年产2300吨青霉素发酵工段工艺设计毕业设计

1、内蒙古科技大学毕业设计说明书 内蒙古科技大学本科生毕业设计说明书题 目：年产2300吨青霉素发酵工段工艺设计年产2300吨青霉素发酵工段工艺设计摘 要本设计以注射用青霉素g为背景，来进行年产2300吨青霉素发酵工段工艺的设计,考虑到为了实现菌种放大的平稳过渡，设计采用三级发酵工艺进行青霉素的生产，菌种经种子发酵罐扩培后进入二级种子发酵罐再进入发酵罐。各种补加用料以流加的方式加入，保持产黄青霉的健康生长。设计使用4台一级种子罐、7台二级种子罐、14台发酵罐。厂房采用三层设计，在不同层放置不同类型的罐体，以满足生产需要，在厂房内部设置吊装孔，用以上吊原料。在本设计中充分考虑了理论设计量的合理性，又

2、兼顾了实际生产的可行性的情况下对物料、能量以及发酵控制因素等进行了的计算，就发酵后期所涉及的一系列问题详细说明了其解决方法，力求设计的完整性及准确无误。关键词：青霉素；发酵；批量；工艺；生产section of an annual output of 2,300 tons of penicillin fermentationprocess designabstractthe design injection of penicillin g as background, to carry out an annual output of 2300 tons penicillin fermentat

3、ion section in the design process, taking into account the strain amplification to achieve a smooth transition, designed with three fermentation process for penicillin production , strain through seed fermentor, after expanding into the second seed culture fermentation tank and then into the ferment

4、er. variety of additional materials in order to join the feds way of maintaining a healthy growth of penicillium chrysogenum. design uses 4 sets a seed tank, 7 sets two seed containers, 14 sets fermenter. plant a three-tier design, placed in different layers of different types of tanks, to meet prod

5、uction needs, set in the plant and lifting holes for hanging material. fully considered in the design of a reasonable amount of theoretical design, but also the feasibility of taking into account the actual situation of production of materials, energy and fermentation control factors for the calcula

6、tion, on the fermentation of a range of issues involved in the late details its solution, and strive to design integrity and accurac.key words: penicillin; fermentation; volume; process; production内蒙古科技大学毕业设计说明书目 录摘 要iabstractii第一章 引 言11.1 总论11.1.1 设计依据11.1.2 指导思想11.1.3 设计要求11.1.4 设计步骤11.2 青霉素的发现21.

7、3 青霉素分子结构及分类31.4 青霉素的单位41.5 作用机理41.6 青霉素的应用51.7 产品名称及生产规模51.8 产品药理6第二章 设计说明72.1 青霉素发酵过程72.2 生产方法82.3 工艺流程92.4 工艺特点102.5 发酵过程中各参数的相互关系122.6 设备框图12第三章 工艺条件计算133.1 发酵罐设计技术指标133.2 物料衡算133.3 能量衡算173.3.1 水173.3.2 蒸汽183.3.3 电193.3.4 空气203.3.5 公用过程负荷21第四章 典型设备计算244.1 设备衡算244.1.1 发酵罐244.1.2 二级种子罐314.1.3 一级种子

8、罐384.2 设备计算424.2.1 贮罐424.2.2 液体输送设备选型454.2.3 空气总过滤器464.2.4 空气压缩机选型464.2.5 发酵罐物料管道选型474.2.6 二级种子罐物料管道选型494.2.7 一级种子罐物料管道选型52第五章 发酵过程优化控制555.1 发酵过程中温度的控制555.2 发酵过程中ph的控制565.3 发酵过程中溶解氧的控制575.4 发酵过程中菌丝浓度的控制585.5 发酵液质量控制585.6 成品鉴定58第六章 车间布置及生产制度606.1 车间生产性质及布置说明606.2 设备安装606.3 车间生产制度616.3.1 发酵生产616.3.2 清

9、洗罐626.3.3 技术管理部门职责：62第七章 给排水647.1 生产用水情况概述及要求647.2 排水系统的划分64第八章 环境保护658.1 生产过程中“三废”排放情况658.2 处理方案658.3 噪声控制65第九章 节能669.1 能耗分析669.2 节能措施66参考文献67致谢68内蒙古科技大学毕业设计说明书第一章 引 言1.1 总论1.1.1 设计依据 内蒙古科技大学数理与生物工程学院下达的毕业设计任务书1.1.2 指导思想 生物技术成熟的理论体系，使得生物技术产业化得以实现。其装置由若干个单元设备以系统的、合理的方式组合起来。其过程设计依据生物工艺条件，选择合理的原料、确定最经

