年产6万吨味精厂初步设计——毕业设计

绪论氨基酸的制造是从1820年水解蛋白质开始的。味精俗名又叫味素，英文为MONOSODIUMGLUTAMTE简称MSG。其化学名称是A_氨基戊二酸1950年在实验室用化学方法合成氨基酸以前1866年德国人RITTHANSEN利用硫酸水解小麦面筋最先分离出谷氨酸1872年DITTENER推断出氨基酸的结构。1908年日本人因菊君与铃木合作从海带中提取谷氨酸成功,并开始制造味之素产品1910年日本味之素公司用水解发生生产谷氨酸1936年美国人从甜菜中提取谷氨酸,直到1956年和协发酵公司开始以淀粉糖蜜为原料采用发酵法生产谷氨酸成功1957年发酵法味精投入工业化生产1966年采用醋酸发酵法生产谷氨酸60年代后期各国味精工业兴起,均用发酵法生产味精我国味精生产开始于1923年,由吴蕴初先生创办了上海天厨味精厂该厂首先采用盐酸水解面筋生产味精同年沈阳味精厂开始用豆粕水解生产味精从1958年开始我国的味精生产进入转换期开始研究发酵法制GLU的工艺1964年上海天厨味精厂以黄色短杆菌617为生产菌株,采用发酵法生产GLU中型实验,获得成功,接着投入工业化生产杭州味精厂与中科院微生物研究所等单位协作进行北京短棒杆菌AS,2PP发酵法生产谷氨酸发酵实验1965年获得成功并投入工业生产由发酵法生产味精并获得成功原料由原来的植物性蛋白改变为淀粉质原料我国淀粉资源丰富,为我国味精工业的发展开拓奠定了广阔的前景,并使得我国的味精工业迅速发展起来,产量占世界总产量的351,我国成为世界上产味精最多的国家之一当前我国味精行业提高经济效益的发展对策是合理利用原料,采用高产酸新品种,采用新工艺,新技术,新设备,提高生产水平,防止噬菌体传染防止染杂菌,节能降耗,逐步实现自动化控制提高劳动生产率,全面降低成本,参与国际竞争,同时搞好废水处理,提高环境与社会效益味精分子式与L型,分子量18713比重165无色晶体,有特殊鲜味,味精作为调味品除了能增加食物的美味外,它在人体中具有特别的生理作用,活跃蛋白质代谢,维持细胞机能降低血液中的氨,防止氨中毒等作用国内味精规格有数种以谷氨酸钠的含量分类有99,95,90,80四种其中三种分别加如了景致的食盐以外观形状可分为结晶味精与粉状味精环境，环境问题是不可忽略的，味精行业是高污染的行业，废液的排出可能会对环境造成污染，污染类型可分为自然环境，生物环境和社会环境，环境是人类和生物赖以生存和发展的所有要素及条件的综合。人类与其它生物一样，通过新陈代谢与周围环境不断的进行物质和能量的交换，现代工业的发展虽然创造了巨大的物质财富，同时人类的环境又为之付出了相当大的代价。人类的自然环境是由生物圈所构成并保持着动态平衡物质世界，人类是环境的产物，又是环境的制造者，要把生产观点与生态观点有机结合起来，控制环境污染，保护和改善环境，认真执行“综合防治，以防为主”的青工环保方针最后,本设计是经过检阅了大量的参考资料，结合所学知识与在山东味精集团实习所的实践经验。并在阮南老师的精心指导下，历时5个月完成的。本设计根据我国的实际情况，尽量适当采用工业生产中的先进工艺和高科技成果，并结合运用所学理论知识有所创新。第一部分设计总论毕业设计课题“年产6万吨味精厂初步设计”重点车间发酵车间一设计任务和要求1年产99规格的味精占年产量的80,80的占20采用84的工业淀粉为原料,生产天数为每年320天,连续生产2气候条件在极端情况下,最高42最低23,一般气温条件下1025主导风向,西北较多3主要工艺流程的选择舆论正尤其是新工艺要有重点的论证全厂的物料衡算,工艺设计计算,水电气耗用量的计算及安全防火,经济核算二设计要求,技术经济指标一本设计根据不也设计中的任务要求进行的,在设计注意对毕业实习中缩减的新工艺新设备的合理采用二对厂址的选择1选择依据厂址选择得当与否,直接关系到投资费用和投资后的生产成本等,还直接影响工农关系,城乡关系并影响基建速度等对于职工的劳动环境,厂区卫生条件,产品质量也都有影响,所以选择厂址时应全面考虑,慎重仔细厂址选择应在当地建委和城建规划部门的统筹安排下,由建设单位负责并组织力量进行也必须严格遵守党和国家的基本建设方针政策,服从全国的工业布局应考虑以下几点1建厂尽量靠近原料产地和交通方便的地方,厂址选择应积极利用坡地,瘠地,不占或尽量少占良田,同时要留有厂区进行扩建的余地2根据味精厂的生产特点,厂址应选在周边的自然环境良好,大气的含尘量低的地区,同时尽可能选在城市主导风向的上风侧3厂址尽量靠近电厂或电线输送网,以保证生产用电4要有充足的水源,水质必须符合生产饮水标准5要有合理的“三废“处理设施6除生产协作外,一般应考虑以下协作项目修理,动力,给排水,运输,施工,消防,公共仓库,公共福利,场地工程准备,设施,费料的堆存和处理设施三生产规模和产品规格一生产规模年产两万吨商品味精工厂其中99的味精占80,80的味精占20二产品规格99的味精占80,质量符合GB89678880的味精占20,质量符合GB150092四生产方法工作制度,工作车间组成,工作时间1生产方法采用玉米淀粉为原料1制糖车间采用一次喷射,双酶法制糖工艺2发酵车间亚适量流加糖发酵工艺3提取车间去除菌体,低温等电,离子交换法4精制车间采用管式结晶罐进行真空浓缩结晶二工作制度全