生物工程专业毕业设计（论文）年产3万吨谷氨酸钠（味精）车间糖化工段工艺设计

1、内蒙古工业大学本科毕业设计说明书摘 要谷氨酸是利用微生物发酵生产的一个具有代表性的产品，生产工艺涉及种子培养、发酵、提取、脱色、离心和干燥等重要的单元操作和工程概念。通过对谷氨酸车间的工艺设计，可以加强对自己对所学知识的综合利能力。通过本毕业设计训练，可以提高自己理论联系实际的能力和工程设计方面的能力。本设计是以精制淀粉（纯度为86%）为原料进行设计，使用一次喷射双酶法为糖化工艺，以年实际工作日300天计算，日产味精90吨。对全厂物料、热量就行衡算，对糖化工段的罐体如调浆罐、储浆罐、维持罐、层流罐、糖化罐、储糖罐以及一些标准设备如液化喷射器、板框过滤机、板式换热器和泵等进行了详细计算，以确定它

2、们的参数，便于设备布置图的绘制。关键词：谷氨酸钠；糖化；工艺计算 abstractglutamate is produced by microbial fermentation of a representative of the products, production processes involved in seed culture, fermentation, extraction, bleaching, centrifugation and drying unit operations and other important engineering concepts.through

3、 the workshop process design glutamate, can enhance their knowledge of the comprehensive profitability.graduate training through the design, can improve their ability to integrate theory with practice and engineering design capabilities.the design is based on refined starch (86% purity) as raw mater

4、ials for the design, the use of a jet of two enzymes for the saccharification process, the actual working days to 300 days calculated at 90 tons of monosodium glutamate production.the whole plant material, the heat balance on the line for sugar chemical segment, such as mixing tanks tank, slurry sto

5、rage tank, the maintenance tank, laminar flow tank, saccharification tanks, storage sugar and some standard equipment such as liquid jet, framefilter, plate heat exchanger and pump a detailed calculation, to determine their parameters, to facilitate the drawing of equipment layout.key words:glutamat

6、e;saccharification;process calculation目 录引 言1第一章 生产工艺21.1 味精简介21.2 设计方案的确定21.2.1 糖化方法的选择论证21.2.2 液化工艺条件的论证31.3 糖化工艺流程41.4 糖化工艺技术要点51.4.1 调浆配料51.4.2 喷射液化51.4.3 糖化51.4.4 过滤51.4.5 贮存5第二章 全厂物料衡算62.1 生产能力62.2 计算指标62.3 总物料衡算62.3.1 商品淀粉用量62.3.2 糖化液量72.3.3 产谷氨酸量72.3.4 衡算结果汇总72.4 糖化工段物料衡算72.4.1 淀粉浆量及加水量82.4.

7、2 液化酶量82.4.3 cacl2量82.4.4 糖化酶量82.4.5 糖液产量82.4.6 过滤糖渣量82.4.7 生产过程进入的蒸汽冷凝水及洗水量82.4.8衡算结果汇总82.5 配料、连续灭菌和发酵工段物料衡算92.5.1 发酵培养基和用糖量92.5.2 发酵配料102.5.3 配料用水102.5.4 接种量102.5.5 连续灭菌过程进入的蒸汽及补水量112.5.6 发酵过程中加入99%液氨量112.5.7 加消泡剂量112.5.8 发酵生化反应过程所产生的水分112.5.9 发酵过程从排风带走的水分112.5.10 发酵过程化验取样、放罐残留及其他损失122.5.11 发酵终止时的

8、数量122.5.12 衡算结果汇总132.6 中和等电工段物料衡算132.6.1 发酵液数量132.6.2 高流量132.6.3 硫酸用量142.6.4 等电液数量142.6.5 谷氨酸产量142.6.6 加水量142.6.7 洗水量142.6.8 母液（上清液）数量142.6.9 物料衡算汇总142.7 离交工段物料衡算152.7.1 母液调ph用硫酸量152.7.2 母液数量152.7.3 调高流用硫酸量152.7.4 洗脱液用99%液氨数量152.7.5 高流量152.7.6 排出废液量152.7.7 配洗脱液用水量152.7.8 物料衡算汇总162.8 中和脱色工段物料衡算162.8.

