毕业论文-年产2万吨谷氨酸发酵工厂的初步设计

第一章总论一、设计项目（1）设计课题年产2万吨谷氨酸发酵工厂的初步设计（2）厂址内蒙古通辽市（3）重点工段糖化（4）重点设备糖化罐二、设计范围（1）厂址选择及全厂概况介绍（地貌、资源、建设规模、人员）；（2）产品的生产方案、生产方法、工艺流程及技术条件的制定；（3）重点车间详细工艺设计、工艺论证、设备选型及计算；（4）全厂的物料衡算；（5）全厂的水、电、热、冷、气的衡算；（6）车间的布置和说明；（7）重点设备的设计计算；（8）对锅炉、电站、空压站等提出要求及选型；（9）对生产和环境措施提出可行方案。三、要完成的设计图纸（1）全厂工艺流程图一张；（2）重点车间工艺流程图一张；（3）重点车间设备布置立面图一张；（4）重点车间设备布置平面图一张；（5）重点设备装配图一张。四、设计依据（1）批准的设计任务书和附件可行性报告，以及可靠的设计基础资料。（2）我国现行的有关设计和安装的设计规范和标准（3）广东轻工职业技术学院食品系下达的毕业设计任务书五、设计原则（1）设计工作要围绕现代化建设这个中心，为这个中心服务。首先要有加速社会主义四个现代化早日实现的明确指导思想，做到精心设计，投资省，技术新，质量好，收效快，收回期短，使设计工作符合社会主义经济建设的总原则。（2）要学会查阅文献，收集设计必要的技术基础资料，要善于从实际出发去分析研究问题，加强技术经济的分析工作。（3）要解放思想，积极采用技术，力求设计上具有现实性和先进性，在经济上具有合理性，尽可能做到能提高生产率，实现机械化和自动化，同时兼顾社会和环境的效益。（4）设计必须结合实际，因地制宜，体现设计的通用性和独特性相结合，工厂生产规模、产品品种的确定，要适应国民经济的需求，要考虑资金的来源，建厂的地点、时间、三废综合利用等条件，并适当留有余地。（5）要注意到周围环境的清洁卫生，又要注意到工厂内车间之间的卫生、无菌、防火等条件的相互影响。要贯彻国家食品卫生法有关规定，充分体现卫生、优美、流畅，并能让参观者放心的原则。（6）设计过程中必须加强计划性，各阶段工作都要明确的进度，使毕业设计工作能如期完成，通过毕业设计提高自身的分析解决的能力。六、厂址的选择要求（1）符合国家方针政策，厂址要求满足生产需要，尽量不占用良田，节约用地，又有发展余地。（2）工厂周围应清洁卫生，厂区应居民下风侧，河流上游，远离有毒工厂和有机废料、化学废料堆放地区及感染中心地点。（3）在厂址范围内不应有地下矿藏、流沙、淤泥和古墓。一般要求厂址的相对标高应该在最高洪水位的05M以上。同时还应该注意当地的气象资料和一些地震等自然灾害。（4）所选厂址应尽量接近原料产地，交通方便。保证异地原料的供应和减少成本。必须有充足的电源和水源，满足生产和生活的用电用水的要求。如厂址远离热电源，则应自建锅炉房为最好，但要掌握燃料的来源，燃料的发热值及数量，以求降低气耗和燃耗。七、建厂的规模和产品方案（1）建厂规模年产2万吨，生产天数330天，3班连续生产（2）生产方案以淀粉为主要原料；产品为80的谷氨酸；质量指标及技术指标；糖化率109提取率95糖酸转化率60发酵周期40H糖化罐糖化周期30H产品含量80八、公用工程（1）供热由电热厂供给蒸汽，自备锅炉（2）供电由电厂供给，自备发电机（3）供水由本厂附近水源和水厂共同供给（4）压缩空气和制冷由本厂工务（动力）车间制备（空气压缩机和制冷设备）九、环保处理（1）废气的处理烟尘排放主要通过加高烟囱高度和采用静电或喷淋碱液除尘器等干式机械除尘。生产中使用的和工艺流程中生产的SO2、HCL、H2S、NH3、HCHO、H2SO4等气体通过设备密封，使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其溢出，对于泄露的少量废水通过机械排气和风筒高空排气等方式，做到不超标。（2）低浓度废水废液的处理1）物理法利用离心机、滤池、筛网等设备分离废液中的悬浮的物质，一般在废液预处理时采用，有时也可作为处理的主体。2）化学法主要通过添加化学物质使废液中的污染物质转化为无害物质，3）生物法是我国普遍采用处理废液的方法，主要是利用微生物的生理生化作用，使废液中溶解性和胶体态的有机污染物质转化为简单稳定的物质，将有害物质转化为无害物质。随着社会的发展环保越来越重要，一个企业的生存与环保直接挂钩。所以我们现在设计工厂时一定要重点考虑。十、劳动保护发酵工段要佩戴耳塞、安全帽；提取要佩戴防护眼镜和耳塞；糖化车间要有防暑降温的设备和空调室以及防尘口罩；倒粉处要有防压皮鞋和防尘口罩；压力设备要注意定期检查，规范操作。对于事故隐患和严重职业危害应当建档查备，发放隐患通知，并跟踪督促企业整改。发动职工群众对事故隐患进行举报，设立举报箱，公布举报电话，为广大职工举报安全健康重大隐患提供便利。十一、工作制度及车间定员根据谷氨酸发酵的特点，一般按照23个班次/天来安排工人上班，一般糖化、发酵、提取都是安排3个班/天，即每人每天上8小时，实行4班3倒制。包装车间可以视实际情况安排12个班/天；机修车间基本安排日班，中夜班各安排12名；电房要三班安排人员上班；行政人员安排全日班。十二、生产方法发酵采用中初糖流加高浓度糖液的生物素“超亚适量”工艺，发酵液采用带菌体真空浓缩，提取采用连续浓缩等电点工艺、，采用双酶法并糖化采用连续喷射液化器形式。