年产50吨赖氨酸发酵工厂设计教学文案

1、学习资料目录第1章 引 言 3.1.1 研究背景 31.2 设计的任务及主要设计内容 3.1.3 设计的规模及产品 4.1.4 工艺技术参数 4.1.4.1 生产基础数据 4.1.4.2 种子培 养基 4.1.4.3 发酵培 养基 4.第2章 厂址的选择 6.2.1 厂址选择的重要性 6.2.2 厂址选择的原则 6.第3章 工厂总平面设计 8.3.1总平面设计内容 8.3.2 总平面设计的原则 8.3.3 工厂建筑物面积设计 9.第4章 赖氨酸生产工艺 1.0.4.1 赖氨酸生产工艺 1.0.4.1.1 赖氨酸生产工艺概述 1.0.4.1.2 工艺的选择： 1.0.4.2 原料预处理及淀粉水解

2、糖制备 1.34.2.1 原料的预处理 1.3.4.2.2 淀粉水解糖制备 1.3.4.2.3 工艺操作规程 1.3.4.3 种子扩大培养及赖氨酸发酵 1.44.3.1 总体情况 1.4.4.3.2 车间操作规程 1.5.第5章 物料衡算和能量衡算 1.75.1发酵车间的物料衡算 1.7.5.1.1发酵液量 1.7.5.1.2 发酵液配制需糖量 1.7.5.1.3 二级种子液量 1.7.5.1.4 二级种子培养液所需糖量 1.75.1.5生产一周期赖氨酸需总糖量 1.85.1.6 耗用淀粉的原料量 1.8.5.1.7 发酵培养基硫酸铵耗用量 1.85.1.8 二级种子硫酸铵耗用量 1.85.1

3、.9 玉米浆耗用量 1.8.5.1.10 磷酸二氢钾耗用量 1.8.5.1.11 硫酸镁耗用量 1.8.5.1.12 碳酸钙用量 1.8.5.1.13L-苏氨酸钠耗用量 1.95.1.14物料衡算总量 1.9.5.2 赖氨酸发酵车间的能量衡算 1.95.2.1蒸汽消耗量计算 : 1.9.5.2.2冷却水消耗量计算 2.0.第6章 设备选型 错. 误!未定义书签。6.1 发酵罐的选择 错.误!未定义书签。6.2种子罐的选择 错.误!未定义书签。6.3搅拌器轴功率的计算 错. 误!未定义书签。6.3.1发酵罐搅拌器 错.误!未定义书签。6.3.2种子罐搅拌器 错.误!未定义书签。6.4贮罐计算 错

4、. 误 ! 未定义书签。6.5配料罐的计算 错.误!未定义书签。6.5.1发酵罐配料罐 错.误!未定义书签。6.5.2种子罐配料罐 错. 误!未定义书签。6.6离心机计算 错.误!未定义书签。6.7主要设备一览表 错.误!未定义书签。第7章 环境保护与安全生产 错. 误!未定义书签。7.1 概述 错.误!未定义书签。7.1.1治理标准如下： 错.误!未定义书签。7.1.2环保设计错.误!未定义书签。7.2 三废处理 错.误!未定义书签。7.2.1废气的处理 错.误!未定义书签。7.2.2废水的处理 错.误!未定义书签。7.2.3废渣的处理 错.误!未定义书签。仅供学习与参考第一章 引 言1.1

5、 研究背景赖氨酸，2, 6-二氨基己酸。蛋白质中唯一带有侧链伯氨基的氨基酸。L-赖氨酸是 组 成蛋白质的常见 20种氨基酸中的一种碱性氨基酸， 是哺乳动物的必需氨基酸和生酮氨 基 酸。在蛋白质中的赖氨酸可以被修饰为多种形式的衍生物。广泛存在于动植物蛋白质中，共含量以干酪素中最高，玉米胶蛋白中最少。过去一 般 都自血粉中提取赖氨酸 （猪血粉中赖氨酸含量约 910 舶）。但采用这种方法，需用酸 将蛋白质水解后，再进一步用树脂分离提取， 工艺比较复杂，其产量受到了限制，用途不 能扩大。自 1960年日本用营养缺陷型的谷氨酸菌种直接发酵生产赖氨酸以来，产量有大 幅度地增加，目前世界上赖氨酸的年产量已达

6、到 20， 00030 ， 000吨，在氨基酸生产中 占第三位，仅次于年产 200，000吨的谷氨酸与年产60，000 70，000吨的di蛋氨酸 （合成法生产 ）。日本的赖氨酸年产量约为 15， 000吨，其他如美国，法国，西德，意大利 及巴西等国也有生产。 1977 年，日本东丽公司以合戍的氨基己内酰氨为原料，用酶法生 产I赖氨酸已投入生产，赖氨酸被广泛地用于饲料、营养食品，食品强化剂及医药等方 面，预计今后赖氨酸的产量还将有更大幅度地提高。我国赖氨酸市场呈现出的几个比较突出的特点：（一）赖氨酸价格波动大，历史上两次冲向新高 尽管赖氨酸生产厂家数量有大幅度增加，但赖氨酸市场价格并没有因此而