9、1 谷氨酸数量162.8.2 离子膜碱用量162.8.3 粉末活性炭用量162.8.4 中和脱色液数量172.8.5 废碳渣数量172.8.6 用水量172.8.7 物料衡算汇总172.9 精制（结晶）工段物料衡算182.9.1 中和脱色液数量182.9.2 产msg量182.9.3 产母液量182.9.4 蒸发结晶过程加水182.9.5 msg分离调水洗水量182.9.6 结晶过程蒸发水分182.9.7 物料衡算汇总18第三章 全厂热量衡算193.1 液化工段热量衡算193.1.1液化加热耗蒸汽量193.1.2 液化液冷却耗水量203.2 糖化工段热量衡算203.3 连续灭菌、发酵工段热量衡

10、算203.3.1 培养液连续灭菌用蒸汽量203.3.2 培养液冷却用水量213.3.3 发酵罐空罐灭菌蒸汽用量213.3.4 发酵过程产生的热量及冷却用水量223.4 提取工段冷量衡算233.5 精制（结晶）工段热量衡算233.5.1 热平衡与计算加热蒸汽量233.5.2 二次蒸汽冷凝所消耗循环冷却水量253.6 味精工段热量衡算253.6.1 干燥时需蒸发水量253.6.2 味精干燥过程所需热量263.6.3 味精干燥过程需空气量263.6.4 味精干燥过程耗用蒸汽量263.7 制冷机耗蒸汽量273.8 热量衡算汇总27第四章 糖化工段设备选型284.1 糖化设备284.1.1 调浆罐284

11、.1.2 储浆罐294.1.3 连续液化喷射器294.1.4 维持罐294.1.5 层流罐304.1.6 糖化罐304.1.7 储糖罐314.2 过滤设备314.2.1 板框过滤机314.3 换热设备324.3.1 板式换热器324.4 泵334.4.1 泵334.4.2 泵344.4.3 泵344.4.4 泵354.4.5 泵364.5 设备选型汇总37结 论38参考文献39引 言味精又称谷氨酸一钠，其基本成分为l-谷氨酸，具有强烈的肉类鲜味。将其添加在食品中可使食品风味增强，鲜味增加，故被广泛使用。味精在胃酸作用下生成的谷氨酸，被人体吸收后，参与人体内许多代谢反应，并与其他氨基酸一起共同构

12、成人体的组织蛋白。谷氨酸能用来预防和治疗肝昏迷，还能促进中枢神经系统的正常活动，对治疗脑震荡和脑神经损伤有一定功效1。我国的味精生产始于1923年，上海天厨味精厂最先用水解法生产。1932年沈阳开始用脱脂豆粉水解生产味精。我国从1958年开始谷氨酸生产筛选及其发酵机理的基础性研究，1964年首先在上海进行工业化试生产。目前国内味精生产已全部用发酵法。所以，今后菌种，工艺技术和生 产规模方面还需加大改革力度，使生产水平再上一个新台阶！目前，企业生产味精都是以发酵法生产，但每生产1吨味精要排放2025吨母液，其属于高浓度有机酸性废水，需对母液进行回收，发展高效提取工艺，提高谷氨酸提取率和降低工艺用

13、水，减少废水排放量，实现味精的清洁生产，在发展工业经济的同时走上可持续发展的文明道路，这样，我国的味精工业不但真正收到经济效益和环境效益的共同丰收，而且也会减轻政府对行业的管理负担，形成多种因素和谐统一，走上良性运行可持续发展的健康道路。第一章 生产工艺1.1 味精简介学名：l-谷氨酸单钠盐-水化合物商品名：味精、味素、谷氨酸钠，因味精起源于小麦，俗称麸酸钠英文名：monosodium l-glutamate，简写msg结构式： hooc-ch2-ch2-ch-coonah2o nh2分子式：nac5h8o4nh2o，分子量：187.13味精于1909年被日本味之素（味素）公司所发现并申请专利

14、。纯的味精外观为一种白色晶体状粉末。当味精溶于水（或唾液）时，它会迅速电离为自由的钠离子和谷氨酸盐离子（谷氨酸盐离子是谷氨酸的阴离子，谷氨酸则是一种天然氨基酸）。要注意的是如果在100以上的高温中使用味精，经科学家证明，味精在100时加热半小时，只有0.3的谷氨酸钠生成焦谷氨酸钠，对人体影响甚微。还有如果在碱性环境中，味精会起化学反应产生一种叫谷氨酸二钠的物质。所以要适当使用和存放。味精不仅应用于食品行业，还被广泛应用于医药、工业、农业等方面。味精2004年的全球市场约为170万吨，预计2010年将增长到210万吨。我国是味精生产大国，2003年中国味精产量118.9万吨，占世界53%，200

