年产5万吨味精厂生产工艺设计论文可编辑

1、年产 5 万吨味精厂生产工艺设计论文年产 5 万吨味精厂生产工艺设计摘要味精学名谷氨酸钠 C5H8NO4 N谷氨酸是氨基酸的一种也是蛋白 质的最后分解产物我们每天吃的食盐用水冲淡 400 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用于水稀 释 3000 倍仍能感觉到鲜味因而得名味精味精是采用微生物发酵的方法由粮食制成的现代调味品 本设计的工艺流程为发酵预处理种子培养原料预处理制无菌空气-发酵-等电点提取t中和制味精t浓缩结晶t精制分装该处理工艺具有结构紧凑简洁运行控制灵活等特点为味精生产 的理想途径具有良好的经济效益环境效益和社会图 2-1 味精厂生产工艺 2图

2、2-2 谷氨酸发酵的工艺流程323 主要处理构筑物设计及选型 主要设备见表 2-2表 2-2 主要设备一览表3 工艺流程计算com发酵的物料衡算主要技术指标 4指标名称单位 指标数指标名称 单位方法108生产规模 ta 50000发酵初糖 Kg 150指标生产中糖发酵等电点 - 离子交换提取淀粉糖化转化率年生产天数产品日产量 data300167流加高浓糖糖酸转化率 Kg50060产品质量纯度 99 麸酸谷氨酸含量95 倒罐率02谷氨酸提取率95酵周期 h40味精对谷氨酸产率122主要原材料质量指标淀粉原料的含量为 80含水 14 二级种子培养基 gL水解糖50糖蜜20磷酸二氢钾10硫酸镁06

3、玉米浆510泡敌06生物素002mg硫酸锰2mgL硫酸亚铁2mgL 发酵初始培养基 gL 水解糖150糖蜜4硫酸镁06氯化钾08磷酸02生物素2卩g泡敌1 0接种量为 8 谷氨酸发酵车间的物料衡算 首先计算生产 1000kg 纯度为 100 的味精需耗用的原材料以及其 他物料量1发酵液量 设发酵液初糖和流加高浓糖最终发酵液总糖浓度为 220kg 则发 酵液量为式中 220 发酵培养基终糖浓度 kg60糖酸转化率95谷氨酸转化率998除去倒罐率 02 后的发酵成功率122味精对谷氨酸的精制产率2. 发酵液配制需水解糖量以纯糖计算3. 二级种液量4二级种子培养液所需水解糖量式中 50 二级种液含糖

4、量 kg5.生产1000kg味精需水解糖总量&耗用淀粉原料量理论上 100kg 淀粉转化生成葡萄糖量为 111kg 故耗用淀粉量为 式中 80 淀粉原料含纯淀粉量108 淀粉糖化转化率7. 液氨耗用量发酵过程用液氨调pH和补充氮源耗用260280kg160170kg420450kg8. 甘蔗糖蜜耗用量二级种液耗用糖蜜量为发酵培养基耗糖蜜量为 合计耗糖蜜 3668kg9. 氯化钾耗量10. 磷酸二氢钾耗量11. 硫酸镁用量12. 消泡剂泡敌耗用量13玉米浆耗用量8gL14. 生物素耗用量15. 硫酸锰耗用量16.硫酸亚铁耗用量17. 磷酸耗用量18. 谷氨酸麸酸量发酵液谷氨酸含量为实际生产的谷氨

5、酸提取率 95 为 50000ta 味精厂发酵车间的物料衡算表物料名称 生产 1t 味精 100 的物料量 50000ta 味精生产的物 料量 每日物料量 发酵液量二级种液量发酵水解用糖量 kg二级种培养用糖量 kg水解糖总量 kg淀粉用量 kg液氨用量 kg糖蜜用量 kg氯化钾用量 kg磷酸二氢钾用量 kg硫酸镁用量 kg泡敌用量 kg玉米浆用量 kg生物素用量 g硫酸锰用量 g硫酸亚铁用量 g磷酸用量 kg谷氨酸用量 kg 6550524144126214672152994203668524052442465541900236104810481318198 3275262720513173