10、济和最安全的途径。使之生产出符合一定质量的生物产品。1.1.3 设计要求 (1) 生物技术产品的数量和质量指标。 (2) 保证整套系统不仅可以正常操作，而且能满足开停车等非正常操作。 (3) 系统能适应和抑制外部扰动的影响，达到整套系统的可控性。 (4) 必须进行工艺流程优化和参数优化，达到最经济的使用资金、原材料、公共设施和人员。 (5) 必须充分考虑各种明显的和潜在的危险，保证生产人员的健康和安全，如生物反应器等压力容器，易燃、易爆挥发性溶剂的管理以及基因工程菌的生物扩散等。 (6) 符合国家和地方的环境保护法规，按照工业生态学和减少原料和能源使用，物料的多层多级利用使用和废物资源化循环利

11、用的“3r”原则，达到清洁生产。1.1.4 设计步骤工艺设计在初步设计阶段，可分为下面几个步骤：(1) 选择不确定生产流程，确定技术经济指标。(2) 进行生产工艺的各种计算。(3) 设备的选型和计算，确定生产设备的规格和台数。(4) 车间设备布置的方案比较和设备配置的平面和空间关系的确定及设计制图。(5) 向配套专业（土建、自控仪表、供水、环保、供电、供热、采暖通风、技术经济）提出设计要求和有关资料。(6) 正式绘制工艺流程图、车间设备布置图等，编制设备表和主要材料估算表。(7) 编写初步设计有关的生产工艺部分的文件。1.2 青霉素的发现20世纪40年代以前，人类一直未能掌握一种能高效治疗细菌

12、性感染且副作用小的药物。当时若某人患了肺结核，那么就意味着此人不久就会离开人世。为了改变这种局面，科研人员进行了长期探索，然而在这方面所取得的突破性进展却源自一个意外发现。1928年，英国细菌学家fleming发现污染在培养葡萄球菌的双蝶上的一株霉菌能杀死周围的葡萄球菌。他将此霉菌分离纯化后得到的菌株经鉴定为点青霉，并将这菌所产生的抗生物质命名为青霉素。1940年，英国florey和chain进一步研究此菌，并从培养液中制出了干燥的青霉素制品。经实验和临床试验证明，它毒性很小，并对一些革兰氏阳性菌所引起的许多疾病有卓越的疗效。此后一系列临床实验证实了青霉素对链球菌、白喉杆菌等多种细菌感染的疗效

13、。青霉素之所以能既杀死病菌，又不损害人体细胞，原因在于青霉素所含的青霉烷能使病菌细胞壁的合成发生障碍，导致病菌溶解死亡，而人和动物的细胞则没有细胞壁。但是青霉素会使个别人发生过敏反应，所以在应用前必须做皮试。在这些研究成果的推动下，美国制药企业于1942年开始对青霉素进行大批量生产。到了1943年，制药公司已经发现了批量生产青霉素的方法。当时英国和美国正在和纳粹德国交战。这种新的药物对控制伤口感染非常有效。到1944年，药物的供应已经足够治疗第二次世界大战期间所有参战的盟军士兵。1945年，弗莱明、弗洛里和钱恩因发现青霉素及其临床效用”而共同荣获了诺贝尔生理学或医学奖。目前世界青霉素年需求量为

14、3.8万吨，但直接作为注射剂使用的青霉素g和作为口服剂使用的青霉素v仅占全部青霉素产品的20%，除了另外3%5%作为兽药或饲料添加剂使用外，大部分青霉素是作为制备6-氨基青霉素烷、7-氨基脱乙酰氧基头孢烯酸或氯亚甲基头孢烯母核的原料，通过这些母核中间体转化成高附加值产品推向市场。据估计，在世界范围内目前对6-氨基青霉素烷的需求量约为25800吨，到2005年将达到32800吨；对7-氨基脱乙酰氧基头孢烯酸的需求量约为6000吨，到2005年为7000吨。到2005年，世界基本药物中，仅羟氨苄青霉素、氨苄青霉素和头孢氨苄3个品种的世界需求量将达17800吨。上述三种产品占抗感染药物原料药的78%

15、，用于生产这些半合成产品所需消耗的青霉素约占全部产量的3/4。1953年5月，中国第一批国产青霉素诞生，揭开了中国生产抗生素的历史。在1996年得到迅速扩展，当时全球青霉素原料药年产销量达4万吨左右，其中中国的青霉素在国际市场的份额占到30%，且出口量猛增。截至目前，中国青霉素年发酵能力在1500吨以上的有华北制药3200吨，哈药集团为2100吨，山东鲁抗为1290吨，这三大青霉素生产企业年发酵能力为6590吨，年发酵能力超过1000吨的企业还有四川制药厂、河北制药集团和张家口制药总厂。中国目前是世界上最大青霉素生产国，青霉素原料主要出口市场是：印度、韩国、日本、台湾、德国、荷兰、爱尔兰、法国

