精制设计参考.doc

本科毕业设计说明书（论文） 第 65 页 共 65 页1 绪论味精，也称味之素（商品名称），学名谷氨酸钠。1866年德国人HRitthasen博士从面筋中分离到氨基酸，他们称谷氨酸，根据原料定名为麸酸或谷氨酸（因为面筋是从小麦里提取出来的）。1908年日本东京大学池田菊苗试验，从海带中分离到L谷氨酸结晶体，这个结晶体和从蛋白质水解得到的L谷氨酸是同样的物质，而且都是有鲜味的。随着科学的进步及生物技术的发展，使味精生产发生了革命性的变化。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. 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.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，1949年味精产量500吨；1965年人均3克，1980年人均27克，1989年达到160克，比1965年增加52倍，1993年人均达到350克，1999年味精产量65万吨，人均达到540克。2002年国内味精产量达到100万吨，居世界第一位。2005年产量为108万吨，继续保持增长。但我国味精生产技术与发达国家相比仍存在差距。2 设计总论2.1 对厂址的选择2.1.1 选择依据 厂址选择是建设前期必须做的一项政策性很强的综合性工作。它关系到工厂投产后的生存和发展。因此新建味精厂必须做好厂址选择工作。选择味精厂址的原则是：2.1.1.1 符合国家的方针政策。2.1.1.2 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.2.1.1.3 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.2.1.1.4 厂址尽量靠近电厂或电线输送网,以保证生产用电.2.1.1.5 要有充足的水源,水质必须符合生产饮水标准.2.1.1.6 要有利于三废处理和综合利用.2.1.1.7 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.厂址选在石家庄市的北二环以外与正定县接壤处。正定有一滹沱河，而且县内农业人口也比较多，可以经过培训后作为工人使用。河北省玉米产量丰富，有充足的原料来源。交通便利，石家庄是京广、石德、石太三条铁路干线的交汇处，构成石家庄铁路枢纽，公路：石家庄位于中南部，是河北省省会。全省的政治、经济、文化中心，京石、石安、石太、石黄高速在此交汇。107、307、308国道穿市而过 ，公路交通十分发达。2.2 生产规模和产品规格：2.2.1 生产规模年产六万吨商品味精工厂，其中99%的味精占80%,80%的味精占20%。 2.2.2 产品规格99%的味精占80%,质量符合GB8967-88。80%的味精占20%,质量符合GB1500-92。2.3 生产方法、工作制度、工作车间组成、工作时间2.3.1 生产方法采用玉米淀粉为原料2.3.1.1 制糖车间：采用一次喷射,双酶法制糖工艺。2.3.1.2 发酵车间：高生物素超亚适量流加糖发酵工艺。2.3.1.3 提取车间：采用环保型提取法。2.3.1.4 精制车间：采用内热式结晶罐进行真空浓缩结晶。2.3.2 工作制度全年生产320天，23班作业，连续生产2.3.3 工作组成2.3.3.1 糖化车间：A液化 B糖化 C过滤2.3.3.2 发酵车间：A种子 B连消 C发酵 D空气净化2.3.3.3 提取车间：清洁型工艺流程2.3.3.4 精制车间：A中和脱色、除铁、过滤 B结晶 C干燥筛分 D包装。包装形式：现采用塑料袋装。塑料袋的材料有聚乙烯、BOPP复膜聚乙烯，符合GB445684规定。现选用机械包装包装规格：10g，20g，50g，100g，250g，500g，1kg，10kg，25kg允许偏差符合GB896788和QB150092规定。2.3.3.5辅助车间：动力车间、修理车间、水源、泵房、化验室、净化系统。3 全厂各工段工艺流程和选择论证3.1 制糖工艺3.1.1 工艺选择本设计采用双酶法制糖工艺。双酶法也称酶解法，它是用淀粉酶和糖化酶两种酶将淀粉转化为葡萄糖的工艺。由于耐高温-淀粉酶、高转化率糖化酶以及蒸汽喷射液化器、板式换热器等在双酶制糖中的开发利用，使液化彻底，过滤速度加快，液化设备减少，节约能源。