十三、能源循环考虑液化降温和糖化终料升温的热量互换；蒸发器水用于调粉浆；闪蒸罐排汽料用于清糖或发酵培养基料加热；发酵培养基灭菌生熟料热量互换；提取分离母液用于发酵罐出炉降温；发酵空消排水用于蒸发器入料升温或配料等；发酵过程取样回放于连消培养基。第二章工艺设计及工艺论证一、谷氨酸生产方法选择及论证谷氨酸的制造方法有发酵、水解和合成法，从生产设备运作及产品的安全和清洁生产的合理性比较来看，采用发酵法最优越。首先原料选择来源广阔、工艺比较稳定、设备腐蚀性低、容易实行工业化、综合效益好。其次，提取工艺本文选择连续浓缩三级等电点工艺，而未采用传统的离子交换工艺。因为离子交换工艺不但要消耗大量的酸碱、更重要的是会产生大量的废水，环保治理非常困难，难于实现清洁生产。淀粉糖化采用目前比较先进的连续喷射液化器工艺，淀粉酶和糖化酶都应用进口诺维信酶，确保糖液质量。二、谷氨酸总生产工艺流程图为淀粉闪蒸罐糖化罐调浆罐维持罐糖化喷射液化灭酶灭酶高温维持降温、调PH降温、调PH脱色过滤葡萄糖液配料罐定容罐定容罐配料罐液氨二级种子罐蒸汽混合器实消维持罐降温换热器斜面一级种子培养发酵罐调酸起晶晶种停酸育晶上离子交换柱缓慢调酸盐酸或硫酸水洗及疏松树脂等电点热水预热搅拌育晶碱液洗脱再生母液离心分离后流分高流分前流分湿谷氨酸用酸调PH15上离子交换柱活性剂助滤剂工艺循环水淀粉酶硫酸氯化钙消泡剂高浓度糖液液氨消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯维生素消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯维生素硫酸硫酸图示谷氨酸生产工艺流程示意图三、生产过程的总物料衡算物料衡算是根据质量守恒定律而建立起来的。物料衡算是进入系统的全部物料衡算重量等于离开该系统的全部物料重量，即FDW式中F进入系统的物料重量（KG）D离开系统物料重量（KG）W损失的物料重量（KG）FDW可预见和不可预见（一）生产能力生产规模2万吨/年（产品含量以80计）生产天数330天生产能力200003306061T/D1、淀粉水解为葡萄糖的总反应式（C6H10O5NH2OC6H12O6162180淀粉水解为葡萄糖理论糖化率为1801621001112、葡萄糖转化成谷氨酸的的总反应式C6H12O6NH33/2O2C5H904NCO23H2O180147葡萄糖转化成谷氨酸的理论转化率为1471801008173、生产过程的总物料衡算物料衡算是根据质量守恒定律而建立起来的。物料衡算是进入系统的全部物料衡算重量等于离开该系统的全部物料重量，即FDW式中F进入系统的物料重量（KG）D离开系统物料重量（KG）W损失的物料重量（KG）（二）总物料平衡计算各工序收率指标淀粉含量85糖酸转化率600糖化收率109清糖液含量300G/L产酸率110G/L发酵液的相对密度1113KG/M3提取收率95分离后氨酸含量80理论糖化率111理论糖酸转化率8171、一份纯淀粉（1000KG）理论上可以制得100谷氨酸量1000111（理论糖化率）817（理论糖转化率）90687KG2、一份纯淀粉实际上可以制得100谷氨酸量1000109（糖化率）600糖酸转化率956213KG3、一份工业淀粉（含量85）实际上可以制得100谷氨酸量621385528105KG4、淀粉单耗（计算生产1T谷氨酸量需要的淀粉量）生产1T纯谷氨酸实际消耗工业淀粉量1T100谷氨酸1T工业淀粉实际产100谷氨酸量10005281051893356KG18934T生产1T谷氨酸消耗纯淀粉量1T100谷氨酸1T纯淀粉实际产100谷氨酸量100062131609528KG1T100谷氨酸理论消耗工业淀粉1T100谷氨酸1T纯淀粉理论产100谷氨酸量10009068711027T1T100谷氨酸理论消耗纯淀粉1T100谷氨酸淀粉含量11027850937T5、总收率（淀粉到谷氨酸的总率）1T纯淀粉实际产100谷氨酸量1T纯淀粉理论上产100谷氨酸量62139068710068516、生产过程损失率淀粉的利用率1T谷氨酸理论上消耗工业淀粉量1T谷氨酸实际消耗工业淀粉量11027189341005824淀粉的损失率1005824741767、原料及中间品计算（按每天量计算）日产谷氨酸纯产品量200003306061T折算成含量为80的谷氨酸量6061807576T/D发酵车间日产谷氨酸量6061956380T日投工业淀粉（含量85）量60619560109859811710T日交给提取的发酵液体积683010611058105L日交给提取的发酵液的量58105105609000KG日发酵液的量609000（10208）61515152KG每天需纯糖量6061956010633333KG补加纯糖量10633333404253333KG补加450G/L糖液量425333310345012011342221KG日耗氨量638025015950KG日耗消泡剂量63806003828KG糖化液产量（300G/L）10008510930011131171040251017KG8、提取谷氨酸量（按每天量计算）100谷氨酸量638956061T80谷氨酸量6061857576T9、母液中残留谷氨酸量（6380060610）05954519637L分离母液数量5451963710551923463L620956377576054519637KG三总物料衡算结果以表格形式表示项目数量工业淀粉T11710清糖液300G/L40251017谷氨酸807576含GA059分离母液量M354519637各工序相关参数指标1、葡萄糖液浓度为300G/L，其密度为1113葡萄糖液浓度为450G/L，其密度为1200淀粉酶用量为025，糖化酶用量为025，氯化钙用量为025，硫酸用量为025，助滤剂和活性炭用量为015，滤渣含水70。