6、36764952118342622622123275209511805245246554099 1093858751240654375424502255497014612556875088751708081093856997339417502175022187713691com发酵的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式中刀Q入一输入的热量总和kJ刀Q出一输出的热量总和kJ刀Q损一损失的热量总和kJ通常刀Q入Q1Q2Q3刀 Q出 Q4Q5Q6Q7刀Q损Q8kJ式中 Q1 物料带入的热量 kJQ2 由加热剂或冷却剂传给设备和所处理的物料的热量Q3 过程的热效应包括生物反

7、应热搅拌热等 kJQ4 物料带出的热量 kJQ5 加热设备需要的热量 kJQ6 加热物料需要的热量 kJQ7 气体或蒸汽带出的热量 kJ把4-54-7式代入4-4式得Q1Q2Q3 Q4Q5Q6Q7Q8值得注意的是对具体的单元设备上述的 Q1 Q8 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进行具体分析连续灭菌和发酵工序热量衡算计算指标见表 31表 31 计算指标项目 指标 淀粉糖化转化率 985 发酵产酸率浓度 11发酵对糖转化率 60 培养菌种耗糖为发酵耗糖的 15 谷氨酸提取收率 95 精制收率 122 商品淀粉中淀粉含 量 80 发酵周期含辅助时间 40h 全年工作日 300

8、d 培养液连续灭菌用蒸汽量发酵罐体积为 m3m3发酵罐装料系数0每罐产100MS（量X 080X 11 x 95X 122X 1272 2594td年产商品味精万吨日产100MSC吨发酵操作时间4h其中发酵时间32 h 需发酵罐台数取 11 台由于装罐率所以每罐初始体积 m3糖浓度gdl灭菌前培养基含糖其数量每日投放料罐次取罐次灭菌加热过程中用04mPa表压I 2743 KJkg使用板式换热器将物 料由20 C预热至75 C再加热至120 C冷却水由20 C升到45 C消毒灭菌用蒸汽量 DD kgh th式中397为糖液的比热容KJkg C每天用蒸汽量x 3X 3 288 td高峰用蒸汽量x

9、7 128 th平均用蒸汽量24 12th 发酵罐空罐灭菌蒸汽量 发酵罐体加热m31Cr18Ni9的发酵罐体重t冷却排管重t1Cr18Ni9的比热容05 KJkg C8用0mPa表压蒸汽灭菌使发酵罐在015 mPa表压下由20 C升至127 C其蒸汽量为 填充发酵罐空间的蒸汽量因 m3 发酵罐的全容积大于 m3 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 m3计算填充空间需蒸汽量D 空 V p x 139 278 kg式中 V 发酵罐全容积 m3P加热蒸汽的密度kg m30mPa表压时为1 灭菌过程的热功当量损失辐射与对流联合给热系数a罐外壁温度70 Ca 339 + 019X70-

10、20 434kgm3 C00m3发酵罐的表面积为川耗用蒸汽量D 损 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗式中 0001 附壁水平均厚度1000 水密度 kgm3 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每空罐灭菌 15 h 用蒸汽量X 15 22674 kg 罐每日用蒸汽量68022kgd 平均用蒸汽量2834kgh 高峰用蒸汽量4 90696kgh 09th 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 GXCXT2-T1 + h-i n 式中 G-淀粉浆量 kghG- 淀粉浆比热容 kJkgKT2-浆料初温 20273 293KT1-液化温度 90273 363K

11、h-加热蒸汽焓2738kJkgO3Mpa表压i-加热蒸汽凝结水焓在363K时为377kJkg 淀粉浆量 G 根据物料衡算日投工业淀粉 25549t 连续液化2554924 106th 加水量为 125 分浆量为 10600X 35 37100kgh 粉浆比热 C 可按下式计算C C0C 水式中 C0-淀粉质比热容取 155kJkgKC水- 水的比热容 418 kJkgKC 155418 353 蒸汽用量D kgh 41thkgh 06th要求在20min内使液化液由90C升至100C则蒸汽高峰值为06 X 4 24th以上两项合计平均量 4106 47th每日用量47X24 1128td 谷氨