而且糖质好、得率高，对发酵和提取都有利。因此双酶法已取代了传统的酶法制糖。双酶法制葡萄糖可分为二步：第一步是利用-淀粉酶将淀粉液化成为糊精及低聚糖，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。其优点：3.1.1.1 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。3.1.1.2 微生物酶作用的专一性强，淀粉的水解副反应少，因此水解的糖液浓度高，淀粉转化率高。3.1.1.3 可在较高淀粉乳浓度下水解2030Be，可用粗原料。3.1.1.4 由于微生物酶制剂中菌体细胞的自溶，糖液营养物质丰富，可是发酵培养基消化。3.1.1.5 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，设备多，易造成过滤困难。3.1.2 工艺流程淀粉乳 水、氯化钙、纯碱调 浆淀粉酶喷射液化 维持罐 闪蒸 层流罐 高位真空降温 纯碱 硫酸 葡萄糖 调节罐糖化灭酶过滤 蛋白质糖化酶 图3-13.1.3 工艺控制3.1.3.1 调浆配料：根据需要，将淀粉乳调成1520B。用碳酸钠水溶液调PH=6.46.5。CaCl2用量为干淀粉的0.150.3%；如果Ca2+超过50mg/l可不再加CaCl2。-淀粉酶加量按1012单位（U）/g干淀粉计算。3.1.3.2 喷射液化：喷射液化器规格根据需要选用，一般工作蒸汽压力0.4Mpa，淀粉乳供料泵压力0.20.4Mpa。喷射温度100105，层流罐维持95100， 液化时间60min，以碘色反应呈棕红色即可。然后液化液经130140灭酶510min，再经板式换热器冷却至70以下，进入糖化罐。3.1.3.3 糖化温度601，PH4.04.5，糖化酶加量按100120U/g干淀粉计算。糖化时间3040h，以无水乙醇检查无白色沉淀为终点，终点DE值为9598%，灭酶30分钟。3.1.3.4 过滤：糖液先用NaCO3水溶液调PH4.6 4.8，不加或少量加助滤剂，然后过滤。所得糖液为淡黄色或无色透明液体，还原糖含量2538%。质量要求： 色泽：淡黄色透明液体；无糊精反应；还原糖含量：31%；DE值：98%；透光率：80%以上；pH：4.6-4.8；转化率：96%。3.2 发酵工艺3.2.1 工艺选择3.2.1.1 选择（选用FM-415，备用菌S9013）FM-415的优点:a.产酸率高，糖酸转化率高，转化率达45%以上。b.耐高温，前期控制在3234，中后期可控制在3638。c.脲酶活力强 一般初脲为0.50.6%。d.发酵周期短，对营养要求粗放。e.生物素用量低。3.2.1.2 种子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：斜面培养级培养二级培养发酵罐A 斜面种子培养：要有利于菌种繁殖，以多含有机氮不含或少含糖为原则。培养基：葡萄糖0.1，蛋白胨1.0，牛肉膏1.0，Nacl0.5，琼脂2.02.5，pH=7.07.2培养条件：温度3134；时间1824小时。空压机贮气罐冷却器分离器 加热器 葡萄糖、糖蜜、玉米浆总过滤器 配料 分过滤器 分过滤器 连消系统 二级种子 发酵罐 一级种子 发酵液 斜面 等电 活化 菌种 图3-2B 一级种子培养培养基：葡萄糖2.5% 尿素0.5% MgSO4 0.04% K2HPO4 0.1% 玉米浆2.53.5% FeSO4 2ppm MnSO4 2ppm PH7.0培养条件：用1000ml三角瓶装入培养基200ml，灭菌后置于冲程7.6cm，频率96次/分钟的往复式摇床上振荡培养12小时，培养菌种3334，采用恒温控制。C 二级种子培养培养基组成水解糖2.5% 玉米浆1.2% K2HPO40.65% MgSO40.05% 尿素0.35% Fe2+2ppm Mn2+ 2ppm PH6.87.0培养条件：接种量0.51.0% 培养温度3234 培养时间78小时 通风量1：0.2 搅拌转数80r/min质量要求:种龄 78h ；PH7.2 ；OD净增0.5以上；残糖 消耗1%左右。杂菌、噬菌体检查：无 镜检：生长旺盛，排列整齐，G+。