三万吨谷氨酸工厂设计

本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 1 页 共 53 页 一前言 1 1 性质 谷氨酸 氨基戊二酸 由两个羧基等组成的酸性氨基酸 中文名中文名谷氨酸CAS 登录号登录号56 86 0 英文名英文名glutamic acidEINECS 登录登录 号号 200 293 7 化学式化学式C5H9NO4熔熔 点点 205 分子量分子量147 13076 1 2 生物合成途径 1 3 用途 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 2 页 共 53 页 谷氨酸是组成蛋白质的 20 种氨基酸之一 谷氨酸为世界上氨基酸产量最大的品种 医学上谷氨酸主要用于治疗肝性昏迷等病症 谷氨酸是构成蛋白质的氨基酸之一 虽 然它不是人体必须的氨基酸 但它可作为碳氮营养参与机体代谢 有较高的营养价值 食品中 用于味精生产 味精的成分是谷氨酸钠 游离态的谷氨酸普遍存在于日常食 物中 是人体中自然代谢的一种产物 1 41 4 谷氨酸的发展前景谷氨酸的发展前景 目前我国谷氨酸总发酵能力已接近 160 万吨 约占全球谷氨酸产能的 75 而日本 的谷氨酸产能 即包括日本味之素株式会社在本土和海外分公司产能在内的合计只有 不到 60 万吨 韩国的谷氨酸发酵能力在 20 万 25 万吨 再加上我国台湾地区的谷氨酸 发酵能力 可以认为 亚洲谷氨酸厂商基本上主宰了国际谷氨酸市场 我国也已取代日本成为全球最大的味精 谷氨酸钠 出口国 而西方国家逐渐改变 对味精使用的观念 估计对今后的谷氨酸市场将是一大利好 目前国内谷氨酸的供给主要由味精生产企业提供 味精生产企业在满足自己的原 料需求后对外有少量供给 味精以外用谷氨酸主要由化工企业提供 但在规模上无法 与味精企业相比 因此 我国谷氨酸行业的供给和需求以味精生产为主 其他行业的 需求量相对味精消耗量还比较小 经过几十年时间国内市场的不断洗牌 我国谷氨酸生产企业已从上世纪 80 年代初的 200 300 家小企业 缩减为 2013 年的 80 多家 年产量在 1 万吨以上的有 17 家 产量 在 5 万吨以上者仅有七八家 包括有河南莲花集团 山东菱花集团 山东雪花公司 沈阳红梅集团 广东星湖公司 重庆飞亚集团 江苏菊花公司和河北梅花公司等 此 外 温州快鹿公司与浙江义乌市蜜蜂公司的产量近几年来增长较快 我国已成为氨基酸产品的 世界工厂 主要品种基本齐全 谷氨酸产量位居世 界第一 但是产业创新品种较少 产品研发能力弱 资源能源消耗大 环境问题比较 突出 工艺技术相对落后 发酵产率和转化率低 经济效益低下 仅靠能源及较低的 生产成本优势 难以与世界氨基酸生产强国竞争 记者从 2011 年国际氨基酸产业创 新与联盟发展高峰论坛上获悉 我国氨基酸产业亟待通过加快技术创新 实现产业强 国梦 中国生物发酵产业协会理事长石维忱与会致辞时指出 氨基酸作为食品 医药 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 3 页 共 53 页 饲料的添加剂 在食品工业 农业 畜牧业 以及人类健康 保健 化妆品行业方面 发挥了越来越广泛的作用 2010 年 我国氨基酸工业总产量超过 300 万吨 其中大宗 氨基酸产品谷氨酸及其盐产量达 220 万吨 占世界总产量的 70 以上 居世界第一 年 总产值 487 亿元 其中 新产品产值达 22 亿元 是 2009 年新产品产值的 7 6 倍 赖 氨酸及其盐产量达 70 多万吨 较 2009 年增长 16 6 产量居世界前列 苏氨酸 2010 年产量达 10 万吨 较 2009 年增长 1 倍 其他高附加值的小品种氨基酸市场需求量增 加 目前我国氨基酸产业规模以上生产厂家已达近百家 年产值 448 亿元 利税 50 多 亿元 已成为氨基酸产品的 世界工厂 在国际上占有举足轻重的地位 但与国外氨基酸产业相比 我国氨基酸产业明显存在产品结构不合理 主要生产 技术指标落后 生产成本较高等问题 离真正意义上的发酵强国尚有不小的距离 一是创新品种较少 产品研发能力弱 我国拥有自主知识产权的新型氨基酸产品 相对较少 新兴产品比例相对较低 新产品产业化能力较弱 装备自动化和国产化水 平较低 生产工艺和技术水平与国际先进水平相比还有一定差距 关键技术仍需要突 破 国际竞争力不足 自主创新能力的建设亟待加强和提升 二是资源能源消耗大 产业资源综合利用水平不高 环境问题比较突出 主要表 现为原料利用率不高 废弃物排放量较大 资源综合利用深度不够和副产品附加值较 低 目前一些发达国家原料利用率已达到 99 而我国平均水平在 95 节能环保方面 与世界的差距还很大 三是工艺技术相对落后 发酵产率和转化率低 我国氨基酸生产企业众多 但是 规模相对较小 工艺相对落后 许多技术仅停留在实验室阶段 还不能直接转化为生 产力 为此 我国氨基酸行业必须加快科技创新 降低能耗 提高资源综合利用率 破除产 业发展所面临的环境约束 实现由 产业大国 向 产业强国 的转型 本设计是是在校期间最后一次大型作业 是对大学四年学习的总结 通过毕业设计 我 对所学理论知识有了更深一步的了解 使专业知识系统化 使我进一步锻炼查阅文献 设计计算等综合能力 为我走上工作岗位奠定了基础 2 2 设计总论设计总论 2 12 1 设计目的设计目的 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 4 页 共 53 页 通过本设计 学习并掌握独立检索文献的方法 发酵工厂设计中衡算及设备选型 的计算方法 具备独立制定设计工艺方案的能力以及工程制图能力 