年产5000万吨味精工厂发酵车间 设计说明书(修复).doc

年产年产 5000 万吨味精工厂发酵车间万吨味精工厂发酵车间 设计说明书设计说明书 制药设备与工艺作业 制药制药 0703 连中帅连中帅 200782073 许琦光许琦光 200782067 卢一鹤卢一鹤 200782063 2010 6 30 摘要 本设计主要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 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 2 年产年产 5000 万吨味精工厂发酵车间设计说明书万吨味精工厂发酵车间设计说明书 1 前言前言 2 2 味精生产工艺味精生产工艺 2 2 1 味精生产工艺概述 2 2 2 原料预处理及淀粉水解糖制备 2 2 3 谷氨酸的发酵 2 3 工艺技术指标和基础参数工艺技术指标和基础参数 2 3 1 生产规模及产品规格 2 3 2 生产工作制度 2 3 3 主要工艺技术参数 2 3 4 味精生产过程中的原辅材料机动力单耗 1T100 MSG 计算 2 3 5 培养基的组成 重量 体积 2 3 5 1二级种子培养基 2 3 5 2发酵培养基 2 4 物料衡算物料衡算 2 4 1 生产过程的总物料衡算 2 4 1 1生产能力 2 4 1 2总物料恒算 2 4 1 3总物料衡算结果 2 4 2 淀粉制糖工艺的物料衡算 2 4 3 发酵工序的配料及连续灭菌过程的物料衡算 2 4 3 1发酵培养基数量 2 4 3 2接种量 2 4 3 3发酵过程加液氨数量 2 4 3 4加消泡剂 泡敌 量 2 4 3 5发酵过程从排风带走的水分 2 4 3 6发酵终点时发酵液质量 2 4 3 7衡算结果总汇 2 4 4 谷氨酸提取工艺物料衡算 2 4 5 精制工序的物料衡算 2 4 6 精制工序的物料衡算图 2 5 热量衡算热量衡算 2 5 1 液化工序的热量衡算 2 5 1 1液化加热蒸气量 2 5 1 2灭酶蒸汽用量 2 5 1 3液化液冷却用水量 2 5 2 糖化工序热量衡算 2 5 3 连续灭菌和发酵工序热量衡算 2 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 3 5 3 1培养液连续灭菌用蒸汽量 2 5 3 2培养液冷却水用量 2 5 3 3发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 2 5 3 4发酵过程冷却水用量 2 5 4 谷氨酸提取工艺冷量衡算 略 2 5 5 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 略 2 5 6 干燥过程的热量衡算 略 2 5 7 生产过程耗用蒸汽衡算总汇表 2 6 水平衡水平衡 2 6 1 糖化工序用水量 2 6 1 1配料用水量 2 6 1 2液化液冷却用水量 2 6 1 3糖化液冷却用水量 2 6 2 连续灭菌工序的用水量 2 6 2 1配料用水量 2 6 2 2灭菌后料液的冷却水用量 使用二次水 2 6 3 发酵工序的用水量 使用新鲜水 2 6 4 提取工序的用水量 略 2 6 5 中和脱色工序的用水量 略 2 6 6 精制工序的用水量 略 2 6 7 动力用水量 略 2 6 8 用水量汇总记水平衡图 2 7 设备的设计与选择设备的设计与选择 2 7 1 发酵罐 2 7 1 1发酵罐生产能力的确定 2 7 1 2发酵罐台数的确定 2 7 1 3设备容积的计算 2 7 1 4校核 2 7 1 5主要尺寸的计算 2 7 1 6冷却面积的计算 2 7 1 7设备结构的工艺设计 2 7 1 8设备材料的选择 2 7 1 9发酵罐壁厚的计算 2 7 1 10接管设计 2 7 1 11支座选择 2 7 2 种子罐 2 7 2 1选型 2 7 2 2容积和数量的确定 2 7 2 3主要尺寸的确定 2 7 2 4冷却面积的计算 2 7 2 5 设备材料的选择 2 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 4 7 2 6设备结构的工艺设计 2 7 2 7支座选型 2 7 3 空气分过滤器的计算 2 7 3 1种子罐分过滤器 2 7 4 连续操作设备的设计选型 2 7 4 1连消塔 2 7 4 2维持罐 2 7 5 味精发酵车间设备一览表 2 8 设备工艺流程图设备工艺流程图 2 9 厂方平面布置图厂方平面布置图 2 参考文献参考文献 2 附 组内分工情况附 组内分工情况 2 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 5 1 前言前言 味精是人们熟悉的鲜味剂 是 L 谷氨酸单钠盐 Mono sodium glutamate MSG 的一水 化合物 HOOC CH2CH NH2 COONa H2O IUPAC 英文名为 sodium 2S 2 amino 5 hydro xy 5 oxo pentanoate 摩尔质量 187 13g mol 外观为白色结晶粉末 熔点 225 因具有很 强的鲜味 阈值为 0 03 已成为人们普遍采用的鲜味剂 我们每天吃的食盐用水冲淡 40 0 倍 已感觉不出咸味 普通蔗糖用水冲淡 200 倍 也感觉不出甜味了 但谷氨酸钠盐 用于水稀释 3000 倍 仍能感觉到鲜味 因而得名 味精 1907 年 日本东京帝国大学的研究员池田菊苗发现了一种昆布 海带 汤蒸发后留下的 棕色晶体 