年产1000吨精氨酸工厂的到初步设计.docx

湖南科技大学本科生毕业设计（论文）1 绪论1.1 概述L-精氨酸是碱性氨基酸,英文名为L-Arginine,简称L-Arg (L-1-Amino-4-guanidovaleric acid)，化学名为-氨基-胍基戊酸,1896年从鱼类精蛋白的水解液中首次发现精氨酸，它在常与核酸共存的精蛋白中大量出现（因它占鱼精蛋白中氨基酸80%）因而被定名为精氨酸。它在体内的活性构象为L型，即L-精氨酸。后来发现，在各种植物如大蒜等中也存在游离的L-精氨酸，这与食品的呈味有密切的关系。在人体和动物体内也存在L-精氨酸，它是蛋白质和肌酸合成的原料，也是生物体尿素循环的重要中间代谢物，是一种半必须的碱性氨基酸。精氨酸分子式为C6H14N4O2，相对分子质量为174.4，其化学结构式如下：L-精氨酸为白色结晶或结晶性粉末，微有特异味。熔点244（分解）。重结晶后，于105失去结晶水。易溶于水但难溶于乙醇，在乙醚中几乎不溶。精氨酸是人体代谢中的一种重要氨基酸，所有的肌体组织都利用精氨酸合成细胞浆蛋白和核蛋白，它还是天门冬氨酸、谷氨酸、脯氨酸、羟脯氨酸、聚胺等转换为高能磷酸化合物磷酸肌酸的中间体，在肝内与尿素的生成有关。在生理活性方面，除了与生长激素、胰岛素、胰高血糖素等激素诱导有关外，近年来，有作为血管舒张因子而引起关注，有望成为营养疗法的新材料1。目前，临床上它是复方氨基酸输液的主要组成成分之一，也被广泛应用于病毒性肝炎的治疗，且有显著的疗效2。另外，还作为氨中毒性肝昏迷的解毒剂及肝功能的促进剂。可见，精氨酸在医疗和食品工业中越来越具有广泛的用途3。近年来，随着我国经济的发展，人民生活水平逐步提高，人们对健康方面给予了越来越多的关注，L-精氨酸的需求量也逐年上升。目前，L-氨基酸的制备方法有五种：化学合成法、蛋白质水解提取法、酶法、添加前体发酵法和直接发酵法4、5 。我国氨基酸工业是从60年代开始逐步发展起来的，先后开展了上述五种方法生产氨基酸的研究。直接发酵法是是借助微生物具有合成自身所需氨基酸的能力，通过对菌体的诱变处理，选育出各种营养缺陷型及氨基酸结构类似物抗性变异株，以解除代谢调节中的反馈抑制与阻遏，达到过量合成某种氨基酸的目的。发酵法所得的L-精氨酸的发酵液经过加热、调pH、絮凝，再进行离心或过滤，使产物与菌体分离，得到L-精氨酸的清液。清夜在经过离子交换、脱色、浓缩、结晶和干燥即可得到成品L-精氨酸。1.2 设计任务的依据1.2.1 设计名称年产1000吨精氨酸工厂的初步设计 1.2.2 设计目的综合运用基础理论、实践知识和基本技能，解决中等复杂程度的规划、设计及施工方案等问题。获得基本训练，培养基本技能。1.2.3 本设计拟定的工作内容本设计拟定的工作内容包括工厂设计的基本内容，解决工厂设计所需要解决的主要问题，如厂址的选择，产品方案，生产工艺的论证，车间平面设计，全厂平面设计，物料与能量的衡算等，此外还包括设备选型，公用系统，三废处理等。1.3 产品方案 本设计的产品方案参照国外标准、日本氨基酸生产企业味之素的企业标准和中国药典里的标准。对于药用L-精氨酸中国药典里的标准是性状：白色结晶或结晶性粉末，成品中L-精氨酸的含量99.0%,透光率98%，pH10.5-12.0,比旋光率（20）+26.9-27.9，蛋白质检测：取1克样品溶解于10ml水当中，加20%三氯醋酸溶液5滴，不得生成沉淀。本设计按药典的标准生产药用级的L-精氨酸。1.4 班产量的确定依据：年产1000吨L-精氨酸按年生产天数300天算，则日生产量为1000/3003.34吨/天。实行三班制，班产量为3.34/3=1.11吨/班，见下表1.1表1.1产品方案及班产量产品名称年产量/吨日产量/吨班产量/吨L-精氨酸10003.341.111.5 原料、燃料、动力及其供应情况配置各种培养基（完全培养基、种子培养基、发酵培养基、筛选培养基等）的原料均购买于专业生产工厂；燃料为沼气和煤，沼气由工厂自行制造，煤购买于市场；动力来自工厂自行发电。1.6 投资控制数及劳动定员控制数发酵成本 2,9000元/吨 动力成本 1,2000元/吨后提取成本2,000元/吨经济投资控制在4500万之内，劳动定员数在30人之内。1.7 经济效益和技术水平要求投入使用后一个月内各项事务走入正轨，一年内技术达到中高等水平，一年后开始盈利。