工厂设计_年产3万吨味精工厂发酵车间设计

生化工厂设计概论课程设计 题目：年产 3万吨味精工厂发酵车间设计 学 院：生 命 科 学 学 院 专 业 ：生 物 工 程 年 级 ： 06 级 姓 名 ： XXX 学 号 ： XXX 指导教师 ： XXX 时 间： 2009 年 12 月 9 日 1 前言 课程设计 是普通高 校本科教育 中非常重要的一个环节 ，同时也是理论知识与实际应用相结合的重要环节。本设计为年产 3 万吨味精厂的生产车间设计，通过双 酶法谷氨酸中糖发酵以及一次等电点提取工艺生产谷氨酸钠。 谷氨酸单钠（ monosodium glutamate） ,呈强烈鲜味，商品名为味精。因味精具有肉类鲜味，现已成为人们普遍采用的鲜味剂，其消费量在国内外均呈上升趋势。随着人们对味精的认识不断深入提高，对它的营养价值、安全性及如何正确使用都有了普遍的了解。味精具有很强的鲜味（值为 0.03%），现已成为人们普遍采用的鲜味剂，其消费量在国内外 均呈上升趋势。 1987 年 3 月，联合国粮农组织和世界卫生组织食品添加剂专家联合委员会第十九次会议，宣布取消对味精的食用限量，再次确认为一种安全可靠的食品添加剂。 味精是一种强碱弱酸盐，它在水溶液中可以完全电离变成谷氨酸离子（ GA+ ）和钠离子。味精进入胃后，受胃酸作用生成谷氨酸。谷氨酸被人体吸收后，参与体内许多代谢反应，并于其他许多氨基酸一起共同构成人体组织的蛋白质。味精可以增进人们的食欲，提高人体对其他各种食物的吸收能力，对人体有一定的滋补作用。因为味精里含有大量的谷氨酸，是人体所需要的一种氨基酸， 96能被人体吸收，形成人体组织中的蛋白质。它还能与血氨结合，形成对机体无害的谷氨酰胺，解除组织代谢过程中所产生的氨的毒性作用。因此，谷氨酸能用来预防和治疗肝昏迷。由于谷氨酸参与脑组织的蛋白质代谢和糖代谢，故而能促进中枢神经系统的正常活动，对治疗脑震荡和脑神经损伤有一定疗效。 从总体上说，味精行业的发展前景是比较广阔的，我国是世界上人口最多的国家，而我国的味精出口不足年产量的 1%，绝大部分味精都在国内市场上消化了，随着人民生活水平的提高，人们对味精的需求会越来越大，况且国内外市场上对味精的消费不仅仅限于调味，而是 广泛的作为一种原材料或香料表面活性剂应用于医药和化妆品生产行业。由此可见，味精的消费市场开拓是很有前景的。 本文对味精发酵生产工艺及主要设备作简要介绍，以期有助于了解通气发酵工艺和主要设备的有关知识。 设计内容为，了解味精生产中的原料预处理、发酵、提取部分的生产方法和生产流程，根据实际情况来选择发酵工段合适的生产流程，并对流程中的原料进行物料衡算、热量衡算及设备的选择。最后，画出发酵工段的工艺流程图和平面布置图。 整个设计内容大体分成三部分，第一部分主要是味精生产的工艺和设备选择；第二部分包括发酵罐、种子罐 及空气分过滤器的设计与选型；第三部分是工艺流程和平面布置图。 在本次设计过程中，自始至终得到 王能强 老师的悉心指导和同学的热心帮助，在此表示衷心感谢！ 虽然作者在编写和修改过程中已做了很大努力，但由于水平有限以及经验不 2 足，其中还是有许多错误和不当之处，敬请各位老师批评指点，以利于作者认识自己的不足，不断修改和完善。 设计 人 ： XXX 2009 年 12 月 9 日 绪论 味精是人们熟悉的鲜味剂，又称谷氨酸钠，是 L 谷氨酸单纳盐（ Mono sodium glutamate）的一水化合物（ HOOC-CH2CH(NH2)-COONa H2O） ,或命名为u-氨基戊二酸单钠一水化合物。它含有一分子结晶水，其分子式为HOOC-CH2CH(NH2)-COONa H2O，分子量 187.13。具有旋光性，有 D-型和 L-型两种光学异构体。谷氨酸跟碱作用生成谷氨酸一钠，如果碱过量，则生成不具有鲜味的谷氨酸二钠。 味精为八面柱状晶体，不溶于纯酒精、乙醚及丙酮等有机溶剂，易溶于水，相对密度为 1.65，熔点 195 ，在 120 以上逐渐失去分子中的结晶水。 味精的比旋光度 =+25.16（ C=10， 2NHCl）。 0.2%味精溶液的 pH 为 0.7。 味精生产大致经历了三个大的阶段： 第一阶段 ： 最早的味精制造方法就是从天然的食物材料中抽取，例如：将海带以热水煮过，取其汤液浓缩后即可得到含有味精的浓缩液或调味粉。 