即谷氨酸 这些晶体尝起来有一种难以描述但很不错的味道 1909 年日本味之 素 味 素 公司所发现并申请专利 早期味精是由酸法水解蛋白质进行制造的 自从 1956 年日本协和发酵公司用发酵法生 产以后 发酵法生产迅速发展 目前世界各国均以此法进行生产 现代的味精商业化生产 是通过淀粉 甜菜 甘蔗或糖蜜培养基发酵生产的 谷氨酸的通气发酵 是我国目前通气 发酵产业中 生产厂家最多 产品产量最大的产业 该生产工艺和设备具有很强的典型性 本设计主要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 2 味精生产工艺味精生产工艺 2 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 本设计利用淀粉为原料 双酶水解制糖后 通过微生物发酵 等电点沉淀提取来生产 味精 总工艺流程见图 1 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 6 玉米淀粉 酶制剂 液化 糖化 糖浆 压滤 葡萄糖液 菌种 NH3 发酵 发酵液 H2SO4育晶冷冻 谷氨酸 纯碱 中和 脱色 除铁 谷氨酸钠水溶液 浓缩流加 晶体 谷氨酸钠 分筛烘干分离 成晶 晶体味精 浓缩 粉体 谷氨酸钠 分离烘干球磨 趁晶 粉体味精 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 7 图图 1 2 2 原料预处理及淀粉水解糖制备 原料的预处理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 若以淀粉为原料则该步骤可以省略 目前 工业生产上通常直接将淀 粉水解为葡萄糖 即淀粉的糖化 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 2 3 谷氨酸的发酵 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罐 完 成生产菌种的扩大培养任务 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 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 目前 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 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 3 工艺技术指标和基础参数工艺技术指标和基础参数 3 1 生产规模及产品规格 以年产商品味精 5250tMSG 为实例 其中含 99 的 MSG 占 80 即 4200t a 80 规 格的 MSG 占 20 即 1050t a 折算为 100 的 MSG 4200 99 1050 80 5000t a 99 的味精质量符合 GB8967 88 80 味精质量符合 QB1500 92 3 2 生产工作制度 全年生产日 320 天 三班作业 连续生产 3 3 主要工艺技术参数 序号生产工序参数名称技术指标 1制糖 双酶法 淀粉糖化转化率 98 2发酵产酸率 g 100mL 8 0 3发酵糖酸转化率 50 4谷氨酸提取提取回收率 86 5精制Glu MSG 收率 92 6发酵操作周期 h 48 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 8 3 4 味精生产过程中的原辅材料机动力单耗 1t100 MSG 计算 序号物料名称规格单位 t t 1工业玉米淀粉含淀粉 86 2 124 2硫酸98 0 45 3液氨98 0 35 4纯碱98 0 34 5活性碳0 03 6水309 7电2000kwh t 8蒸汽11 4 3 5 培养基的组成 重量 体积 3 5 1 二级种子培养基 水解糖 2 5 糖蜜 2 0 尿素 0 35 磷酸二氢钾 0 1 磷酸镁 0 06 玉米浆 0 5 1 0 泡敌 0 06 硫酸锰 0 2mg 100ml 亚硫酸铁 0 2mg 100ml 3 5 2 发酵培养基 水解糖 16 4 糖蜜 0 3 硫酸镁 0 06 氯化钾 0 08 尿素 4 0 磷酸氢二钠 0 02 玉米浆 0 2 泡敌 0 05 硫酸锰 0 2g 100ml 亚硫酸铁 0 2mg 100ml 植物油 0 1 接种量 1 4 物料衡算物料衡算 4 1 生产过程的总物料衡算 4 1 1 生产能力 以年产 5000t100 MGS 商品为例进行计算 日产 100 的 MSG 5000t 320 15 625t d 4 1 2 总物料恒算 C6H10O5 n nH2O nC6H12O6 162 18 180 转化率 1 180 162 1 11 C6H12O6 NH3 1 5O2 C5H9O4N CO2 3H2O 180 147 转化率 2 147 180 0 817 2C5H9O4N Na2CO3 2C5H8O4NNa H2O CO2 147 187 转化率 3 187 147 1 272 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 9 1 1000kg 纯淀粉理论上能产生 100 MSG 的量 1000kg 1 11 0 817 1 272 1153 54kg 2 1000kg 纯淀粉实际上能产生 100 MSG 的量 1000kg 1 11 0 98 0 