年生产320天,三班作业,连续液化三工作组成1糖化车间A液化B糖化C过滤2发酵车间A种子B连消C发酵D空气净化3提取车间A等电点提取B离心分离C离子交换4精制车间A中和脱色,除铁过滤B结晶C干燥筛分D包装5辅助车间动力车间,修理车间,水渠,泵房,化验室,净化系统6包装形式现选用塑料袋塑料袋的材料有聚乙烯BOPP多膜聚乙烯符合QB445684规定现选用机械包装包装规格10G,25G,100G,250G,1KG,10KG,25KG允许偏差符合GB8896788和QB150092规定第二部分全厂工艺计算设计方案选择论证第一章制糖工艺一，制糖的作用目前为止,所发现的谷氨酸产生菌都不能直接利用淀粉,也不能利用糊精作为碳源因此,以淀粉为原料时,必须先将淀粉转化为葡萄糖,才能供发酵使用在工业生产上将淀粉水解为葡萄糖的过程称为淀粉的糖化,所的的糖液称为淀粉水解糖淀粉水解糖液中,主要的糖类是葡萄糖,此外根据水解的条件不同,尚有数量不等的麦芽糖及其他一些二糖,低聚糖等复合糖类除此之外,原料带来的物质如蛋白质,脂肪等在发酵中易被谷氨酸产生菌利用,而一些复合糖类杂质不能被利用,它们的存在不仅降低了淀粉的利用率,增加粮耗,而且常影响到糖液的质量,降低糖液的可发酵营养成分,在谷氨酸发酵中,淀粉糖浓度的高低,往往直接关系到谷氨酸产生菌的生长速度及在味精的生产中谷氨酸的积累如何保证谷氨酸的质量以满足发酵产酸的要求,是一个不可忽视的重要环节二制糖的方法目前制糖的方法有四种酸法酶酸法酸酶法双酶法,其基本原理为在催化剂的作用下淀粉的颗粒结构被破坏R14及R16糖苷键被切断,转变成葡萄糖一酸解法酸解法又称酸糖化法，它是以酸（无机酸或有机酸）为催化剂，在高温高压下将淀粉水解转化为葡萄糖的方法。用酸解法生产葡萄糖，具有生产简易，由淀粉逐步水解为葡萄糖的整个化学过程仅仅在一个高压容皿中进行，对设备要求简单，水解时间短，设备声厂能力大等特点。由于水解作用是在高温高压及一定酸浓度条件下进行的，因此酸解法要求有耐腐、耐高温、高压的设备，况且淀粉在酸水解过程中所发生的化学变化是很复杂的，除了淀粉的水解反应外，尚有副反应的发现，这将造成葡萄糖的损失而使淀粉转化率降低，酸水解法对淀粉原料要求严格，淀粉颗粒不易过大，大小要均匀，颗粒大，易造成水解不彻底。淀粉乳浓度也不易过高，浓度高，转化率低。（二）酸酶法即事先将淀粉酸水解成糊精或低聚糖，然后再用糖化酶将其水解为葡萄糖的工艺。用酸酶水解淀粉制糖，具有酸液化速度快，切糖化是由酶来进行的，对液化液要求不高，可采用较高淀粉乳浓度，提高生产效率。此法用酸量较少，产品颜色浅，糖液质量高。（三）酶酸法是将淀粉先用淀粉酶液化到一定程度，然后用酸水解成葡萄糖的工艺，能采用粗原料淀粉，淀粉浓度较酸纯高，生产较易控制，时间短，而且酸水时PH稍高，可以减少淀粉水解副反应的发生，糖液色泽较浅。总之酶酸法也存在不足之处。（四）双酶法双酶法是用淀粉酶将淀粉水解为葡萄糖，双酶法制葡萄糖可分为二步第一步是利用淀粉酶将淀粉液化转为糊精及低聚糖，使淀粉的可溶性增加，这个过程称为“液化”。第二步是利用糖化酶将糊精或低聚糖进一步水解，转变为葡萄糖的过程。在生产上称为“糖化”，淀粉的“液化”和“糖化”都是在微生物酶的作用下进行的，故也称为双酶水解法。优点（1）淀粉水解是在酶的作用下进行的，酶解的反应条件温和，因此耐高温高压耐腐蚀的设备，便于就地取材，易上马。（2）微生物酶作用的专一行强，淀粉的水解副反应少，而且水解的糖液纯度高，淀粉转化率高。（3）可在较高淀粉乳浓度下水解3023BE，可用粗原料。（4）由于微生物酶制剂中菌体细胞的自溶，糖液营养物质丰富，可使发酵培养基简化。（5）用酶法制的糖液颜色浅，较纯净，无苦味，质量高，有利于糖液的精制。缺点时间长，社别多，易造成过滤困难。本设计工艺制糖采用的是双酶法制糖，由下表可知双酶法制糖的优越性。项目糖化方法双酶法酶酸法酸法糖液DE值989590葡萄糖含量（干基）979386灰分（）010416蛋白质（）01008008羟甲基糠醛（）00300803颜色（在2BE浓度下）0203100淀粉对糖转化率（）989590工艺条件/能耗温和/少加压高温/多加压高温/多副产物少中多生产周期长中短设备规模/防腐要求大/一般中/中小/较高原料适应情况各种淀粉，大米大米淀粉是否有利于发酵和提取有利中差三、工艺选择现在综合考虑水解糖液的质量及降低糖耗，提高原料利率等方面考虑，则是双酶法最好，故本设选用双酶法制糖工艺。2节、工艺流程及工艺控制一、工艺流程淀粉水淀粉酶调浆罐一次喷射层流维持罐闪蒸罐糖化罐灭酶压滤糖化液贮罐发酵车间二、工艺控制1、调浆淀粉乳浓度调为17BE，PH662（加碳酸钠），CA2超过50MG/L不再加CACL2，加入淀粉酶。2、一次喷射10504MPA（表）蒸汽3、层流维持100维持90MIN4、灭酶13025MIN5、闪蒸906、糖化57607、灭酶858、过滤用板框过滤机正压过滤，然后到糖贮罐中，应保持在6070，防止糖液变坏，及时用完。9、糖液含汤量285KG/L第二章发酵工艺第一节工艺选择选用亚适量生物素流加糖发酵工艺，该工艺具有产酸高，转化率高，周期短，糖耗速率快等特点。第二节菌种选择（选用FM415，备用菌S9114）FM415的优点1、产酸率高，糖酸转化率高，转化率达45以上。