第二阶段 ： 最早商业化制造味精的原料是面筋。 面筋即是面粉中的蛋白质，采用的方法是蛋白质水解法，因为面筋的来源丰富，且含有高达 23%的麸胺酸，最适合做为制造味精的原料。 第三阶段 ： 1958 年利用微生物生产味精的发酵技术开发成功，主要是利用葡萄糖、果糖或蔗糖为糖源，经特别筛选的味精生产菌种吸收代谢后，合成大量的麸胺酸，是属于生物合成的天然胺基酸。这些特别筛选的微生物会将糖蜜中的糖转变成麸胺酸。每消耗一公斤的糖，约可产生 0.5 公斤的麸胺酸，生产效率非常高。 受经济危机影响，全球经济大幅缩水，国外的餐饮业大幅受到影响，味精工业的发展自然受到冲击，我国味精产业由于主要以内销为主，影响不大，又由于国家大幅扩大内需，是以发展前景乐观。 3 目录 前言 .1 绪论 .错误 !未定义书签。 一 .味精生产工艺 .4 1.1 味精生产工艺概述 .4 1.2 原料的预处理及淀粉水解制备 .5 1.2.1 原料的预处理 .5 1.2.2 淀粉水解制备 .5 1.3 种子扩大培养及谷氨酸发酵 .5 1.4 谷氨酸的提取 .5 1.5 谷氨酸制取味精及味精成品加工 .5 二 .发酵罐及种子罐的设计与选型 .6 2.1 味精工厂发酵车间的物料衡算 .6 2.1.1 工艺技术指标及基础数据 .6 2.1.2 谷 氨酸发酵车间的物料衡算 .6 2.1.3 30000t/a 味精厂发酵车间的物料衡结果 .8 2.2 热量衡算 .9 2.2.1 液化工序热量衡算 .9 2.2.2 连续灭菌和发酵工序热量衡算 .9 2.2.3 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 .10 2.2.4 干燥过程的热量衡算 .11 2.2.5 生产过程耗用蒸汽衡算汇总衡算结果 .11 2.3 无菌空气耗量计算 .12 2.4 设备设计与选型 .12 2.4.1 发酵罐 .12 2.4.2 种 子罐 .21 2.4.3 空气分过滤器 .27 2.4.4 味精厂发酵车间设备一览表 .28 致谢 .28 主要参考文献 .29 4 一 .味精生产工艺 1.1.味精生产工艺概述 味精生产全过程可划分为四个工艺阶段：（ 1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备；（ 2）种子扩大培养及谷氨酸发酵；（ 3）谷氨酸的提取；（ 4）谷氨酸制取味精及味精成品加工。 与这四个工艺阶段相对应 味精生产厂家一般都设置了糖化车间、发酵车间、提取车间和精制车间作为主要生产车间。另外，为保障生产过程中对蒸汽的需求，同时还设置了动力车间，利用锅炉燃烧产生蒸汽，并通过供气管路输送到各个生产需求部位。为保障全厂生产用水，还要设置供水站。所供的水经消毒、过滤系统处理，通过供水管路输送到各个生产需求部位。 味精发酵法生产的总工艺流程见图 1。 菌种 斜面培养 摇瓶扩大培养 种子罐扩大培养 原料 预处理 水解 过滤 淀粉水解糖 配料 发酵 空气 空气压缩机 冷却 气液分离 过滤除菌 等电点调节 沉淀 离心 粗谷氨酸 溶解 中和制味精 母液 离子交换处理 粗谷氨酸溶液 粗谷氨酸 除 铁 过滤 脱色 浓缩结晶 离心 小结晶 干燥 拌盐粉碎 粉状味精 大结晶 干燥 过滤 成品味精 5 1.2.原料的预处理及淀粉水解制备 1.2.1.原料的预处理 此工艺操作的目的在于初步破坏原料结构，以便提高原料的利用率，同时去除固体杂质，防止机器磨损。用于除杂的设备为筛选机，常用的是振动筛和转筒筛，其中振动筛结构较为简单，使用方便。 用于原料粉碎的设备除盘磨机外，还有锤式粉碎机和辊式粉碎机。盘磨机广泛用于磨碎大米、玉米、豆类等物料，而锤式粉碎机应用于薯干等脆性原料的中碎和细碎作用，辊式粉碎机主要用于粒状物料的中碎和细碎 3 。 1.2.2.淀粉水解制备 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，所制得的糖液称为淀粉水解糖。由于谷氨酸生产菌不能直接利用淀粉或糊精作碳源，因而必须将淀粉水解为葡萄糖，才能供发酵使用。目前国内许多味精厂采用双酶法制糖工艺。 1.3.种子扩大培养及谷氨酸发酵 种子扩大培养为保证谷氨酸发酵过程所需的大量种子，发酵车间内设置有种子站，完成生产菌种的扩大培养任务。