D 发酵培养基：水解糖1315% MgSO40.040.06% Na2HPO40.17% KCl0.12% 玉米浆0.10.15% 甘蔗糖蜜0.180.22% 尿素0.5% 铁锰离子各2ppm 消泡剂0.03% PH7.07.2 接种量810%E 谷氨酸生物合成途径由葡萄糖合成谷氨酸的化学方程式：C6H12O6+NH3+1.5O2C5H9O4N+CO2+3H2OF 合成谷氨酸的主要酶反应：a 谷氨酸脱氢酶所催化的还原氨基化反应：-酮戊二酸+NH3+NADHGlu +H2O+NADPb 转氨酶催化的转氨基反应：-酮戊二酸+-氨基酸Glu+-酮酸c 谷氨酸合成酶催化的反应：-酮戊二酸+谷氨酰胺+ NADPH2=2Glu+ NADPG 菌种选育模型选用生物素缺陷型菌株。H 发酵工艺本设计采用亚适量生物素流加糖发酵工艺。发酵工艺包括：一次中高糖发酵工艺、亚适量生物素流加糖发酵工艺、高生物素添加青霉素流加糖发酵工艺。本设计选用亚适量生物素流加糖发酵工艺，该工艺操作较复杂，能耗较高，提取相对容易，设备利用率高，由于初糖浓度较低，改善了环境渗透压，接种量大，使长菌快，产酸快，发酵周期短，产酸水平和转化率水平较高。生物素与细胞壁的合成有关，是维生素B的一种，是微生物重要的生长因子。它是控制L-谷氨酸积累量高低的重要因素，为了形成有利用谷氨酸向外渗透的细胞膜，须使磷脂合成不充分，同时，生物素也影响汤叫姐的速度，如量充足，会使丙酮积累，趋于生成乳酸反应，因此必须要控制生物素亚适量。在限量生物素的培养条件下，菌体先反之，发酵710小时后，生物素贫乏。长菌型细胞开始向产酸型细胞转变，通过角度分裂、增殖，形成有利于谷氨酸向外渗透的磷脂合成不足的细胞膜，细胞出现伸长，膨大异常形态，开始产酸。到发酵1620小时时，生物素基本消耗完，完成了谷氨酸非积累型，细胞向谷氨酸积累型转变，对于2036小时正常谷氨酸发酵。3.2.2 工艺控制3.2.2.1 微生物发酵动力学 本设计选用补料分批培养。3.2.2.2 工艺控制A 初糖、接种量和生物素 采用较高的初糖18%，生物素用量较高，接种量大10%，使菌种快速生长，温度控制在3234，PH值前期7.07.1，8小时后提高到7.27.3，放罐时降为6.56.6，风量一般前期、后期小，中间大，提高溶氧效果。B 流加糖 糖浓度45%，占总糖量的34%3.2.3 灭菌与空气净化3.2.3.1 灭菌原理：加热使微生物本身蛋白质在高温下凝固变性。防治染菌就应当先防后治，这是许多味精工厂在生产实践中总结的经验：A 严格控制活菌排放。B 严格控制环境。C 车间合理布局。D 采用较先进的空气净化系统。E 定期分纯菌种。F 定期检修设备、消除设备死角、防治设备腐蚀渗漏。3.2.3.2 空气除菌A 加热灭菌 B 介质过滤除菌 C 静电除菌现选择介质过滤除菌。 3.2.3.3 工业发酵染菌防治A 染菌的危害a 种子培养期染菌：染菌后将造成发酵罐染菌。b 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。c 发酵中期污染菌：将严重干扰生产菌的代谢，影响产物的生成。d 发酵后期染菌：影响产量，产物提取和产品质量。B 防治a 原因早期染菌：可能由于种子带菌，接种操作不当，培养基灭菌不透，环境污染和设备渗漏等因素。中、后期染菌：多是空气过滤不严或者逃液，设备渗漏，补料操作不当引起。b 解决方法： 回料分罐重配重消法。 低温重消重接种法。 放罐重消法。 添加不同类型的种子。 抗性菌法。 化学药剂抑制法。 低温重消对压法。 不消毒并罐法。3.2.4 废液和尾气处理3.2.4.1 废气：因生产中使用的工艺过程中产生的HCl,H2S,NH3,HCHO,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，对于泄漏的少量废气通过机械排风和风筒高空排放。3.2.4.2 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，其他为中浓度有机废水。3.3 提取车间工艺：3.3.1 工艺选择论证近年来随个我国经济的快速发展，工业废料尤其是发酵工业得废料对环境造成了严重的污染。为了适应国家可持续发展战略，本设计采用了清洁型工艺流程谷氨酸提取闭路循环工艺。该工艺是由江南大学毛忠贵教授等人提出的，经过厂家的实验性应用已经获得成功。