2、初始发酵液的纯糖量占60，补加的纯糖量占40，配制的种子培养基密度为102，种子液密度为105，发酵的接种量为10，配制的发酵培养基密度为105，发酵液的密度为1053、耗氨量1吨谷氨酸耗氨量为250KG，其中种子培养阶段的耗氨量为25KG，发酵阶段的耗氨量为225KG。4、消泡剂量1吨谷氨酸加消泡剂量为6KG，其中种子培养阶段用量为005KG，发酵阶段的耗氨量为595KG。5、种子培养基初糖浓度为50G/L，糖蜜用量为15G/L，玉米浆用量为25G/L，硫酸镁用量为075G/L，磷酸二氢钾用量为15G/L，空气带走水分量占种子液的03，取样、残留等损失量占种子液的016、发酵基础培养基糖蜜用量为2G/L，玉米浆用量为5G/L，硫酸镁用量为14G/L，氯化钾用量为2G/L，磷酸用量为12G/L蒸汽冷凝水量为培养基的12空气带走水分量占发酵液的08，取样、残留等损失量占发酵液的02第三章糖化车间1、糖化工艺的选择一般选择双酶法，双酶法糖化工艺，是以作用专一的（耐高温淀粉酶和糖化酶作为催化剂，反应条件温和，复合分解反应较少，因此采用双酶法生产葡萄糖，提高了淀粉或大米等原料的转化率及糖液浓度，改善了糖液质量，是目前最为理想的制糖方法。酸法和酶法优缺点特点方法优点缺点酶法反应条件温和，不需耐高温或耐高压及耐腐朽的设备；副反应少，水解糖液纯度高，淀粉转化率高；制得糖液质量好，有利于糖液的充分利用。反应时间长，设备要求较高，且酶是蛋白质，易引起糖液过滤困难。酸法适合原料广泛，得到糖化液过滤性好。发生葡萄糖复分解反应，生成的有色物及复合糖类，降低了淀粉的转化率及糖液质量。对设备要求高，对环境影响大2、工艺流程淀粉灭酶过滤脱色调浆罐降温、调PH清糖液喷射液化糖化罐去发酵高温维持糖化闪蒸罐灭酶维持罐降温、调PH活性剂助滤剂工艺循环水淀粉酶硫酸氯化钙糖化酶3、设备流程（液化部分）1、调浆罐2、泵3、喷射器4、维持罐5、闪蒸罐6、泵7、卧式隔板层流管4、工艺参数A、调浆水使用工艺循环水5055B、调浆3035C、液化PH6064，温度1051100C，高温维持时间37MIN,液化维持罐时间60120MIND、灭液化酶115120，从60降到44E、糖化糖化酶量025糖化PH4245，温度58620C，时间1640HF、灭糖化酶温度850C左右，时间510MING、脱色PH4548，温度55600C，时间051H工艺流程简述在配料罐内，用工艺循环水（温度5055）把淀粉调到1218BE，PH用硫酸或磷酸调至5060，并加入015030氯化钙，作为淀粉酶的保护剂和激活剂，加入耐高温淀粉酶，料液搅拌均匀后用泵把粉浆打入液化喷射器，在喷射器中粉浆和蒸汽瞬间接触，温度自动控制105110，从喷射器中出来的液料，经过35MIN的高温维持后进入闪蒸罐，温度降到95100，然后进入层流罐保温60120MIN，DE值达到1218后，与糖化终了料液进行热交换进入糖化罐温度降低至5862，并用酸调节PH至44，加入糖化酶保温30H，用无水酒精检测无糊精存在淀粉水酶12347蒸汽二次蒸汽56去糖化硫酸氯化钙时，将料液PH调至4850，同时将料液加热或与液化料进行热交换至80，然后降温至60，添加015助滤剂，视料液情况添加活性炭，搅拌1小时开始过滤。结果汇总如下表调浆浓度3035耐高温淀粉酶量025PH6064温度1051100C时间60120MIN灭酶温度1151200C灭酶时间510MIN液化工艺液化DE1218糖化酶量025PH4245温度58620C时间25H灭酶温度850C左右时间510MIN糖化工艺糖化DE9698脱色PH4852脱色时间051H脱色脱色温度55600C糖化车间物料衡算（以1000KG工业淀粉计算）本车间物料平衡图为淀粉水液化液液化酶氯化钙硫酸糖化液（糖化酶烧碱）蒸汽清糖液糖滤渣1、淀粉及加水量淀粉水1181000KG工业淀粉产淀粉浆1000（118）2800KG加水量为1000181800KG2、粉浆浓度100085280010030363、糖化液产量（300G/L）100085（工业淀粉）109（糖化率）3001113343732KG4、液化酶量28000257KG5、氯化钙量28000257KG6、硫酸用量28000257KG7、糖化酶量28000257KG8、添加活性炭和珍珠岩助滤剂量343732015516KG9、滤渣产量（含水按照70计算）516（170）1720KG10、生产过程中进入系统的蒸汽34373212442623KG11、洗水量34373217204262347516280019513KG衡算结果用表格表示进入系统量离开系统量项目物料比例KG日产量KG项目物料比例KG日产量KG工业淀粉1000117100糖液34373240251017配料水1800210780滤渣1720201412液化酶78