5 0 86 0 92 1 272 547 38kg 3 1000kg 工业淀粉 含 86 的玉米淀粉 生产 100 MSG 的量 547 38kg 86 470 74kg 4 淀粉的单耗 生产 1000kg100 MSG 理论上消耗纯淀粉量 1000 1000 1153 54 866 90kg 生产 1000kg100 MSG 理论上消耗工业淀粉量 86 90 86 1008kg 生产 1000kg100 MSG 实际上消耗纯淀粉量 1000 1000 547 38 1826 88kg 生产 1000kg100 MSG 实际上消耗工业淀粉量为 1826 88 86 2124 27kg 5 总收率 实际产量 kg 理论产量 kg 547 38 1153 54 100 47 45 6 淀粉利用率 1008 2124 27 100 47 45 7 生产过程总损失为 100 47 45 52 55 物料在生产中损失的原因 糖化转化率稍低 发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢 残糖高 灭菌损失 产生其它产 物 提取收率低 母液中 Glu 含量高 静止加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等 8 原料及中间体的计算 淀粉的用量 15 625 2124 27 1000 33 19 t d 糖化液纯糖量 33 19 86 1 11 98 31 05 t d 换算成含量 24 的糖液量为 31 05 24 129 38 t d 发酵液量的计算 纯 Glu 量 31 05 50 15 525 t d 折算为 8g dl 的发酵液 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 10 15 525 8 194 0625 m3 d 取发酵液密度为 1 05t m3 发酵液量 194 0625 1 05 203 77 t d 提取出的 90 谷氨酸的量 15 525 86 90 14 835 t d 谷氨酸废母液量 采用等电 新离子回收法 以排出的废液含 0 7 谷氨酸计 5 15 525 1 86 0 7 310 5 m3 d 4 1 3 总物料衡算结果 年产年产 5000t 味精生产工艺的总物料衡算结果 味精生产工艺的总物料衡算结果 以工业玉米淀粉为原料 t d 生产 5000t100 MSG t 原料淀粉33 1910620 8 24 糖液量129 3841401 60 90 谷氨酸量14 8354747 20 100 MSG 量15 624998 40 排出含 0 7 谷氨酸的废液量 m 3 310 5099360 4 2 淀粉制糖工艺的物料衡算 1 淀粉浆量及加水量 味精生产过程中 淀粉加水的比例为 1 2 5 即 1000kg 工业淀粉调浆时加水量为 2500 kg 由此制得的淀粉浆为 3500kg 2 淀粉浆中干物质 纯淀粉 浓度 1000 86 3500 24 57 3 液化酶 淀粉酶用量为淀粉浆的 0 017 用量 3500 0 017 0 6kg 4 CaCl2的加入量 CaCl2的加入量是淀粉浆量的 0 043 3500 0 043 1 5kg 5 糖化酶用量 糖化酶用量是淀粉浆量的 0 043 3500 0 043 1 5kg 6 糖化液产量 1000 86 1 11 98 24 3898kg 24 糖化液的相对密度为 1 09kg L 则糖化液的体积 3898 1 09 3576L 7 加珍珠岩量和滤渣量 其加入量为糖化液的 0 15 项目 原料 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 11 3898 15 5 85kg 过滤后滤渣是含水 70 废珍珠岩 则滤渣量 5 85 1 70 19 5kg 8 生产过程中进入的蒸汽和洗水量 3898 19 5 3500 8 75 3 5 85 385 4kg 9 根据上述计算 列出制糖工艺的物料衡算表 日投料 33 19t 制糖工序物料衡算总汇表制糖工序物料衡算总汇表 进入糖化过程的物料离开糖化过程的物料 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100033190糖化液3898129374 62 配料水250082975滤渣19 5647 205 液化酶0 619 914 CaCl21 549 785 糖化酶1 549 785 珍珠岩5 85194 1615 洗水和蒸汽40813541 52 总3917 5130021 825总3917 5130021 825 4 3 发酵工序的配料及连续灭菌过程的物料衡算 4 3 1 发酵培养基数量 1 1000kg 的工业淀粉经水解后 得到 24 的糖液 3898kg 发酵培养基的初糖浓度为 16 4g dL 则接种前发酵培养基的糖液量为 3898 24 16 4 w v 5704L 16 4g dL 糖液的相对密度为 1 06kg L 发酵培养的糖液量质量 5704 1 06 6046kg 2 配料 放罐发酵液密度为 16 0 w v 按放罐发酵液体积计算 发酵液体积 5704 16 4 16 0 5847L 玉米浆 5847 0 2 w v 11 7kg 甘蔗糖蜜 5847 0 3 w v 17 5kg 无机盐 P Mg K 5847 0 2 w v 11 7kg 配料用水 配料时培养基中的含糖量不低于 19 向 24 的糖液中加水量 