谷氨酸发酵液先经微滤或超滤膜澄清,将蛋白菌体提取出来,可作为蛋白饲料;膜透过液经调酸冷冻结晶固液分离得到谷氨酸晶体和结晶母液;结晶母液再经膜脱盐系统脱盐,得到含谷氨酸的脱盐液和含氨的浓缩液;脱盐液再经膜浓缩系统浓缩3-5倍,并入膜澄清工艺的透过液去调酸和冷冻结晶,含氨的浓缩液则作为氮源补充到发酵工序中去,这样就形成清洁生产的闭路循环工艺。该工艺完成了废水的零排放，彻底解决了环境污染问题。我们以闭路循环清洁工艺为依托，从谷氨酸等电母液出发，找到一条更为合理的二次提取谷氨酸途径即开路循环提取谷氨酸清洁生产工艺，来提高收率，降低成本，解决污染问题。此工艺的关键点就是谷氨酸母液的脱盐和二次等电结晶，将母液中的硫酸根尽可能多的分离出来。3.3.2 工艺流程 图3-33.3.3 工艺控制发酵液以批次方式进入闭路循环圈，先经等电结晶和晶体分离，获得主产品谷氨酸，母液除菌体，得到菌体蛋白（饲料蛋白），除去菌体后的清母液浓缩，得到的冷凝水排出闭路循环圈；浓缩母液经过脱盐操作，获得结晶硫酸铵；结晶硫酸铵后的硫铵母液进行焦谷氨酸开环操作和过滤分离，滤渣（高品位有机肥）排出闭路循环圈；最终得到的富含谷氨酸的酸性脱色液替代浓硫酸，调节下一批次发酵液等电结晶，物料主体构成闭路循环。依此类推，周而复始。进入物流主体循环圈有发酵液，硫酸等；离开主体循环圈的是：谷氨酸（主产品）、谷氨酸发酵菌体（高蛋白饲料）、硫酸铵（化肥）、腐殖质（高品位有机肥）和蒸汽冷凝水。此工艺的不足是投资比较大，操作步骤多，易出故障。水解设备质量不过关以及水解操作条件较恶劣，设备和操作要求比较高。此工艺尚需进一步完善改进。 3.4 精制车间3.4.1 工艺流程中和脱色除铁 K-15炭柱脱色结晶浓缩干燥分离3.4.2 工艺选择论证3.4.2.1 中和 Glu+NaOH GluNa+H2ONaOH呈碱性，与谷氨酸中和生成水，而碳酸钠要生成二氧化碳，所以选用氢氧化钠。 谷氨酸是具有两个羧基的酸性氨基酸，与碳酸钠或氢氧化钠均能发生中和反应生成它的盐。在Glu的中和操作中，先把谷氨酸加入水中，成为饱和溶解液PH=3.2，然后加入碱进行中和，溶液的PH值逐渐升高，谷氨酸的电平衡发生移动。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一钠的等电点。当中和液PH值超过7后，随着PH值升高，溶液中GA离子渐多，生成谷氨酸二钠越多，而它是无鲜味的，要防止此物质生成，同时中和液PH值超过7以后，还会使L-谷氨酸转变成DL-谷氨酸钠的消旋反应使品质下降。 谷氨酸钠的溶解度较大，但谷氨酸在常温下的溶解度很低，为保证工艺所要求的浓度，一般都在加热条件下进行中和。3.4.2.2 脱色除铁原理：Na2S+H2O=2NaOH+H2S H2S+Fe2+=FeS+2H+与脱色柱相比使用硫化钠投资少，操作费用低，虽有残留，但能达到脱色效果，经济实用。由于原辅材料含有杂质和铁制设备的腐蚀以及淀粉制糖、培养基灭菌、发酵液浓缩等生产过程产生色素、类黑色素，带入谷氨酸，致使中和液色较重。中和液含铁一般在10mg/L。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。3.4.2.3 K-15炭柱脱色特点：吸附量少，投资少，劳动强度小，操作环境差，活性炭一次使用。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3.4.2.4 浓缩结晶 真空浓缩结晶法。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。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，溶质以溶液中成为有一定晶型水合体析出，商品味精带一个结晶水，溶液到晶体生成的过程有形成饱和溶液，晶核形成，晶体形成。3.4.2.5 干燥分离本设计分离采用三足式离心机，进行味精分离，可以控制味精大小，控制分离时间和含水量采用振动干燥床，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，使用流化床干燥可以控制温度不超过80为宜。干燥的目的是除去味精表面的水分，而不失去结晶水，外观上保持原有晶形和晶面的光洁度。采用热空气干燥法，属于对流干燥。整个过程分为恒速干燥、降速3.4.33。