2、耐高温，前期控制在3234，中后期可控制在3638。3、脲酶活力强，一般初尿为0506。4、发酵周期短，对营养要求粗放。5、生物素用量低第三节菌种的扩大培养国内谷氨酸发酵种子扩大培养普通采用二级种子扩大培养的流程斜面培养一级培养二级培养发酵罐一、菌种的培养1、培养基葡萄糖01，蛋白胨10，牛肉膏10，NACL05，琼脂2025，PH70722、培养（1）每支试管中装培养基45ML，灭菌冷却5560。（2）斜面凝固后防于37下恒温48H，检查无杂菌繁殖。（3）经分离后，并活化至第三代的斜面菌种，在无菌情况下接种。（4）3233，恒温培养2226H作生产用培养48H保存。二、一级种子培养1、培养基GLUCOSE25，尿素05，MGSO4004，K2HPO401，玉米浆2535，FESO42PPM，MNSO42PPMPH702、培养条件用1000ML三角瓶装入培养基200ML，灭菌后置于冲程3334，培养时间78H，通风量102，搅拌转数80R/MIN。第四节谷氨酸生物合成途径第五节合成GLU1、GLU酮戊二酸NH3NADHGLUH2ONADP2、转氨酶催化酮戊二酸氨基酸GLU酮酸3、GLU合成酶酮戊二酸GLU2GLU第六节菌种选育模型1、生物素缺陷型2、油酸缺陷型3、甘油缺陷型4、温度敏感突变株第七节发酵工艺1、一次性高糖发酵2、亚适量生物素流加糖发酵工艺3、高生物素加青霉素流加糖工艺4、温度敏感型本设计采用亚适量生物素流加糖发酵工艺第8节工艺控制一、微生物发酵动力学1、分批培养是一种非恒态的培养法。2、补料分批培养是粉皮培养和连续培养之间的一种过度培养方式，间歇或连续地补加新鲜培养基的培养方法。优点（1）解除底物的抑制，产物反馈抑制和葡萄糖分解阻遏效应（2）减少菌体生成长量，提高有用产物的转化率。3、连续培养本设计选用补料分批培养二、工艺控制（一）初糖、接种量和生物素采用较高的初糖145，生物素用量较高，接种量大10，使菌种快速成长，无度空话子在3234，PH值前期7071，8H后提高到7273，放罐时降为PH6566。风量一般前期，后期小，中间大，提高溶氧效果。（二）流加糖流加糖一般在发酵10H后补加，浓度为285第9节灭菌与空气净化一、灭菌原理加热使微生物本身蛋白质在高温下凝固变性（一）无菌室1、接种前，先把接种瓶皿，吸管等用75酒精灭菌，打开紫外灯消毒2030MIN。2、操作前必须先洗手，换上无菌衣帽和鞋子，戴上口罩，用75酒精擦双手。3、操作不得随便讲话，行动要作到轻手轻脚。4、接种要充分利用火焰灭菌，尽可能保持在焰口操作，动作迅速，时间不宜过长。5、进入无菌室前后，打开紫外灯消毒2030MIN。6、室内无菌空气检查，每周一次，方法采取在接种操作的同时打开平板10MIN，经37无菌培养24H，菌落不超过2个。影响因素1）温度开始温度3334，不超过35H，并超过OD，12H以后3637为宜，28H后可提高到3738。2）PH值发酵前期控制PH7071，8H后提高到7273，以保持一定的NH4/GA比，放罐时PH6566，以利于提取。3）通风量和OD值的控制采用梯形控制通风，两头小，中间大。4）定容控制开始时定容4550，以便留出较大的流加糖室间，最后定容755）CO2的控制6）泡沫控制加消泡剂进行控制，加入量与时间以产生泡沫量为依据。7）糖耗控制谷氨酸发酵过程中前期糖耗不宜过快，进入产酸期后，其他因素控制能跟的上，转化率达50以上，可加快它的糖耗速率。（二）发酵罐灭菌（三）种子罐灭菌三空气除菌1、加热灭菌2、介质过滤除菌3、静电除尘现介绍介质过滤除菌第10节工业发酵染菌防治一、染菌的危害（一）种子培养期染菌染菌后将造成发酵罐染菌。（二）发酵前期染菌与生产菌争夺营养成分和养分，严重干扰生产菌的生长繁殖和产物生成。（三）发酵中期染菌将严重干扰生产菌的代谢，影响产物的生成（四）发酵后期染菌影响产量，产物提取和产品质量。二、防治（一）原因1、培养基灭菌不彻底2、菌种在移接过程中受污染3、菌种在培养过程或保藏过程中受污染4、无菌空气带菌5、培养基和设备灭菌不彻底6、设备渗漏引起染菌以及防治7、操作问题。（二）解决方法1、种子培养期染菌弃去，并对种子罐，管通进行检查和彻底灭菌。2、发酵前期染菌应迅速重新灭菌，补充必要的营养成分，重新接种进行发酵。3、发酵中期染菌可加大风量，加速产酸，降低PH值4、发酵后期染菌提前放罐。第11节废液和尾气处理1、废气因生产中使用的工艺过程中产生的HCL、H2S、NH3、HOHO、H2SO4等气体通过使设备密闭，使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其逸出，对于泄露的少量废气通过机械排风和风筒高空排放。2、废液味精企业的废水分为低，中，高三种浓度，其中谷氨酸母液属高浓度有机废水是味精厂主要污染源，冷却水是低浓度废水，其它为浓度有机废水。