15、6年产量136万吨，居世界第一2。味精曾一度被怀疑是不可安全食用的增鲜调味品3。1973年fao/who食品添加剂专家联合组织一度规定，味精的adi值0mg120mg，即摄入量每天每千克人体体重不得超过120mg。但国际上许多权威机构都做过味精的各种毒理试验，到目前为止，还未发现味精在正常使用范围内对人体有任何危害的依据，即证明食用味精是安全的。41.2 设计方案的确定1.2.1 糖化方法的选择论证糖化工段主要有酸解法、酶酸法、双酶法这三种方法。酸解法是传统的制糖方法，它是利用无机酸为催化剂，在高温高压条件下，将淀粉转化为葡萄糖。酶酸法是将淀粉乳先用-淀粉酶液化，然后用酸水解成葡萄糖。双酶法是

16、通过淀粉酶液化和糖化酶糖化将淀粉转化为葡萄糖。三种糖化工艺，各有其优缺点。从糖液质量、收得率、耗能以及对粗淀粉原料的适应情况看，双酶法最佳、酶酸法次之、酸解法最差。但双酶法生产周期长，糖化设备较庞大。从糖浆的黏度来看，双酶法最低、酸解法最高。双酶法制糖工艺可根据升温方式的不同分为升温液化法、喷射液化法。喷射液化法又依所用加热设备的不同分为一次喷射液化法和二次喷射液化法。一次喷射液化法由于能耗低，设备少，糖液质量好而获得广泛的应用5。所以本次设计采用一次喷射双酶法。1.2.2 液化工艺条件的论证-淀粉酶能能水解淀粉及其产物内部的-1，4糖苷键，不能水解-1，6糖苷键，但能越过-1，6糖苷键继续水

17、解-1，4糖苷键，而将-1，6糖苷键留在水解产物中。（1）淀粉液化条件淀粉是以颗粒状态存在的，具有一定的结晶性结构，不容易与酶充分反应,如淀粉酶水解淀粉颗粒和水解糊化淀粉的比例为120000。因此必须先加热淀粉乳，使淀粉颗粒吸水膨胀，使原来排列整齐的淀粉层结晶结构被破坏，变成错综复杂的网状结构。这种网状会随温度的升高而断裂，加之淀粉酶的水解作用，淀粉链结构很快被水解为糊精和低聚糖分子，这些分子的葡萄糖单位末端具有还原性，便于糖化酶的作用。由于不同原料来源的淀粉颗粒结构不同，液化程度也不同，薯类淀粉比谷类淀粉易液化。淀粉酶的液化能力与温度和ph值有直接关系。每种酶都有最适的作用温度和ph值范围，

18、而且ph和温度是互相依赖的，一定温度下有较适宜的ph值。在37时，酶活力在ph值5.07.0范围内较高，在ph值6.0时最高，过酸过碱都会降低酶的活性。-淀粉酶一般在ph值6.07.0较稳定。酶活力的稳定性还与保护剂有关，生产中可通过调节加入的cacl2的浓度，提高酶活力的稳定性。一般控制钙离子浓度0.01mol / l。钠离子对酶活力稳定性也有作用，其适量浓度为0.01mol / l左右。现在研究发现当物料ph大于5.7后，在最终糖液中即有可能生成麦芽酮糖。研究还发现，随着液化ph的不断升高，麦芽酮糖的含量也在同步增长。在液化ph低于5.6时，即可避免在糖化过程中产生麦芽酮糖。工业生产上，为

19、了加速淀粉液化速度，多采用较高温度液化，例如8590或者更高温度，以保证糊化完全加速酶反应速度。但是温度升高时，酶活力损失加快。因此，在工业上加入ca2+或na+,使酶活力稳定性提高。（2）液化程度的控制淀粉经液化后，分子量逐渐减少，黏度下降，流动性增强，给糖化酶的作用提供了条件。但是，如果让液化继续下去，虽然最终水解物也是葡萄糖和麦芽糖等，但这样所得糖液葡萄糖de值低；而且淀粉的液化是在较高温度下进行的，液化时间加长，一部分已经液化的淀粉又会重新结合成硬束状态，使糖化酶难以作用，影响葡萄糖的产率，因此必须控制液化进行程度。淀粉液化的目的是为了给糖化酶的作用创造条件，而糖化酶水解糊精及低聚糖等

20、分子时，需先与底物分子生成络合结构。这就要求被作用的底物分子有一定的大小范围，才有利于糖化酶生成这种结构，底物分子过大或过小都会妨碍酶的结合和水解速度。根据发酵工厂的生产经验，在正常液化条件下，控制淀粉水解程度在葡萄糖值为1020之间为好（即此时保持较多量的糊精及低聚糖，较少量的葡萄糖）。而且，液化温度较低时，液化程度可偏高些，这样经糖化酶糖化后糖化液的de值较高。淀粉酶液化终点常可以典液显色来控制。1.3 糖化工艺流程6喷射液化高温维持闪蒸调浆淀粉乳调ph（盐酸或石灰水、碳酸钠）、酶降温层流液化糖化升温灭酶过滤过滤酶、调phnaco3过滤过滤图 1-1 一次喷射双酶法制糖工艺流程图1.4 糖