2 工厂总平面设计2.1 厂址选择厂址选在九华经济区，位于湘潭郊区，面积空旷，环境幽静，厂址附近有良好的卫生环境，没有有害气尘，以保证生产厂区的良好环境。城市主干道贯穿其中，借助于城市主干道和各级道路网，可方便到达火车站、汽车站等交通枢纽，交通状况良好，交通十分便利。2.2 工厂组成及面积分划工厂总面积2万平方米（30亩），土建面积14200平方米，绿化面积5800平方米。生产车间（发酵车间、顾虑车间、包装车间等）共占6000平方米辅助车间（锅炉房、水处理车间、配电室、空气处理房）占地800平方米（20m10m4）办公楼（行政楼、实验室）1000平方米废水处理站600平方米仓库（原料库、成品库）占地2000平方米生活区（职工宿舍、食堂、卫生室）占地1500平方米停车场500平方米门卫室50平方米通道1750平方米2.3 总平面布置采用区带式布置形式，整个工厂前、后、左方向共开三个大门，按风向玫瑰图定位方向，生产车间位于生活区的下风向，动力车间、污水处理站位于主风向的下风向，正大门位于厂前区，与主通道对正，通道两侧为绿化区。具体设计见平面布置图。3 工艺设计与计算3.1 工艺原理 首先，L-精氨酸的合成需要碳源，碳源由葡萄糖提供（Glc）,然后葡萄糖经过EMP途径（部分葡萄糖经过HMP途径）降解为L-精氨酸合成所需的前体碳单位丙酮酸（PYR）；氮源由谷氨酸（Glu）和-酮戊二酸（-KG）通过转氨基反应提供。假定葡萄糖经EMP途径降解，则L-精氨酸合成相关的主要代谢途径为：磷酸转移酶系统（PTS）：-Glc+PEP+PYR+G6P=0EMP途径：-G6P+PEP+PYR+2NADH+2ATP=0L-Arg的合成： -2Glu-2PYR-2NH3-NADPH-2NAD+Arg+2-KG+5H2O+2NADH+2NADP=0转氨酶：-NH3-KG-NADPH+ Glu=0将上述反应式求和可初步得到L-精氨酸生物合成的总化学计量式：-Glc-4NH3-2NAD+-3NADPH+Arg+5H2O+2NADP+4NADH+2ATP=03.2 工艺路线的选择目前L-精氨酸的生产方法主要有以下几种：化学合成法酶法发酵法蛋白质水解法6。由于化学合成法过程复杂费用高，酶法的底物选择多样性，蛋白质水解法收率低，污染环境等都不适应现代L-精氨酸的生产要求，而发酵法是借助微生物具有合成自身所需氨基酸的能力，通过对菌株的诱变等处理，选育出各种营养缺陷型及氨基酸结构类似物抗性变异株，以解除代谢调节中的反馈抑制与阻遏，达到过量合成L-氨基酸的目，工艺过程简单，产量高，是目前国际是生产L-精氨酸的主要方法。 3.3 发酵菌种与发酵周期 本设计以黄色短杆菌为发酵菌种，其发酵周期为80小时，加上发酵罐清洗、灭菌、进出物料等辅助操作时间，生产周期按96小时计，也就是四天为一个生产周期。3.4工艺流程将斜面培养的菌种接种到摇瓶当中，在30，120r/min的条件下培养18个小时，然后接入一级和二级种子罐,在30，pH7.07.2，供氧的条件下，培养710个小时，使活菌浓度达到1.081.09108个/ml，以满足发酵用菌。将预处理的淀粉质原料进行双酶化糖化，加入辅料，杀菌后配制发酵培养基进行发酵。由于L-精氨酸发酵是好氧发酵，发酵过程中需通入无菌空气，保证溶氧。发酵结束后，通过陶滤将大量菌体与发酵液分开，利用弱酸性阳离子交换吸附洗脱，洗脱液当中含有大量的氨，可以用三效降膜浓缩器进行驱氨。然后经脱色、除杂、超滤等工艺可得到纯度较高的L-精氨酸。菌种原料空气 斜面培养 预处理 空气压缩机 摇瓶扩大培养 双酶法糖化冷却 活性碳脱色辅料一级种子罐扩大培养 气液分离 强碱性阴树脂淀粉水解糖二级种子罐扩大培养超滤（截留分子量6000)灭菌 过滤除菌 纯化液 降膜预浓缩 絮凝剂 发酵 (pH7.0,30-32) 单效减压浓缩 浓菌浆 陶滤 浓缩液板框过滤 上清液 发酵清液 结晶锅冷却结晶 离心 湿菌块 弱酸性阳树脂2mol/L氨水洗脱 高流分 干燥 干燥 饲料 驱氨 成品L-精氨酸 母液3.5 种子培养和发酵培养基种子培养和发酵培养基以葡萄糖为主要碳源。二级种子培养基（g/L)：葡萄糖30.0,辅料：玉米浆（CSL）20.0、5.0、尿素1.0、0.5、1.5、0.4、维生素H25、pH7.07.2。