并由此形成初步 的发酵工厂设计能力 能够运用本专业知识独立解决一般的发酵工程技术问题 提高 综合素质 培养创新能力和实践能力 2 22 2 设计任务设计任务 以玉米为原料 年产三万吨谷氨酸工厂设计 生产天数为 320 天 不间断生产 2 32 3 设计要求设计要求 2 3 1 衡算 物料衡算 热量衡算 水衡算和设备选型的计算 2 3 2 绘图 绘制工程图纸 1 号图 5 张 全厂平面布置图 一张 工艺流程图 二张 发酵车间 提取车间 发酵罐剖面图一张 车间俯视图一张 成品车间平面图一张 3 3 厂址选择厂址选择 3 13 1 厂址选择的原则厂址选择的原则 1 建厂靠近原料地或交通方便的地方 但尽量不占良田 节约资源 2 要有充足水源 水质应符合谷氨酸生产的需要 3 要有可靠的供电保证 谷氨酸工厂用电量大 尽可能靠近电厂 4 所选厂址周围应有良好的卫生环境 根据谷氨酸厂的生产特点 厂址选择在空气质 量要好以满足发酵谷氨酸生产的需要 5 要有合理的 三废 处理设施 3 23 2 厂址的确定厂址的确定 石家庄正定县位于河北省西南部 北距首都北京 258 千米 距天津新港 350 千米 东距黄骅港 300 千米 南与省会石家庄市市区相接 境内有京广高铁 京广铁路 107 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 5 页 共 53 页 国道 京深高速公路纵贯南北 石德铁路 石太铁路 307 国道 石黄高速公路穿境而 过 坐落境内的石家庄机场已开通 20 多条国内外航 原料运输方便 正定正处于发展 阶段 有广阔的销售市场 正定有充足的地下水资源 也有充足的电力供应 周边农 村可提供大量玉米 原材料丰富 综合上述因素 厂址选定于石家庄市正定新区 4 4 工艺论证工艺论证 4 14 1 生产规模生产规模 年产三万吨谷氨酸工厂 4 24 2 产品规格产品规格 99 谷氨酸质量符合 GB8967 88 80 谷氨酸质量符合 QB1500 92 4 34 3 生产方法生产方法 以玉米淀粉为原料 北京棒杆菌为生产菌种生产谷氨酸 分为以下几个车间 4 3 1 淀粉车间 除杂 浸泡 破碎 分离 干燥 4 3 2 制糖车间 是双酶法制糖工艺 4 3 3 发酵车间 亚适量生物素流加糖发酵工艺 4 3 4 提取车间 等电点提取工艺 4 44 4 工作组成工作组成 4 4 1 淀粉车间 除杂 浸泡 破碎 研磨 分离 干燥 4 4 2 糖化车间 液化 糖化 过滤 4 4 3 发酵车间 种子 连消 发酵 空气净化 4 4 4 提取车间 等电提取 离心分离 4 4 5 辅助车间 化验室 修理车间 泵房 水源净化系统 动力车间 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 6 页 共 53 页 4 4 6 包装形式 现采用塑料袋装 塑料袋的材料有 BOPP 复膜聚乙烯 聚乙烯符合 GB4456 84 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 GB8967 88 的 规定 4 54 5 全厂各工段工艺流程全厂各工段工艺流程 4 5 1 制淀粉流程 玉米 除杂 浸泡 破碎 胚芽分离洗涤 研磨 纤维分离 麸质分离 离心脱 水 气流干燥 玉米淀粉 淀粉贮存库 4 5 2 糖化流程 调浆 配料 喷射液化 保温维持 层流液化 灭酶 糖化罐 糖化 灭酶 过 滤 糖储罐 发酵车间 4 5 3 发酵流程 生产用菌种 北京棒状杆菌 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 7 页 共 53 页 斜面培养 摇瓶扩大培养 菌种 种子罐扩大培养 原料 预处理 水解 过滤 淀粉水解糖 空气 空气压缩机 冷却 气液分离 过滤除菌 粗谷氨酸 母液 配料 发酵 等电点调节 沉淀 离心 4 5 4 提取流程 98 H2SO4 高流分 发酵液 等电罐 晶种 育 晶 停酸 搅拌 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 8 页 共 53 页 二步加酸 H2SO4 高流 等电点 停酸搅拌 静 止 沉淀物 上清液 离心分离 母液罐 湿谷氨酸 离心水 离子交换柱 成 品 母液罐 洗脱 前流 高流 后流 母液罐 等电罐 洗脱 4 64 6 工艺参数工艺参数 玉米淀粉含淀粉 90 淀粉糖转化率 97 糖酸转化率 60 产酸率 12 提取收率 94 发酵周期 48h 发酵时间 38h 初糖 14 流加糖 30 总糖 18 接种量 10 生物素含在糖蜜中 4 84 8 原料规格原料规格 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 9 页 共 53 页 工业 H2SO4 98 液氨 99 盐酸 31 Na2HPO4 H2O 96 工业 H3PO4 85 MgSO4 7H2O 98 精制盐 99 BAPE比重 1 01 1 025 分子量 3000 4000 微黄色油状液体 交换容量4 5g 柱度16 50 45 活性基团 SO3 离子型Na GH 10 K 15 粒状活性炭 真比重1 24 1 298g ml 水分40 50 pH5 0 7 0 灰分 40 淀粉酶高温活力 2000 g 用量 12 g 干淀粉 中温活力 4000 g 用量 1 25 g 干淀粉 糖化酶活力 105 g 用量 80 100 g 取 90 g 干淀粉 粒度10 24 目 28 42 目 40 60 目 强度 90 4 94 9 各工段工艺提取工艺论证各工段工艺提取工艺论证 4 9 1 提取工艺选择 A 目的 