从试管斜面出发，经活化培养，摇瓶培养，扩大至一级乃至二级种子罐培养，最终向发酵罐提供足够数量的健壮的生产种子 。 谷氨酸发酵开始前，首先必须配制发酵培养基，并对其作高温短时灭菌处理 。用于灭菌的工艺除采用连消塔 维持罐一喷淋冷却系统外，还可采用喷射加热器 维持管 真空冷却系统或薄板换热器灭菌系统。但由于糖液粘度较大，流动性差，容易将维持管堵塞，同时真空冷却器及薄板加热器的加工制造成本较高，因而应用较少。 发酵设备，国内味精厂大多采用机械搅拌通风通用式发酵罐，罐体大小在50m3 到 200m3 之间。对于发酵过程采用人工控制，检测仪表不能及时反映罐内参数变化，因而发酵进程表现出波动性，产酸率不稳定。 由于谷氨酸发酵为通风发酵过程，需供给无菌空气，所以发酵车间还有一套空气过滤除菌及供给系统。首先 由高空采气塔采集高空洁净空气，经空气压缩机压缩后导入冷凝器、油水分离器两级处理，再送入贮气罐，进而经焦炭、瓷环填充的主过滤器和纤维分过滤器除菌后，送至发酵罐使用。在北方地区由于空气湿度小、温度低，还可采用空气压缩、冷却过滤流程，省去一级冷却设备 4 。 1.4.谷氨酸的提取 谷氨酸的提取一般采用等电点 离子交换法，国内有些味精厂还采用等电点 锌盐法、盐酸水解 等电点法及离子交换膜电渗析法提取谷氨酸。但存在废水污染大，生产成本高，技术难度大等问题，应用上受到限制 1 。 1.5.谷氨酸制取味精及味精成品加工 精制车间加工的谷氨酸产品为谷氨酸单钠，即味精。粗品经提纯、加工、包装，得到成品。 味精中和液的脱色过程，除使用碳柱外，还可使用离子交换柱，利用离子交换树脂的吸附色素。味精的干燥过程，国内许多厂家还采用箱式烘房干燥，设备简单，投资低，但操作条件差，生产效率低，不适应大规模生产的要求。也有的厂家使用气流干燥技术，生产量大，干燥速度快，干燥时间短，但干燥过程对味精光泽和外形有影响，同时厂房建筑要求较高，这样均不如振动式干燥床应用效 6 果好 4。 二发酵罐及种子罐的设计与选型 2.1.味精工厂发酵车间的物料 衡算 2.1.1 工艺技术指标及基础数据 生产规模： 6 万吨年 (或 12 万吨年 ) 生产规格： 纯度为 99的味精 生产方法： 以工业淀粉为原料、双酶法糖化、流加糖发酵，低温浓缩、等电提取 生产天数： 300 天年 倒罐率： 0.5 发酵周期： 40-42 小时 生产周期： 48-50 小时 种子发酵周期： 8-10 小时 种子生产周期： 12-16 小时 发酵醪初糖浓度： 15 (W V) 流加糖浓度： 45 (W V) 发酵谷氨酸产率： 10 糖酸转化率： 56 淀粉糖转化率： 98 谷氨酸提取收率： 92 味精对谷氨酸的精制收率： 112 原料淀粉含量： 86 发酵罐接种量： 10 发酵罐填充系数： 75 发酵培养基 (W/V)： 水解糖 15，糖蜜 0.3，玉米浆 0.2%， MgSO4 0.04，KCl 0.12， Na2HPO4 0.16%，尿素 4，消泡剂 0.04 种子培养基 (W/V)： 水解糖 2.5，糖蜜 2，玉米浆 l %， MgSO4 0.04，K2HPO4 0.1，尿素 0.35，消泡剂 0.03 2.1.2 谷氨酸发酵车间的物料衡算 首先计算生产 1000kg 纯度为 100%的味精需耗用的原辅材料及其他物料量。 （ 1）发酵液量 V1 3122.8%110%7.99%90%562201000mV 式中 220 发酵培养基初糖浓度（ kg/m3） 56% 糖酸转化率 90% 谷氨酸提取率 97% 除去倒灌率 0.3%后的发酵成功率 110% 味精对谷氨酸的精制产率 （ 2）发酵液配制需水解糖量 G1 7 以纯糖算， )(1 8 0 92 2 011 kgVG （ 3）二级种液量 V2 312 8 2 2.0%10 mVV （ 4）二级种子培养液所需水解糖量 G2 322 55.2025 mVG 式中 25 二级种液含糖量（ kg/m3） （ 5）生产 1000kg 味精需水解糖总量 G 为： kgGGG 55.1 8 2 921 （ 6）耗用淀粉原料量 理论上， 100kg 淀粉转化生成葡萄糖量为 111kg，故理论上耗用的淀粉量 G淀粉 为： kg7.1978%111%89%5855.1829淀粉G 