16、、香港和美国，这十大市场合计占中国总出口量的82%。青霉素工业钾盐的生产能力已占世界生产能力40000吨的40%，实际产量占世界的35.29%，特别是进入2000年，中国的原料药产量中有七种青霉素系列产品均呈现增长趋势，其中哌拉西林增长了267%，以6-apa为中间体的系列产品阿莫西林增长69%，产量近2000吨。1.3 青霉素分子结构及分类青霉素是6氨基青霉烷酸（6-aminopenicillanic acid, 6-apa）苯乙酰衍生物。侧链基团不同，形成不同的青霉素，主要是青霉素g。工业上应用的有钠、钾、普鲁卡因、二苄基乙二胺盐，其在水中溶解度很小，且很快失去活性。青霉素的分子通式为：r

17、c9o4h11 n2 s结构通式可表示为下图：图1.1 青霉素结构通式然而青霉素发酵液中含有5种以上天然青霉素（如青霉素f、g、x、k、f和v等），它们的差别仅在于侧链r基团的结构不同，其中青霉素g在医疗中用得最多，它的钠或钾盐为治疗革兰氏阳性菌的首选药物，对革兰氏阴性菌也有强大的抑制作用。其各个青霉素结构式如下图：图1.2 青霉素结构式1.4 青霉素的单位目前国际上青霉素活性单位表示方法有两种：一是指定单位（unit）；二是活性质量（g），最早为青霉素规定的指定单位是：50ml肉汤培养基中恰能抑制标准金葡萄菌生长的青霉素量为一个青霉素单位。在以后，证明了一个青霉素单位相当于0.6g青霉素钠。

18、因此青霉素的质量单位为: 0.6g青霉素钠等于1个青霉素单位。由此，1mg青霉素钠等于1670个青霉素单位(unit)。1.5 作用机理 有研究认为，青霉素的抗菌作用与抑制细胞壁的合成有关1。细菌的细胞壁是一层坚韧的厚膜，主要由多糖组成，也含有蛋白质和脂质，用以抵抗外界的压力，维持细胞的形状。细胞壁的里面是细胞膜，膜内裹着细胞质,青霉素作用于-内酰胺类细菌的细胞壁，而人类只有细胞膜无细胞壁，故对人类的毒性较小。革兰氏阳性菌细胞壁的组成是肽聚糖占细胞壁干重的5080（革兰氏阴性菌为110）、磷壁酸质、脂蛋白、多糖和蛋白质。其中肽聚糖是一种含有乙酰基葡萄糖胺和短肽单元的网状生物大分子，在它的生物合

19、成中需要一种关键的酶即转肽酶。青霉素作用的部位就是这个转肽酶。现已证明青霉素内酞胺环上的高反应性肽键受到转肽酶活性部位上丝氨酸残基的羟基的亲核进攻形成了共价键，生成青霉噻唑酰基-酶复合物，从而不可逆的抑制了该酶的催化活性。通过抑制转肽酶，青霉素使细胞壁的合成受到抑制，细菌的抗渗透压能力降低，引起菌体变形，破裂而死亡。即作用机理是干扰细菌细胞壁的合成。因为青霉素的结构与细胞壁的成分粘肽结构中的d-丙氨酰-d-丙氨酸近似，可与后者竞争转肽酶，阻碍粘肽的形成，通过抑制细菌细胞壁四肽侧链和五肽交连桥的结合而阻碍细胞壁合成而发挥杀菌作用。造成细胞壁的缺损，使细菌失去细胞壁的渗透屏障，对细菌起到杀灭作用。

20、对革兰阳性球菌及革兰阳性杆菌、螺旋体、梭状芽孢杆菌、放线菌以及部分拟杆菌有抗菌作用。对溶血性链球菌等链球菌属，肺炎链球菌和不产青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。对肠球菌有中等度抗菌作用。对流感嗜血杆菌和百日咳鲍特氏菌亦具一定抗菌活性，对梭状芽孢杆菌属、消化链球菌、厌氧菌以及产黑色素拟杆菌等具良好抗菌作用。 1.6 青霉素的应用 临床应用：40多年来，主要控制敏感金黄色葡糖球菌、链球菌、肺炎双球菌、淋球菌、脑膜炎双球菌、螺旋体等引起感染，对大多数革兰氏阳性菌（如金黄色葡萄球菌）和某些革兰氏阴性细菌及螺旋体有抗菌作用。优点：毒性小，但由于难以分离除去青霉噻唑酸蛋白（微量可能引起过敏反应），需要皮