谷氨酸是目的产物 溶解过程中 副产物比较多 因此必须采取适宜工艺把谷氨 酸提取出来 B 提取方法论证 提取谷氨酸方法 离子交换法等方法 a 离子交换法 液相中的离子和固相中离子间所进行的的一种可逆性化学反应 当液相中的某些离子较为离子交换固体所喜好时 便会被离子交换固体吸附 为维持 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 10 页 共 53 页 水溶液的电中性 所以离子交换固体必须释出等价离子回溶液中 b 等电法 利用蛋白质在等电点时溶解度最低的特性 向含有目的药物成分的混 合液中加入酸或碱 调整其 pH 值 使蛋白质沉淀析出的方法 称为等电点沉淀法 c 盐酸盐法 谷氨酸溶解度小 易生成晶体 在浓冷盐酸中 可以提纯 加碱液 达到等电点 使谷氨酸析出 d 锌盐法 谷氨酸某些金属盐的溶解度小 若往谷氨酸发酵液中加入某金属盐生 成难溶的谷氨酸金属盐沉淀析出 e 溶剂抽提方法 从固体物质中萃取化合物的一种方法 但此法可行性尚在研 究中 4 9 2 工艺流程 A 工艺流程 发酵罐 贮罐 菌体分离 三废处理 清液 pH 5 0 pH 4 6 pH 3 沉降静置 8 小时 离心分离 谷氨酸 图 2 工艺流程图 5 5 物料衡算物料衡算 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 11 页 共 53 页 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 WDF 式中 F 进入系统的料量 Kg D 离开系统的物料量 Kg W 损失的物料量 Kg 5 15 1 生产过程的总物料衡算生产过程的总物料衡算 1 生产能力 以年产商品谷氨酸 30000 吨 折算为 100 谷氨酸为 28560t a 日产商品谷氨酸 30000 320 9 375 t d 其中 99 的谷氨酸为 t 80 的谷氨酸为 t 日产 100 谷氨酸 28560 320 89 25 t d 2 总物料衡算 以淀粉质原料为实例 1 1000Kg 纯淀粉理论上产 100 谷氨酸量 Kg 5 1153272 1 7 8111 1 1000 2 1000Kg 纯淀粉实际产 100 谷氨酸量 Kg 8 572272 1 92 90 50 9811 1 1000 3 1000Kg 工业淀粉 含量 90 的玉米淀粉 产 100 谷氨酸量 Kg52 515 90 8 572 4 淀粉单耗 1t 100 谷氨酸消耗纯淀粉量 746 1 8 572 1000 t 1t 100 谷氨酸实际消耗工业淀粉量 940 1 52 515 1000 t 1t 100 谷氨酸理论上消耗纯淀粉量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 12 页 共 53 页 8669 0 5 1153 1000 t 1t 100 谷氨酸理论上消耗工业淀粉量 963 0 90 8669 0 t 5 总收率 66 49 100 5 1153 8 572 100 g g 理论产量 实际产量 K K 6 淀粉利用率 64 49 100 940 1 963 0 7 生产过程总损失 100 49 64 50 36 物料在生产过程中损失的原因 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 菌灭损失 产生其他产 物 提取收率低 母液中 Glu 含量高 精致加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等 8 原料及中间品计算 淀粉含量 15 173940 1 89 25dt 糖化液量 纯糖 折算为 24 的糖液 52 169 9811 1 9015 173dt 3 706 24 52 169 dt 发酵液量 纯 Glu 量 折算为 8g dl 的发酵液 76 84 5052 169dt 1 05 为发酵液的相对密度 m3 5 1059 8 76 84 t48 111205 1 5 1059 提取 Glu 量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 13 页 共 53 页 纯 Glu 量 折算为 90 的 Glu 量 t d28 76 9076 84 84 76 t d 90 28 76 Glu 废母液量 采用等点 新离子回收法 以排出之废母液含 Glu0 7g dl 计算 84 76 76 28 0 7 1211 43 m d 3 总物料衡算结果 衡算结果汇总表 如下图所示 工业原料 淀粉含量 86 表 1 总物料衡算结果 原料淀粉质原料 玉米淀粉 项目生产 1t 100 谷氨酸 t d 工业原料 2 14173 15 糖液 24 t 8 28706 3 谷氨酸 90 t 0 9584 76 谷氨酸 100 t 1 089 25 排出含 0 7 谷氨酸废母液 m 19 81211 43 5 25 2 制糖工序的物料衡算制糖工序的物料衡算 1 淀粉浆量及加水量 淀粉加水比例 1 2 5 1000Kg 工业淀粉产淀粉浆 加水量为 2500Kg 3500 5 21 1000Kg 2 粉浆干物质浓度 71 25 100 3500 901000 3 液化酶量 使用液体 淀粉酶 75 8 25 03500Kg 4 CaCl2 量 75 8 25 03500Kg 5 糖化酶量 用液体糖化酶 75 8 25 03500Kg 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 14 页 共 53 页 6 糖化液产量 