第三章提取提取工艺选择一目的谷氨酸酸是发酵的目的产物,但它溶解在发酵液当中,在发酵液中有多种副产物,因此要想提取,必须采取适宜的工艺二提取方法论证提取谷氨酸方法等电点法离子交换法锌盐法盐酸法渗透膜分离法溶剂提取法1等电点法将发酵液和硫酸调PH值到GLU的等电点,使其析出其收率可达5080,一般有常温等电法,低温等电法及浓缩等电法其特点工艺简单,操作方便,设备简单,环境污染不大,利于三废处理2离子交换法根据谷氨酸与发酵液中其它同性离子的性质不同,树脂对这些离子的吸附能力的差别,采用不同树脂进行选择性吸附,再用洗脱剂洗脱以达到收缩的目的其特点工艺操作难度大,需耐酸的设备,上柱不易控制,收率高3锌盐法谷氨酸与ZN作用生成难溶于水的沉淀,酸性条件可溶解,PH值为24时,谷氨酸溶解度最小,以晶体析出,锌盐法有两条途径1是在发酵液中直接投锌盐,使生成谷氨酸锌,再把谷氨酸锌用盐酸转化成谷氨酸,即所谓一步锌盐法二是等电提取后,以上清夜加入锌特点工艺简单,操作方法提取收率稳定,但对环境不利4盐酸法谷氨酸在浓冷HCL中溶解度小,易生成晶体,可提纯再加碱中只至等电点,使其析出特点此工艺收率高,但流程长而复杂,碱酸耗量大,设备要求劳动强度大5渗透膜分离法根据渗透膜对各种离子的选择渗透性不同,将谷氨酸分离如电析法,要求渗析液清,耗电多,且渗透膜质量不稳定6溶剂抽提方法谷氨酸在有机剂中溶解度小,可在除菌的GLU中加某种有机剂而提纯GLU但此法对有机剂的选择和产品食用的安全性尚在研究中三提取方法选择综上所述联系实际,现选用一次等电点,离子交换,全母回流洗脱工艺本工艺操作简单,设备要求不高提取收率高,对环境污染小优点,所以选择此新工艺,产生废水少,改变了以从冲工艺中产生大量废水的弊端2节工艺流程及工艺控制一工艺流程叙述二工艺控制1除菌体采用碟片式离心机,处理量为每台15M/H,4台一组,洗水量4M/H,菌体分离浓度502等电液离心后的发酵液打入等电罐中,先使用高流分调PH约为50后,缓慢调酸至3032,维持稳定,搅拌10H以上,静止78H后放料3上柱母液用硫酸将上清液调到PH为15,准备上柱4上柱上柱量10M/H,294M/H5水洗用4560水正洗树脂可除去部分杂质和升高树脂温度6反冲用等电母液从下部反冲树脂使树脂稀疏7洗脱剂配置洗脱剂使用液氨水后流分配制,调PH值约为11512,洗脱时10M/H,294M/H8洗脱剂的处理前流泵回到等电罐或上清液储罐,以备下次重新上柱高流调PHWEI15以供下次等电液调酸使用9上柱废液的处理废液泵到废水处理厂,经处理后可制氮肥10离心机离心机处理量810M/H,采用4台并联法,每次加GLU体积20的洗水,清洗麸酸第四章精制工艺工艺流程1中和2脱色除铁3K15炭柱脱色,4结晶浓缩,5干燥分离工艺说明及论证从发酵液中提取到的谷氨酸,仅仅是味精生产中的半成品,谷氨酸与适量的碱进行中和反应,生产谷氨酸钠,其溶液经过脱色,除铁,除去部分杂质,最后经过减压,浓缩,结晶及分离,得到较纯的谷氨酸钠的警惕,不仅酸味消失,而且有很强的鲜味,谷氨酸钠的商业名是味精或味之素1节工艺论证一中和GLUNAOHGLUNAH2O在GLU的中和操作中，先把谷氨酸加如入水中，成为饱和溶解液PH为32，然后加碱进行中和，溶液的PH逐渐升高谷氨酸的电离平衡逐渐发生移动。当绝大部分谷氨酸都变成GA的形式时，即为中和生成谷氨酸钠的等电点。当中和液PH超过7后，随着PH的升高，溶液中GA离子逐渐变多，生成的谷氨酸二钠也越多，但它是无鲜味的，因此避免此物质的生成，同时中和液PH值超过7后，还会促进L谷氨酸钠变成DL谷氨酸钠的消旋反应，使的成品质量下降。谷氨酸在常温下溶解度很小，因此中和时先底水，加热到65碱液加入在谷氨酸之后；如果先加碱后加谷氨酸，若中和温度高会影响谷氨酸钠的形成，故必须严格控制条件。二脱色，除碱味精中含铁离子过量，不符和食品规定标准，味精含铁量高时，影响成品色泽，99成品味精含铁量控制在5PPM以下。生产原料原因，特别是设备腐蚀游离出较多的铁离子，此外中和液中还含有锰，锌等离子，一同除去。淀粉制糖，培养基灭菌，发酵液浓缩过程中产生色素，类黑素，带入GLU使中和液色泽较深，因此需脱色处理。硫化碱的加入要适量，不能过多或过少。一般可稍过量，加硫化碱的温度要控制在50以下，因为溶液在偏酸或高温时有硫化氢气体逸出，其密度比空气大，是以引起严重中毒。除铁检测方法A取加过量的硫化钠的中和液滴加硫化钠溶液，若无黑色沉淀说明铁已除净。B取加过量的硫化钠的中和液滴加硫酸，若有黑色沉淀说明铁已除净。中和除铁液泵入板框过滤机，经过滤除去杂质及沉淀以达到除铁的目的。三K15碳粒脱色经过滤的滤液打入碳柱，进行第二次脱色，活性炭具有很大的表面积，其吸附作用分为物理和化学两种，活性炭表面和色素分子之间范德华引力为物理吸附作用。此种吸附特点速度快，吸附量与温度成正比，吸附热小，容易吸附，另一种化学吸附，吸附速度慢，其速度与温度成正比，吸附热大，吸附具有选择性。每一次脱色用粉末状活性炭，碳粒里装颗粒碳作最后一次脱色。四浓缩结晶结晶是提取的有效方法，只有同类分子或离子才能结合成晶体。由于水合作用，溶液中溶质以一定晶形水合体析出，商品味精带一个结晶水，溶液到晶体生成的过程中，形成饱和溶液，晶核形成，晶体形成。结晶原理固体物质溶于溶液中达到饱和，就处于一个相平衡。结晶是一个固相形成过程。不仅包括物质分子的凝结，而且包括这些分子有规律的排列成晶格，这种排列与分子表面化学键力有关，即要结晶就要有表面张力作功，当溶液浓度达到一定饱和度时，使得溶质能相互吸引自然聚在一起形成一种微细颗粒，即晶核，晶核表面吸附溶质分子。