12、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100MSG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 100MSGt 需结晶罐台台 每罐投入40gdl的中和脱色液俗称原液23m3流加30gdl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 热量衡算来料带入热量进料温度 35 比热为 35kJkgoKQ来料 23 x 11632X 113X 35X 35x 103 77 x 106kJ加水带入热量Q 来水 6 x418x 35x 103 88x105kJ晶种带入热量MSG匕热容167kJkgoKQ 来晶 1600

13、x 167x 20 53 x 104kJ结晶放热MSG吉晶热为127kJmolQ 晶热 57 x 105kJ母液带走热量分离母液12m3折算为相对密度126时15t比热容为283kJkgoKQ 15x 103x 283x 70 30x 106KJ随二次蒸汽带走热量Q 二蒸 23326-20 x 2626X 106 1077 x 108kJ 随结晶 MSG带走热量 Q 出晶 10x103x167x 70 117x 106kJ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30 x 1061077x 108117x 106-77x 10688x10553x10457x 10595 x

14、107kJ2 计算蒸汽用量每罐次用汽量热损按 5 折算D 45830kg 罐每罐浓缩结晶时间20h每小时耗蒸汽高峰量4583020 2292kgh台罐实际是台同时运转高峰用蒸汽量X 2292 148898kgh每日用蒸汽量X 45830 297895kgd td每小时平均用蒸汽量 24 124th 干燥过程的热量衡算分离后之湿MSC含水2干燥后达到02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 304t 二班生产即 30416 19th 干燥水分 量 34kgh18空气湿含量 70X0 0009kgkg干空气I0 418kJkg

15、干空气加热80I1 1045kJkg 干空气用公式 I2-I1X2-X1 Q物料Q损失-Q初温式中-空气经过干燥后 的热量变化 kJkgQ损失-损失热量通常为有效热量的10Q物料 19 X 103X 60-18 X 04X 41834 3924kJkg 水Q损失 01 X 595X 418047X 60X 4183924-18 X 418 645kJkg 水 18X 418-3924-645 -4494kJkg 水设 X2 00108I2 I1 X2-X1 1045-449400108-0009 964kJkg 空气空气耗量为3400108-0009 18888kgh80 时空气的比容 083

16、m3kg实际消耗空气量为18888 x 083 15677m3h耗用蒸汽量D使用01Mpa表压蒸汽加热热损失按15计D 618kgh每日用蒸汽量 618x16 9888kgd平均每小时用蒸汽量 988824 412kgh生产过程耗用蒸汽衡算汇总衡算结果每日用蒸汽量为td每小时平均量为141th高峰量为192th100MSG 单耗蒸汽量 2594 172tt 培养液冷却用水量由120 C热料通过与生料热交换降至80 C再用水冷却至35C冷却水由20 C升至45 C计算冷却水量 WW 68896kgh 69th全天用水量69 x 3x 4 828td 发酵过程产生的热量及冷却用水量发酵过程的热量计

17、算有下列几种方法通过计算生化反应来计算发酵热 Q总Q总生物合成热搅拌热-汽化热生物合成热可通过下列方程计算C6H12O66O2 6CO26H2O2813KJC6H12O6NH315O2C5H9O4NCO215H2O890KJ搅拌器860 x 418x PP搅拌功率KW汽化热空气流量m3h I出I进p式中I出I进进出之空气热焓 KJKg赶空气p 空气密度 通过燃烧热进行计算Q总有关物料的燃烧热葡萄糖 15633KJKg谷氨酸 15424KJKg玉米浆 12289KJKg菌 体 20900KJKg以发酵 612 小时耗糖速率最快为放热高峰 通过冷却水带走的热量进行计算 在最热季节发酵放热高峰期测定