197硫酸用量78197氯化钙量78197糖化酶78197珍珠岩量51660424洗水量195132284972蒸汽量426234991153累计34545240452429累计34545240452429糖化车间热量衡算（一）喷射液化器加热耗蒸汽量加热蒸汽消耗量（D）可按下式计算DGC（T1T2）（）式中淀粉浆量（KG/H淀粉浆比热容KJ/KGKT1浆料初温（50273323K）T2液化温度（105273378K）I加热蒸汽焓，2738KJ/KG03MPA,表压加热蒸汽结水的焓，在378K时为442KJ/KG1、淀粉浆量G（根据物料衡算，日投工业淀粉11710T/D，连续液化）117102428001366167KG/H,2、粉浆干物质浓度1171024100085136616710030363、粉浆比热C可按下式计算CC0X100C水（100X）100式中C0淀粉质比热容，取155KJ/KGKX粉浆干物质含量，3036C水水的比热容419KJ/KGK得粉浆比热C15530361004191003036100362KJ/KGK4、每小时蒸汽用量由公式DGC（T1T2）（）得D1366167362（10550）（2738442）118469KG/H5、灭酶时将液化液由105加热至115，在115时，为485KJ/KG；由公式DGC（T1T2）（），得D灭1366167362（115105）（2738485）21951KG/H要求在10MIN内使液化液由105加热至115，则蒸汽高峰量为219516010131706KG/H6、以上两项合计，平均量为1184692195114042KG/H高峰用量131706118469250175KG/H每日用量1404224337008KG/H（糖化液灭酶通过板式换热器在液化液降温时实现，无需蒸汽）7、实际工业化生产中可以充分考虑循环经济而用不同料液的热交换达到不用蒸汽的目的。交换器流程设计为液化料糖化终了液降温后液化料灭酶后糖化料12降温后糖化料糖化罐中和脱色罐冷却水进冷却水出冷却塔图中1、2为螺旋式热交换器上图中的工艺可以实现如下结果经过闪蒸后的液化料液温度为95100，糖化终了料液温度为5560。一方面液化料进入糖化罐需要降温（从95100降到5560）。另一方面糖化终了料液需要升温灭酶（温度从5560升到8085）。所以可以用一台交换器实现热的交换，而不需要外加能源。（二）水平衡计算1、配料用水量日投淀粉11710T，加水比118117101821078T2、液化液冷却用水（使用二次水）液化液灭酶后，温度达115，用糖化液降至85（糖化液灭酶），然后用水降温，有85降至60。冷却水进水温度为20，出水温度为58，需冷却水量W（136616714042）362（8560）（5820）419）856338KG/H20552T/D3、糖化工序热量衡算日产300G/L糖液40251T，即40251111336164M3糖化操作周期为30H，其中糖化时间为25H，糖化罐100M3，装填系数为75，需糖化罐36164（10075）（3024）603，取7台使用板式换热器，使糖化液（经灭酶后）由85降至60。使用二次水，冷却水进水温度为20，出水温度为50，平均用水量（136616714042）362（8560）（5020）419）1084695KG/H要求2H把75M3糖液冷却至60，高峰用水量10846954（136616714042）75000111323004968KG/H每日糖化罐同时运转60325305025罐每日冷却水用量30049682502530199928KG/D30200T/D第五章发酵车间1、工艺流程葡萄糖液配料罐定容罐定容罐配料罐液氨二级种子罐蒸汽混合器实消维持罐降温换热器斜面一级种子培养发酵罐2工艺简述1）糖化车间制备的糖化液和其他营养成分工业淀粉、生物素等按要求配制成培养基，定容。经连消系统灭菌，降温至接种温度后进行接种。2）接种菌种先经过一级种子扩大培养，再经过二级种子扩大培养后菌种量达到要求后再进入发酵罐进行接种，发酵。3）发酵时间为32H，辅助时间为8H，发酵过程中通过流加液氨控制PH，通过冷却系统（冷却塔和冷机）控制温度，流加糖液控制残糖量，通过无菌空气控制通气量。4）发酵结束后，经泵进入发酵液贮罐，供提取车间用。残糖量控制在0306G/L。3空气制备空气进入压缩机压缩，温度升高，压缩机的润滑油进入压缩空气中形成油雾，需进行冷却，大部分的水，油结成颗粒较大，浓度较高的雾粒，冷却后又会析出大量的冷却水，先用棉花过滤除油雾和冷凝水，再用膜过滤器进行除菌，提高空气的无菌程度，制备的压缩空气供发酵和培养种子，分别进入发酵罐和种子罐。一般采用以下流程制备无菌空气消泡剂高浓度糖液液氨消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯维生素消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯维生素123456789104菌种选择采用黄色短杆菌T613菌株，由于该菌株较其他菌株的性能粗放，并能在较高的温度下正常发酵，全国各厂普遍用于生产，是目前生产上使用较广的一种优良菌株。1）形态T613菌株细胞典型的短，两端钝圆，大小为（0712）X（1230）微米，属革兰氏阳性菌，不形成芽孢而且不运动。