21、试。各种半合成抗生素的原料：青霉素的缺点是对酸不稳定，不能口服，排泄快，对阴性菌无效。氨苄青霉素耐酸广谱；对抗绿脓杆菌的磺苄青霉素，耐酸、耐酶、口服的乙氧萘青霉素等，提供头孢菌素母核。1.7 产品名称及生产规模 产品名称:注射用青霉素g 生产规模:年产2300吨化学名： (2s,5r,6r)-3,3-二甲基-6-(2-苯乙酰氨基)7-氧代-4-硫杂-1-氮杂双环3.2.0庚烷-2-甲酸分子式： c16h17n2o4s 分子量： 333.38结构式如下图：图1.3 青霉素g结构式1.8 产品药理青霉素为内酰胺抗生素对革兰阳性菌及某些革兰阴性菌有较强的抗菌作用，金黄色葡萄球菌(金葡菌)、肺炎球菌、

22、淋球菌及链球菌等对本品高度敏感；脑膜炎双球菌、白喉杆菌、破伤风杆菌及梅毒螺旋体也很敏感。主要用于敏感菌引起的各种急性感染，如肺炎、支气管炎、脑膜炎、心内膜炎、腹膜炎、脓肿、败血症、蜂窝组织炎、乳腺炎、淋病、钩体病、回归热、梅毒、白喉及中耳炎等。对溶血性链球菌等链球菌属，肺炎链球菌和不产青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。对肠球菌有中等度抗菌作用，淋病奈瑟菌、脑膜炎奈瑟菌、白喉棒状杆菌、炭疽芽孢杆菌、牛型放线菌、念珠状链杆菌、李斯特菌、钩端螺旋体和梅毒螺旋体对本品敏感。本品对流感嗜血杆菌和百日咳鲍特氏菌亦具一定抗菌活性，其他革兰阴性需氧或兼性厌氧菌对本品敏感性差，对梭状芽孢杆菌属、消化链球菌厌氧

23、菌以及产黑色素拟杆菌等具良好抗菌作用，通过抑制细菌细胞壁合成而发挥杀菌作用。第二章 设计说明2.1 青霉素发酵过程青霉素发酵过程中的代谢变化分为菌体生长、青霉素合成和菌体自溶三个阶段2(1) 菌体生长阶段 发酵培养基接种后生产菌在合适的环境中经过短时间的适应，即开始发育、生长和繁殖，直至达到菌体的临界浓度。这个阶段主要是碳源（包括糖类、脂肪等）和氮源的分解代谢，以及菌体细胞物质的合成代谢变化，前者的代谢途径和后者有机地联系在一起，碳源、氮源和磷酸盐等营养物质不断被消耗，新菌体不断合成。随着菌体浓度的不断增加，摄氧率不断增大，溶解氧水平不断降低。当达到菌的临界浓度时，摄氧率达到最大，溶解氧降至最

24、小。当营养物质的消耗达到一定程度，菌体生长达到一定浓度，或者溶解氧的供应下降到某一水平，即成为限制因素时，菌体生长速度减慢；同时，由于菌体的某些中间代谢产物的迅速积累、原有的酶活力下降以及出现与抗生素合成有关的新酶等原因，导致生理阶段的转变，发酵就从菌体生长阶段转入青霉素合成阶段。(2) 青霉素合成阶段 这个阶段主要合成青霉素，青霉素的生产速率达到最大，并一直维持到青霉素合成能力衰退。在这个阶段，菌体重量有所增加，但产生菌的呼吸强度一般无显著变化。这期间以碳源和氮源的分解代谢和青霉素的合成代谢为主，前者的代谢途径和后者有机地联系在一起，碳源、氮源等营养物质不断消耗，青霉素不断合成。此外，由于存

25、在着抗生素合成和菌体合成二条不同的代谢途径，需要严格控制发酵条件，以利抗生素合成代谢的进行。一般在这个阶段，发酵液中碳源、氮源和磷酸盐等营养物质的浓度必须控制在一定范围内，才有利于青霉素合成；如果这些物质过多，则只会促进菌体生长，抑制青霉素合成；如果这些物质过少，则菌体容易衰老，青霉合成能力也会衰退，对生产不利。除此之外，发酵液的ph 值、温度和溶解氧浓度等都会影响发酵过程中的代谢变化，进而影响青霉素产量，必须予以严格控制。 此阶段一般又称为青霉素分泌期或发酵中期。 (3) 菌体自溶阶段 这个阶段菌体衰老，细胞开始自溶，合成青霉素能力衰退，青霉素生产速率下降，氨基氮增加，ph上升。此时发酵必须

26、结束，否则不仅会使青霉素受到破坏，还会给发酵液过滤和提炼带来困难。 此阶段一般又称为菌体自溶期或发酵后期。2.2 生产方法青霉素g生产分为菌种发酵和提取精制2两个步骤:菌种发酵：将产黄青霉菌接种到固体培养基上，在25下培养710天，即可得青霉菌孢子培养物。用无菌水将孢子制成悬浮液接种到种子罐内已灭菌的培养基中，通入无菌空；气、搅拌，在27下培养2428h，然后将种子培养液接种到发酵罐已灭菌的含有苯乙酸前体的培养基中，通入无菌空气，搅拌，在27下培养7天。在发酵过程中需补入苯乙酰胺前体及适量的培养基。提取精制：将青霉素发酵液冷却，过滤。滤液在ph22.5的条件下，于离心机内用醋酸丁酯进行逆流萃取