18、冷却水量及进出口温度然后即 可算出最大发热量Q最大KJm3 hQ最大 通过发酵液温度升高进行计算关闭冷却水观察罐内发酵液温度升高用下式计算Q最大Q 最大KJm3 h式中 G 发酵液重量 kgC发酵液比热容KJkg Ct1h内发酵液温度升高数 CG1 设备筒体的重量 kgC1设备筒体的比热容KJm3 - hV 发酵液体积 m3以上四种方法以 3 比较简单用根据部分味精厂的实测和经验数 谷氨酸的发酵热高峰值约30X 104 KJm3 hm3发酵罐装料量m3使用新鲜水冷却水进口温度10 C出口温 度20 C冷却水用量WW kgh th日运转台高峰用水量7 8036th日用水量平均用水量64288 t

19、h式中 08 各罐发热状况均衡系数 m3h 单罐年用气量m3a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m3h单罐年用气量m3a高峰无菌空气耗量m3h车间无菌空气年耗量m3a单耗m3h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m3h种子罐耗气量m3h高 峰空气耗量 m3h年空气耗量 m3h空气单耗 m3h 2004658 9315521649211com 计与选型发酵罐一发酵罐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技的发展现有的发酵罐容量系列有51020506075100120150200250500m等等一般说来单罐容量越大经济性

20、能越好但风险也越大要求技术管理水平也越高根据生产的规模和实用性可以先选择公称容积为 200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐三生产能力的计算现每天产99纯度的味精167吨谷氨酸生产周期为40h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发酵液体积为 V 发酵每天产纯度为 99的味精167吨每吨100的味精需发酵糖液 655m3V 发酵 655 X 167 X 99 10829m3发酵罐填充系数为 80则每天需要发酵罐的总容积为 V0生产周期为 40hVO V 发酵 1082911508 13536m3四发酵罐个数的确定以公称容积为 200 m3 的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础则需 要

21、发酵罐的个数为 NN V 发酵 t V 总 24 10829 X 40200X 08X 24 112 个则需要取公称容积为200 m3的发酵罐12个现以单灌公称容量为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为例每天需要200m3N（个N0 13536 - 200 68 约为 7 个实际产量为富裕量 512977 -5000050000 26 满足产量要求五主要尺寸的计算取高径比 HD 215则有H 2D解方程得取 D 5mH 2D 10m封头高封头容积V 封 164m3圆柱部分容积V 筒 197m3验算全容积 V 全V 全 V 全符合设计要求可行六冷却面积的计算418对谷氨酸发酵每1m3发酵液每

22、1h传给冷却器的最大热量约为x 6000kJm3- h采用竖式蛇管换热器取经验值 K 418 x 500 kJm3 h C平均温差 tm32C32C20C27C125代入对公称容量200 m3的发酵罐每天装5罐每罐实际装液量为 换热面积七搅拌器计算 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 搅拌器叶径取 Di 17m叶宽弧长底距盘踞叶弦长叶距弯叶板厚S 12mm取两挡搅拌搅拌转速 N2可根据50m3罐搅拌直径105m转速N1110rmin以等POV为基准 放大求得八搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪可视为牛顿流体 计算 Rem6式中 D 搅拌器直径 D 17mN

23、 搅拌器转速P醪液密度p 1050 kgm3卩醪液粘度 卩13 x 10-3N sm2将数代入上式 视为湍流则搅拌功率准数 Np 47 计算不通气时的搅拌轴功率 P0式中 Np 在湍流搅拌状态时其值为常数 47N搅拌转速 N 80rmin 133rsD搅拌器直径 D 17mp醪液密度p 1050kgm3代入上式两挡搅拌 计算通风时的轴功率 Pg式中 P0 不通风时搅拌轴功率 kWN 轴转速 N 80rminD搅拌器直径 cmD3 173X 106 49 x 106Q 通风量 mlmin 设通风比 VVm 011018取低限如通风量变大 Pg 会小为安全现取 011贝S Q 155x 011 x