21、化工艺技术要点1.4.1 调浆配料淀粉乳调成15-20obe。研究发现，在淀粉液化过程的配料阶段，当物料ph大于5.7后，在最终糖液中即有可能生成麦芽酮糖。研究还发现，随着液化ph的不断升高，麦芽酮糖的含量也在同步增长。在液化ph低于5.6时，即可避免在糖化过程中产生麦芽酮糖，而这就需要采用低ph 特性的淀粉酶。用na2co3水溶液调ph5.5-5.6，以减少不可发酵糖的产生（-淀粉酶ph范围为5.5-7.0）。cacl2用量为干淀粉的0.15-0.3%，如果水中ca2+超过50mg / l，可以不加cacl2。1.4.2 喷射液化工作蒸汽压0.4mpa,淀粉乳供料泵压力为0.2-0.4mpa

22、，喷射温度100-105，液化温度控制在90，液化时间60min,碘色反应呈棕色即可。然后130-140灭酶5-10min。冷却至70以下，进入糖化罐。1.4.3 糖化温度601，ph4.0-4.4，糖化酶加量按100-120u / g干淀粉计算，糖化时间24-32h。要求每两小时或四小时检查一次糖化液的糊精状况，直至无明显糊精为糖化结束，即以无水乙醇检查无白色沉淀为终点。终点de值为95%-98%。注意控制监测及时判断终点以防糖化过度产生异麦芽糖。1.4.4 过滤糖液先用naco3水溶液调ph4.8-5.0，不加或少加助滤剂，过滤。1.4.5 贮存为防止糖液贮存中发酵变质，应保证糖液温度不低

23、于60。第二章 全厂物料衡算2.1 生产能力商品味精年产量：30kt / a，则纯谷氨酸钠年产量为：29700t/a。商品味精日产量：30000/330=90.9t / d，纯谷氨酸钠日产量：90t / d。2.2 计算指标表 2-1 计算指标项目数值淀粉糖化转化率97.5%发酵产酸率（浓度）11.8%发酵对糖转化率58.5%培养菌种耗糖为发酵耗糖1.5%谷氨酸提取收率96.4%精制收率94.7%商品淀粉中淀粉含量85.9%发酵周期（含辅助时间）40h全年工作日330d2.3 总物料衡算2.3.1 商品淀粉用量1000kg纯淀粉实际产100%msg量:10001.1197.5%58.5%(10

24、0%1.5%)96.4%94.7%1.272=724.2kg1000kg商品淀粉产100%msg量：724.285.9%=622.1kg1t100%msg实耗商品淀粉量：日产100%味精90t，单耗商品淀粉1.6076t，日耗商品淀粉量：相当于日耗100%淀粉：2.3.2 糖化液量日产纯糖量：折算为30%的糖液：2.3.3 产谷氨酸量产纯谷氨酸量:折算为90%湿谷氨酸量：2.3.4 衡算结果汇总表 2-2 总物料衡算结果汇总表原料规格日产(耗)量（t / d）商品淀粉 / t85.9%144.68糖液 / t30%448.35谷氨酸 / t90%83味精 / t100%902.4 糖化工段物料

25、衡算商品淀粉配料水30%糖液糖化工段液化酶cacl2糖化酶滤渣蒸汽冷凝水及洗水量图2-1 制糖工序物料衡算图2.4.1 淀粉浆量及加水量淀粉加水比例为1:1.8，1000kg工业淀粉产淀粉浆：kg加水量：1800kg。2.4.2 液化酶量使用耐高温-淀粉酶（20 000u / ml）,加酶量10u / g干淀粉。1000kg干淀粉加酶量：0.5l液化酶质量约为0.6kg。2.4.3 cacl2量一般加量为干淀粉的0.15%，即1000kg 干淀粉加cacl2： 1000 0.15% = 1.5kg 2.4.4 糖化酶量一般加糖化酶量为120u / g干淀粉，如液体糖化酶为100 000u /