3.4.3 工艺控制3.4.3.1 中和A PH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3.2，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，L-GluNa向DL-GluNa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。B 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。C 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。D 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21-23º：Be¹：，且最好菜盐式盐较少的水。3.4.3.2 脱色除铁A 粉炭脱色控制操作a 温度：5560b PH值：PH在4.55.0脱色效果较好，但在此PH范围内，溶液尚有40%的谷氨酸来生产谷氨酸钠，谷氨酸溶解不完全，生产上一般控制在PH6.66.8，当控制在6.06.2时脱色较好，但脱色后需加碱调。c 时间：应控制适当时间，30分钟达脱色饱和。d 加炭量：0.20.5%（W/V）e 过滤：开始循环2030分钟f 过滤液透光率：60%以上B 颗粒炭脱色a 炭柱预热b 进料速度：颗粒炭吸附色素需一定时间，流量大，物料停留时间短，吸附效果差，经验认为进料为炭体积23倍，效果较好，速度23m3料/m2炭h。c 上柱液质量对炭柱影响：若透光率低，色素含杂质多，炭交换量显著下降，故透光率达60%以上，再上柱。d 炭再生：用氢氧化钠水溶液作洗脱剂解析吸附的色素，用盐酸溶液解析铁离子作为再生剂。再生操作程度：正、反水洗碱洗正水洗（PH810）酸洗正、反水洗（PH56）备用e 温度：温度适当提高，有利于脱色，过高，吸附效果反而下降，生产一般控制在4050。PH值：同粉状浆，控制在6.06.8。脱色质量要求：透光率 90%以上谷氨酸钠 3842g/dl波美 1820B/35pH 6.66.84 物料衡算物料衡算是根据质量守恒定律建立起来的。物料衡算是进入系统的全部物料重量等于该系统的全部物料重量，即 F = D + W式中 F进入系统的物料量（）D离开系统的物料量（）W损失的物料量（）4.1 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4.1.1 折合100%的味精6000080%99%+6000020%80%=57120t/年4.1.2 日产商品MSG60000320=187.5t/d 其中99%的MSG187.580%=150t/d80%的MSG187.520%=37.5t/d 4.1.3 日产100%的MSG： 57120/320=178.5T/d4.2 总物料衡算4.2.1 1000纯淀粉理论产酸：式中 1.11糖转化率 81.7%理论糖酸收率1000纯淀粉理论产100%MSG量：式中 1.272精制转化率4.2.2 1000纯淀粉实际产100%MSG：10001.1198%60%96%95%1.272=757.2(kg) 4.2.3 1000工业淀粉产100%MSG量： 4.3.4 淀粉单耗4.3.4.1 1t100%MSG消耗纯淀粉量:1000/757.2=1.321(t) 4.3.4.2 1t100%MSG实际消耗工业淀粉量:1000/651.2=1.5356(t) 4.3.4.3 1t100%MSG理论上消耗纯淀粉量:4.3.4.4 1t100%MSG理论上消耗纯淀粉量:4.2.5 总收率4.2.6 淀粉利用率1.008/1.5356100%=65.64%4.2.7 生产过程总损失100%-65.64%=34.36%物料在生产中损失的原因：4.2.7.1 糖酸转化率较低4.2.7.2 发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢中；残糖高；灭菌损失；产生其他产物4.2.7.3 提取收率低，母液中Glu含量高4.2.7.4 精制加工过程中损耗及产生焦谷氨酸钠等4.2.8 原料及中间品的计算4.2.8.1 淀粉用量1天产MSG178.5t，则用淀粉:178.51.5356=274.1016(t/d) 4.2.8.2 糖化液量每天产纯糖量：274.101686%1.1198%=256.43(t/d)折算为30%的糖液：256.43/30%=854.77(t/d) 4.2.8.3 