3898 24 19 3898 1026kg 3 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量 6046 3898 1026 11 7 17 5 11 7 1081kg 4 发酵零小时数量验算 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 12 3898 11 7 17 5 11 7 1026 1081 6046kg 其体积为 6046 1 06 5704L 与以上计算一致 4 3 2 接种量 总接种菌液体积 接种量为 1 5847 1 v v 58 5L 接种菌液质量 58 5 1 06 62kg 4 3 3 发酵过程加液氨数量 发酵过程加液氨数量为发酵液体积的 2 8 液氨体积 5847 2 8 w v 164kg 液氨容重为 0 62kg L 其体积 164 0 62 265L 4 3 4 加消泡剂 泡敌 量 加消泡剂 泡敌 量为发酵液的 0 05 消泡液量 5847 0 05 w v 2 9kg 消泡剂的相对密度为 0 8kg L 其体积为 2 9 0 8 3 6L 4 3 5 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 5atm 表压 排风 0 5atm 表压 出进空气的湿含量差 01 0 0042 0 015 0 70187605 2 7018 622 0 100277605 1 10027 622 0 干空气水 进出 kgkg XX 通风比 1 0 2 带走水量 5847 0 2 60 36 1 157 0 001 0 01 29kg 32 时干空气密度为 1 157kg m3 过程分析 放罐残留及其他损失 52kg 4 3 6 发酵终点时发酵液质量 发酵终点时发酵液质量 6046 62 164 2 9 29 52 6194kg 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 13 4 3 7 衡算结果总汇 年产 5000t 商品味精日投产工业淀粉 33 19t 连续灭菌和发酵工序的物料恒算汇总入下表 连续灭菌和发酵工序物料衡算结果表连续灭菌和发酵工序物料衡算结果表 进入系统离开系统 项目1t 工业淀粉之 匹配物料 kg 日投料量 t 天 项目1t 工业淀粉之 匹配物料 kg 日投料量 t 天 24 糖液3898129 38发酵液6194205 59 玉米浆11 70 39空气带走水量290 96 甘蔗糖蜜17 50 58取样等损失521 73 无机盐11 70 39 配料水102634 05 灭菌过程进 蒸汽及水 108135 88 接种量622 06 液氨1645 44 消泡剂2 90 10 累计6275208 28累计6275208 28 4 4 谷氨酸提取工艺物料衡算 采取冷冻等点及其新离交回收工艺 按 1000kg 工业淀粉之匹配量计 1 发酵液数量 5847L 6194kg 2 加 98 硫酸量 为发酵液的 3 6 W V 5847 3 6 210kg 98 硫酸相对密度 1 84 故体积 210 1 84 114L 3 谷氨酸产量 分离前谷氨酸量 100 Glu 量 5847 8 W V 467 8kg 分离后谷氨酸量 纯 Glu 467 8 86 402kg 90 的 Glu 402 90 446 7kg 4 母液数量 母液含 Glu0 7g dl 467 8 402 0 7 9343kg 5 谷氨酸分离洗水量 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 14 446 6 20 89L 6 母液回收过程中用水以及酸 碱等数量 9343 5847 114 89 3293L 3293kg 7 物料衡算结果 根据以上计算 再乘以年产 5000t 商品味精日投产工业淀粉 33 18t 既 得每日之物料量 汇总列入下表 谷氨酸提取工序物料衡算汇总表谷氨酸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 粉之匹配物 料 kg 日投料量 t d 项目1t 工业淀 粉之匹配 物料 kg 日投料量 t d 发酵液6194205 5990 谷氨酸446 614 82 硫酸2106 97母液9343310 11 分离用洗水892 95 回收加水等3293109 30 累计9786324 81累计9789 6324 93 4 5 精制工序的物料衡算 1 谷氨酸数量 100 Glu 402kg 90 Glu446 6kg 2 碳酸钠量 446 6 36 6 161kg 3 加活性炭量 446 6 3 1 14kg 4 中和液数量 402 1 272 40 W V 1278L 1278 1 16 1482kg 5 中和加水量 1428 446 6 14 161 874kg 6 产 MSG 量 100 MSG 402 1 272 92 470 5kg 7 产母液量 402 1 272 8 25 164L 164 1 1 180 4kg 8 废湿活性炭数量 湿炭含水 75 14 1 0 75 56kg 9 MSG 分离调水洗水量 470 5 5 24kg 10 中和脱色液再结晶蒸发过程中蒸发出的水量 1428 24 470 5 180 4 5 4 850kg 11 物料衡算汇总 列入下表 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 