4079 24 9811 1 901000 Kg 24 糖液的相对密度为 1 09 4079 1 09 3742 L 7 加珍珠岩量 为糖液的 0 15 12 6 15 0 4079Kg 8 滤渣产量 含水 70 废珍珠岩 6 12 1 70 20 4 Kg 9 生产过程进入的蒸汽和洗水量 4079 20 4 3500 8 75 3 6 12 567 03 kg 10 衡算结果 根据总物料衡算 日投入工业淀粉 442 32t 物料衡算汇总表 表 2 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 1000 残糖 4079 配料水 2500 滤渣 20 48582 2 液化酶 8 753870 3 CaCl28 753870 3 糖化酶 8 753870 3 珍珠岩 6 122705 6 洗水和蒸汽 567 03 6 累计 4099 4 1 累计 4099 4 1 5 35 3 连续灭菌和发酵工序的物料衡算连续灭菌和发酵工序的物料衡算 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 15 页 共 53 页 1 发酵培养及数量 1000Kg 工业淀粉 得到 24 的糖液 3898Kg 发酵初始糖液浓度为 16 4g dl 其数量为 5969 4 16 244079 L VW 16 4g dl 的糖液相对密度为 1 06 632706 1 5969Kg 配料 按放罐发酵液体积计算 6118 0 16 4 16 5969L 玉米浆 2 12 2 06118KgVW 甘蔗糖蜜 4 18 3 06118KgVW 无机盐 P Mg K 等 2 12 2 06118KgVW 配料用水 配料时培养基的含糖量不低于 19 向 24 的糖液中加水量为 10734079 19 244079 Kg 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量 6327 4079 1073 12 2 18 4 12 2 1132 Kg 发酵零小时数验算 4079 12 2 18 4 12 2 1073 1132 6327 Kg 其体积为 6327 1 06 5969 L 与以上计算一致 2 接种量 g 6506 1 2 61 2 61 16118 K LVW 3 发酵过程加液氨数量 为发酵液体积的 2 8 液氨容重为 0 62Kg L 171 0 62 276 L g 171 8 26118KVW 4 加消泡剂量 为发酵液的 0 05 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 16 页 共 53 页 消泡剂的相对密度为 0 8 3 1 0 8 3 9 L 1 3 005 0 6118KgVW 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 5 大气压 表压 1 大气压 1 Pa 排风 0 5 大气压 表压 出进空气的湿含量差 干空气 水 进出 g g01 00042 0 0149 0 70187605 2 7018 622 0 100277605 1 10027 KK XX 通风比 1 0 2 带走水量 3101 0 001 0 157 1 36602 06118Kg 式中 1 157 为 32 时干空气密度 Kg m 过程分析 放罐残留及其他损失 52Kg 6 发酵终止时的数量 6327 65 171 209 31 52 6689 Kg 7 衡算结果汇总 年产 7 万吨商品味精日投工业淀粉 442 32t 连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总 表如下 表 3 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 之匹配物料 Kg t d 项目 1t 工业淀粉 之匹配物料 Kg t d 24 糖液 40791724 16 发酵液 66892739 73 玉米浆 12 25 18 甘蔗糖蜜 18 47 74 空气带走水 分 3112 83 无机盐 12 25 18 配料水 1073453 82 过程分析 放罐残留及 其他损失 5223 00 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 17 页 共 53 页 灭菌过程进 蒸汽及水 1132478 15 种量 6527 42 液氨 17172 54 消泡剂 3 11 28 累计 13337 92775 47627513337 9 5 45 4 谷氨酸提取工序的物料衡算谷氨酸提取工序的物料衡算 采取冷冻等电及其新离交回收工艺 按 1000Kg 工业淀粉之匹配量计 发酵液数量 6118L 6689Kg 加 98 硫酸量 为发酵液的 3 6 W V 220 6 36118Kg 98 H2SO4的相对密度 1 84 故 12084 1 220L 谷氨酸产量 分离前谷氨酸量 100 Glu 量 4 489 86118KgVW 分离后谷氨酸量 纯 Glu 421 86 4 489Kg 90 的 Glu 8 467 90 421Kg 式中 94 Glu 提取收率 母液数量 母液含 Glu 0 7g dl 9771 7 0 421 4 489 L 谷氨酸分离水洗量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 18 页 共 53 页 102 20 1 511L 母液回收过程中用水及酸 碱等数量 3431 329710212061189771KgL 