A培养特征普通肉汁琼脂斜面划线培养24小时，呈中度生长，菌苔线状隆起，没黄色，随培养时间而颜色加深，表面湿润光滑，有光泽，不透明，不产生色素扩散。肉汁琼脂斜面菌落圆形，黄色，表面光滑，边缘整齐。B生理特征温度2637生长良好，发酵时能耐较高温度，发酵前期温度达3234，发酵后期达3640，产酸理想。PHPH68，生长良好，PH5较弱，PH4或PH11均可能生长。对氧要求好氧或兼性厌氧。其他特征脲酶活力强，需生物素作为生长因子但不需促进因子，对于氯化铵，硫酸铵，磷酸铵，尿素均能利用，在5NACL的肉汁培养基中生长良好。在含2尿素的普通肉汁琼脂培养基上生长良好，淀粉可水解。过氧化氢酶属于阳性，可产生硫化氢和吲哚，VP试验呈阳性反应。脲酶反应呈强阳性，液氨浓度06能强烈利用醋酸产L谷氨酸，产率在5以上，对醋酸转化率为50以上。C菌种选择、分纯，保存（1）选菌通过诱变剂进行育种，筛选优良菌种。（2）分离纯化分两步操作第一步进行平板划线分离第2步挑选菌落，移接于试管斜面培养基上，分别用三角瓶进行摇瓶发酵试验（初筛，复筛），比较产酸，选择产酸高的菌株供生产使用。（3）保藏菌种移接于斜面后，于31下培养2024H，待长满黑褐色孢子后，放在24冰箱中保藏，此法可保藏12个月。如果要长期保藏则必须定期进行移种或采用沙土罐等载体吸附法进行菌种长期保藏。5种子扩大培养扩培流程斜面菌种一级种子摇床培养二级种子培养发酵大罐菌种室发酵车间1）斜面菌种的培养斜面培养基必须有利于菌种生长,以多含有机氮而不含或少含糖为原则。斜面菌种要求绝对纯,不得混有任何杂菌和噬菌种,培养条件应有利于菌种繁殖。1斜面培养基组成葡萄糖01蛋白胨10牛肉膏10氯化钠05琼脂2025PH7072（传代和保藏斜面不加葡萄糖）2培养条件谷氨酸斜面菌种一般在3032培养1824H每批斜面培养完成后，要仔细观察菌苔生长情况、菌苔颜色和边缘等特征，确认正常后存入冰箱备用。2）一级种子培养一级种子接着的目的在于大量繁殖活力强的菌体，培养基组成应以少含糖分、多含有机氮为主，培养条件从有利于菌体生长考虑。1培养基组成葡萄糖25尿素05硫酸镁004磷酸氢二钾01玉米浆2535（按质增减）硫酸亚铁，硫酸锰各2PPMPH709（培养基成分可因菌种不同酌情增减）2培养条件A1000ML三角瓶装200ML培养基B置于冲程80CM左右、频率100次/MIN左右的往复式摇床上振荡C恒温32330C振荡培养910H。3一级种子质量要求种龄910H；PH净增OD650值05以上；残糖左右；无噬菌体污染；镜检要求菌体生长均匀、粗壮，排列整齐，革兰氏阳性反应。4通常将每批培养好的一级种子液取样倒双层平板进行染菌检查，以便生产跟踪分析，为下批一级种子培养的预防染菌工作提供参考。3）二级种子培养1培养基组成玉米浆2535水解糖25磷酸氢二钾015尿素05硫酸镁004二价铁离子2MG/L2培养条件接种量003培养温度31330C搅拌转速搅拌转速150R/MIN，通风量为0304M3/（M3/MIN）培养时间培养时间长短根据生产中采用的培养工艺与培养基营养成分及浓度而定。采用流加液氨作为氮源的工艺，只要生物素的浓度和残留的葡萄糖浓度足够，可适当延长培养时间，以争取更大菌体浓度，有利于提高二级种子量，目前生产上通常在1014小时。培养PH一般控制PH6880如果是采用流加液氨作为氮源的工艺，初始PH70左右，在培养过程中通过流加液氨来维持PH7072，同时供给菌体生长所需的氮源，通常在培养基残糖降低至3050时结束培养。3二级种子的质量要求种龄视培养工艺而定，一般在10H以上；OD值视培养工艺而定14以上，一般净增OD65009以上PH71；残糖35；噬菌体检查无；镜检菌体生长均匀、粗壮，排列整齐，革兰氏阳性反应。6培养基制备及灭菌1）培养基（1）碳源采用淀粉水解糖液作为碳源，根据发酵初糖要求配制成为适当葡萄糖含量的培养基。由于灭菌过程中蒸汽冷凝水和接种后成熟种子液的加入，会使培养基的各成分浓度降低，所以，在培养基配制时，应充分使培养基在定容后的葡萄糖含量适当并能满足发酵初糖浓度的要求。根据流加糖液是高浓度的糖液，为了避免淀粉水浓缩出来的糖液不再特意灭菌，对发酵无影响，且可明显减少葡萄糖液的加热损失。（2）氮源氮源是合成菌体蛋白质、核酸等含氮物质和合成谷氨酸氨基的来源。谷氨酸的碳氮比为100（1330），当碳氮比在10011以上才开始累积谷氨酸。碳氮比对谷氨酸发酵的影响很大，一般情况下，发酵工序生产1T谷氨酸耗用液氨量是260300KG玉米浆、生物素和液氨是本设计的主要氮源（3）无机盐磷酸盐磷是某些蛋白质和核酸的组成成分，参与一系列的代谢反应，ADP、ATP是重要的能量传递者。微生物对于磷的需要量一般为0005001MOL/L硫酸镁镁是某些细菌和叶绿素的组成成分，它的离子状态是许多重要的酶的激活剂。如果镁离子含量太少，就会影响基质的氧化。一般革兰氏阳性菌对MG2的最低要求量是25MG/L。钾盐它是许多酶的激活剂。菌体生长需K约为1015MMOL/L，谷氨酸生成需K约20100MMOL/L。微量元素锰是某些酶的激活剂，羧化反应必需酶。（4）生长因子凡是微生物生长不可缺少的微量的有机物质，如氨基酸、嘌呤、嘧啶、维生素等均称为生长因子。本设计采用纯生物素、玉米浆、糖蜜三者作为谷氨酸发酵用生物素，具体比列要视情况而调整。