26、ml，则每1000kg干淀粉加糖化酶量: 1.2l糖化酶质量约为1.5kg。2.4.5 糖液产量2.4.6 过滤糖渣量湿渣（含水70%）10kg,折干渣量:2.4.7 生产过程进入的蒸汽冷凝水及洗水量 2.4.8 衡算结果汇总表2-3 制糖车间工序的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/ t项目物料比例/ kg日产料量/ t商品淀粉1000144.6830%糖液3098.8448.35配料水1800260.43滤渣101.45液化酶 0.60.0868cacl21.50.217糖化酶1.50.217蒸汽冷凝水及洗水量305.2444.16累计3108.84449.8310

27、8.8449.82.5 配料、连续灭菌和发酵工段物料衡算30%糖液配料、连续灭菌、发酵工段玉米浆发酵液糖蜜无机盐等尾气带水配料水配料水灭菌进入蒸汽及补水种液 反应水 液氨 消泡剂 空消蒸汽图 2-2 配料、连续灭菌和发酵工段物料衡算图2.5.1 发酵培养基和用糖量1000kg商品淀粉，可产100%糖量：1000 85.9% 1.11 97.5% = 929.65kg其中初始发酵定容用糖占53%，即929.65 53% = 492.7kg（100%糖）；流加补料用糖占47%，即929.65 47% = 436.9kg（100%糖）。初糖用30%的糖液配料：，即初糖配13g/dl，初定，13g/d

28、l糖液相对密度1.05，则37901.05= 3979.6kg流加补糖用60g/dl浓糖浆（相对密度1.223），则，2.5.2 发酵配料每吨商品淀粉产100%糖929.65kg，发酵配料用各种营养物质比例见下表。表2-4 发酵配料用各种营养物比例名称质量玉米浆（csl）2.8kg糖蜜3.5kgmgso47h2o2.4kgkcl5.5kgna2hpo412h2o7.1kg其他（生物素等）0.7kg总计22kg2.5.3 配料用水初始配料时培养基含糖量不低于20%，向30%的糖液中加水量为：2.5.4 接种量发酵初定容3790l，种量为10%，即379l。种子液相对密度1.02，则kg二级种子培

29、养液所需水解糖量：m糖 = 50v种 = 18.95kg（用30%糖液63.2kg）所需玉米浆量：m玉米浆 = 8v种 = 3.032kg所需糖蜜量：m糖蜜 = 20v种 = 7.58kgk2hpo4：m磷酸氢二钾 = 1.0v种 = 0.379kg 蒸汽及水7：2.5.5 连续灭菌过程进入的蒸汽及补水量2.5.6 发酵过程中加入99%液氨量1t商品淀粉产100%糖929.65kg，产100%谷氨酸：929.65 58.5% (1-1.5%) 96.4% = 516.4kg式中 96.4%谷氨酸提取收率一般发酵耗氨量为谷氨酸量的0.30，即：516.4 0.3 = 154.9kg2.5.7 加

30、消泡剂量一般1t谷氨酸加消泡剂5kg,则消泡剂相对密度为0.8，2.58 / 0.8=3.23l2.5.8 发酵生化反应过程所产生的水分1t商品淀粉在发酵液中所产生的100%谷氨酸量：生成1mol谷氨酸产3molh2o；生成1mol菌体产7molh2o。根据发酵反应式，发酵产生的水分为：长菌过程产生水分，1g菌体产酸11g，应产生水分为：以上合计产生水238.5kg。2.5.9 发酵过程从排风带走的水分进风25，相对湿度65%，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 = 1.0

31、1325pa），排风0.5大气压（表压），出进空气的湿含量差：通风比1:0.3，发酵液数量5000l，带走谁分量：式中 6060min 32发酵时间，h 1.15732时干空气密度，kg/m32.5.10 发酵过程化验取样、放罐残留及其他损失约13kg。2.5.11 发酵终止时的数量1t商品淀粉，发酵终止时：（30%糖）+（补浓糖）+（营养物）+（配料水）+（灭菌水）+（种子）+（反映水）+（液氨）+（消泡剂）+（空消蒸汽）-（尾气带水）-（损失）=（终止数量）式中 119.6控消时耗用的蒸汽量发酵液相对密度1.07，5335.44 / 1.07 = 4986.4l，每日产发酵液771.9t，

32、即771.9 / 1.07 = 721.4m3 / d2.5.12 衡算结果汇总进入系统离开系统项目1t工业淀粉之匹配物料 / kg每天进入系统的物料/（t / d）项目1t工业淀粉之匹配物料 / kg每天离开系统的物料/（t / d）30%糖液1642.4237.6发酵液5335.4771.960g/l浓糖浆890.6128.86尾气带水37.45.42玉米浆2.80.405损失131.88糖蜜3.50.506无机盐等15.72.27配料水821.2118.8灭菌进入蒸汽及补水1107.46160.23种液386.655.9反应水238.534.5液氨154.922.4消泡剂2.580.37