本设计采用较先进完善的真空结晶工艺，为了形成饱和溶液，蒸发部分溶剂，但为了防止谷氨酸钠在高温下形成焦谷氨酸钠，使成品味精易吸潮，变质。因此采用减压真空浓缩法。浓缩时，真空度越高，料液沸点越低，不仅加快了浓缩速度，也使产品质量提高。本设计采用晶种起晶法这种起晶法可以控制晶体数目和大小。而且溶液受晶种刺激后，晶核可以提早形成，所需过饱和度较自然起晶的过饱和度低。作为晶种投入溶质不会被溶解，也不会产生刺激起晶，全部作为晶核而不产生新晶核，从而达到控制晶体数量的目的。五干燥分离本设计采用三足式离心机，进行味精分离，可以以味精的大小控制分离时间和含水量采用震动床，具有设备简单，生产连续化，效率高等优点，而且产品不易破碎，光泽度好，适用于大量结晶干燥，使用硫化床干燥可以控制温度不超过80为宜。粗头大片，8目粉碎，制晶种或打粉掺入80味精812目作晶种粉碎成1230目1230目成品99MSG30目以上作为晶种或用结晶锅重新结晶生产工艺采用直接混合，加食盐得80MSG2节工艺控制一中和1PH的控制操作中，先将GLU加到升温至65的底水中，成为饱和溶液，酸度接近32，溶液中的谷氨酸大部分以GLU的形式存在，加碱中和，随着碱的不断加入，溶液的PH升高，电离平衡移动GLU减少，GLU逐渐增加，全部成为上述离子时，即为中和生成谷氨酸钠的等电点。若PH超过7，GLU逐渐增多，即PH越高，生成谷氨酸钠越多，而谷氨酸钠有很强的鲜味，谷氨酸二钠却没有，此时PH超过7后，还会促进消旋反应的发生，LGLUNA向DLGLUNA转变，若PH低于7，则溶液中的GLU离子百分率高，造成GLU溶液不彻底，影响精制收率，还造成过滤困难，使后面操作不易进行。所以PH的控制在中和中很重要。2中和的速度中和的速度不应太快，要缓慢进行。用碳酸钠中和会产生二氧化碳，若中和太快，会产生大量泡沫，可能会导致料液外逸，造成损失。而且加碱过快，导致局部PH过高，发生消旋反应，影响收率和产品质量。3中和温度中和温度应控制在70以下温度高时，除会发生消旋反应外，谷氨酸还会脱水发生环化，生成焦谷氨酸，对收率和品质极为不利。环化反应如下4中和加水中和过程加水过多，中和液浓度低，给结晶带来困难。加水不足，浓度太高，黏度增加，脱色效果差，过滤困难，故一般控制在中和液浓度2123BE，且最好菜盐式盐较少的水。二脱色1粉碳脱色控制操作温度在一定范围内，温度升高，分子运动加快，溶液黏度降低，有利于吸附，当温度高时分子运动加剧，反而使解析色素速度增大，综合温度对吸附解吸的影响，一般控制在65左右。PH值PH对脱色效果影响很大，PH在4550脱色效果较好，但在此PH范围内溶液尚有40的谷氨酸来生成谷氨酸钠，GLU溶解不完全，既影响收率又影响质量，生产上一般控制在PH6668，当控制在6062时，脱色较好，但脱色后需加碱调PH值。时间色素分子向活性炭表面扩散及吸附均需一定量时间，只有充分接触，才能充分发挥脱色效力。但达一定时间后，随时间延长脱色并不增加。那样就影响了设备的利用率，生产中控制加碳后搅拌30分钟达脱色饱和。2颗粒碳脱色进料速度碳的吸附量与进料速度密切相关，颗粒碳吸附色素需一定时间，流量大，物料停留时间短。吸附效果差，经验认为进料为碳体积的23倍，效果好，速度23M料/M碳H上柱液质量对碳柱影响若透光率低，色素杂质多，碳交换量显著下降，因此一般先粉碳脱色除去大部分杂质，透光率达60以上再上柱。颗粒碳再生用氢氧化钠水溶液作洗脱剂解吸吸附的色素，用盐酸解析铁离子作再生剂。洗脱剂和再生剂浓度低时，效果增加不明显，造成浪费。由实践经验，可采用3NAOH和HCL溶液再生较为理想。温度温度适当提高，有利于搅拌，有利于脱色，过高，吸附效果反而下降，同时颗粒碳易粉碎，若温度太低，黏度大，影响流速，同时易结柱，生产一般控制在4050PH值同粉状碳，控制在6068三真空浓缩结晶1浓缩选用真空度200250MHG，温度702结晶结晶原理谷氨酸钠在不同温度下水中的溶解度可按经验式计算SCL35300098T00012TSCLGLUNAG/100G溶液T温度含结晶水的可按下式SC39180109T00013TSCMSGG/100G溶液T温度可用饱和曲线表示由实验得关系图可分为三个区但关系不明显结晶与影响结晶的因素A结晶过程包括形成饱和溶液，晶核形成（本设计采用加晶种）和晶体成长三阶段。晶核形成有三种方法自然起晶法，刺激起晶法，晶种起晶法B影响结晶速度的因素过饱和度，液膜厚度，溶液黏度，溶液浓度，温度，真空度；稠度，晶种质量结晶工艺条件控制投入结晶罐内一定量脱色液进行浓缩，达到浓度后，加入晶种。结晶过程不断补充物料，控制适宜的过饱和度，尽量避免假晶。当出现假晶时加温水杀晶。真空度200MMHG温度6070，底料5565，取3M（60），浓缩液浓度295305BE，时间24H投种温度6570投种后整晶，蒸汽操作压力025035MPA。补料应使蒸发速度，结晶速度协调一致，使浓度控制在介稳区。