发酵液量纯谷氨酸量：256.4360%=153.858(t/d) 折算为10.8g/dl的发酵液：153.858/10.8%=1424.61(m3) 1424.611.05=1495.84(t)式中 1.05发酵液的相对密度4.2.8.4 提取谷氨酸量纯谷氨酸量:153.85895%=146.1615(t/d) 折算为90%的谷氨酸量：146.1615/90%=162.41(t/d)4.2.8.5 谷氨酸废母液量采用冷冻等电-新离子法，以排出的废母液含谷氨酸0.3g/dl计算:(153.858-146.1615)/0.3%=2565.5(m3/d)表 4-1 总物料衡算结果原料项目淀粉质原料（玉米淀粉）生产1t100%MSGt/d工业原料（t）1.46274.1016糖液（30%）（t）4.87854.77谷氨酸（90%）（t）0.93162.41MSG（100%）（t）0.95178.5含0.3%谷氨酸废母液（m3）14.612565.5工业原料，淀粉含量86%4.3 制糖工序的物料衡算4.3.1 粉浆量及加水量淀粉乳浓度为17Be,由附表3可得其干基淀粉乳浓度为30.209%，则1000千克工业淀粉产淀粉乳：100086%/30.209%=2846.83(kg)设淀粉与水比为x,则1000(1+x)=2846.83 x=1.85即淀粉加水比例为1:1.85加水量2846.83-1000=1846.83(kg)4.3.2 液化酶量使用液体耐高温-淀粉酶,按0.5L/t干淀粉加入（酶的密度为1000kg/m3），则加酶量：4.3.3 糖化酶量使用液体糖化酶，按0.1L/t干淀粉加入（酶密度为1000kg/m3）则加酶量：4.3.4 糖化液产量100086%1.1198%/30%=3118.36(kg)30%糖液的相对密度为1.113，则：3118.36/1.113=2801.76(L) 4.3.5生产过程进入的蒸汽和洗水量 3118.36-2801.76-0.43-0.86=315.31(kg)表 4-2 制糖工序物料衡算汇总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）日投料量（kg）工业淀粉1000274101.6糖液3118.36854747.47配料水1846.83506219液化酶0.43117.86糖化酶0.86235.73洗水和蒸汽315.3186426.98累计3163.43867101.17累计3118.36854747.47根据总物料衡算，日投入工业淀粉274.1016t4.4 连续灭菌和发酵工艺的物料衡算（采用高生物素添加青霉素流加糖工艺）设初定容体积V0，流加糖体积V1，总体积V，则有以下关系：- -由式解得 V=4949.78L4.4.1 发酵过程从排风带走的水分进风 25，相对湿度=70%，水蒸气分压18mmHg（1mmHg=133.322Pa）。排风32，相对湿度=100%，水蒸气分压27mmHg，进罐空气的压力为1.5大气压（表压）（1大气压=1.01325x105Pa），排风0.5大气压（表压），出进 空气的湿含量差：（kg水/kg干空气）通风比：1：0.4，带走水量为：（kg）发酵过程中加液氨数量为发酵液体积的2.8%，即（w/v）将带走水量49.48kg和液氨量代入上述、式中，解得 4.4.2 发酵培养基数量4.4.2.1 配料按初定发酵液体积（3014.46L）计算：玉米浆: 甘蔗糖蜜:Na2HPO4:KCl:MgSO4:4.4.2.2 配料用水 4.4.3 发酵过程加液氨数量液氨容重为0.62kg/L， 表4-3 发酵工序衡算结果汇总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/d30%糖液1485407.04发酵液5197.31424.59玉米浆3.010.825空气带走水量49.4813.56甘蔗糖蜜6.031.653Na2HPO45.121.403KCl3.620.992MgSO41.210.332配料水1678.75460.15流加糖1662.3455.64液氨84.423.13消泡剂1.510.413接种量316.586.75累计5247.11438.328累计5246.81438.154.4.4 消泡剂量加消泡剂量为发酵液的0.05%，消泡剂的相对密度为0.8，4.4.5 接种量4.5 