式中 85% 淀粉原料含纯淀粉量 98% 淀粉糖转化率 （ 7）尿素耗用量 二级种液耗尿素量为 V3 kgVV 20885.3 23 发酵培养基耗尿素为 V4 kgVV 8.32840 14 故共耗尿素量为 331.68kg （ 8）甘蔗糖蜜耗用量 二级种液耗用糖蜜量 V5 kgVV 44.1620 25 发酵培养基耗糖蜜 量 V6 kgVV 66.243 16 合计耗糖蜜 41.1kg （ 9）氯化钾耗量 GKCl kgVG KCl 8 6 4.92.1 1 （ 10）磷酸氢二钾（ K2HPO4）耗量 G3 kgVG 822.01 13 （ 11）硫酸镁（ MgSO4 7H2O）用量 G4 8 kgVVG 62.34.0 214 （ 12）消泡剂（泡敌）耗用量 G5 kgVVG 54.33.04.0 215 （ 13）磷酸氢二钠耗用量 G6 kgVG 15.136.1 16 （ 14）谷氨酸（麸酸）量 发酵液谷氨酸含量为： kgG 1010%3.01%561 实际生产的谷氨酸（提取率 90%）为： kg909%901010 （ 15）玉米浆用量 66.24102 217 VVG 2.1.3 30000t/a 味精厂发酵车间的物料衡算结果 年产 30000 吨味精物料横算表 物料名称 生产 1t 味精（ 100%）的物料量 15000t/a 味精生产的物料量 每日物料量 发酵液（ m3） 8.22 246.6 310 822 二级种液（ m3） 0.822 31066.24 82.2 发酵水解用糖（ kg） 1809 61027.54 3109.180 二级种培养用糖（ kg） 20.55 3105.616 2055 水解糖总量（ kg） 1829.55 61089.54 3100.183 淀粉 (kg) 1978.7 61036.59 3109.197 尿素（或液氨） 331.68 61095.9 3102.33 糖蜜（ kg） 41.1 3101233 31011.4 氯化钾（ kg） 9.87 3101.296 987 磷酸氢二钾（ kg） 0.822 31066.24 82.2 9 2.2 热量衡算 热量 衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程表示如下： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 2.2.1.液化工序热量衡算 （ 1）液化加热蒸汽量 加热蒸汽消耗量（ D），可按下式计算： D= )()12( IttCG 式中 G-淀粉浆量（ kg/h） C-淀粉浆比热容（ kJ/（ kgK） t1-浆料初温（ 20+273=293K） t2-液化温度（ 90+273=363K） I-加热蒸汽焓， 2738kJ/kg（ 0.3Mpa，表压） -加热蒸汽凝结水的焓，在 363K 时为 377kJ/kg 淀粉浆量 G：根据物料衡算，日投工业淀粉 197.9t；连续液化， 197.9/24=68.2（ t/h）。加水为 1： 2.5，粉浆量为： 68203.5=13870（ t/h）。 粉浆比热 C 可按下式计算： C=C0 +C 水 式中 C0-淀粉质比热容，取 1.55kJ/（ kgK） X-粉浆干物质含量， 24.6% C 水 -水的比热容， 4.18kJ/（ kgK） C=1.55 +4.18 =3.53（ kJ/（ kgK） 蒸汽用量 D= =963（ kg/h） （ 2）灭酶用蒸汽量 灭酶时将液化液由 90 加热至 100 ，在 100 时的 为 419kJ/kg。 D 灭 = =140（ kg/h） 要求在 20min 内使液化液由 90 升至 100 ，则蒸汽高峰量为： 140 =420（ kg/h） 以上两项合计，平均量 963+140=1103（ kg/h）；每日用量 1.124=26.4（ t/d）。 高峰量： 963+420=1383（ kg/h） 2.2.2.