24、 106 17 x 107mlmin代入上式 求电机功率 P 电采用三角带传动n 1 092滚动轴承n 2 099滑动轴承n 3 098端面密封增加功率为 1 代入公式数值得九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 x 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 冷却管布置采用竖式蛇管 7 最高负荷下的耗水量 W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cp冷却水的比热容418kJkg Kt2冷却水终温t2 27 Ct1冷却水初温t1 20 C将各值代入上式冷却水体积流量为369 x 10

25、-2m3s取冷却水在竖直蛇管中的流速为1ms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 369x 10-2m3sV 冷却水流速 v 1ms代入上式进水总管直径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求管径由上式得查金属材料表选取 89 x 4mm无缝管8 认为可满足要求现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为300mn则两直管距离为600mm 两端弯管总长度为冷却管总长度L计算由前知冷却管总面积现取无缝钢管 89x 4mn每米长冷却面积为则冷却管占有体积每组管长 L0 和管组高度另需连接管 8m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

26、酵罐内附件占有体积为05m3则总占有体积为则筒体部分液深为竖式蛇管总高又两端弯管总长两端弯管总高为 600mm则直管部分高度则一圈管长每组管子圈数 n0现取管间距为竖蛇管与罐壁的最小距离为015m则可计算出搅拌器的距离在允许范围内不小于 200mm校核布置后冷却管的实际传热面积而前有F 2325m2可满足要求十设备材料的选择 10选用A3钢制作以降低设备费用十一罐壁厚的计算 计算法确定发酵罐的壁厚 Scm式中 P 设计压力取最高工作压力的 105 倍现取 P 04MPaD 发酵罐内经 D 500cm八 A3钢的应用应力八 127MPa焊接缝隙 07C壁厚附加量 cm式中 C1 钢板负偏差现取

27、C1 08mmC2为腐蚀余量现取C2 2mmC3加工减薄量现取C3 0选用14mn厚 A3钢板制作 封头壁厚计算标准椭圆封头的厚度计算公式 5 如下cm式中 P 04MPaD 500cm127MPaC 0080201 038cm 0710 接管设计接管的长度 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接管直径的确定按排料管计算该罐实装醪量155m3设4h之内排空则物料体积流 量发酵醪流速取v 1ms则排料管截面积为F物管径取无缝管 133X 4mm125mm118mn认为合适按通风管计算压缩空气在 04MPa下支管气速为2025ms现通风比 01018vvm为常

28、温下20C OIMPa下的情况要折算04MPa3 状态风量 Q1 取大值利用气态方程式计算工作状态下的风量 Qf8取风速 v 25ms 则风管截面积 Ff 为则气管直径 d 气为因通风管也是排料管故取两者的大值取 133X 4mm无缝管可满足工艺要求排料时间复核物料流量 Q 00108m3s流速v 1ms管道截面积在相同的流速下流过物料因管径较原来计算结果大则相应流速 比为排料时间种子罐发酵所需的种子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 子种子罐冷却方式采用夹套冷却一二级种子罐容积和数量的确定 二级种子罐容积的确定接种量为 10计

29、算则种子罐容积V种2 为式中 V 总发酵罐总容积 m3 二级种子罐个数的确定种子罐与发酵罐对应上料发酵罐平均 每天上5罐需二级种子罐6个种子罐培养8h辅助操作时间810h生产 周期1618h因此二级种子罐6个已足够其中一个备用 主要尺寸的确定 种子罐仍采用几何相似的机械搅拌通风发酵HD 21则种子罐总容积量V总为简化方程如下整理后解方程得D 23m则H 2D 2 X 23 46m查得封头高 H 封罐体总高 H 罐单个封头容量V 封 4125m3封头表面积S 封 223m2圆筒容量不计上封头容积 校核种子罐总容积 V 总比需要的种子罐容积23m3大可满足设计要求 冷却面积的计算 采用夹套冷却I发