33、4空消蒸汽119.617.3累计5385.9779.25385.8779.2表 2-5 配料、连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表2.6 中和等电工段物料衡算90%glu发酵液中和等电工段高流水母液图 2-3 中和等电工序物料衡算图2.6.1 发酵液数量5335.4kg；4986.4l。2.6.2 高流量为发酵液的43.5%，即2320.9kg。2.6.3 硫酸用量92.5%硫酸用量为纯谷氨酸量的90%，即516.4 90% = 464.8kg。2.6.4 等电液数量5335.4 + 2320.9 = 7656.3kg。2.6.5 谷氨酸产量（1）分离前glu量100%glu量：（2）分离后glu

34、量100%glu量：90%glu量：2.6.6 加水量479kg。2.6.7 洗水量为90%glu量的14.5%，即。2.6.8 母液（上清液）数量2.6.9 物料衡算汇总表2-6 谷氨酸等电工段物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1t商品淀粉及相应物料 / kg每天进入系统的物料/（t / d）项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天离开系统的物料/（t / d）发酵液5335.4771.990%glu573.883高流2320.9335.8母液7644.81106水562.281.34累计8218.511898218.611892.7 离交工段物料衡算99%液氨洗脱液用水离交工段高流母液废液9

35、2.5%硫酸图2-4 离交工序物料衡算图2.7.1 母液调ph用硫酸量1t商品淀粉相应用92.5%硫酸464.8kg。其中调ph用酸占66%，即2.7.2 母液数量7644.8kg。2.7.3 调高流用硫酸量为总用酸量的34%，即。2.7.4 洗脱液用99%液氨数量为纯glu的12%，即。2.7.5 高流量2320.9kg。2.7.6 排出废液量废液中含glu0.29g/dl，相对密度1.02。2.7.7 配洗脱液用水量2.7.8 物料衡算汇总表2-7 离交工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天进入系统的物料项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天离开系统的物料

36、/（t / d）母液7644.81106高流2321335.892.5%硫酸464.867.2废液6788982.199%液氨628.97洗脱液用水937.4135.6累计91091317.891091317.92.8 中和脱色工段物料衡算活性炭水中和脱色工段中和脱色液90%glu废碳渣离子膜碱图2-5 中和脱色工序物料衡算图2.8.1 谷氨酸数量100%glu量：516.4kg，90%glu量：573.8kg。2.8.2 离子膜碱用量理论上1mol谷氨酸需1molnaoh，即40 / 147 = 0.272,1kg谷氨酸需100%naoh 0.272kg。516.4kg100%glu需用30

37、%液体离子膜碱量：30% naoh相对密度1.328，468.2 / 1.328 = 352.6l。2.8.3 粉末活性炭用量加活性炭量按纯谷氨酸量的2.5%，516.4kg100%glu需用活性炭量：2.8.4 中和脱色液数量要求浓度达到20b，40g / dl。，式中1.16含40%msg溶液的相对密度（20b）2.8.5 废碳渣数量含水75%，则2.8.6 用水量2.8.7 物料衡算汇总表2-8 中和脱色工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天进入系统的物料/（t / d）项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天离开系统的物料/（t / d）90%glu63

38、0.291.2中和脱色液2092.3302.7离子膜碱514.374.4废碳渣56.78.2活性炭14.22.05水990.4143.3累计214931121493112.9 精制（结晶）工段物料衡算40g / dl中和脱色液母液100%msg结晶过程加水精制(结晶)工段蒸发水分分离调水洗水图 2-6 精制（结晶）工序物料衡算2.9.1 中和脱色液数量1905kg，1642l，20b，含msg40g/dl。2.9.2 产msg量 精制收率94.7%，产100%msg量：2.9.3 产母液量 母液平均含msg25g/dl，则(1.1为母液相对密度)2.9.4 蒸发结晶过程加水约为脱色液的10%，

39、即190kg。2.9.5 msg分离调水洗水量约为msg产量的5%，即6225% = 31。2.9.6 结晶过程蒸发水分。2.9.7 物料衡算汇总表2-9 精制工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天进入系统的物料/（t / d）项目1t商品淀粉及相应物料/ kg每天离开系统的物料/（t / d）40g/dl中和脱色液1905275.6100%msg62290结晶过程加水19027.5母液15322.1分离调水洗水314.5蒸发水分1351195.5累计2126307.62126307.6第三章 全厂热量衡算3.1 液化工段热量衡算3.1.1液化加热耗蒸汽量（1