7、相对平稳。价格波动大：历史上两次冲向高位。2004年中国赖氨酸市场价格由 15元/公斤暴涨到50元 /公斤。当时一是由于赖氨酸国内与国际市场价格到挂，欧美市场价格比国内市场价 格高出很多， 导致进口酸到货量比去年同期大幅下降， 同时也吸引了国产酸出口到国际市 场，国内货源紧张， 二是由于美国大豆暴涨，从而导致了今年 3、 4月份国内市场赖氨酸 34 元/公斤的价格。（二）赖氨酸市场用量逐年增大据统计，国内赖氨酸用量每年以 30%以上的速度递增。 2000年国内赖氨酸的消费总 量为 7 万吨， 2003年便达到了 13.8万吨， 2004年将远远超过 2003年的水平，预计将达 到 18 万吨左

8、右。 2004 年用量之所以大幅度增加， 一个重要原因是大成 65%的赖氨酸硫酸 盐的大量集中投放市场， 并以与高含量赖氨酸相比自身所具有的明显的价格优势， 有利于 饲料企业降低生产成本，增强产品竞争力，因此，65%的赖氨酸硫酸盐刚刚上市就占据了很大的市场份额，并大大地提高了赖氨酸消费总量。1.2 设计的任务及主要设计内容赖氨酸生产全过程可划分为四个阶段： （1）培养基的配置；（2）菌种的扩大培养及赖 氨酸发酵；（3）赖氨酸的提取与纯化；本设计的任务是对一个年产 50吨赖氨酸厂的工艺设计， 主要是赖氨酸的发酵阶段设 计。设计的内容包括工艺流程：物料能量衡算；设备计算机选型；工艺设置及车间设计；

9、 主要设备工艺设计；等等。1.3 设计的规模及产品设计生产规模为年产50 吨赖氨酸厂的发酵提取工段，成品为赖氨酸。1.4 工艺技术参数 11.4.1 生产基础数据生产规模：50 吨/年生产方法：使用大肠杆菌的赖氨酸缺陷型菌株、直接发酵法、生产天数：300 天 /年倒灌率：1%生产周期：72 小时赖氨酸提取率：80%1.4.2 种子培 养基一级种子培养培养基：葡萄糖 2.0； (NH 4)2S 040.4； K2HP04 01；玉米浆 1-2%;豆饼水解液 1-2%; MgSO4 7H20 0.04-0. 05%; 尿素 0.1%;PH7.0-7.2在0MPa压力下灭菌15min。培养条件：以1

10、000ml三角瓶装200ral,摇床为冲程76ml，频率100-120" min。30-32C 培养5 16ho二级种子培养培养基：除以淀粉水解糖代替葡萄糖外，其余同一级种子培养基。培养条件：温度 30 32°C,通风量1： 0.2(m3/m3, min),搅拌转速约 200r/min , 培养时间： 8 11h。根据发酵罐规模,必要时采用三级种子培养,其培养基和培养条件基本上与二级种 子相同。1.4.3 发酵培 养基 2培养基是供给赖氨酸产生菌生长、繁殖和合成赖氨酸的营养物质。培养基成分和配 比的合适与否对菌的生长繁殖、赖氨酸合成、副产物生成,赖氨酸提取、精制,乃至产品

11、质量都有很大的影响。赖氨酸发酵是由赖氨酸产生菌、 发酵培养基、工艺条件及发酵罐等 几方面相互密切配合的结果。 单就培养基来说, 良好的培养基配比可以使生产菌充分发挥 生物合成能力,达到最大的生产效果。倘若培养基组成、配比或原料不合适,发酵效果就 很差。所以必须重视培养基组成。发酵培养基成分大致分为碳源、氮源、生长因子、无机盐和微量元素等。作为这些 成分来源的原料的选择, 既要考虑到菌体的生长繁殖的营养要求, 更重要的要考虑到有利 于大量积累赖氨酸,还要注意原料来源丰富,价格便宜,发酵周期短,对产物提炼无妨碍黄色短杆菌 AIII 发酵培养基的组成葡萄糖15%玉米浆1%豆饼水解液2%硫酸铵2%磷酸