27、，得到ba萃取液，ba经水洗离心机洗去溶于水的色素及溶于水的杂酸。将此ba萃取液经活性炭脱色，脱色ba加入碳酸钾溶液调ph至7左右离心机反萃取得rb，rb加丁醇经共沸蒸馏过滤干燥即可得青霉素g钾盐。2.3 工艺流程 图2.1 工艺流程图在25-26c，培养6-8d，形成单菌落调ph至中性，加2.5倍体积无水丁醇，在16-26c，0.67-1.3kpa下蒸馏将孢子制成悬液，接入到大米培养基上，25c，相对湿度50%，生长7d。用10%硫胺调节ph 4.5-5.0,加入0.07%溴代十五烷吡啶，再通过板枢式过滤机。采用鼓式真空过滤机过滤，除去菌丝体和大部分蛋白。通入充足空气，充分搅拌150-200

28、r/min, 在25-26c，培养168h。通气体积比1:3, 充分搅拌250-280r/min, 在温度（250.5）c下培养14h。通入无菌空气，充分搅拌300-350r/min,在温度（270.5）c下培养40-50h。产黄青霉斜面孢子米孢子一级种子罐二级种子罐发酵罐发酵液发酵滤液一次ba萃取液脱色液干燥晶体一次水提液结晶混悬液2.4 工艺特点本工艺工程为三级发酵3，一级种子罐-二级种子罐-发酵罐。二级种子罐、一级种子罐培养时间短，培养基一次投入，中间不补料，发酵罐考虑到各种由于底物浓度过高引起的底物抑制情况以及产物合成期对营养成分的需求，采用中间补料。主要补油、补糖、补氨水调解ph，在

29、放罐前一次性补消沫油。一级种子罐采用实罐消毒，二级种子罐、发酵罐培养基采用连续消毒。一级种子罐体积小采用夹套换热，二级种子罐采用内蛇管，发酵罐用外盘管加内蛇管换热，内蛇管也作为罐内挡板，以加强罐内料混合程度。主要技术资料:(1) 接种量 一级种子罐至二级种子罐按15%计算； 二级种子罐至发酵罐按15%计算； (2) 培养基灭菌 一级种子罐及二级种子罐培养基采用空消灭菌； 发酵罐培养基采用实消灭菌；(3) 通气量 一级种子罐：0.2（vvm），二级种子罐：0.15 (vvm)， 发酵罐：0.09 (vvm)； (4) 无菌空气处理系统 空气处理量：按设计要求 空压机出口压力：0.250.3（mp

30、a） 进总过滤器的相对湿度：60% 空气洁净度：100级(5) 发酵周期：一级种子罐：64小时，二级种子罐：56小时，发酵罐：136小时 (6) 装料系数 一级种子罐：65%，二级种子罐：70%，发酵罐：80%(7) 自控要求： 发酵系统：种子罐、发酵罐温度自控，ph控制，罐压指示，溶氧指示，转速显示及变频调速，液位报警； 连消系统：温度、流量连锁控制； 空气系统：温度自动控制； 后处理系统：温度现场显示、手动调节，流量现场显示、手动调节；(8) 水系统 自来水：常温，0.3（mpa），用于配料、夏天实罐灭菌的前期冷却、清洗设备等 循环水：2025(t=5)，0.3（mpa），用于连续灭菌培养

31、基冷却，空气冷却， 低温水：914(t=5)，0.3（mpa），用于夏天空气后级冷却及发酵控温冷却 冷盐水：-100(t=10)，0.3（mpa），用于料液冷却保温 蒸汽： 发酵车间用汽压力 0.3（mpa）(9) 补料情况： 发酵过程中氨水补量按48（l/m3）计算，补料量按320（l/m3）计算，补泡敌按20（l/m3）计算，补消沫油按20（l/m3）计算。补前体苯乙酰胺，使发酵液中苯乙酰胺浓度为0.05%0.08%，在发酵前一次性加入。(10) 中间取样分析： 一级种子罐罐：培养 4小时后取样分析，测ph、氨氮、效价、菌丝浓度等。 二级种子罐罐：培养 4小时后取样分析，测ph、氨氮、效价