为了保证连续灭菌时每批发酵液定容体积准确，将配料水与培养基料液分别单独进行灭菌再混合。灭菌采用生熟料用交换器互换流程，可以大大降低蒸汽和冷却水用量。具体料液循环见下定容罐维持罐1交换器2交换器蒸汽冷却水箱冷却水塔去发酵罐7谷氨酸发酵技术发酵罐发酵条件控制1）温度控制在谷氨酸发酵前期是长菌期阶段，应满足菌体生长所需的最适温度。若长菌期温度偏高,菌体在短时间内生长可能会快,但容易衰老,表现为发酵前期短时间内耗糖快,且耗糖速度很快就会下降,发酵周期要延长,谷氨酸生成少。在发酵中期,即菌体转型阶段,应将温度提高到最适产酸温度，即发酵前期温度控制在3334，中后期控制在3638。2）PH控制在正常情况下,为了保证足够的氮源,满足菌体生长和谷氨酸合成的需要,通常将发酵PH控制在稍微碱性的状态。故前期PH70，8H后7273，2024H7071，通过流加液氨进行调节发酵PH。本设计提取谷氨酸采用等电点法,为了提取工序节省酸的用量,放罐时PH控制在6566。3）通风与OD在菌体生长期,希望糖的消耗最大限度的用于合成菌体,谷氨酸生成期,希望糖的消耗最大限度地用于合成谷氨酸。供氧必须满足菌体的需要量。一般根据净增OD来控制通风。发酵前期，OD长的快，耗糖越快，风量提得越高。发酵开始34H，净增OD025时升一次风；发酵67H，净增OD05左右时升第二次风；发酵68H时，净增OD06065时第三次风升至最大风量，之后控制净增OD075080左右，保持最大风量十几小时，发酵1820H，RG降到3时，第一次降风；发酵2223H，RG降到2以下，第2次降风；发酵2526H，RG降到1以下时，第三次降风，到发酵零小时通风量接近，至发酵结束。4）流加糖的控制双酶法糖经浓缩后含糖50，总糖量为4045作为流加糖量。T613菌种，流加液氨与PH的控制为第一次流加PH达高峰后下跌至7375，流加量为06；第二次流加PH达高峰后下跌至7273，流加量为06。发酵主期液氨流加要求PH控制在70以下，流加量视残糖量和PH量而定，约每1残糖流加01计，后期流加每次不超过05。5）泡沫的控制发酵过程中，采用化学消泡为主，机械消泡为辅的消泡方法。化学消泡剂用BAPE非离子表面活性剂，消泡能力强，用量少毒性低且使用方便。使用时先用水进行勾兑，比例为13。6）残糖的控制由于移种需要一定的时间，为了预防培养基营养缺乏导致菌体衰老，自溶，培养结束时应保证有一定浓度的残糖，通常，培养结束时的残糖控制在1020G/L7）种龄与种量种龄913H，过长，种子活力减低，代谢产物多。种量指培养好的种子液量占接入发酵培养基数量的百分比。取10为好。8染菌的控制1）污染菌的检查产菌球散开、菌丝变形、产酸不正常甚至不产酸或“倒酸”、而糖却大量消耗等。2）防、治染菌措施解决发酵工业的染菌问题，不言而喻，应以防为主。只有防得严才能消除或降低染菌因素。疏于防而重于治则必事倍而功半。防止染菌措施A严格无菌操作制度；B加强环境卫生管理；C重视设备管理，保持高的设备完好率；D保证无菌空气质量；E严格保证菌种质量；F简化工艺流程。9谷氨酸发酵液的特征和主要成分1）PH值与色泽正常发酵液放罐时PH6872为好，温度为34360C，呈现白色或淡黄色，有谷氨酸发酵的特殊气味。2）菌体含量发酵液中约含有58湿菌体，细菌的比重为104，大小约为07101030M3）菌呈稳定悬浮状态。发酵车间物料衡算日耗纯糖量6061956010633333KG补加纯糖量10633333404253333KG补加糖液的量425333310345012011342221KG每天发酵耗氨量638022514355KG每天发酵消泡剂用量638059537991KG初始基础培养液的量615151521134222114355379914869944KG初始基础培养液体积486994410546380419L种子培养阶段每天接入的种子培养液体积46380419104638042L每天接入的种子培养液的量46380421054869944KG每天种子液总量4869944（10301）4889502KG每天种子液总体积48895021054656669L空气带走水分量及损失量48895020419558KG配制种子培养基的量4889502（112）4365627KG配制种子培养基的体积43656271024280026L（300G/L）糖液量4280026503001113793945KG糖蜜用量428002615100064200KG玉米浆用量4280026251000107000KG硫酸镁用量428002607510003210KG磷酸二氢钾用量42800261510006420KG液氨用量6380251595KG消泡剂用量6380005319KG蒸汽冷凝水436562712523875KG种子培养基加水量4889502793945642001070003210642015953195238753231033KG空气带走水分量与损失量48895020419558KG发酵阶段发酵基础培养基的量（48699444869944）（112）39133479KG发酵基础培养基体积3913347910537269980L糖蜜量372699802100074540KG玉米浆量3726998051000186350KG氯化钾量372699802100074540KG硫酸镁量3726998014100