发酵培养基（g/L)：葡萄糖125.0,辅料：玉米浆（CSL）10.0、尿素1.0、1.5、30.0、0.5、维生素H50、维生素B1HCl1mg、pH7.07.2。3.6 工艺参数表3.1 L-精氨酸发酵工艺技术指标指标名称单位指标数生产规模吨/年1000生产方法黄色短杆菌发酵，离子交换法提取年生产天数天/年300产品日产量吨/天3.34产品质量纯度%99倒灌率%0.5发酵周期h80发酵初糖Kg/m3125淀粉糖转化率%98糖酸转化率%44L-精氨酸提取率%64表3.2 灭菌各参数培养基灭菌发酵罐灭菌蒸汽0.4MPa蒸汽0.3MPa灭菌前物料温度2075m3发酵罐总重93.6t预热75冷却排管3t（续表3.2）加热120比热容0.5kJ/kgK冷却水始温20发酵罐始温20冷却水末温45发酵罐末温127灭菌时间1.5h灭菌中其他蒸汽耗损总汽耗30%表3.3 淀粉液化工艺参数淀粉乳浓度28.6%喷射器出口温度105工业淀粉规格80%淀粉酶加酶量（10u/g）0.5 L/T层流罐维持温度95淀粉酶规格20000u/ml液化时间1.5h液化pH值6.2CaCl2流加速度0.1%浆料初温20淀粉质比热容1.55KJ/kg.K加热蒸汽0.3MPa灭酶温度120上升温度时间20min淀粉：水1：2.5表3.4 糖化工艺参数糖化pH4.3糖化酶规格10万u/ml糖化温度60加酶量（160u/g）1.6L/T糖化时间25h灭酶温度80时间20min 表3.5 培养基配方发酵培养基（g/L）一、二级种子培养基(g/L)葡萄糖12530.0玉米浆1020.030.05.0尿素1.01.0 (续表3.5)1.50.50.51.5/0.4维生素B1HC11mg/维生素H 50(ug/L） 25（ug/L） 表3.6 发酵各参数发酵前期温度发酵后期温度pH接种量溶氧量通风比3032 7.010%15%饱和氧浓度0.2wm3.7 工艺计算3.7.1 物料衡算首先计算生产1000kg纯度为99%的药用级L-精氨酸需耗用的原辅材料及其他物料量。1.发酵液量V1 式中 125发酵培养基初糖浓度（kg/m3） 44%糖酸转化率 99.5%除去倒灌率0.5%后的发酵成功率 64%L-精氨酸提取收率2.发酵液配制需水解糖量G1 以纯糖算， 式中 125发酵液初糖含量（kg/m3）3. 一二级种子液量 二级种子液量 V2液量 一级种子液量V1液量 V1液量=10% V2液量=0.294.一二级种子培养液所需水解糖量 G2 式中 30为一二级种液含糖量（kg/m3）5.生产1000kgL-精氨酸需水解糖总量G为： 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：式中 86%淀粉原料含纯淀粉量 98%淀粉糖转化率7.生产1000kg药用级L-精氨酸各种辅料的耗用量一级种子液量：290L，二级种子液量：2900L，发酵培养基液量：29000L则按照种子培养基与发酵培养基的各辅料配方计算各辅料用量为：玉米浆因为采用流加工艺，初始浓度为10g/L,发酵周期为80小时，12h 后每8h 按发酵液体积补加0.3的玉米浆,共加8次，则玉米浆用量为： 也采用流加工艺，初始浓度为30.0g/L，12h 后每6h 按发酵液体积补加0.3的，共加11次，则的用量为： 尿素的用量为：的用量为：的用量为：的用量为：维生素H的用量为：维生素B1HCl的用量为：由上述生产1000kgL-精氨酸（99%纯度）的物料衡算结果，可求得1000吨/年L-精氨酸发酵车间的物料衡算结果。具体计算结果如下表：表3.6 1000吨/年L-精氨酸发酵车间物料衡算结果物料名称生产1000kg（1吨）L-精氨酸（纯度99%）的物料用量生产1000吨L-精氨酸(纯度99%）的物料用量一二级种子发酵液（m3）3.193190发酵液（m3）292900水解糖总量（kg）3720.73.7106淀粉(kg)3392.953.4106玉米浆(kg)354.53.6105尿素(kg)32.232200(kg)19.319300(kg)45.145100(kg)981.79.8105(kg)1.31300维生素H(kg)1.531530维生素B1HCl(g)0.02929 3.7.2 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：Q入=Q出+Q损 