谷氨酸提取工序的物料衡算4.5.1 总算本设计采用闭路循环工艺，流比定为x=0.15，固型物回流必定为y=0.2，r=0.84.5.1.1 1000千克工业淀粉所得发酵液体积为：4949.78L密度为1.06g/cm3得纯糖量：1000*86%*108%=924.8kg4.5.1.2 得谷氨酸量：9248*60%=557.2kg4.5.1.3 提取收率为94%，即：557.28*94%=528.84kg4.5.2 循环圈物料衡算4.5.2.1 进入循环圈的总发酵液体积为4979.78升，则平衡时体积为：4949.78/（1-0.15）=5823.27L5823.27-4949.78=873.49L即每批回流体积为873.49L.4.5.2.2 进入循环的每批发酵液中谷氨酸含量：1000*86%*108%*60%=557.28kg4.5.2.3 发酵液中菌体含量为：4949.78*8%(w/v)=395.98kg4.5.2.4 母液中硫酸氨含量：84.4*14/17*132/28=327.67kg4.5.2.5 加入硫酸的量为：84.4*98/34=243.27kg4.5.2.6 腐殖质等有机物的量为：按3%(w/v)计算4949.78*3%=148.49kg4.5.2.7 总固型物的量为：557.28+327.67+243.27+148.49=1429.42kg4.5.3 排出循环圈的各物质的量4.5.3.1 结晶谷氨酸的量，一次等电结晶收率为75%，557.28*75%=417.96kg4.5.3.2 离心除菌体的量：395.98*80%=316.78kg4.5.3.3 经脱盐作用得到的硫酸铵量，取出率85%327.67*80%=262.14kg4.5.3.4 活性炭吸附所除腐殖质量：，出去率90%148.49*90%=133.64kg4.5.3.5 蒸发水量：4949.78*1.06+243.27-1292.98-873.49=3323.57kg4.5.3.6 固型物除去总量：417.96+316.78+262.14+133.64=1130.52kg4.5.3.7 回流液中固型物的量：1429.42-1130.52=298.9kg4.5.3.8 固型物除去率为：1130.52/1429.42*100%=79.81%，与设丁的80%吻合.年产六万吨商品味精工厂设计计算，每日耗用274.1016吨工业淀粉4.6 精制工序物料衡算现以一天的生产为基准4.6.1 技术参数日产90%Glu：164.18t/d，即日产100%Glu为154.68t/d日产100%MSG：178.5 t/d，精制收率为95%4.6.2 中和，脱色，除Fe过程4.6.2.1 加入NaOH量含量为Glu的36%，即178.6*36%=64.296含水量为：178.86*（1-36%）=114.47044.6.2.2 加入活性炭量按90%Glu：活性炭=1：0.002计算，即0.002178.6/1.53=0.233(t/d)4.6.2.3 中和液质量百分含量为40%（W/V），则：154.681.2721.1640%=570.584.6.2.4 加入N5a2S量按5.47kg/t中和液计算，加入后含Na2S为10%，即 ：570.585.47=3121.07(kg/d)含水量为：3121.07（1-10%）=2808.97(kg/d)4.6.2.5 加水量 570.58-178.62-0.233-3.12=210.03(t/d)4-4提取工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目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硫酸327.67196.6GLu528.84153.28菌体316.78190.02硫酸铵262.14157.28腐殖质133.6480.18二次水3323.571994.14发酵液5197.31424.59总计4564.972738.98总计3651.242190.744.6.3 过滤后滤液体积及加水量4.6.3.1 日产100%MSG的量为：178.690%1.272=204.464.6.3.2 过滤中活性炭带走水量，含水量为75% 0.233(1-0.75) 0.75=0.699(t)4.6.3.3 滤液体积 204.46+210.03-0.699+2.809+114.47=531.07(t/d) 