32、、菌丝浓度等。 发酵罐：培养 14小时后开始取样分析，每 4 小时取样测 ph、氨氮，每 8 小时取一次作板样，分析全糖、氨氮、ph、还原糖、效价等。培养20 小时后取样加无菌肉汤，4小时后取无菌斜面，37恒温培养，放罐前涂片镜检。(11) 后处理车间 各步收率为：吸附、解吸收率为85% 解吸液脱色收率为97% 精制收率为90% 蒸发收率为98% 成品脱色收率为98% 干燥收率为99%(12) 铁离子的影响：三价铁离子对青霉素生物合成有显著影响，一般若发酵液中铁离子含量超过3040g/ml，则发酵单位增长缓慢。因此铁罐在使用前必须进行处理，可在罐壁涂上环氧树脂等保护层，使铁离子含量控制在30g

33、/ml以下。2.5 发酵过程中各参数的相互关系 图2.2 发酵中各参数关系2.6 设备框图 图2.3 发酵设备框图第三章 工艺条件计算3.1 发酵罐设计技术指标 拟设计发酵罐公称容积4：=200m3 年产量：=2300吨年工作日：=330天发酵周期：=7d发酵周期=发酵培养时间+辅助时间=136hr+32hr=168hr=7d（辅助时间含清洗、进料、消毒、接种时间，不含设备检修）发酵平均单位：=17100单位/毫升 成品效价：=600单位/毫克发酵液收率：=90%装料系数: =80%提炼总系数：=85%发酵热：=20900 kj/m3h（5500kcal/m3h）3.2 物料衡算(1) 发酵罐

34、台数的确定：由公式：得： (台）故选择14台发酵罐可满足生产。 经计算后得公称容积226.45m3 ，全容积238.30 m3 (2) 种子罐公称容积及台数：种子罐台数故选择7台二级种子罐可满足生产。（台）故选择4台一级种子罐可满足生产。（即二级发酵罐，即一级发酵罐）取二级发酵罐辅助时间为25 小时，取一级发酵罐辅助时间为30小时（流体损失率取10%）二级种子罐体积 m3取38m3，计算得公称容积38.83m3，全容积40.86m3一级种子罐体积 m3取6.8m3，计算得公称容积6.82m3，全容积7.18m3(3) 物料计算：进料=基础培养基（消后）+种子液+补料出料=发酵液+逃液与蒸发损失

35、 发酵罐发酵液=226.4575%=169.84 m3损失=发酵液体积15%=169.843%=5.096m3 （损失率取=3%）种子=发酵液体积接种比=169.8415%=25.48m3补氨=169.8448110-3=8.154 m3补油=169.8420110-3=3.4 m3泡敌=169.8420110-3=3.4 m3补料=169.84320110-3=54.4m3消后培养基=出料+损失-种子-补氨-补油-泡敌-补料=169.84+5.096-25.48-8.154-3.4-3.4-54.4=80.102m3 二级种子罐 出料=发酵罐种子=25.48m3损失=25.483%=0.77

36、6 m3 （损失率取=3%）种子=25.4815%=3.822 m3消后培养基=出料+损失-种子=25.48+0.776-3.882=22.374m3 一级种子罐 出料=二级种子罐种子=3.822 m3损失=3.8223%=0.115m3 （损失率取=3%）种子=3.82215%=0.573 m3消后培养基=出料+损失-种子=3.882+0.115-0.573=3.424m3其表示如下：图3.1 物料流程图表3.1 原料消耗表原料名称规格年用量（吨）花生饼粉含蛋白质45%21120葡萄糖含量70%以上86400乳糖含量90%以上，水分4%以下709硝酸氨含量99%以上964苯乙酰胺工业用含量9

37、6%以上3160磷酸二氢钾含量9%以上660硫酸钠工业用含量98%以上340大苏打含量98.5%以上3800玉米浆蛋白质含量40%以上2155酵母粉520植物油14440硅藻土水分45%以下1046碳酸钙工业用含量97%以上3668氨水工业用5660甲醛含量35%以上588小苏打工业用1648醋酸甲含量92%以上128活性炭脱色力9ml以上9880醋酸丁酯含量不低于92%1760泡敌1420ppb含量55%以上1560乙醇含量95%以上，水分0.3以下丁醇含量98%以上3.3 能量衡算3.3.1 水(1) 发酵热效应6 q=qfv公 发酵罐q大=5500226.4580%=9.97105 kc

38、al 二级种子罐q中=550038.8370%=1.50105 kcal一级种子罐q小=55006.8265%=2.44104 kcal(2) 循环冷却水（水温 2025，t=5，0.3mpa）循环水用量（c=空气比热容1.0kj/kg）： 以工作状态12个发酵罐，6个二级种子罐，3个一级种子罐计，并取安全系数1.2，则循环冷却水总量为： =1.2（19940012+300006+48803）10-3 =1.22587.44 =3104.928t/hr考虑到一级种子罐实消所需冷却水：取夹套传热系数k=200 kcal/h，冷却水进口温度20，冷却水出口温度25，取冷却时间2.5hr，计算可得所