连续灭菌和发酵工序热量衡算 硫酸镁（ kg） 3.62 3106.108 362 泡敌（ kg） 3.54 3102.106 354 磷酸氢二钠（ kg） 13.15 3105.394 1315 玉米浆（ kg） 24.66 3108.739 2466 谷氨酸（ kg） 9.9 61027.27 3109.90 10 （ 1） 培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵罐 200m3 装料系数 0.75，每罐产 100%MSG 量： 2000.753%85%97%1.272=11.27（ t） 发酵操作时间 48h（其中发酵时间 38h），需发酵罐台数 6 台。 灭菌加热过程中用 0.4Mpa 蒸汽（表压） I=2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由20 预热至 75 ，再加热至 120 。冷却水由 20 升至 45 。每罐灭菌时间 3h，输料流量 0.3（ t/h） 消毒灭菌用蒸汽量（ D）： D =3212（ kg/h） =3.2（ t/h） 式中 3.97 为糖液的比热容（ kJ/（ kgoK） 每日用蒸汽量： 3.233=28.8（ t/d） 高峰量： 3.2t/h 平均量： 28.824=1.2（ t/h） （ 2）发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 发酵罐体加热： 200m3， 1Cr18Ni9 的发酵罐体重 34.3t，冷却排管重 6t， 1Cr18Ni9的比热容 0.5kJ/（ kgK），用 0.2Mpa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在 0.15 Mpa（表压 ）下，由 20 升至 127 。其蒸汽量为 986（ kg） 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、搅拌器等所占之空间，罐之自由空间仍按 200m3 计算。填充空间需蒸汽量： D 空 =V=2001.622=324.4（ kg） 式中 V-发酵罐自由空间即全容积（ m3） -加热蒸汽的密度（ kg/m3）， 0.2Mpa 表压时为 1.622 灭菌过程的热损失：辐射与对流联合给热系数 ，罐外壁温度 70 。 =33.9+0.19(70-20)=43.4(kJ/(m2hK) 200m3 发酵罐的表面积为 201 m2，耗用蒸汽量： D 损 = =199（ kg） 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 41（ kg） 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的 5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为： 1632（ kg/h） 每空罐灭菌 1.5h，用蒸汽量： 16321.5=2448（ kg/罐） 每日用蒸汽量： 24483=7344（ kg/d），平均量 7344/24=306（ kg/h） 2.2.3.谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 年产万吨商品味精，日产 100%MSG 29.75t，选用 25m3 强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期 24h，其中辅助时间 4h。每罐产 100%MSG 10t，需结晶罐台 4台 。 每罐投入 40g/dl 的中和脱色液（俗称原液） 23m3，流加 30g/dl 母液 32m3，过程中加水 6m3，在 70 下真空蒸发结晶，浓缩 3h，育晶 17h。放料数量 20m3 （ 1）热量衡算 来料带入热量：进料温度 35 ，比热为 3.5kJ/（ kgoK） Q 来料 =（ 231.16+321.13） 3.535103=7.7106（ kJ） 加水带入热量： 11 Q 来水 =64.1835103=8.8105（ kJ） 晶种带入热量： MSG 比热容 1.67（ kJ/（ kgoK） Q 来晶 =16001.6720=5.3104（ kJ） 结晶放热： MSG 结晶热为 12.7kJ/mol Q 晶热 = =5.7105（ kJ） 母液带走热量：分离母液 12m3，折算为相对密度 1.26 