放罐浓度放罐前用结晶水调整295305BE，成品得率50第五章空气净化系统GLU发酵液态深层好气性发酵,产生菌是好氧性微生物,在培养过程中需要大量无菌压缩空气,一般工业生产以大气中空气作氧源,但空气中喊有多种微生物及灰尘,泥土等,在适宜条件下,其中的杂菌也会大量繁殖,消耗大量营养物质,产生各种代谢产物,影响发酵正常进行,因此净化是一相当重要的环节一般考虑以下几条1减少进口空气杂菌数目采风口应设在主导风上方空压站与发酵车间尽可能远些,防止染菌,同时原理提取车间采用进空压机前粗过滤手段采风口位置一般高于30M2设计安装除菌效果交好的过滤器3保证过滤介质在干燥情况下过滤4合理设计空气过滤系统流程第三部分全厂物料衡算一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进入系统物料量（KG）D离开系统的物料（KG）W损失的物料量生产过程中总物料衡算（一）生产能力年产6万吨MSG，99的MSG占80，80的MSG占20，工作日为320天1折合100的味精60000809960000208057120T/年2日产商品MSG600003201875T/D其中99的MSG187580150T/D80的MSG187520375T/D3日产100的MSG57120/3201785T/D（二）总物料衡算11000KG纯淀粉理论上产100的MSG的量淀粉111葡萄糖817谷氨酸1272MSG（理论值）1000111817127211535KG21000KG纯淀粉实际产100的MSG参数确定糖酸转化率58；粉糖转化率98；提取收率；95；精制收率955；1000111985895127295572810KG31000KG工业淀粉（含量84的玉米淀粉）产100的MSG728108461660KG4淀粉单耗1000KG100的MSG实际消耗纯淀粉量1000/728101395T1000KG100的MSG实际消耗工业淀粉量1000/616601622T1000KG100的MSG理论上消耗纯淀粉的量1000/11530508669T1000KG100的MSG理论上消耗工业淀粉量08669/0841032T5总收率72810/1153510063126淀粉利用率1032162210063127生产过程中总损失100631236888原料及中间品计算淀粉用量日产量1785T/D162228953T/D糖化液量A纯糖量28953841119826456T/DB折算成285的糖液26456/28592828T/D发酵液量A纯GLU量264565815344T/DB折算成90的GLU量15344/105146138MC285的糖液的相对密度查附表41P1108提取GIU量A纯GLU量153449514577T/DB折算成90的GLU的量14577/9016196T/DGLU费母液量（1534414577）023835M/D总物料衡算结果，淀粉质原料（玉米淀粉）原料/项目生产两万吨100MSG（T）T/D工业原料（T）92610428953糖液（285）（T）29710592828GLU（90）（T）51810416196MSG（100）（T）57110517850排出含02GLU废液M123106383506二制糖工序的物料衡算1淀粉浆量及加水量淀粉乳浓度为17BE，由附表3可得其干基淀粉浓度为30209，则1000KG工业淀粉产淀粉乳100084/30209278063KG设淀粉与水比为X则100（1X）278063KGX178即淀粉加水比例为1178加水量为2780631000178063KG2加酶量（1）选高温淀粉酶，活力20000U/G用量为12U/G干淀粉100084100012/20000504G中温液化酶活力4000U/G，用量125U/G干淀粉1000841000125/40002625G2）糖化酶，活力100000U/G用量115U/G干淀粉1000841000115/100000966G3糖化液产量10008411198/285320615KG285的糖液的相对密度为1108，糖液体积为320615/1108289364L4生产过程中进入的蒸汽和洗水量320615270863（5042625966）10211614477043022KG5氯化钙的用量10008402521KG6纯碱用量按16KG/1T纯糖计7加珍珠岩量为糖液的015，289364015434KG8滤渣产量含水70的废珍珠岩，434/1071447KG制糖工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目物料比例（KG）日投料量（KG）项目物料比例（KG）日产料量（KG）工业淀粉1000289530糖液3206159282766配料水1780635155458滤渣144741895糖化酶096627969液化酶076652219氯化钙2160801珍珠岩43412566洗水和蒸汽43456125818累计32233693326015累计3220629324661三发酵工序和连续灭菌的物料衡算1发酵培养基数量1000KG工业淀粉中，用于种子生长的为145KG，那么用于发酵产酸的工业淀粉10001000/（1000145）98571KG则其利用率为98571，可理解为其所选用淀粉为来发酵产酸的部分放罐时发酵液量1000841119858/105504834L发酵液含GLU为105的相对密度P1067KG/L质量为5048341067541687KG发酵过程中从排风中带走的水分进风25，相对湿度70，水蒸气分压18MMHG，排