40、）淀粉浆流量日投商品淀粉144.68t/d，配30.7%的淀粉浆：144.68/30.7% = 471.3t/d，即471.3/24 = 19.6t/h。（2）淀粉浆比热容式中c淀粉浆的比热容，kj /（kg）c0淀粉质的比热容，取1.55kj /（kg）x淀粉浆干物质含量，30.7%c水水的比热容，取4.186kj /（kg）ckj /（kg）（3）蒸汽耗用量式中g淀粉浆流量，kg / hc淀粉浆的比热容，kj /（kg）t1淀粉浆初始温度（20 = 293k）t2液化温度（110 = 383k）h1加热蒸汽焓，2748.5kj / kg（0.4mpa，表压）h2加热蒸汽凝水焓，在383k时

41、为461kj / kg高峰量： 每日蒸汽耗用量：3.1.2 液化液冷却耗水量使用板式换热器，物料由95降为61。用循环水降温，进口温度28，出口温度52，需冷却水量：每日耗用冷却水量：25.424 = 609.6t / d需补充新鲜水量：25.43% = 0.762t / h3.2 糖化工段热量衡算液化液由61进入糖化罐，在60下维持3640h，因糖化罐外保温，绝热较好，糖化过程中不需补充热量，不消耗蒸汽。糖化终止时，糖化夜调ph至4.85.0，酶即失活，也可不加热灭菌，以节约蒸汽。3.3 连续灭菌、发酵工段热量衡算3.3.1 培养液连续灭菌用蒸汽量发酵罐公称容积720m3，装料系数0.8，每

42、罐产msg量：年产味精3万吨，日产味精（100%）90t，发酵生产周期40h（发酵32小时，辅助8小时），需发酵罐台数：台，取2台每日投（放）罐次数：罐次日运转：台每罐发酵初始体积：糖浓度13g/dl，灭菌前含糖量20g/dl，其数量：密度1.05t / m3，灭菌加热过程中用0.4mpa蒸汽（表压），h1=2748.5kj / kg，使用螺旋板式换热器将物料由20预热至70，再加热至120；冷却水由20升至45。每罐灭菌时间2h，物料流量：灭菌用蒸汽量：式中3.7糖液比热容，kj /（kg）每日蒸汽用量：，平均蒸汽用量；最大蒸汽量为3t / h。3.3.2 培养液冷却用水量参照图10-7,1

43、20热料通过与冷热料交换，由120降至75，再用水冷却至35；冷却水由30升至45。计算冷却水用量（w）。每日用水量：，平均用水量：；最大用水量为90t / h。使用发酵冷却循环水。3.3.3 发酵罐空罐灭菌蒸汽用量（1）发酵罐体加热用蒸汽量发酵罐公称容积720m3，材质为ss304，发酵罐罐体重118t，比热容0.5kj/（kg），使用0.4mpa蒸汽（表压）灭菌，发酵罐罐压保持在0.15mpa（表压）下，由20升至127，维持1h。其蒸汽用量为：式中2748.50.4mpa（表压）蒸汽热焓，kj / kg535.40.15mpa，127时蒸汽凝结水热焓，kj / kg每日蒸汽用量：，平均用

44、蒸汽量：。（2）填充发酵罐空间所需蒸汽量公称容积720m3发酵罐的全容积为793m3，其蒸汽用量为：式中加热蒸汽的密度（kg / m3），1.39kg / m3发酵罐灭菌（0.15mpa，表压）1h。每日用蒸汽量：，平均用蒸汽量：。（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60。kj /（m2h）720m3发酵罐的表面积为475m2，消耗蒸汽量：（4）罐壁附着洗涤水升温所需蒸汽量式中0.001附壁水平均厚度，m（5）灭菌过程蒸汽排汽及渗漏量取总耗汽量的10%，空罐灭菌蒸汽消耗量为：每个空罐灭菌1h，蒸汽消耗量为5t / 罐。发酵罐每日投料罐次：1.2罐，每日用蒸汽量：；平均用蒸汽

45、量：。3.3.4 发酵过程产生的热量及冷却用水量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4.5104kj /（m3h）。公称容积720m3发酵罐，装液量576m3，其发酵热为：日运转发酵罐1.6台，总发酵热：选用2台ng84m溴化锂制冷机。每台制冷量7033kw，使用0.8mpa蒸汽，耗汽量8.8t / h。冷媒水用量1008m3 / h，冷却水用量1706m3 / h。2台溴化锂制冷机按1台运转计算，需蒸汽8.8t/h，需用循环冷却水：1706m3/h。再加上培养基灭菌后用冷却水49.5t/h，合计用冷却水为1755.5m3 / h。循环冷却水采用无填料喷雾冷却塔进行降温，选用8