15 精制工序物料衡算汇总表精制工序物料衡算汇总表 进入系统离开系统 项目 1t 工业淀粉 之匹配物料 kg 日投料量 t d 项目 1t 工业淀粉之 匹配物料 kg 日投料量 t d 90 Glu446 614 82100 MSG470 515 62 碳酸钠1615 34母液180 45 99 活性炭140 46废炭561 86 中和加水87429 01蒸发水量85028 21 分离洗水622 06 累计155751 68累计155751 68 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 16 4 6 精制工序的物料衡算图 86 工业淀粉 xxxkg 24 糖液 xxxkg 90 谷氨酸 xxxkg 8g dlGlu 发酵液 xxxkg 100 MSGxxxkg 40g dl 中和液 xxxkg 液体液化酶 xg Cacl2 液体糖化酶 珍珠岩 CSL 糖蜜 无机盐 种母 液氨 消泡剂 硫酸 碳酸钠 活性炭 滤渣 25g dl 母液 废炭 含 0 7g dl 母液 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 17 5 热量衡算热量衡算 5 1 液化工序的热量衡算 5 1 1 液化加热蒸气量 加热蒸气消耗量 I ttGC D 12 式中 G 淀粉浆量 kg h C 淀粉浆比热荣 kJ kg K t1 浆料初温 293K t2 液化温度 363K I 加热蒸气焓 2738kJ kg 0 3MPa 表压 加热蒸汽凝结水的焓 363K 时为 377kJ kg 1 淀粉浆量 G 根据物料衡算 日投工业淀粉 33 19t 连续液化 33 18t 24 1 38t h 淀粉浆量 加水量 1 2 5 1380 3 5 4830kg h 2 粉浆干物质浓度 1380 86 4830 100 24 6 3 淀粉浆比热 C 100 X 100 100 0水 C X CC 式中 C0 淀粉质比热容 1 55kJ kg K X 粉浆干物质含量 24 6 C水 水 水的比热容 4 18 kJ kg K C 1 55 24 6 100 4 18 100 24 6 100 3 53 kJ kg K 4 蒸汽用量 D 4830 3 53 90 20 2738 377 505 50kg h 5 1 2 灭酶蒸汽用量 灭酶时将液化液由 90 加热至 100 在 100 是的为 419 kJ kg D灭 灭 4830 3 53 100 90 2738 419 73 52 kg h 要求在 20min 内是液化液从 90 升至 100 则蒸汽高峰量为 73 52 60 20 220 56 kg h 以上两项合计 平均量 505 50 73 52 579 02kg h 每日用量 579 02 1000 24 13 90t d 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 18 高峰量 505 50 220 56 726 06 kg h 5 1 3 液化液冷却用水量 使用板式患热器 将物料由 100 降至 65 使用二次水 冷却水进口温度 20 出水 温度 58 7 需冷却水量 W 4830 579 02 3 53 100 65 58 7 20 4 18 4131 18 kg h 99 15t d 5 2 糖化工序热量衡算 日产 24 糖液 129 38t 即 129 38 1 09 118 70m3 糖化操作周期 30h 其中糖化时间为 25h 糖化罐总容量 100m3 装料系数 75 100m 3糖化罐装料 75m3 则需糖化罐为 118 70 100 75 30 24 1 98 台 取 2 台 使用板式换热器 使糖化液 经灭酶后 由 85 降至 60 用二次水冷却 冷却水今口 温度 20 出口温度 45 平均水量为 4830 579 02 3 53 85 60 45 20 4 18 4567 90 kg h 要求在 2h 内把 75m3糖液冷却至 40 高峰用水量为 4567 90 4830 579 02 75000 1 09 2 34518 81 kg h 每日糖化罐同时运转 1 98 25 30 1 65 罐 每日投料罐次 118 7 75 1 58 罐次 取 2 罐次 每日冷却水用量 2 34 5 1 65 113 85t d 5 3 连续灭菌和发酵工序热量衡算 5 3 1 培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵罐公称容积为 100m3 其总容积为 102m3 装料系数 0 7 每罐产 100 MSG 量 102 0 7 8 86 92 1 272 5 75t 年产 5000t100 MSG 商品味精 日产 100 MSG15 625t 发酵操作时间 48h 其中发酵时间 38h 需发酵罐台数 15 625 5 75 48 24 5 43 台 取 6 台 每日投料罐次 15 625 5 75 2 72 次 日运转 5 43 38 48 4 30 罐 每罐初始体积 70m3 糖浓度为 16 4g dl 灭菌前培养基含糖 19 其含量为 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 19 70 16 4 19 60 42t 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 升 