风32，相对湿度100，水蒸气分压27MMHG，进罐空气的压力为15大气压（表压0，排器05大气压（表压），出进空气的湿含量差X出X进062227100/（1576027100）06221870/（257601870）001094KG水/KG干空气通风比102，带走水量497526026036115700010010942760KG2设1000KG玉米淀粉能得到最终发酵液的体积为V升，其中设处糖V升，流加糖V升产酸为105，糖酸转化率为58最终糖液浓度105/5818101000KG玉米淀粉制成纯糖为1000841119891374KG转化成285的糖液质量91375/285320615KG1810V91375V5048341810的糖液密度P1073KG/LM5048341073541687KG甘蔗糖蜜03V液氨5048342814135KG纯生物素000001V液氨容重为062KG/L无机盐02V141035/06222796L接种量10V消泡剂005V放罐残留及其他损失为09V即145V285/112V913751058V1108V005V28V09V2721541687以上两式联立可解得V320468LV176425L即初糖32046814546468KG流加糖176452285/11244907KG145的糖液质量46468/1451058339056KG44907/2851108112195536KG3加水量（1）底料中加入31的糖为（91375176452285/112）/31149917L149901711166167397（2）加水量（包括灭菌蒸汽）3204681058320468（031002000001）167397137977KG（3）实际加水量V012V321468V286132L28613201234336L即343364种子耗量，接种量10水解糖25计3204681025801KG需31的糖液801/312584KG玉米浆123204681012385KG磷酸氢二钾015计3204681001504807KG硫酸镁005计3204681000501602KG尿素035计3204681003511216KG所需水量种子液P101计32046810101288538504807016021121628921KG连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1T工业淀粉匹配物料（KG）T/D项目1T工业淀粉匹配物料（KG）T/D285糖液32061592828发酵液54168715683液氨141354093带走水量2760799消泡剂25207296滤渣及其他损失454351315发酵过程甘蔗糖蜜96142784无机盐64091856纯生物素00032925104加水量（包括灭菌蒸汽）1379773995实际加水量34336994玉米浆3851115磷酸氢二钾048070139硫酸镁0160200464接种量10V3204689279尿素1121603247所需水量289218373种子培养需31黏液2585748四提取车间物料衡算现以一天为基准进行物料衡算（一）除菌体1发酵液526845T/D或491M/D，其中GLU含量105，含菌体量82除菌体现采用碟式离心机，4台一组，处理量15M/H，洗水量4M/H，菌体分离浓度50（1）除菌体过程所需洗水量419/15413093M/D（2）菌体含水量和菌体总体积4198/507856M/D（3）除菌体后发酵液体积为41913093785654337M/D（4）除菌体过程中GLU损失为05，除菌后含GLU的量419105（105）/54337944（5）944的GLUP104154337104156565T/D二）一次等电提取1提取前含GLU的量纯GLU543379445130T/D提取后应得GLU的量纯GLU419105954898T/D90的GLU为4898/905442T/DP153所以V5442/1533557M/D2设加入高流为V，含GLU5，等电提取收率为80（5130V5）804898V1985M/D3加入流水的量按20计3557207114T/D，P1，即体积为7144M4加入98的硫酸量按硫酸料液1120计（543371985）/120618M98的硫酸，P184，6181841138T5加入高流体积为1985M，而洗脱得到各部分体积比为前流高流后流543P1前流量P1985/45248125M后流量P1985/43148875M6上柱液量5656519857114113824815544297637T/DP1，则其体积为97637M含GLU（489819855）20/97637127排除废液量设中间损失976M损失体积19763797696661M含GLU419105（19505）/96661100024小于038离子交换柱选用732强酸性阳离子交换树脂，填料系数为75，两柱并联。