052178KG磷酸量3726998012100044724KG液氨量638022514355KG消泡剂量638059537961KG300G/L糖液量（1063333342533334280026501000）100030011132287586KG补加（450G/L）糖液量补加450G/L糖液量425333310345012011342221KG蒸汽冷凝水量39133479124696017KG空气带走水分量及取样、残留等损失量615151521615152KG发酵基础培养基的加水量615151524869944745401863507454052178447241435537961228758611342221469601715825317KG衡算结果用表格表示进入系统离开系统项目日投料量/KG项目日产料量/KG300G/L糖液23669805发酵液609000450G/L糖液11342221排气、取样等63471糖蜜138740玉米浆293350硫酸镁55388磷酸二氢钾6420氯化钾74540磷酸44724液氨15950消泡剂3828蒸汽冷凝水5219892补加水1905635累计6153471累计6153471连续灭菌和发酵工序热量衡算12456蒸汽蒸汽换热器1换热器23789去发酵罐1定容罐2泵3换热器4维持罐5喷射器6换热器7泵8冷却水分布管9冷水槽1、培养液连续灭菌用蒸汽量（1）每天需发酵罐容积（75装填率）580M37577333M377333419333M3选200M3的发酵罐（2）一个发酵罐的操作周期为40H（其中发酵时间为35H），一天能生产244006罐，406667个发酵罐选用7个200M3的发酵罐（3）每罐装料量，即初始体积6090004152250KG15225T（4）灭菌加热过程中用04MPA蒸汽表压,I2743KJ/KG使用板式换热器将物料由500C热至950C再加热至1200C冷水200C升至450C,每罐灭菌的时间为2H,输料流/H（5）消毒灭菌用蒸汽量D式中397为糖的比热容KJ/KGK式中2743加热蒸汽焓419水的比热容D761253971209527434120419337T/H每天用蒸汽量337242696T/D高峰量2696T/D平均量269624112T/H2、培养液冷却用水量1200C热料通过与生料交换,降至800C,在用冷水冷至300C冷却水由200C升至450C,计算冷却水量WW761253978030419452014426T/H每天用水量1442624115408T/D3、发酵罐空罐灭菌蒸汽用量查表得HB40MM,取DH14200D2HD2（HBD/6）4，1413D312002D2解得D39M,H156M椭圆封头的体积VD2HBD/6）482M3封头厚度P2T0591139100021050851108234MM取24MM查表得,封头重量为3182KG内压圆筒厚度PD2TPG1C211390021050851108234MM查表得,1M高筒节钢板重量为23226KG发酵罐筒体重量为2322615636233KG发酵罐重量为42597KG,列管换热面积比为112H列管200121081000708M查表得,钢管的重量为1026KG/M列管的重量为7264KG（1）发酵罐发热200M31CR18NI9的发酵罐体重42597KG,冷却排管重7264KG，1CR18NI9的比热容为05KJ/KGK,用02MPA表压蒸汽灭菌，使发酵罐在015MPA表压下,由200C升到1250C。其蒸汽量为42597726405125202718125419119298KG（2）填充发酵罐空间所需的蒸汽量因200M3发酵罐的全容积大于200M3,考虑到罐内之排管,搅拌器等场占空间,罐之自由空间仍按200M3计算,填充空间需蒸汽量D空V20016223244KG式中加热蒸汽的密度KG/M3,02MPA表压为1622V发酵罐自由空间即全体积M3（3）灭菌过程的热损失辐射与对流联合给系数,罐外壁温度700C3390197020434KJ/M2HK200M3发酵罐的表面积为S4R22RH4392239156239M3耗用蒸汽量D损2394347020271812541923636KG（4）罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗23900011000125204192718125419478KG式中0001附壁水平均厚度MM（5）灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的5,空罐灭菌蒸汽消耗量为11929832442363647815189636KG/H每罐灭菌15H用蒸汽量18963615284454KG/罐每日用蒸汽量28445441137816KG/D平均量11378162447409KG/H2、种子培养基空罐用蒸汽量（1）每天需种子罐容积（75装填率）4638M3756184M3618441546M3选20M3的种子罐（2）一个种子罐的操作周期为16H，一天能生产241615罐，415267个发酵罐选用4个20M3的种子罐（3）种子罐14M3，装料系数075085，罐数为4台。