式中：Q入输入的热量总和（kJ） Q出输出的热量总和（kJ） Q损损失的热量总和（kJ）通常： Q入=Q1+Q2+Q3 Q出=Q4+Q5+Q6+Q7 Q损=Q8式中： Q1物料带入的热量（kJ） Q2由加热剂（或冷却剂）传给设备和所处理的物料的热量（kJ） Q3过程的热效应，包括生物反应热、搅拌热等（kJ） Q4物料带出的热量（kJ） Q5加热设备需要的热量（kJ） Q6加热物料需要的热量（kJ） Q7气体或蒸汽带出的热量（kJ）有上述各式可知：Q1+Q2+Q3= Q4+Q5+Q6+Q7+Q8值得注意的是，对具体的单元设备，上述的Q1Q8各项热量不一定都存在，故进行热量衡算时，必须根据具体情况具体分析。（一）培养基连续灭菌用蒸汽量经工艺物料衡算结果，发酵采用发酵罐体积为75m3，发酵罐装料系数70%，每罐产100%的L-精氨酸量：750.75.5%64%=1.848（t/罐）年产商品L-精氨酸1000吨，日产100%L-精氨酸3.33吨，发酵周期为96h，需发酵罐台数：3.341.8482496=7.2 取8台 由于装罐率，所以每罐初始体积61.74m3糖浓度125.0g/L,其数量：61.7412510310-6=7.717（t）每日投料罐次7.7171.848=4.18 取5罐次。灭菌加热过程中用0.4MPa，I=2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由20预热至75，在加热至127，冷却水由20升到45。消毒灭菌用蒸汽量（D)D=V70%C(T2-T1)I汽-i汽式中： V发酵罐容量（m3） 70%-发酵罐填充系数（%） 培养基液重度， =1070kg/ m3 C培养基液比热，C=3.97kJ/kgK T1进料罐温度,20 T2出料罐温度,127I 加热蒸汽焓kJ/kgi 加热蒸汽液体热焓量kJ/kgD=88.20.710703.97(400-273)2743-1274.18=15056.78(kg/罐)=15.1(t/罐)每天用蒸汽量： 15.12=30.2（t/d）高峰用蒸汽量： 15.14=60.4（t/d）平均用蒸汽量： 30.2/24=1.26（t/h）(二)发酵罐空罐灭菌蒸汽量：1发酵罐体加热 75m3的发酵罐空罐重5.4t，冷却排管重3t，比热容0.5kJ/(kg),用0.2MPa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15MPa（表压）下由20升至127，其蒸汽量为 （5.4+3）10000.52743-1274.18127-20=203.15（kg）2填充发酵罐的蒸汽量因75m3发酵罐的全容积大于75m3,考虑到罐内的排管、搅拌器等所占的空间，罐的自由空间仍按75m3计算，填充空间蒸汽量：D空=V=751.39=104.25（kg/h）式中： V发酵罐全体积（m3） 加热蒸汽的密度（kg/m3）0.15MPa（表压）时为1.39（kg/ m3）3.灭菌过程的热功当量损失 75m3发酵罐的表面积为76m3，耗蒸汽用量为： D损=7625.942743-1274.18127-20=95.36（kg）4.罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 760.00110004.182743-1274.18127-20=2.44（kg）式中： 0.001附壁水平均厚度（1mm） 1000水密度 （kg/ m3）5灭菌过程中蒸汽渗漏，取总汽消耗的30%，空罐灭菌蒸汽消耗量： 203.15+104.25+95.36+2.441-0.3=578.85（kg）每空罐灭菌1.5h，用蒸汽量：578.851.5=868.29（kg/罐）每日用蒸汽量：868.292（kg/d）=1736.58(kg/d)=1.73（t/d）高峰用蒸汽量：868.294=3473.16（kg/h）=3.4(t/h)平均用蒸汽量：1736.58/24=72.36(kg/h)=0.072(t/h)（三）液化工艺热量衡算1. 