39、需冷却水量则冷却水高峰用量：(3) 低温冷却水（水温914，t=5，0.3mpa，夏季使用）低温水用量（c=空气比热容1.0kj/kg） 以工作状态12个发酵罐，6个二级种子罐，3个一级种子罐计，并取安全系数1.2，则低温冷却水总量为：w总=1.2（12+6+3）10-3=1.2（19940012+300006+48803）10-3 =1.22587.44 =3104.928t/hr(4) 自来水 洗涤用水：采用浸泡式清洗，用水量取设备公称容积的80% 也可以采用喷淋式清洗，用水量约为罐体积的10%15%，在此不做计算。 配料用水：培养基原料大多为固体配料用水量消后培养基体积 104m3 自来

40、水用量：取安全系数1.2，则自来水总用量： =1.2（2+2+）=1.2（181.162+31.064+5.456+1042+25.48+3.882） =431m33.3.2 蒸汽（121,发酵温度=27,=1.729kg/m3,焓=653.31kcal/kg,汽化热517.51kcal/kg） (1) 发酵罐、二级种子罐空消所用蒸汽：（按5倍罐全容积计算） (2) 一级种子罐、补料罐实消所用蒸汽：（以直接加热之后保温计算，料液比热cs均取1kcal/kg）直接蒸汽加热气耗： （取10%）保温阶段气耗： s2=(30%50%)s1 取40%实消气耗： （补氨罐由于易挥发，且氨溶液具有自灭菌的特

41、点，所以不采用高温灭菌法，使用过滤器除菌）高峰用汽时段时，考虑两发酵罐一二级种子罐空消、一一级种子罐和各补料罐同时实消，并取安全系数1.2， 3.3.3 电(1) 搅拌功率：（计算过程详见第五章设备衡算）=200kw，=36kw，=3kw总功率=+=20012+366+33 =2625kw(2) 其他用电 包括照明用电、车间生活用电等共计800kw(3) 配电要求 p=1.2（2625+800）=4110kw3.3.4 空气(1) 通气消耗压缩空气量：发酵罐二级种子罐一级种子罐(2) 压料用压缩空气量：经验数据为：(3) 总计：取安全系数为1.05，假设最大工作量为12发酵罐、6二级种子罐、3

42、一级种子罐通气，两发酵罐、一二级种子罐、一一级种子罐压料，则高峰空气用量为： =282.771要求配套设计空气系统供给282.771的压缩空气量。3.3.5 公用过程负荷表3.2 自来水负荷表序号位号名称数量（台）使用时间（hr）日消耗量（kg/d）备注1r101a-c小罐11.514007清洗和配料2r102a-c中罐1131064清洗3r103a-c大罐21181160清洗其他2410000种子室用合计27.5236231以每天各有两台大罐（发酵罐）、一台中罐（二级种子罐）、一台小罐（一级种子罐）清洗和配料计表3.3 循环冷却水负荷表序号位号名称数量（台）使用时间（hr）日用量（kg/d）

43、备注1r101a-c小罐324236402r102a-c中罐6241800003r103a-c大罐12242392800合计2596440以每天各有12台大罐、6台中罐、3台小罐同时工作计算，高峰时间为在此基础上小罐同时实消。表3.4 循环低温水负荷表序号位号名称数量（台）使用时间（hr）日用量（kg/d）备注1r101a-c小罐324146402r102a-c中罐6241800003r103a-c大罐12242392800合计2587440以每天各有12台大罐、6台中罐、3台小罐同时工作计算。表3.5 设备用蒸汽负荷表序号位号名称数量（台）压力（mpa）使用时间（hr）日用量（m3/d）备注

44、1r101a-c小罐10.32r102a-c中罐10.31353.2353r103a-c大罐10.312060.1044v101a-b补料罐10.3114793.9175v101a-b补油罐10.31924.6186v101a-b泡敌罐10.31924.618合计21802.80（含损失）高峰值以各有一台罐进行空（实）消计算。表3.6 设备用空汽负荷表序号位号名称数量（台）压力（mpa）使用时间（hr）日用量（m3/d）备注1r101a-c小罐30.32478.8642r102a-c中罐60.324602.0883r103a-c大罐120.3244755.552合计5436.504（含损失）最

45、高峰取每天有12台大罐、6台中罐、3台小罐同时工作，2台大罐、1 台中罐、1台小罐同时压料，进料时间以1小时计算。表3.7 设备用电负荷表序号位号名称数量（台）使用时间（hr）单台（kw）总量（kw）备注1r101a-c小罐324392r102a-c中罐624362163r103a-c大罐122420024004800车间照明及其它设备用电合计 2383425以每天有12台大罐、6台中罐、3台小罐同时工作计算第四章 典型设备计算4.1 设备衡算4.1.1 发酵罐(1) 选型6：图4.1 发酵罐示意图根据生物工程设备常见的机械搅拌通风种子罐的几何尺寸比例h/d =1.73.5 取 h/d=3di