查表得，HB40MM，取DH14VD2HD2（HBD/6）4，1413D312002D2D16M,H64M椭圆形封头体积VD2HBD/6）41620041664062M3封头厚度PD2TPG1C21116002105085110891MM，取10MM查表得,1M高筒体钢板重量为3015KG种子罐筒体重量为30156419296KG取列管换热面积比为112H列管1412760001704M查表得列管重量为710KG/M列管重量为704710500KG（4）种子罐体加热,14M31CR18NI9种子罐体重为3015KG，冷却排管重500KG，1CR18NI9的比热容为05KJ/KGK,用02MPA表压蒸汽灭菌使发酵罐在015MPA表压下,由200C升到1250C其蒸汽量为D301550005125202718125418841KG（5）填充种子罐空间所需的蒸汽量因14M3种子罐的容积大约为14M3,考虑到罐内之排管,搅拌器等场占空间,罐之自由空间仍按14M3计算,填充空间需蒸汽量D空V141622227KG式中加热蒸汽的密度KG/M3,02MPA表压为1622V种子罐自由空间，即全体积M3（6）灭菌过程的热损失辐射与对流联合给系数,罐外壁温度700C3390197020434KG/M2HK14M3种子罐的表面积为S4R22RH41622166440M2耗用蒸汽量D损4043470202718125418395KG（7）罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗40000110001252041827181254188KG式中0001附壁水平均厚度1MIN（8）灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的5,空罐灭菌蒸汽消耗量为8412273958151624KG/H每空罐灭菌30MIN用蒸汽量16243060812KG/罐每日用蒸汽量81243248KG/D平均量3248241353KG/H第六章提取车间1、提取工艺方法采用连续流加工艺。发酵液经浓缩后进入等电点中和罐，进入罐前使温度降为22。谷氨酸的等电点为PH32。加硫酸调节PH，将PH先调整至325停止加酸与搅拌2H。保证晶体增长。然后缓慢加酸调整，直至PH降为32，温度冷却至8，使之达到等电点，停止中和及搅拌。谷氨酸沉淀后用离心泵送到离心机进行分离。得到湿谷氨酸和母液。得到谷氨酸则为我们的成品。2、工艺流程发酵液调酸起晶晶种停酸育晶上离子交换柱缓慢调酸盐酸或硫酸水洗及疏松树脂等电点硫酸硫酸硫酸热水预热搅拌育晶碱液洗脱再生母液离心分离后流分高流分前流分湿谷氨酸用酸调PH15上离子交换柱3、工艺说明（1）起晶先放一罐未经过浓缩的发酵液进行单独调酸和降温，待到起晶时，添加发酵液量的025W/V的外购GA晶体作为晶种，再逐步调节PH和温度，达到PH325、温度22时停止降温和调酸，继续搅拌育晶做连续流加的底料。（2）发酵液放罐后经过预热进入蒸发浓缩。采用四效降膜式真空蒸发器将发酵液浓缩，浓度从125到28。蒸发器出来的浓缩液降温至40。存放至贮罐内，使用时，经过换热器与离心分离的上机母液交换热量，温度降低至2830。（3）浓缩液适当降温后连续流加入上步调好的GA悬浮液底料中进行连续起晶。然后保持加酸调节悬浮液PH，使PH保持在至325左右。同时，开大降温使温度维持在22左右，流加过程中，要连续加酸，不断搅拌和不断降温。（4）连续流加工艺。连续加浓缩液，连续加酸。经过继续调节PH到32、温度到10以下，搅拌并等电点育晶8H以上。（5）育晶好的麸酸悬浮液用泵送至中转槽，再落入离心机进行固液分离。（6）分离后得到湿谷氨酸和母液。湿谷氨酸进行精制或干燥。（7）母液可以与浓缩液进行热交换，降低浓缩液的温度，起节省能源作用，经换热后的分离母液可利用其他的方法进一步提取谷氨酸，或综合利用生产副产品（如肥料）。4、物料衡算（1）发酵液量580000L，发酵终止时数量609000KG（2）谷氨酸产量1）分离前100谷氨酸量580000110G/L1000638T2）分离后100谷氨酸量638956061T80谷氨酸量6061857576T（3）晶种量（发酵液量的025W/V计）5800000251450KG晶种只是起底料时需要添加，正常流加过程中均不需要再添加晶种。（4）使发酵液PH由70降至325所用高流分量（PH15）V高1015V发1070（V高V发）10325V高1049891KG使发酵液与高流分的混合液（PH325）调至PH32所需98硫酸的量（V高V发）1032（V高V发）10325V硫10V硫4052L98硫酸的相对密度为18440521847456KG（5）则所需的母液量（母液密度为105）W发W晶W高W硫6090001450104989174662095637KG（6）分离母液数量620956377576054519637KG5451963710551923463L母液中残留谷氨酸量（6380060610）54519637059衡算结果汇总表进入系统离开系统项目日投入量KG项目日产出量KG发酵液609000母液54519637晶种145080谷氨酸75760高流分104989198硫酸746累计62095637累计62095637第七章重点设备的筛选和论证一、调浆罐耐温,圆柱锥底，径高比H2D，罐规格20M3；搅拌选用六弯叶涡轮搅拌器。二、维持罐