7 物料衡算结果 根据以上计算 再乘以 173 15 日投工业淀粉数 及得出每日之物料量 汇总列 如下表 表 4 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 及匹配物料 Kg t d 项目 1t 工业淀粉 及匹配物料 Kg t d 发酵液 66892739 73 90 谷氨酸 467 8197 54 H2SO422092 89 母液 97714132 60 分离用洗水 10239 37 回收加水等 34311458 33 累计 77224330 327545 94330 14 5 55 5 精制工序的物料衡算精制工序的物料衡算 1 谷氨酸数量 100 Glu 440Kg 90 Glu 488 9Kg 2 Na2CO3量 179 6 36 9 488Kg 3 加活性炭量 47 1 3 0 9 488Kg 4 中和液数量 623 1 16 1 2 1399 2 1399 40 272 1 440 Kg L VW 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 19 页 共 53 页 式中 1 16 含 40 W V 谷氨酸溶液的相对密度 20 B 5 中和加水量 954179487 1 9 4881623Kg 6 产谷氨酸量 产 100 谷氨酸量 精制收率 92 产 100 量为 9 514 92272 1 440Kg 7 产母液量 母液平均含谷氨酸量 25 W V 179 25 8 272 1 440L 母液的相对密度 1 1 则 9 1961 1179Kg 8 废湿活性炭数量 湿碳含水 75 1 47 1 0 75 5 9 Kg 9 谷氨酸分离调水洗水量 26 5 9 514Kg 10 中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸出的水量 9319 5 9 196 9 514261623Kg 11 物料衡算汇总 列如下表 表 5 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 及匹配物料 Kg t d 项目 1t 工业淀粉 及匹配物料 Kg t d 90 Glu511 1197 54 100 谷氨酸 514 9208 11 Na2CO317971 21 母液 196 979 79 活性炭 1 50 62 废碳 5 92 39 中和加水量 954386 15 蒸发水量 931376 00 分离洗水 2610 62 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 20 页 共 53 页 累计 1506666 14 累计 1506 3666 29 6 6 热量衡算热量衡算 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 654321 QQQQQQ 式中 Q1 物料带入的热量 J Q2 蒸汽热量 J Q3 各种热效应 如发酵热 稀释热 溶解热等 J Q4 物料带走热量 J Q5 消耗与设备上的热量 J Q6 设备向外界散失热量 J 6 16 1 液化工序热量衡算液化工序热量衡算 1 液化加热蒸汽量 I ttGC D 12 式中 G 淀粉浆量 Kg h C 淀粉浆比热容 KJ Kg K t1 浆料出温 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 1 淀粉浆量 G 根据物料衡算 日投工业淀粉 173 15t 连续液化 173 15 24 7 21 t h 加水为 1 2 5 粉浆量为 252355 37210hKg 2 粉浆干物质浓度 6 24 100 25235 867210 3 粉浆比热 C 可按下式计算 100 100 100 0 x C X CC 水 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 21 页 共 53 页 式中 C0 淀粉质比热容 取 1 55KJ Kg K X 粉浆干物质含量 24 6 C水 水的比热容 4 18KJ Kg K KJ Kg K 53 3 100 6 24100 18 4 100 6 24 55 1 C 4 蒸汽用量 07 2641 3772738 2090 53 3 25235 hKgD 一 灭酶用蒸汽量 灭酶时将液化液有 90 加热至 100 在 100 时的 为 419KJ Kg 灭 hKD g 1 384 4192738 9010053 3 25235 要求在 20 分钟内使液化液由 90 生至 100 则蒸汽高峰量为 3 112 20 60 1 384hKg 以上两项合计 平均量 641 0 384 1 3025 17Kg h 每日用量 72 722403 3 dt 高峰量 37 3793 3 115207 2641hKg 二 液化液冷却水用量 使用板式换热器 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 9 21583 18 4 20 7 58 65100 53 3 17 302525235 hKgW 及 1324 14 t d 一 糖化工序热量衡算 日产 24 的糖化液 706 3t 及 706 3 1 09 648 m 糖化操作周期 30h 其中糖 化时间 25h 糖化罐 400m 装料系数 75 需糖化罐 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 22 页 共 53 页 7 2 24 30 75400 0 