加热蒸汽消耗量可按下式计算： D=GG（T2-T1）(h-i)式中： G淀粉浆量（kg/h） C淀粉浆比热容kJ/(kgK) T2浆料初温（20+273=293K） T1液化温度（95+273=368K） h加热蒸汽焓2738kJ/kg(0.3MP,表压) i加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377kJ/kg淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉11.33t，连续液化11.33/24=0.47(t/h)。加水量为1：2.5。粉浆量为0.473.5=1.645（t/h）=1645（kg/h）。粉浆比热C可按下式计算： C=C0+C水式中： C=1.55+4.18=5.73kJ/(kgK) C0淀粉质比热容，取1.55 kJ/(kgK) C水 水的比热容，取4.18 kJ/(kgK)蒸汽用量 D=16455.732738-37795%368-293=315.18(kg/h)2、灭酶用蒸汽量 灭酶时将液化液由90加热至120，在100的i为419kJ/kg D灭=16455.732738-41995%30=128.36 (kg/h)以上两项合计，平均用蒸汽量：（315.18+128.36）/2=221.77(kg/h)每日用蒸汽量：221.7724=5322.48（kg/d）=5.32(t/d)(四)糖化工艺热量衡算1.糖化加热蒸汽量D=GG（T2-T1）(h-i)式中： G淀粉浆量（kg/h） C淀粉浆比热容kJ/(kgK) T2浆料初温（20+273=293K） T1糖化温度（60+273=368K） h加热蒸汽焓2738kJ/kg(0.3MPa,表压) i加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377kJ/kg淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉11.33t，连续液化11.33/24=0.47(t/h)。加水量为1：2.5。加酶量为1.6L/T淀粉。 蒸汽用量 D=16455.732738-41995%333-293=171.14（kg/h）2.灭酶用蒸汽量 灭酶时将糖化液由60加热至80，在80时的i为419kJ/kg D灭=16455.732738-41995%20=85.57（kg/h） 以上两项合计，平均用蒸汽量：（171.14+85.57）/2=128.36（kg/h） 每日用蒸汽量：128.3624=3080.64（kg/d）=3.08（t/d) 3.7.3 L-精氨酸发酵的水平衡计算年水量衡算根据生产车间各方面的用水估算一天的用水量，再计算一年的用水量。1.培养基用水每个发酵罐装液量为61.74m3，共11个发酵罐，每年共有75个发酵周期，则用水量为：G1 =61.741175 = 50935.5吨2. 发酵罐培养基灭菌后的冷却用水估算设培养基的比热容与水相同都为：4.18KJ/(KgK)冷却过程中所需的冷却水的量计算过程如下：其中： T1为培养基开始冷却时的温度，127；T2为培养基冷却结束时的温度，20；t1为冷却水进口温度，20；T2为对应时冷却水出口的平均温度，45。则 W水=27554.64（t）考虑到冷却水可循环利用，因此可按2%的耗用率计算，则冷却水的总用量为:G2= 27554.642%=551.1 吨/年3. 发酵罐冷却用水发酵罐放出的热量为Q = Q1-Q2-Q3 其中：发酵产热Q1 = 每罐发酵醪液量L-精氨酸发酵液的发酵热 = 61.744.186000 = 1.55106kJ/h代谢气体带走的蒸发热量Q2 = 30%Q1，射散热量Q3 = 6%Q1 。则Q = Q1-Q2-Q3 =1.55106KJ（1-30%-6%）=9.92105kJ/h冷却水用量 W = Q/cp(T2T1) =9.921054.18(4520) = 9.49吨/h其中冷却水的进、出温度为20、45。考虑到冷却水可循环利用，因此可按2%的耗用率计算，则全年冷却水用量G3= 9.49发酵时间发酵周期数发酵罐数2% = 9.498075112%= 12526.8吨/年4 .发酵罐清洗用水每次清洗用水为6吨，清洗用水量为：G4 = 每次清洗用水量发酵罐数发酵周期数= 61175=4950吨/年5. 其他用水包括冲洗地面、管道冲刷、洗滤布及其他设备的定期清洗。