46、/d =1/21/3 取 di =0.5dho/d =2 ho =2d h=0.44d c/di=0.81.0 取 c =0.8di根据封头形状、直径查阅化工容器设计手册得公式：公称容积 h=12.952 d=4.317圆整 h=13000mm d=4500mm则公称容积全容积查表7得：封头内表面积f=22.5162，容积v=2.2417人孔取800mm，视镜200mm，查表8选取ds=4500mm的支腿式支座，并根据工厂实际情况做适当的改变。(2) 料液高度：(3) 传热面积计算 蛇管传热系数为 300450kcal/.h.，计算时取900 kcal/.h. 发酵温度为 27，循环水为 20

47、25，低温水为914，则传热温差： 设计计算时均取传热温差较小的循环水数据则传热面积为：取300m2(4) 冷却水管计算最大热负荷下耗水量：冷却水流速 1.5m/s，取 2 m/s冷却水管总截面积：进水总管直径：取(d总：内直径，191：外径，14：水管壁厚) 内蛇管（选冷拔无缝钢管 gb8163-88） 取冷却管竖直蛇管组数 n=6，计算冷却蛇管管径：查流体管gb8163-2008取冷却管总长： 外加15米连接管，则每组蛇管长 ： 取竖蛇管两直管（相对的蛇管）距离为 0.5m， 则两端弯管总长：取罐内附体体积为 2.5罐内总体积： =191.25m3筒体部分液深=竖蛇管总高 直管高 =11.

48、54-0.5=11.04m一圈管长 6 组蛇管每组绕4 圈，则传热面积=壁距取 0.15m，管间距取 2.5 倍管径， 校核筒体内宽度 筒体内宽度=搅拌器+（管径4+管间距3+壁距）2 （搅拌器宽度取0.375d） =0.3754.5+（0.094+0.092.53+0.15）2 =4.06m4.5m 外加盘管（取热轧无缝钢管 gb8163-87 ）取50 圈，间距 0.05m校核总传热面积 =301.7m2300m2校核总高度 =12.5m11.29m面积和高度都合格(5) 搅拌器设计及功率计算10 搅拌器设计进行搅拌桨叶设计,初定放三档桨叶, 由于上、中、下道桨所处液位不一样 ,因压强关系

49、致使通风量体积改变 ,在发酵罐罐径不变情况下气流通过液量的流速就会不一样,由生产经验可知：v底v中v上。所以空气在罐底底道桨处位液中的停留时间久,同时气体集中在罐心位 ,若在罐底上方安装强有力的底道桨 ,对气泡的分散打碎,延长小气泡在液中的停留时间会起到举足轻重的作用 。中、上道桨处气体已均匀分散在液体中,因气流速度加快致使桨叶打碎气泡作用减小 ,又同时因气速加快气流起搅拌作用致使桨叶搅拌作用也大大减小。从节能考虑 ,完全可减小中、上道桨叶之叶径。根据以上计算和分析,可改变以往上 、中、下道桨叶径统一的常规设计,即底道桨叶径加大 ,中、上道桨叶径缩小的设计构思。选用涡轮式搅拌器为理想 ,其特点

50、是直径小,转速快,搅拌效率高,功率消耗低 ,其最大特点是搅拌时使料液产生径向流,可以延滞空气在发酵液中的停留时间 ,有利于氧在料液中溶解。通风搅拌关键桨是底道桨,故而设计时有意加大底道桨叶的叶径及叶片数,同时相应缩小中、上道桨的叶径进行计算设计。令底道桨叶径：中、上道桨叶径=1：0.6,底道桨设置八弯叶涡轮桨 ,中、上道桨设置六弯叶涡轮桨。尺寸如下：八弯叶涡轮底道桨尺寸：叶径 d=0.375d=0.3754.5=1688mm盘径 d=0.75d=0.751688=1266mm叶高 h=0.2d=0.21688=337.6mm弧长 i=0.275d=0.2751688=464.2mm弦长 l=0.25d=0.251688=422mm六弯叶涡轮中、上道桨尺寸：叶径 d=0.236d=0.2364.5=1062mm盘径 d=0.75d=0.751062=793.5mm叶高 h=0.2d=0.21062=212.4mm弧长 i=0.275d=0.2751062=292.05mm弦长 l=0.25d=0.251062=265.5mm底道桨离罐底2000mm，上道桨在液面下（定容液面）1750mm，中道桨在底道桨与上道桨之中位。 搅拌器功率计算n 发酵罐搅拌速率取180r/min=3r/s醪液粘度：=vv= 醪液动力粘度取0.810-6/s=重度1040公斤/m3（醪液密度）=