648 用 3 个 400m 的糖化罐 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 水进口温度 20 出口温度 45 平均用水量为 6 23865 18 4 2045 6085 53 3 17 302525235 hKg 要求在 2h 把 300m 糖液冷却至 40 高峰用水量为 1 138075 2 09 1 300000 17 302525235 6 23865 hKg 每日糖化罐同时运转 3 2 30 25 7 2罐 每投 放 料罐次 2 300 648 0 罐次 每日冷却水用量 3 6353 2 1 1382dt 2 连续灭菌和发酵工序热量衡算 一 培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵罐 800m 装料系数 0 75 每罐产 100 谷氨酸量 3 48272 1 92 86 875 0 800t 年产 7 万吨商品味精 日产 100 谷氨酸 89 25t 发酵操作时间 48h 其中发酵时间 38h 需要发酵罐台数 1 24 48 3 48 25 89 台 取 1 台 每日投 放 料罐次 85 1 3 48 25 89 日运转 731 0 48 38 1罐 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 23 页 共 53 页 每罐初始体积 600m 糖浓度 16 4g dl 灭菌前培养基含糖 19 其数量 9 517 19 4 16600 t 灭菌加热过程中用 0 4MPa 蒸汽 表压 I 2748KJ Kg 使用板式换热器将物料由 20 预热到 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 6 172 3 9 517 ht 消毒灭菌用蒸汽量 D 7 13 13726 18 4 120 8 274 75120 97 3 172600 hthKgD 式中 3 97 为糖液的比热容 Kg Kg K 每天用蒸汽量 20653 7 13dt 高峰用量 13 8t h 平均量 58 8 24 206ht 二 培养液冷却用水量 120 热料通过与生料热交换 降至 80 再用冷却水冷却至 35 冷却水有 20 升至 45 计算冷却水用量 W 1 295 7 295071 18 4 2045 3580 97 3 172600 hthKgW 全天用水量 6 177023 1 295dt 三 发罐空罐灭菌蒸汽用量 1 发酵罐体加热 800m 1Cr18Ni9 的发酵罐体重 137 2t 冷却管重 15t 1Cr18Ni9 的比热容 0 5KJ Kg K 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 3723 18 4 1272718 20127 5 0Kg 2 填充发酵罐空间所需的蒸汽量 因 800m 发酵罐的全容积大于 800m 考虑 到罐内之排管 搅拌器等所占空间 罐之自由空间仍按 800m 计算 填充空间需蒸汽量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 24 页 共 53 页 6 1397622 1 800KgVD 空 式中 V 发酵罐自由空间即全容积 m 加热蒸汽的密度 Kg m 0 2MPa 表压时为 1 622 3 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 4 43 2070 19 0 9 33 2 KhmKJ 800m 的发酵罐的表面积为 804 耗用蒸汽量 损 g796 18 4 1272718 2070 4 43804 KD 4 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 164 18 41272718 20127 1000001 0 804 Kg 式中 0 001 附壁水平均厚度 1mm 5 灭菌过程蒸汽渗漏 取总蒸汽消耗量的 5 空罐灭菌蒸汽消耗量为 6 6400 05 0 1 164796 6 13973723 hKg 每空罐灭菌 1 5h 用蒸汽量 95 96005 1 6 6400罐Kg 每日用蒸汽量 9 19201295 9600dKg 平均量 1 800 24 9 19201 hKg 三 发酵过程产生的热量及冷却用水量 根据部分味精工厂的实测和经验数 谷氨酸的发酵热高峰值约 hm3 100 3 4 KJ 800m 发酵罐 装液量 600m 使用新鲜水 冷却水进口温度 10 出口温度 20 冷却水用量 W 431 430622 18 4 1020 600100 3 4 hthKgW 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 25 页 共 53 页 日运转 0 731 台 高峰用水量 1 315731 0 431ht 日用水量 5 t d 9 6049248 0 1 315 平均水量 6049 9 24 252 1 t h 式中 0 8 各罐发热状况均衡系数 6 26 2 谷氨酸提取工序冷量衡算谷氨酸提取工序冷量衡算 等电罐 800m 装液量 600m 相对密度 1 06 由 30 降至 5 降温速度 2 h 其冷却量 式中 3 97 发酵液比热容 KJ Kg K 中和时 H2SO4对水的溶解热为 92KJ mol 6h 加 98 H2SO4 5100Kg 其溶解热为 可忽略不计 每天运转 1 台 则总制冷量 140 0 731 1025 Hw 6 36 3 