按每天用水5吨算，则总用水量为：G5 = 每天用水量300 = 5300 = 1500吨生产总用水量：G = G1G2G3G4G5 =50935.5+551.1+12526.8+4950+1500=7.05104吨/年4 设备选型与设计4.1选型原则设备设计选型是否正确恰当，对投资建厂和工厂投产后的运行维修、工人的劳动强度，产品质量都会有很大影响。从设备的设计选型情况，可以反映出所设计工厂的先进性和生产的可靠性。因此在设备的工艺设计和选型时应考虑如下原则：（1）保证工艺过程实施的安全可靠（包括设备材质对产品质量的安全可靠：设备材质强度的耐温、耐压、耐腐蚀的安全可靠；生产过程清洗、消毒的可靠性等）。（2）经济上合理，技术上先进。（3）投资省，耗材料少，加工方便，采购容易。（4）运行费用低，水电汽消耗少。（5）操作清洗方便，耐用易修，备品配件供应可靠，减轻工人劳动强度，实施机械化和自动化方便。（6）结构紧凑，尽量采用经过实践考验证明确实性能优良的设备。（7）考虑生产波动与设备平衡，留有一定裕量。（8）考虑设备故障及检修的备用。4.2关键设备选择4.2.1 发酵罐的设计（一）发酵罐的类型选用机械涡轮搅拌通风发酵罐（二）发酵罐容积的确定随着科学技术的发展，现有的发酵罐容量系列有：5，10，20，50，60，75，100，120，150，200，250，500m3等。一般说来单罐容量越大，经济性能越好，但风险也越大，要求技术管理水平也越高，根据生产规模与实用性，可以先选择公称容积为75 m3的六弯叶机械涡轮搅拌通风发酵罐。（三）生产能力计算现每天生产99%纯度的L-精氨酸3.34吨，L-精氨酸生产周期为96h（包括发酵、发酵罐清洗、灭菌进出物料等辅助操作时间）。则每天需要发酵液体积为V发酵，每天产纯度为99%的L-精氨酸发酵液3.34吨，每吨100%的L-精氨酸需要发酵液29 m3： V发酵=3.342999%=95.89（ m3）发酵罐的填充系数=70%，则每天需要发酵罐的总容积为V0（生产周期为96h） V0= V发酵/=95.89/0.7=137（ m3）(四)发酵罐个数的确定 以公称容积为75 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础，则需要发酵罐个数为则需要公称容积为75 m3的发酵罐11个；现以单罐公称容积为75 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为例，每天需要发酵罐的个数N0个： N0=137/75=1.83 约为2个每天应有2个发酵罐出料，每年工作300天，实际产为：750.7330029=1086.2（t）富裕量 能够满足生产需要。4.2.2主要尺寸的计算公称容积，是指罐的圆柱部分和底封头容积之和。并圆整为整数：上封头因无法装液，一般不计入容积。罐的全容积，是指罐的圆柱部分和两封头容积之和。1. 罐径与罐体高度现在按公称容积75m3，全罐的体积为：88.2m3，取高径比为H：D=27，高径比小，有利于发酵罐的溶氧，封头与圆柱罐体的焊接处的直边高度不纳入体积，则：根据圆柱体体积与椭圆的体积计算公式有： 解方程得： 直径计算出来后，应将其值圆整到接近的公称直径系数8，查吴思方的生物工程工厂设计概论2007年版，附表25（281）通用式发酵罐系列尺寸表，则D取3.64m, H=2D=23.647.28(m)查阅文献9，当公称直径D为3.64m时，标准椭圆封头的曲面高度H为D/4，即0.91m，焊接处的直边高度h为0.04m，则总深度为： H+h=0.91+0.04=0.95(m)封头容积 ：V封=243.633=6.30（m3）圆柱部分容积：V筒=43.64223.64=7571（m3)两者之和为全容积则设计的发酵罐其尺寸符合要求，能够满足生产工艺的需要。2. 搅拌器的设计机械搅拌通风发酵罐的搅拌涡轮有三种形式，由于L-精氨酸发酵过程有中间补料操作，对混合要求较高，因此采用六弯叶涡轮搅拌器。