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 60 42 3 20 14t h 消毒灭菌蒸汽用量 D 20 14 1000 3 7 120 75 1 07 2743 120 4 18 1600 80kg h 1 60t h 其中糖液比热容为 3 7kJ kg K 每天用蒸汽量 1 60 3 3 14 4t d 高峰量 1 6t h 平均量 14 4 24 0 60 t h 5 3 2 培养液冷却水用量 120 热料通过与生料热交换 降至 80 再用冷却水冷至 35 冷却水由 20 升至 4 5 计算冷却水用量 W 20 14 1000 3 97 80 35 45 20 4 18 34430 73kg h 34 43t h 全天用水量 34 43 3 3 309 87t d 5 3 3 发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 1 发酵罐体加热 设所用罐体为 Cr18Ni19 材质的发酵罐 罐体重 16t 冷却排管重有 4t 不锈钢的比热 容是 0 5 kJ kg K 用 0 2Mpa 表压 蒸汽灭菌 使发酵罐在 0 15Mpa 表压 下 由 20 升 温至 127 0 15Mpa 蒸汽 表压 I 2718kJ kg 蒸汽的用量为 kg489 18 41272718 20127 5 0 400016000 2 充满发酵罐空间需要的蒸汽量 因为 100 m3的发酵罐的容积实际上大于 100 m3 考虑到罐内有排管 搅拌器等配件 所占有的空间 罐的自由体积仍按 100 m3计算 充满罐空间需要的蒸汽量为 kgVD0 2162622 1 100 蒸汽发酵罐蒸汽 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 蒸汽密度为 1 622kg m3 3 灭菌过程中的热损失 设发酵罐的外壁温度为 70 此时辐射与对流的联合给热系数 为 33 9 0 19 70 20 43 4 kJ m2 h K 100 m3的发酵罐的表面积为 106 76 m2 耗用蒸汽量为 kgD8 6105 18 4 1272718 2070 4 436 7106 蒸汽 4 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 20 kg83 21 18 4 1272718 18 4 20127 1000 001 0 6 7106 式中 0 001 附壁水平均壁厚 mm 5 灭菌过程中的蒸汽渗漏可取总蒸汽消耗量的 5 空罐灭菌时蒸汽消耗量为 kgD69 819 05 0 1 83 1 28105 60 2162489 蒸汽 每次空罐灭菌的时间是 1 5h 用蒸汽量 819 69 1 5 1229 54kg 罐 则每日蒸汽耗用量为 1229 54 5 6147 70kg d 平均耗汽量 6147 70 24 256 15kg h 5 3 4 发酵过程冷却水用量 根据实测数据 谷氨酸的发酵热约为 3 0 104 kJ m3h 100 m3谷氨酸发酵罐 装料量 70 m3 使用新鲜的冷却水冷却 冷却水的进口温度是 10 出口温度为 20 冷却水的用 量就可按下式进行计算 t h4 250 18 4 1020 70100000 3 W 因为每天运转的发酵罐是 4 30 罐次 高峰用水量为 50 24 4 30 216 03t h 日用水量 各罐发热状况均衡系数为 0 8 216 03 0 8 24 4147 78t d 平均用水量 4147 78 24 172 82t h 5 4 谷氨酸提取工艺冷量衡算 略 5 5 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 略 5 6 干燥过程的热量衡算 略 5 7 生产过程耗用蒸汽衡算总汇表 生产工序日用量 t d平均量 t h高峰量 t h 液化糖化13 900 5790 726 联消14 40 61 6 发酵罐空消6 1480 2561 6 精致略略略 干燥略略略 中和脱色略略略 空气净化及其他略略略 累计34 451 443 93 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 21 6 水平衡水平衡 6 1 糖化工序用水量 6 1 1 配料用水量 日投工业淀粉量 33 19t 配料时加水 新鲜水 比例是 1 2 5 则用水量为 33 19 2 5 82 98 t d 因连续生产 平均水量等于高峰水量 为 82 975 24 3 46t h 6 1 2 液化液冷却用水量 已计算出液化液冷却用水量 二次水 是 99 15t d 平均量等于高峰量 为 99 15 24 4 13t h 6 1 3 糖化液冷却用水量 已计算出糖化液冷却用水量是 113 85t d 则高峰用水量为 113 85 24 4 74t h 6 2 连续灭菌工序的用水量 6 2 1 配料用水量 糖化后的糖液含糖量是 24 培养基含糖量是 19 配成的培养基有 60 42t 则每 个发酵罐料需加入的水量为 t 9 512 24 19 1 2 460 每日配 5 罐 则配料用水量为 12 59 5 62 95t d 平均量 62 95 24 2 62t h 要求在 0 5h 内加入 12 59t 水 所以高峰量 12 59 0 5 25 18t h 6 2 2 灭菌后料液的冷却水用量 使用二次水 已计算出高峰用水量是 34 43t h 全天用水量为 309 87t d 平均量为 309 