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 年产 3 万吨商品味精 日产 100 谷氨酸 89 25t 选用 100m 强制内循环结晶罐 浓缩结晶操作 24h 其中辅助时间 4h 每罐产 100 谷氨酸 40t 需结晶罐台数 89 25 40 6 4 2 7 取 3 台 式中 6 4 每罐投入的晶种量 t 一 热平衡与计算加热蒸汽量 每罐投入 40g dl 的中和脱色液 俗称原液 92m 流加 30g dl 母液 128m 过程 中加水 24m 在 70 下真空结晶 浓缩 3h 育晶 17h 放料数量 80m 1 热量衡算 来料带入热量 进料温度 35 比热为 3 5KJ Kg K 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 26 页 共 53 页 Q来料 加水带入热量 Q来水 晶种带入热量 谷氨酸比热容 1 67 KJ Kg K Q来晶 结晶放热 谷氨酸结晶热为 12 7KJ mol Q晶热 KJ 母液带走热量 分离母液 48m 折算为相对密度 1 26 时 60 5t 比热容为 2 83 KJ Kg K Q KJ 随二次蒸汽带走热量 Q二蒸 式中 80 结晶罐放罐时的结晶液量 m 随结晶谷氨酸带走热量 KJ 需外界供给热量 2 计算蒸汽用量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 27 页 共 53 页 每罐次用蒸汽量 热损失按 5 折算 每罐浓缩结晶时间 20h 每小时消耗蒸汽高峰量 3 台罐同时运转 高峰用蒸汽量 29700 每日用蒸汽量 594 t d 每小时平均用蒸汽量 594 24 25 t h 二 冷却二次蒸气所消耗冷却水量 1 二次蒸汽数量 即水蒸速度 2 冷却水用量 使用循环水 进口温度 30 出口温度 45 70 水蒸气焓 2626 8 KJ Kg 需冷却水量 W 3 台罐 高峰用水量 80 3 240 全日用水量 80 20 3 4800 平均用水量 4800 24 200 t h 为保证循环水温不高于 30 需加进二次水 6600t d 6 46 4 干燥过程的热量衡算干燥过程的热量衡算 分离后之湿谷氨酸含水 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 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 28 页 共 53 页 年产 3 万吨商品味精 日产湿味精 194t 二班生产 即 194 169 1 15 t 干燥水分量 35 4 18 空气湿含量 70 X0 0 009Kg Kg 干空气 I0 41 8KJ Kg 干空气 加热 80 I1 104 5KJ Kg 干空气 用公式 式中 空气经过干燥后的热量变化 KJ Kg I1 出空气加热器之空气热焓 KJ Kg I2 出干燥器之空气热焓 KJ Kg I0 冷空气之热焓 KJ Kg X0 空气湿含量 KJ Kg 干空气 X1 进干燥器之空气湿含量 KJ Kg 干空气 X2 出干燥器之空气湿含量 KJ Kg 干空气 Q初温 物料初始温度时的物料中每 1Kg 水之热含量 KJ Kg Q物料 加热物料所耗热量 KJ Kg K Q损失 损失热量 通常为有效热量的 10 物料 1 15 103 60 18 0 4 4 18 35 4 2607 水 损失 0 1 595 4 18 0 47 60 4 18 2607 18 4 18 256 KJ Kg 水 18 4 18 2607 256 2788 KJ Kg 水 设 X2 0 0108 104 5 2788 0 0108 0 009 99 KJ Kg 空气 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 29 页 共 53 页 空气消耗量为 35 4 0 0108 0 009 19667 80 时空气的比容 0 83m Kg 实际消耗空气量为 19667 0 83 16324 m3 h 耗用蒸汽量 D 使用 0 1Mpa 表压 蒸汽加热 热损失按 15 计 104 5 41 8 19667 1 7 504 7 644 每日用蒸汽量 644 16 10304 Kg d 平均每小时用蒸汽量 10304 24 429 Kg h 6 56 5生产过程消耗用蒸汽横算汇总表生产过程消耗用蒸汽横算汇总表 表 6 生产过程耗用蒸汽汇总表 生产工序日用量 t d 平均量 t d 高峰量 t d 液化糖化 72 757 739 70 连消 2068 6313 8 发酵罐空消 49 742 076 63 精制 12005061 4 干燥 69 62 94 3 空气净化及其他 90037 537 5 累计 2498108 83133 33 衡算结果 每日用蒸汽量为 2498t d 每小时平均量为 108 83t h 高峰用量为 133 33t h 100 谷氨酸单耗蒸汽量 2498 89 25 27 99 t t 以上结果不包括采暖及生活用蒸汽 7 7 水平衡水平衡 7 17 1 糖化工序用水量糖化工序用水量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 30 页 共 53 页 1 配料用水量 日投入工业淀粉 173 15t 加水比 1 2 5 用水量为 173 15 2 5 432 9 因连续生产 平均用水量 高峰水量 432 9 24 18 t h 用新鲜水 2 液化液冷却用水量 平均量 高峰量 55 17t h 1324 14t d 二次水 3 糖化冷却水用量 使用二次水 