六弯叶涡轮式搅拌器已标准化，称为标准型搅拌器；搅动液体的循环量大，搅拌功率消耗也大，根据搅拌器型式及主要参数HG/T2123-1991标准，知75m3发酵罐采用6-6-6弯叶式搅拌叶，搅拌器：六弯叶涡轮搅拌器,Di:di:L:B=20:15:5:4，搅拌器直径：Di=D/3 搅拌器直径：Di=D3=3.643=1.213(m) 叶宽：B=0.2Di=0.22.13=o.246(m) 弧长: I=0.375Di=0.3751.213=0.454(m) 底距: C=1.0Di(m)=1.01.213=1.213(m) 盘径: di=0.75Di=0.751.213=0.91 (m) 叶距: Y=D=1.213(m) 叶弦长:L=0.25Di=0.251.213=0.303(m) 弯叶板厚:=14(mm) 相邻搅拌叶轮间距:S=2Di=2.246(m) 取两档搅拌，转速可以50立方米罐的现有数据比例求得，已有数据：搅拌直径D11.05m,转速N1110r/min,以P0/V为基准求得 3. 搅拌功率的计算L-精氨酸的发酵液为低浓度醪液，可视为牛顿液体，依据化工工艺设计手册用修正的迈凯尔公式求得。设计参数：醪液密度=1050kg/m3 醪液粘度=1.310-3Ns/m2 搅拌器直径D=1.213m 搅拌器转速N=100/60=1.67(r/s)I.计算Re 可见把L-精氨酸发酵液视为牛顿液体是正确的，为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7II.由Np可以算出不通气时发酵罐搅拌轴功率P0： 因为搅拌轴有两档搅拌叶，所以搅拌轴总功率P为2P0=120.72（kw)III.通风时的轴功率Pg 式中: P0不通风时搅拌轴功率（kW） N轴转速，N=100r/min D搅拌器直径（cm），D3=1.2133106=3.2106 Q通风量（ml/min），设通风比为0.110.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11；则 Q=61.740.11106=6.79106（ml/min）代入上式：IV. 电动机的功率采用三角带传动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%7；代入公式数值得 查手册选取电机160kw一台。4.冷却装置设计75m3发酵罐的体积比较大，比表面积小，夹套蛇管等形成的冷却面积已无法满足生产要求，于是使用内置的列管装置，以水作冷却介质。设计参数：L-精氨酸发酵产热4.186000kJ/(m3h)。设计发酵罐装料系数：取70%换热器传热系数K取经验值：K=4.18500 kJ/(m3h)发酵罐装料液体积：I. 最高热负荷下的耗水量：式中：Q总每1m醪液在发酵最旺盛时，1h的发热量与醪液总体 的乘积，Q总=4.18600061.74=1.55106KJCp冷却水的比热容，4.18KJ/(KgK)T2冷却水终温，27T1冷却水初温，20 将各值代入上式，II 冷却管冷却面积的计算平均温差tm： tm=t1-t2lnt1-t2 3232 2027 12 5 代入 tm=12-5ln125=8换热面积： F=Q总ktm=1.551064.185008=92.7(m3)III冷却管总截面积冷却水的流量为3.8kg/s,，取冷却水在竖直蛇管中流速1m/s，根据流体力学方程式，冷却管总截面积S总为： 式中，w冷却水体积流量，w=3.810m/s V冷却水流速，v=1m/s 代入上式，S总=3.810()进水总管直径 IV 冷却管组数和管径设管径为d0，组数为n,则冷却管的总表面积S总 根据本罐情况，取n=20，求管径，由上式得：查国家标准：锅炉、热交换器用不锈钢无缝钢管（GB13296-91），选取271.2无缝管，d内=24.2mm，d平均=25.8mm。现取竖蛇管圈端部u型弯管曲径为250mm，则两直管距离为500mm，两端弯管总长度l0 V 冷却管总长度L计算：根据II的计算结果可知，冷却管总的热交换面积F=92.7，以无缝钢管271.2作为冷却用管，需要的总长度为： 每米长冷却面积为F0=3.140.02581=0.081(m2) 需要的总长度L=F/F0=1144.4(m)冷却管在发酵罐内占用的体积为：V=0.7850.02721144.4=24.43（m3）VI 每组管长L0和管组高度 另需连接管8m：L实际=L+8=65.22（m）可排竖直列管的高度，设为静液面高度，下部不伸入封头。