87 24 12 91t h 6 3 发酵工序的用水量 使用新鲜水 已计算出发酵工序用水量 4147 78t d 平均用水量 172 82t h 高峰量 216 03t h 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 22 6 4 提取工序的用水量 略 6 5 中和脱色工序的用水量 略 6 6 精制工序的用水量 略 6 7 动力用水量 略 6 8 用水量汇总记水平衡图 新鲜用水只供配料和发酵冷却使用 由发酵冷却后之水成为二次水 循环水 供洗柱 配稀酸稀碱和补充于循环水中 精制及动力冷却水采用循环使用的办法 耗水量计算总汇 不包括提取 中和脱色 精制 动力用水 新鲜水高峰量 3 46 25 18 216 03 244 67t h 新鲜水平均用量 3 46 2 62 172 82 178 90t h 日新鲜用水量 82 98 62 95 4147 78 4293 71 t d 100 MSG 单耗新鲜水 4407 53 15 62 282 17t t 二次水总量 99 15 113 85 309 87 522 87t d 平均量 21 79t h 用水量衡算表总汇用水量衡算表总汇 给水 t d主要设备 新鲜水 10 二次水 20 排水 t d 配料82 98 液化冷却99 1599 15 糖化冷却113 85113 85 灭菌配料62 95 冷却309 87 发酵冷却4147 78 累计4293 71522 87213 7 设备的设计与选择设备的设计与选择 7 1 发酵罐 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 23 发酵相关参数发酵相关参数 名称单位数量 产品日产量t d34 62 倒灌率 1 0 发酵周期h48 发酵培养基初糖浓度 19 发酵转换率 50 谷氨酸提取率 80 味精对谷氨酸产率 127 产品纯度 99 7 1 1 发酵罐生产能力的确定 选用公称容积为 100m3的发酵罐 其总容积为 102m3 装料系数为 0 7 那么该罐生产 100 MSG 的能力为 102 0 7 8 86 92 1 272 5 75t 7 1 2 发酵罐台数的确定 由前面的物料衡算中已知年产 5000 吨吨 100 MSG 味精的工厂 日产 15 625t 味精 发酵的 操作时间需要 48h 其中发酵时间 38h 这样生产需要的发酵罐应为 台8 35 24 48 5 75 99 25 615 Gr Z N 取整后需 6 台台 每日投 放 罐次 15 625 0 99 5 75 2 69 罐 即即 3 罐罐 7 1 3 设备容积的计算 由前面的物料衡算中已知年产 5000 吨吨 100 MSG 味精的工厂 日产味精 15 625t 所需发 酵液 m3 d 9 5150 127 99 86 50 19 9925 615 0 V 所需设备总容积 30 23 430 7 0 24 48 9 5150 24 m V V 7 1 4 校核 查表公称容积为 100m3的发酵罐 总容积为 102m3 则 6 台发酵罐的总容积为 102 6 612 m3 430 12m3 6 台罐可满足需要 7 1 5 主要尺寸的计算 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 24 通过查通用式发酵罐系数表得下表 通过查通用式发酵罐系数表得下表 罐内径3400mm 圆柱高 H010000mm 封头高 h9000mm 罐体总高 H11800mm 不计上封头的容积96m3 全容积102m3 搅拌浆直径 D9500mm 冷却方式列管 搅拌转速 n150r min 电机功率 N132kw 7 1 6 冷却面积的计算 按发酵生成热高峰 一年中最热的半个月的气温 冷却水可能到最高温的条件下 设计冷 却面积 根据经验 qmax 4 18 6000kJ m3 h 25080kJ m3 h 采用竖式列管式换热器 取经验值 K 4 18 500kJ m3 h 换热温度发酵液保持 32 冷却水 进口 20 20 出口 27 27 32 20 12 32 27 5 1 t 2 t 8 5 12 ln 512 ln 2 1 21 t t tt tm 每天装 3 罐 每罐实际装液量 150 54 3 50 18m3 换热面积 2 7 275 850018 4 8 150600018 4 m tK Q F m 7 1 7 设备结构的工艺设计 1 空气分布器 单管通风 风管直径设计见接管设计 2 挡板 不设挡板 大罐内有蛇管 3 密封方式 机械密封 4 冷却管布置 最高热负荷下的耗水量 skghkg ttc Q W p 5 911 100 34 2027 18 4 8 105600018 4 4 12 则冷却水体积流量为 W 0 0120m3 s 取冷却水在竖直蛇管中的流速为 v 1m s 冷却管总 截面积 2 0120 0 1 0120 0 m v W S 总 进水总管直径 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 25 m S d124 0 785 0 120 00 785 0 总 总 冷却管组数和管径 设冷却管径为 d0 组数为 n 则 S总 总 0 785nd02 根据本罐情况 取 n 8 求管径 m n S d044 0 8785 0 0120 0 785 0 0 总 查表取 50 2 5 无缝钢管 d内 内 45mm d内内 d0 可满足要求 d平均平均 48mm