46、00m3 / h冷却塔3台。冷却水在循环使用中约损失4%（掺入部分生产过程用水），需补充新鲜水量：3.4 提取工段冷量衡算等电罐540m3，装液量432m3，相对密度1.07，由30降至10，降温速度为2/ h，每台罐需冷量为：式中3.97等电液比热容，kj /（kgk）等电罐每天运转台数为发酵罐每天放罐数2，即台，每日总冷量为：。选用1台ng72m溴化锂制冷机，每台制冷量4220kw，使用0.8mpa压力蒸汽5.16t / h，冷媒水量726m3 / h，冷却水量1200m3 / h。选用800m3 / h无填料喷雾冷却塔2台。冷却水在循环使用过程中约损失4%（掺入部分生产过程用水），需补充

47、新鲜水量：。关于硫酸对水溶解热问题，因硫酸总量的2/3用于上柱母液调ph，另1/3用于高流调酸，一般不直接用于发酵液中和，其溶解热可不计算。3.5 精制（结晶）工段热量衡算年产3万吨商品味精，日产100%msg90t，选用30m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期12h，每罐产100%msg18t，需结晶罐台数：台，取3台。式中2每结晶罐投入的晶种量，t3.5.1 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）37.5m3，流加30g / dl母液43.3m3，过程中加水8m3，在7075下真空蒸发结晶，浓缩2h，育晶10h，放料数量25m3。（1）热量横算1) 来料带

48、入热量：进料温度35，比热容为3.5kj /（kg）。2) 加水带入热量：3) 晶种带入热量：msg比热容为1.67kj /（kgk）。4)结晶放热量：msg结晶热为12.7kj / mol。5)母液带走热量：分离母液25m3，折算为相对密度1.26时为31.5t，比热容为2.83kj/（kg）。6） 二次蒸汽带走热量式中25结晶罐放料时的结晶液量，m31.26结晶液相对密度2626在70时水蒸气的焓，kj / kg7） 随结晶msg带走热量每罐结晶过程需外界供给热量：（2）计算蒸汽用量每罐次用汽量：热损失2%计算。式中2738.5使用0.3mpa（表压）蒸汽的焓，kj / kg604.7使用

49、0.3mpa（表压）蒸汽冷凝水的焓，kj / kg每台罐每小时耗蒸汽量： 69.3 / 12 = 5.8t / h3台罐运转，每日消耗蒸汽量：5.8 3 24 0.8 = 334t / d式中：0.8结晶罐运行均衡系数平均用蒸汽量：3.5.2 二次蒸汽冷凝所消耗循环冷却水量（1）二次蒸汽数量使用大气冷凝器，用水直接冷凝二次蒸汽，冷却水一般采用来自发酵车间的循环冷却水（二次水）。结晶罐二次蒸汽平均蒸发速度：（2）冷却水用量使用循环冷却水进口温度30，出口温度45，70时水蒸气的焓2626.8kj / kg。每台罐需冷却水量：3台罐高峰用水量：每日用水量：式中0.8结晶罐运行均衡系数平均用水量：为

50、保证循环水温度不高于30，需采用1台降温冷却塔（800m3 / h），根据季节、气温变化，补充适量二次水。3.6 味精工段热量衡算分离后的湿msg含水2%，干燥后达到0.2%；进入加热器的热空气为18，相对湿度为70%，通过加热器使空气升至80后进入干燥器，从干燥器出来的空气为60。3.6.1 干燥时需蒸发水量日产100%味精90t，日产湿味精92t，湿味精产量为3.833t / h3.6.2 味精干燥过程所需热量式中q味精干燥过程所需热量，kj / hq汽化物料中水分蒸发所需热量，kj / hq物料加热物料所需热量，kj / hq损失损失热量（通常为有效热量的15%），kj / hw干燥时蒸

51、发水量，kg / h水的汽化潜热，取2423.7kj / kgg干燥物料量，kg / h1.67msg比热容，kj /（kg)42出料温度60与进料温度18之差t2从干燥气出来的空气温度，t1进入加热器的空气温度，3.6.3 味精干燥过程需空气量进入加热器的热空气为18，相对湿度为70%，通过加热器使空气升至80后进入干燥器，从干燥器出来的空气为60。冷空气湿含量：x0 = 0.009kg水/kg干空气式中g味精干燥过程需空气量，kg / hcq空气比热容，0.244.168kj/(kgk)3.6.4 味精干燥过程耗用蒸汽量使用0.4mpa（表压）蒸汽加热，热损失按10%计。式中d味精干燥过程耗用蒸汽量，kg / hg味精干燥过程