离交柱H8MD18MHD409，V2035M树脂柱H56MD18MV1425M湿树脂交换当量16，氨根离子含量09，GLU含量12每次上柱液量湿树脂湿树脂实际交换当量/（发酵液GLU含量/147发酵液氨根离子含量/18）142616/（12/14709/18）10392M交换效率按75计，每次上柱量39275294M总的上柱次数97637/2942166次9洗脱再生剂的计算洗脱剂的配制为母液后流氨洗脱剂氨的量为9763712P06，所以V207/06345M每柱294，所以氨液为345/2940117M后流148875/1668968M母液2940117896820315M进去系统离开系统项目1T工业淀粉及匹配物料（KG）T/D项目1T工业淀粉及匹配物料（KGT/D发酵液5416871568390GLU05616214所需洗水量13463897排放废液量9938菌体总体积8082339除菌后发酵液体积558716176除菌体除菌体后含量为944GLU的数量58161683928773加入10的GLU052715258加入的高流2045906加入洗水量00732114等电提取加入90的硫酸量01173388排除废液量993828773上柱液量1003929066前流25517386每次上柱液量0302874高流20415909上柱提取上柱次数494后流15314433五，精制车间物料衡算现以一天的生产为基准（一）技术参数日产90的17186GLUT/D，即日产100的GLU为15468T/D日产100的MSG1785T/D，精制收率为955（二）中和，脱色，除铁过程1加入离子膜碱的量，含量36T/D17861含水量为T/D71863092料液的质量百分含量为40，P116所以其质量154681272/4011657058T/D3所加水量570581718620988320177852257T/D4加入活性炭按GLU90活性炭10002计00023557017785T5加入硫化钠的量硫化钠按547KG/T料液计，加入含硫化钠为10因此，加入硫化钠的量为1806854798832起含水量98832（110）05335（三）过滤后滤液的体积及加入的水量1产100MSG的量为1559290127217047T/D2过滤中活性炭带走水量，含水量7501775/（1075）07505335T加入的洗水量为总滤液的106278706705335508894934828816863T/D又P1234则V16863/12813174M（四）K15活性炭柱脱色1用洗水量10，所以加水量为131741013174M滤液量为131741281317418002T/D又P1234（20）得50时P11118002/11116018M其含量为6278/1601840KG/L（MSG）2每天需浓缩结晶的原液量16018M，其含量为40KG/L。（四）结晶，离心分离1产100MS/D2设加入母液VM，没罐体积20M，加入底料原液为14M，其中MSG含量为40KG/L，加晶种按体积的6计，收率50，流加母液其含量38，为罐体积的095倍，即19M。（14402009538620）507013需要结晶罐17047/701243罐4加入母液体积2431946204MP105则M4620212554445MSG分离调水洗水量按5计1785058925T/D6放罐体积为80的罐体积208016M产生放罐母液；168551368MP105M1368105143647中和脱色在结晶蒸发过程中蒸发出的水量；1800219502143642314M精制工序物料衡算汇表进入系统离开系统项目1T工业淀粉及匹配物料T/D项目1T工业淀粉及匹配物料KGT/D90GLU559531620100GLU61651785离子膜（36）559531620蒸发水23796888中和加水726612104放罐母液147686642760粉碳量183905296硫化钠（10）10162942加洗水135453922分离加洗水30825892加母液20051458055累计4039946116969第四部分全厂热量衡算热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程式表示如下Q1Q2Q3Q4Q5Q6Q1物料带入的热量（J）Q2蒸汽热量（J）Q3各种热效应（J）Q4物料带走热量（J）Q5消耗于设备上的热量（J）Q6设备向外界散发热量（J）一糖化车间工艺流程及热量衡算（一）工艺流程调浆（25）一次喷射（04MPAT1055）层流维持罐（90MIN，100）灭酶（130，25MIN）闪蒸罐（90）糖化罐（5760）灭酶（85）过滤（二）热量衡算1液化加热蒸汽量DGC（T2T1）/IG淀粉浆量（KG/H）C淀粉浆比热容（KJ/KGK）T1浆料初温（25273298K）T2液化温度（10552733785K）I加热蒸汽焓268319KJ/KG（04MPA）加热蒸汽凝结水的焓（在3785K时为44029KJ/KG）（1（淀粉浆量G根据物料衡算，日投工业淀粉28953吨；连续液化；28953/2412064T/H，加水比为1178，粉浆量为KG/H，平均用水量T/H20647835120647821（2（粉浆干物质浓度405384/112673410030209（3（粉浆比热的计算CC0X/100C水（100X）/100式中C0淀粉质比热容，取155KJ/KGKX粉浆干物质含量，30209C水水的比热容，418KJ/KGK