取，则体积V=531.07/1.28=414.9(m3)4.6.4 活性炭柱脱色4.6.4.1 加洗水量加入洗水量为滤液的10%，即： 414.910%=41.49(m3)滤液量为：414.91.28+41.49=572.56 (t/d)由20时3可知50时，则：572.56/1.11=515.82(m3) 其含量为：204.46/515.82=39.64%kg/l(MSG) 4.6.4.2 每天需浓缩结晶的原液量为515.82m3,其含量为39.64%kg/l4.6.5 结晶，分离4.6.5.1 产100%MSG：178.595%=169.584.6.5.2 设加入母液V m3，每罐体积40 m3，加入底料原液为32 m3，其中MSG含量为39.64%，加晶种按体积的6%计算，收率50%，流加母液含量为38%，为罐体积的0.95倍，即38 m3,加入晶种按接入体积的6%计,收率50%)，设每天得一罐。 (3239.64%+400.9538%+6%40) 50%=53.45(t)4.6.5.3 需要结晶罐 169.58/53.45=3.17(罐)4.6.5.4 加入母液体积 3.1738=120.56(m3) ，则质量为：120.561.2=144.67(t) 4.6.5.5 MSG分离调水洗水量按5%计算，即：169.580.05=8.484.6.5.6 放罐体积为85%的罐体积：4085%=34产生放罐母液：343.17=107.78(m3) ，则质量为：107.781.05=113.169(t) 4.6.5.7 中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸发出的水量 572.56+144.67-113.17=604.06(t)4-5精制工序物料衡算汇总进入系统离开系统项目1t工业淀粉匹配物料（kg）t/d1t工业淀粉匹配物料（kg）t/d90%Glu570.2164.18100%MSG507.91204.46NaOH（36%）205.364.296蒸发水2419.97604.06中和加水734.03210.03放罐母液1499.24113.17粉炭量0.7360.233Na2S（10%）10.243.12过滤加洗水量136.5653.1分离加洗水量30.768.48加母液量2034.65144.67累计4075.42655.79累计4427.12921.695 热量衡算5.1 糖化工序热量衡算5.1.1 工艺流程调浆（25） 一次喷射（0.4Mpa，105） 层流维持罐（100，90min）灭酶（130，25min） 闪蒸罐（70） 糖化罐（60） 灭酶（85） 过滤5.1.2 热量衡算5.1.2.1 液化所需蒸汽量 式中 G淀粉浆量（kg/h） C淀粉浆比热容 t1浆料初温 t2液化温度 I加热蒸汽焓（0.4Mpa时为2683.19kJ/kg） 加热蒸汽凝结水的焓（378.5K时为440.29 ）A 淀粉浆量G根据物料衡算，日投工业淀粉274.1016t，连续液化274.1016/24=11.421t/h)，加水比为1：1.85，则粉浆量：114212.85=32549.57(kg/l) 平均用水量为：11.4211.85=21.129 (t/h)B 粉浆干物质浓度 1142186%32549.57 100%=30.173%C 粉浆比热C 式中 C0淀粉质比热容，取1.55x 粉浆干物质含量C水水的比热容，4.18D 蒸汽用量D=GgC(t2-t1)/I-=32549.573.386(105-25)/(2683.19-440.29)=3931.085.1.2.2 灭酶用蒸汽量灭酶时温度由105升至130，130时D=32549.573.386(130-105)/(2683.19-546.39)=1289.46需要30min内使液化液由105升至130，则蒸汽高峰量为：1289.4660/30=2578.92(kg/h)以上两项合计，平均量为：3981.03+1289.46=5270.49(kg/h) 每日用量为：5270.4924=126.49(t/d) 高峰量：3981.03+2578.92=6559.95(kg/h)5.1.2.3 液化液冷却用水量 经一次喷射后，液化液在闪蒸罐自然冷却至70，进入糖化罐，以冷水降温至糖化所需温度60，水进口22，出口