每日用冷却水 1519 1t d 平均量 1519 1 24 63 3 t h 高峰量 138 1t h 7 27 2 连续灭菌工序用水量连续灭菌工序用水量 1 配料用水 糖液含糖 24 加水配成 19 糖液 517 9t 每罐料需加水量 每日投料按 4 31 罐次计算 需水量 平均量 465 24 19 4 t h 要求在 0 5h 内加水 107 9t 所以高峰量 107 9 0 5 215 8 t h 2 冷却用水量 使用二次水 高峰用水量 295 1t h 每日用量 4426 5t d 平均量 4426 5 24 184 4 t h 7 37 3 发酵工序用水量 使用新鲜水 发酵工序用水量 使用新鲜水 日用水量 56271 4t d 平均用水量 2344 6t h 高峰用水量 2930 8t h 7 47 4提取工序用水量提取工序用水量 用于谷氨酸分离及冲洗水 每日用量 300t d 平均量 12 5t h 高峰用量 100t h 使用新鲜水 7 57 5中和脱色工序用水量中和脱色工序用水量 1 配料用水 使用回收的结晶罐的蒸汽冷凝水 日产 100 谷氨酸 89 25 1 275 0 92 64 6 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 31 页 共 53 页 配成 40 的溶液 需水量 2 洗交换柱用水 使用二次水 配稀酸碱用水 1050t d 洗低流分用水 700t d 再生处理柱用水 4200t d 合计为 5950t d 3 洗废炭用水 210t d 使用二次水 以上两项合计为 6160t d 7 67 6精制工序用水量精制工序用水量 1 结晶过程加水 使用回收结晶罐加热蒸汽冷凝水 3 台罐 每台加水 24t 共为 72t d 2 冷却水 使用循环水 高峰用水 560t h 平均用水 413 3t h 每日用水循 环水量 9920t d 为保证循环水温不高于 30 须采取不断补充二次水和用凉水塔降温的办法 其 高峰用冷却水量为 560t h 采取 300t h 凉水塔可使水温降低 5 温差 即由 45 40 尚需补充二次水量为 7 77 7动力工序用水量动力工序用水量 锅炉用新鲜水 5880t d 空压机 冷冻机及其他用循环水 28000t d 为保证水温 除加水进二次水 5019t d 外 还需采用 300t h 凉水塔 4 台 7 87 8用水量汇总表用水量汇总表 新鲜水只供配料和发酵冷却用 由发酵冷却后之水称为二次水 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取循环使用方法 耗水量计算汇总 新鲜水高峰用量 新鲜水平均用量 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 32 页 共 53 页 日用新鲜水量 100 谷氨酸单耗新鲜水 二次水总量为 28368 7t d 平均量 1182t h 循环水量为 37920t d 平均量 1580t h 水重复 循环 利用率为 64 3 凝结水量为 403t d 平均量 16 8t h 排水量 22879 2t d 平均量 953 3t h 表 7 用水量衡算汇总表 工序设备给水 t d 排水 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 33 页 共 53 页 新鲜水 10 二次水 20 循环水 30 凝结水 50 t d 配料 1105 8 液化冷却 1324 11324 1 糖化冷却 1519 11519 1 灭菌配料 465 冷却 4426 5 发酵冷却 56271 4 提取 洗水 300 中和 配料 235 洗炭 210210 精制 育晶 168 冷却 992099208857 动力 锅炉 5880 冷冻 空压站及 其他 5019280005019 累计 64022 222418 73792040316929 2 8 8 设备平衡与设备选型设备平衡与设备选型 现代生产是工业化大生产 需要先进的工艺和熟练的操作人员 同时还需要与之 相适应的设备 要均衡生产必须要设备平衡 这样有利于水电气负荷的平衡 有利于 劳动率和生产班次的平衡 有利于原料供应的平衡 有利于产量和生产能力的平衡 设备平衡计算是工艺计算中不可缺少的 依据物料平衡和生产能力来确定所需设备的 数量 设备选择是保证产品质量和表达生产水平的标准 也是工艺布置的基础 要选择 技术先进 机械化程度和高效节能型的设备 设备的结构要合理 材料性能要适应各 种工作需要 设备要符合食品卫生要求 同时拆装维修要方便 一般依据物料平衡和 生产能力来确定所需设备的台数 8 18 1 设备平衡计算公式设备平衡计算公式 本本 科科 毕毕 业业 设设 计计 第 34 页 共 53 页 设备平衡计算公式 所需设备台数 24 日产量 t 操作周期 h 每台设备产量 t h 式中 操作周期 运转时间 h 辅助时间 h 投放料次数 日产量 t 每台设备产量 t 运转台数 运转时间 h 设备台数 操作周期 h 8 28 2 制糖车间设备选型制糖车间设备选型 8 2 1 调浆罐 2 个 60m3 D H 1 1 15 其装填系数为 0 8 调浆池的有效容积为 V 60 0 75 0 8 56 25 m2 D 60 0 785 1 15 1 3 4 05 m H 4 65 m 搅拌功率 内装两程 45 两直叶浆式搅拌器 根据 谷氨酸生产 P27 N0 60 10 9 Z F d 3 n3 式中 d 0 5D 2025 mm h 0 1D 202 mm n 40rpm 1 2 0 75 Z 2 档 搅拌叶面积 F b h sin d 2