด์, ฟิลิปปินส์, ภาษาอินโดนีเซี, มองโกเลีย, มัลทีส, มาซีโดเนีย, มาราฐี, มาลากาซี, มาลายาลัม, มาเลย์, ม้ง, ยิดดิช, ยูเครน, รัสเซีย, ละติน, ลักเซมเบิร์ก, ลัตเวีย, ลาว, ลิทัวเนีย, สวาฮิลี, สวีเดน, สิงหล, สินธี, สเปน, สโลวัก, สโลวีเนีย, อังกฤษ, อัมฮาริก, อาร์เซอร์ไบจัน, อาร์เมเนีย, อาหรับ, อิกโบ, อิตาลี, อุยกูร์, อุสเบกิสถาน, อูรดู, ฮังการี, ฮัวซา, ฮาวาย, ฮินดี, ฮีบรู, เกลิกสกอต, เกาหลี, เขมร, เคิร์ด, เช็ก, เซอร์เบียน, เซโซโท, เดนมาร์ก, เตลูกู, เติร์กเมน, เนปาล, เบงกอล, เบลารุส, เปอร์เซีย, เมารี, เมียนมา (พม่า), เยอรมัน, เวลส์, เวียดนาม, เอสเปอแรนโต, เอสโทเนีย, เฮติครีโอล, แอฟริกา, แอลเบเนีย, โคซา, โครเอเชีย, โชนา, โซมาลี, โปรตุเกส, โปแลนด์, โยรูบา, โรมาเนีย, โอเดีย (โอริยา), ไทย, ไอซ์แลนด์, ไอร์แลนด์, การแปลภาษา.