p882 取竖蛇管端部 U 型弯管曲率半径为 250 mm 则两直管距离为 500 mm 两端弯管总长度 l0 D 3 14 500 1570 mm 冷却管总长度 L 计算 已知冷却总面积 F 75 27m2 无缝钢管 50 2 5 每米冷却面积为 F0 3 14 0 048 1 0 151 m2 则冷却管总长度 L m F F 0 4499 151 0 7 275 0 冷却管体积 V 0 785 0 0482 499 40 0 90m3 每组管长 L0和管组高度 每组管长 m n L L3 462 8 0 4499 0 另需连接管 8m mLL0 450780 44998 实 可排竖直蛇管的高度 设为静液面高度 下部可伸入封头 250mm 设发酵罐内附件占 体积为 0 5 m3 则 3 8 5515 0 908 105mVVVV 附件管液总 筒体部分液深 m S VV 2 05 43785 0 68 551 2 截 封总 竖直蛇管总高 又两端弯管总长 l0 1570mm 两端弯管总mH7 2525 0 2 05 管 高为 500mm 则直管部分高度 mmHh47705005270500 管 则一圈管长 mmlhl111101570477022 0 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 26 每组管子圈数 圈62 5 1 111 3 462 0 0 l L n 管间距为 2 5d外 外 2 5 0 050 0 125m 竖蛇管与罐壁的最小距离为 0 15m 可算出与搅 拌器的距离为 1700 475 150 125 6 450mm 250mm 在允许范围内 作图表明 各组冷却管相互无影响 校核冷却管传热面积 FmLdF 7 2758 4760 450748 0014 3 2 实平均实 可满足要求 7 1 8 设备材料的选择 优先考虑满足工艺要求 其次是经济性 本例选 A3钢 以降低设备费用 7 1 9 发酵罐壁厚的计算 7 1 10 接管设计 1 接管长度 h 设计 管直径的大小和有无保温层 一般取 100 200mm 2 接管直径的确定 按排料管 也是通风管 为例计算其管径 发酵罐装料 50 18m3 2h 之内排空 物料体积流量 smQ 0070 0 23600 8 150 3 发酵液流速取 v 1m s 排料管截面积 2 0070 0 1 0070 0 m v Q S 料 管径 m S d094 0 785 0 0070 0 785 0 料 取无缝钢管 108 4 5 其内径 99mm 94mm 适用 按通风管计算 通风比 0 1 0 18vvm 0 1MPa 20 通风量 smmQ 15 0min 3 0918 0 18 50 33 折算到工作状态 0 35MPa 30 下的风量 smQf 044 0 20273 30273 35 0 1 0 15 0 3 取风速 v 25m s 则通风管截面积 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 27 2 0018 0 25 044 0 m v Q S f f 则通风管径 m S d f f 048 0 785 0 0018 0 785 0 因通风管也是排料管 故取 108 4 5 无缝钢管也适用 排料时间复核 物料流量 Q 0 0070 m3 s 流速 v 1m s 管道截面积 S 0 785 0 0992 0 0077m2 相应流量比 倍 91 0 10077 0 0070 0 Sv Q P 排料时间 t 2h ht82 191 0 2 7 1 11 支座选择 裙式支座 7 2 种子罐 7 2 1 选型 机械搅拌通风发酵罐 7 2 2 容积和数量的确定 3 m61 41 0 7 021 1 种子罐装料系数 液体损失率 接种比发酵罐计量体积 种子罐容积 整取 3 台 台 发酵罐周期 种子罐周期发酵罐台数 种子罐台数2 2518 48 6 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中帅 28 7 2 3 主要尺寸的确定 选取公称容积为 5m3的种子罐 通过查通用式发酵罐系数表得下表 罐内径1500mm 圆柱高 H03000mm 封头高 h400mm 罐体总高 H3800mm 不计上封头的容积5 79m3 全容积6 27m3 搅拌浆直径 D525mm 冷却方式加套 搅拌转速 n160r min 电机功率 N55kw 7 2 4 冷却面积的计算 发酵罐实际装液量 50 18m3 则接种量 50 18 1 0 502 m3 106 2102 50600018 4 34 hmkJQ 取 K 4 18 220kJ m3 h 换热温度发酵液保持 32 冷却水 进口 20 20 出口 27 27 32 20 12 32 1 t 2 t 27 5 需换热面积 5 8 2 512 m t 2 4 1 61 5 822018 4 106 21 m tK Q F m 核算夹套冷却面积 按静止液深确定夹套高度 静止液体浸没筒体高度 m S VV H013 0 5 1785 0 48 0 02 50 2 0 罐 封醪 液深 mHHHL413 0013 04 0 0 封 夹套可实现的冷却面积 2 0 4 915568 2 413 05 114 3mSDHSSS 封封筒夹 需换热面积 1 61m2 可提供的换热面积 1 94m2 F 可满足工艺要求 夹 S 夹 S 7 2 5 设备材料的选择 不锈钢 制药 0703 卢一鹤 许琦光 连中