30、酵产生的总热量II夹套传热系数现取 K 418 X 220kJm2 - h C 9皿 平均温差发酵温度32 C水初温2023C取23C水终温27C则平均温差IV需冷却面积FV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液深夹套可能实现的冷却面积为封头表标面积 S 封与圆筒被 液体浸没的筒体为表面积 S 筒之和夹套高度应不高于动态时的液面高度因高于液面的传热面积并 没有起多少冷却作用综上传热需要的面积F 121m2S夹136 m2S夹F可满足工艺要求 设备材料的选择 10采用A3钢制作 壁厚计算I夹套内罐的壁厚式中 D 设备的公称直径 140cmm 外压容器的稳定系数与设备的起始椭

31、圆度有关在我国m 3P 设计压力与水压有关 P 04MPaE金属材料的弹性模量9对A3钢E 2 x 105MPaC壁厚附加量 C C1C2C3 008010 018L筒体长度 L 110cm将数值代入公式取 9mmn封头的厚度5封查发酵工厂工艺设计概论P317表16碳 钢椭圆封头最大需用内部压力i 对于上封头取 5封 6mmii 对于下封头取 5封 8mm皿 冷却外套壁厚查发酵工厂工艺设计概论 P314表13碳钢 与普低钢制内压圆筒壁厚确定 5 套 5mmIV外套封头壁厚查发酵工厂工艺设计概论 P316表15椭圆 形封头JBH5473确定5套封6mm 设备结构的工艺设计I挡板根据全挡板条件式中

32、 B挡板宽度 B= 01-012D 01 X 1400 140mmD 罐径 D= 1400mmZ 挡板数取Z= 6块n 搅拌器采用六弯叶涡轮搅拌器直径Di = 03035D现取叶片宽度弧长盘径叶弦长搅拌器间距底距搅拌器转速N2根据50L罐470rmin使用POV为基准放大650L 罐 N1= 470rmin搅拌器直径 Di 112mm两挡搅拌皿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i 计算 Rem式中 D 搅拌器直径 D 049mN 搅拌器转速P醪液密度p 1050 kgm3卩醪液粘度 卩13 x 10-3N sm2将数代入上式视为湍流则搅拌功率准数 Np 47ii 计算不通气

33、时的搅拌轴功率 P0式中 Np 在湍流搅拌状态时其值为常数 47N搅拌转速 N 176rmin 293rsD搅拌器直径 D 049mp醪液密度p 1050kgm3 代入上式两挡搅拌iii 计算通风时的轴功率 Pg式中 P0 不通风时搅拌轴功率 kWN轴转速 N 176rminD搅拌器直径 cmD3 0493X 106 112 x 105Q通风量mlmin设通风比VVm 011018取低限如通风量变大Pg会小为安全现取011则Q 31x011x106 341x105mlmin代入上式iv求电机功率P电采用三角带传动n 1 092滚动轴承n 2 099滑动轴承n 3 098端面密封增加功率为 1

34、代入公式数值得IV进风管该管距罐底2560mn之间现取30mn向下单管通风管管径计算设罐压 04MPa发酵温度t 32 C风速v 20ms通风量为 018VVn常压下t0 20 C送风量V为 将通风换算成工作状态求通风管直径 d1圆整查发酵工厂工艺设计概论P313表12无缝钢管YB231-70管径采用25x 3mm内径25-2 x 3 19 mm大于12 mm可满足生产要求W进出物料管该管为物料进口管底距罐底2560mm之间现取30mn向下单管按输送物料算20min送完31m3物料则物料流量为管道截面为F物料流速为v 051ms现取v 05ms则设管径为圆整查发酵工厂工艺设计概论P313表12无缝钢管YB231-70 管径采用108X 4mm内径108-2 X 4 100 mm大于80 mm可满足生产要 求VH冷却水管由前知需冷却热量冷却水温变化23 C27C水比热容则耗水量W为取水流速 v 4ms 则冷却管直径为 支座选型 选用支撑式支座二一级种子罐 一级种子罐的选型选用机械搅拌通风发酵罐 一级种子罐