设发酵罐内附件占有体积为2m，则：由此可以算出发酵罐内的液面高度为： 竖式蛇管总高H管=7.87(m)，取管间间距为0.5m，又两端弯管总长1.57m，两边弯管总高0.5m，则可算出直管部分高度H为：7.870.5=7.37m则一圈管长为： L=2H+1.57=16.31(m)每组管子圈数: n=L0L=57.2216.31=3.5（圈）4（圈）L实=16.31420+420=1384.8(m)1144.4(m)管间距为2.5D外=2.50.027=0.0675(m)，竖直列管与罐壁的最小距离为0.15m，则可计算出与搅拌器的距离为：在允许范围内（不小于200mm），核实布置后冷却管的实际传热面积为： S实=dL实=3.140.02851384.8=123.92(m3) 92.7 (m3)能满足实际生产的需要，设计符合需要。5接管设计I接管的长度h设计：各接管的长度h根据直径大小和有无保温层，一般取100200mm。II接管直径的确定：按排料管计算：该罐实装醪量61.74m3，设0.5h之内排空，则物料体积流量发酵醪流速取v=1m/s;则排料管截面积为F物。管径：取无缝管108x4mm，认为合适。设计每个发酵罐有一个空气除菌系统，通风量按溶氧量计算：压缩空气在0.4MPa下，支管气速为2025m/s， 通风比为 0.2wm20，0.1Mpa下，Q=61.740.2=12.348m3/min=0.206m3/s计算到0.4Mpa，32状态下，取风速v=20m/s，则风管截面积Ff为： Ff=0.785d2气，则气管直径d气为： 因通风管也是排料管，故取两者的大值，取108x4mm无缝钢管，则满足工艺求。排料时间复核：物料流量Q=0.0343m3/s，流速v=1m/s，管道截面积：在相同流速下，流过物料因管径与原来计算结果相同，所以所用时间相同。6设备材料的选择考虑压力，温度，腐蚀因素，选择罐体材料和封头材料，封头结构、与罐体连接方式。L-精氨酸发酵是在pH7.0中性环境中进行的，对罐体不会有太大腐蚀，所以罐体和封头都使用A3钢为材料，以降低费用，封头设计为标准椭圆封头，因D500mm，所以采用双面缝焊接的方式与罐体连接。I发酵罐壁厚计算法确定发酵罐的壁厚S1 式中，P设计压力，取最高工作压力的1.05倍，P=0.4Mpa D内发酵罐内径，D=370cm A3钢的许用应力，【】=127Mpa 焊缝系数，其范围为：0.5至1，现取=0.7 C壁厚附加量，C=C1+C2+C3 C1钢板负偏差，取C1=0.8mm C2为腐蚀欲量，取C2=2mm C3加工减薄量，取C3=0，代入上式得 C=C1+C2+C3=0.8+2+0=2.8mm=0.28cm选用8mm厚A3钢板制作，查生物工程工厂设计概论附录表17知，直径3.64m，厚度8mm，高7.28m，每米高重约为：596kg，则G筒=5967.28=4338.9(kg)。II封头壁厚计算：标准椭圆封头的厚度计算公式如下：式中，P=0.4Mpa，D=364cm，=127Mpa，C1=0.08cm，C2=0.2cm，C3=0.1cmC=C1+C2+C3=0.38cm代入上式，得 查附表18圆整为S2=12mm，则查生物工程工厂设计概论附录表18，G封=474(kg)则，两封头总重高：1.82474=862.68(kg)。III人孔、档板、视镜和支座选择人孔的设置是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部的装置。本次设计只设置了1个人孔，标准号为： 人孔RF（RG）450-0.6 HG21522-1995，公称直径450，开在顶封头上，位于左边轴线离中心轴750mm处。为增强发酵醪液湍动和溶氧传质，通常设4到6块档板，本设计取4块，按全档板的要求设计，则应该满足式中： n档板的数目 b档板的宽度，mm D发酵罐的直径，mm则有：档板自罐底至设计的液面高度为止，与罐壁的空隙为D/80.455m。视镜用于观察发酵罐内部的情况。本次设计只设置了2视镜，直径为DN80，开在顶封头上，位于前后轴线离中心轴750mm处，标记为视镜 PN1.0 DN80 HGJ501-86-17。支座选择型：对于75m3以上的发酵罐，应该根据设备的估计总重量，选用合适的支座。75m3发酵罐总重估算：1.圆筒重G筒=4338.9 (kg)2.两封头重G封=862.68 (kg)3.最大装液量：G液=88200(kg)4.电机及附属设备重G附=20