时 15t，比热容为 2.83（ kJ/（ kgoK） Q=151032.8370=3.0106（ KJ） 随二次蒸汽带走热量： Q 二蒸 =（ 23+32+6-20） 2626106=1.077108（ kJ） 随结晶 MSG 带走热量： Q 出晶 =101031.6770=1.17106（ kJ） 需外界供给热量： Q=（ Q 母 +Q 二蒸 +Q 出晶） -（ Q 来料 +Q 来水 +Q 来晶 +Q 晶热） =（ 3.0106+1.077108+1.17106） -（ 7.7106+8.8105+5.3104+5.7105） =9.5107（ kJ） （ 2）计算蒸汽用量 每罐次用汽量：热损按 5%折算。 D= =45830（ kg/罐） 每罐浓缩结晶时间 20h，每小时耗蒸汽高峰量： 45830/20=2292（ kg/h） 4 台罐（实际是 3.5 台）同时运转，高峰用蒸汽量： 3.52292=8022（ kg/h） 每日用蒸汽量： 3.545830=160405（ kg/d） =160（ t/d） 每小时平均用蒸汽量： 160/24=6.7（ t/h） 2.2.4 干燥过程的热量衡算 分离后之湿 MSG 含水 2%，干燥后达到 0.2%，进加热之空气为 18 ，相对湿度=70%，通过加热器使空气升至 80 ，从干燥器出来的空气为 60 。 年产万吨商品味精，日 产湿味精 30.4t，二班生产，即 30.4/16=1.9（ t/h）。干燥水分量 34（ kg/h） 18 空气湿含量 =70%， X0=0.009（ kg/kg 干空气）， I0=41.8kJ/kg 干空气；加热80 ， I1=104.5kJ/kg 干空气 用公式 ： =（ I2-I1） /（ X2-X1） =Q 物料 +Q 损失 -Q 初温 式中 -空气经过干燥后的热量变化（ kJ/kg） Q 损失 -损失热量，通常为有效热量的 10% Q 物料 =1.9103（ 60-18） 0.44.18/34=3924（ kJ/kg 水） Q 损失 =0.1（ 5954.18+0.47604.18+3924-184.18） =645（ kJ/kg 水） =184.18-3924-645= -4494（ kJ/kg 水） 设 X2=0.0108 I2=I1+（ X2-X1） =104.5+（ -4494）（ 0.0108-0.009） =96.4（ kJ/kg 空气） 空气耗量为： 34/0.0108-0.009=18888（ kg/h） 12 80 时空气的比容 0.83m3/kg 实际消耗空气量为： 188880.83=15677（ m3/h） 耗用 蒸汽量（ D）：使用 0.1Mpa（表压）蒸汽加热，热损失按 15%计： D= =618（ kg/h） 每日用蒸汽量： 61816=9888（ kg/d） 平均每小时用蒸汽量： 9888/24=412（ kg/h） 2.2.5.生产过程耗用蒸汽衡算汇总衡算结果 ： 每日用蒸汽量为 338t/d，每小时平均量为 14.1t/h，高峰量为 19.2t/h。 100%MSG单耗蒸汽量： 338/29.75=11.4（ t/t）。 年产 30000 吨味精热量衡算表 名称 每日用量（ t） 每小时均量（ t） 高峰量（ t） 单耗（ t） 蒸汽 338 14.1 19.2 11.4 2.3 无菌空气耗量计算 （ 1）单罐无菌空气耗用量 230m3 规模的通气搅拌发酵罐的通气速率为 0.20-0.45vvn，取 0.45 计算 单罐发酵过程用气量： 46586045.075.0230 V （ m3/h） 单罐年用气量： 26827200180321 VV （ m3/a） （ 2）种子培养等其他无菌空气耗量 有经验去耗气量为发酵过程的 20% 故： 5.9 31%20 VV （ m3/h） 单罐年用气量： 1 3 4 1 3 6 01 8 081 VV（ m3/a） （ 3）高峰无菌空气耗量： 52164610 VVV m an （ m3/h） （ 4）车间无菌空气年耗量： 5 2 1 6 4610 11 VVV t（ m3/a） （ 5）单耗： 92110 GVV t（ m3/h） 年产 30000 吨味精无菌空气衡算表： 发酵罐公称容积（ m3） 单罐通气量（ m3/h） 种子罐耗气量（ m3/h） 高峰空气耗量（ m3/h） 年空气耗量（ m3/h） 空气单耗（ m3/h） 13 200 4658 931.5 52164 81076.2 9211 2.4 设备设计与选型 2.4.1 发酵罐 （ 1）发酵罐的选型 选用机械涡轮搅拌通风发酵罐 （ 2）生产能力、数量和容积的确定 发酵罐容积的确定：选用 200m3 罐 生产能力的计算：现每天生产 97%纯度的味精 100t，谷氨酸的发酵周期为48h(包括发酵罐清洗、灭菌、进出物料 等辅助操作时间 )。 每天产纯度为 97%的味精 100t，每吨 100%的味精需糖液 8.22m3 则每天需糖液体积为 V： 3m7 9 7 . 3 4%9700122.8 糖V 设发酵罐的填充系数 =75%；则每天需要发酵需要发酵罐的总体积为 V0（发酵周期为 48h）。 30 m106375.0 7 . 3 497/ 糖VV 发酵罐个数的确定：公称体积为 200m3 的发酵罐，总体积为 230 m3 个总52.92475.0230 34.79724V 01 VN 取公称体积 200 m3 发酵罐 11 个，其中一个留作备用。 实际产量验算： at /7.3 2 45 1300%9722.8 575.0230 富裕量 %2.830000 300007.32451 能满足产量要求 （ 3）主要尺寸的计算：取高径比 H： D=2： 1 ；封筒全 32 3 0 m2 VVV 则有： 2302242785.0 32 DDDV 全 H=2D； 解方程得： 23026.057.1 33 DD mD 0 04.583.12 303 14 取 D=5m H=2D=10m； 封头高： mmhhH ba 1 3 0 0封 封头容积 ： V 封 =16.4（ m3） 圆柱部分容积： V 筒 =197m3 验算全容积 V 全 ： 3m8.2294.1621972 封筒 全 VVV V 全 =V全 符合设计要求，可行。 （ 4）冷却面积的计算 对谷氨酸发酵，每 1m3 发酵液、每 1h 传给冷却器的最大热量约为 4.186000kJ/(m3 h)。 采用竖式蛇管换热器，取经验值 K=4.18 500 kJ/(m3 h )。 平均温差 tm： 2121mttlnttt 32 32 20 27 12 5 代入 8512ln512tm 对公称容量 200 m3 的发酵罐，每天装 5 罐，每罐实际装液量为 31555 17.775 m 换热面积 35.232850018.4 1556 0 0 018.4 mtK QFm （ 5）搅拌器计算 选用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部分尺寸与罐径 D 有一定比例关系 搅拌器叶径 mDD i 67.1353 15 取 d=1.7（ m） 叶宽 ： mdB 34.07.12.02.0 弧长： mdl 64.07.13 7 5.03 7 5.0 底距： mDC 7.1353 盘踞 ： mDd ii 28.17.175.075.0 叶弦长： mDL i 43.07.125.025.0 叶距 ： mDY 5 弯叶板厚： =12（ mm） 取两挡搅拌，搅拌转速 N2 可根据 50m3 罐，搅拌直径 1.05m，转速N1=110r/min。以等 P0/V 为基准 6放大求得： m in/807.105.11 1 03/23/22112rDDNN（ 6）搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。 计算 Rem8 NDm2Re 式中 D 搅拌器直径， D=1.7m N 搅拌器转速， srN /33.16080 醪液密度， =1050 kg/m3 醪液粘度， =1.3 10-3N s/m2 将数代入上式： 4632 10101.3103.1 1 0 5 033.17.1Re m 16 视为湍流，则搅拌功率准数 Np=4.7 计算不通气时的搅拌轴功率 P0： 530 DNNP P 式中 Np 在湍流搅拌状态时其值为常数 4.7 N 搅拌转速， N=80r/min=1.33r/s D 搅拌器直径， D=1.7m 醪液密度， =1050kg/m3 代入上式： kWWP2.88102.8810507.133.17.43530 两挡搅拌： kWPP 4.1762 00 计算通风时的 轴功率 Pg kWQ NDPP g 39.008.0 32031025.2 式中 P0 不通风时搅拌轴功率（ kW）， 4220 101.34.1 7 6 P N 轴转速， N=80r/min D 搅拌器直径（ cm）， D3=1.73 106=4.9 106 Q 通风量（ ml/min），设通风比 VVm=0.110.18，取低限，如通风量变大， Pg 会小，为安全。现取 0.11； 则 Q=155 0.11 106=1.7 107（ ml/min） 79.3107.1 08.0708.0 Q 代入上式： kWP g1.6979.3109.480101.31025.2 39.0643 求电机功率 P 电： 01.1P321g 电P 采用三角带传动 1=0.92；滚动轴承 2=0.99，滑动轴承 3=0.98；端面密封增加功率为 1%；代入公式数值得： kWP 7 8 . 201.198.099.092.0 6 9 . 1 电 （ 7）设备结构的工艺计算 空气分布器：本罐采用单管进风，风管直径 133 4mm。 挡板：本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管，故不设挡板 密封方式：本罐采用双面机械密封方式，处 理轴与罐的动静问题。 17 冷却管布置：采用竖式蛇管 最高负荷下的耗水量 W 12 ttc QW P 总 式中 Q 总 每 1m3 醪液在发酵最旺盛时， 1h 的发热量与醪液总体积的乘积 hkJQ /1089.31556 0 0 018.4 6总 cp 冷却水的比热容， 4.18kJ/（ kg K） t2 冷却水终温， t2=27 t1 冷却水初温， t1=20 将各值代入上式 skghkgW/9.36/1033.1202718.41089.356 冷 却水体积流量为 3.69 10-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为 1m/s，根据流体力学方程式，冷却管总截面积 S 总 为： vWS 总 式中 W 冷却水体积流量， W=3.69 10-2m3/s V 冷却水流速， v=1m/s 代入上式： 222 m1069.31 1069.3 总S 进水总管直径 ： m217.0785.0 1069.3785.0 2 总总 Sd 冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为 S 总 ，管径 d0，组数为 n，则： 取 n=8，求管径。由上式得： mnSd0 7 7.07 8 5.081069.37 8 5.020总查金属材料表选取 89 4mm 无缝管 9， mmd 81内 mkgg /12.5 ，0dd 内 ，认为可满足要求， 80mm平均d 。 现取竖蛇管圈端部 U 型弯管曲径为 300mm，则两直管距离为 600mm，两端弯管总长度为 0l ： 18 mmDl 1 8 8 46 0 014.30 冷却管总长度 L 计算： 由前知冷却管总面积 25.232 mF 现取无缝钢管 89 4mm，每米长冷却面积为 20 25.0108.014.3 mF 则 : mFFL 93025.0 5.2320 冷却管占有体积： 32 8.59 3 00 8 9.07 8 5.0 mV 每组管长 L0 和管组高度： mnLL 5.771293 00 另需连接管 8m： mLL 9 3 889 3 08 实 可排竖式直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头 250mm。设发酵罐内附件占有体积 为 0.5m3，则：总占有体积为 3m1 6 1 . 35.08.5155 附件管液总 VVVV 则筒体部分液深为： mS VV 4.757 8 5.0 4.163.1 6 1 2 封总 竖式蛇管总高 m7.725.04.7 管H 又两端弯管总长 mml 18840 ，两端弯管总高为 600mm， 则直管部分高度： mmHh 7 1 0 06007 7 0 0600 管 则一圈管长： mmlh