12、氢二钾0.1%硫酸镁0.05%PH7.0第二章 厂址的选择2.1 厂址选择的重要性厂址选择是基本建设前期工作的重要一环。在工厂设计中具有明显的政治经济技术 的意义。厂址选择不仅关系到建厂过程中能否以最省的投资费用， 按质按量按期完成工厂 设计中所提出的各项指标， 而且对投产后的长期生产、 技术管理和发展远景， 都有着很大 的影响，并同国家地区的工业布局和城市的规划有着密切的关系。2.2 厂址概述厂址选择的总原则 3 ：（1）、厂址的位置要符合城市规划（供气、供电、给排水、交通运输、职工文化生 活、商业网点 ）和微生物发酵工厂对环境的特殊要求。（2）、厂址的地区要接近原料、燃料基地和产品销售市场

13、，还要接近水源和电源。（3）、具有良好的交通运输条件。（4）、场地有效利用系数较高，并有远景规划的最终总体布局。（5）、有一定的基建施工条件和投产后的协作条件。（6）、厂址选择要有利于三废处理，保证环境卫生。1、工厂应接近原料的产地或转运地 赖氨酸生产的主要原料是玉米淀粉，应选择在靠近原料产地或转运港口的周边，便 于组织原料。此厂址选择方案：将此工厂建在郑州郊区，郑州边缘三分之二是农村，并且 河南也是玉米主产地之一，原料来源极其广泛，价格低廉，剩下了大量的运输费用。郑州 是全国的交通枢纽，这对产品外运带了方便。设在此地既接近原料产地有接近转运地。2、水源和水质必须有保证发酵工厂的用水量是较大的

14、，而郑州不算是缺水区，水源通过地下深井取水,地下水化学类型为重碳酸钙镁型中质软水，矿化度为0.5so.53g/l,地下水充足，上游无污染源.在生 产过程中注意水的循环利用。3、交通运输方便 发酵工厂的运输较重，原材料、燃料及产成品的运输量很大，应选择陆路和水路交通都较便利的地方，便于原料和燃料的进厂，在郑州采用陆路主要是考虑产品的外输。4、必须有充足的电力保证5、地质条件必须符合要求 发酵工厂有许多的大设备如发酵罐蒸馏塔等，对厂区的地耐力有一定的要求。而郑州属于中原地带，一般地方都能符合要求。6、有较好的废糟处理条件工厂每天要排放大量的废糟， 应用环保治理措施后， 还要准备处理后的糟液的去向可

15、以把废糟用作肥料，也可以密闭发酵产生沼气，以供日常生活加热食用热量。7、所选建厂址郑州的地理自然条件郑州位于河南省中部偏北，黄河中游南岸。介于东经112°2'114° 14',北纬34°6' 34°8'之间。西南部为嵩山山脉，西北沿黄河为岳山、广武山丘陵地带，东部是黄淮平原。 境内有大小河流 35条，分属于黄河和准河两大水系， 流域面积分别是 2132平方公里和 5313 平方公里。属北温带大陆性气侯，年平均气温14. 4C,最高气温43C,最低气温一 17 9C。 年平均降雨量为 6409 毫米。郑州属暖温带大陆性气候，

16、年平均气温14.3摄氏度，降雨量640毫米，大部分集中在七、八、九三个月。绿化覆盖率达35.5%，被誉为 "中原绿城"。郑州气候温和，四季分明。年平均气温14。3C。七月份最热，月平均气温27。3C。一月 份最冷，月平均气温为-0. 2C。项目建设地点选择在郑州市，其自然条件总结为下表：年平均气温163C历年平均最高气温 38 T历年平均最低气温-4.2 C最热平均相对湿度85% 最冷平均相对湿度 75% 年平均气压 1016.5mP 夏季平均气压 1004.5mP 年均风速 3.6m/s 年均降水量 1025.6mm 日最大降水量 219.6mm第三章 工厂总平面设计3.

17、1 总平面设计内容 3(1) 平面布置设计平面布置是总平面布置中的必要内容之一，布置时应根据厂址面 积、地形、生产要求等方面， 先进行厂区划分， 然后合理确定全厂建筑物、 构筑物、 道路、 管路管线及绿化美化设施等在厂区平面上的相对位置， 使其适应生产工艺流程的要求， 以 便于生产管理和操作的需求。 (2) 竖向布置根据地形、工艺要求确定厂区建、构筑物、道路、沟渠、管网的设计 标高，使之相互协调，并充分利用厂区自然地势地形，减少土石方挖填量，使运输方便， 排水顺利。(3) 运输设计 选择厂内外运送方式，分析厂内外输送量及厂内人流、物流组织管 理问题。(4) 管线综合设计根据工艺、 水、汽、电等

18、工程管线的专业特点， 综合规定其地上 地 下的各种管线的位置、占地宽度、标高及间距，使之布置经济合理、整齐。工艺、水、 电、汽等各种工程管线的设计通常是由各部门专业设计人员负责设计的。设计时要尽量减少在平面布置或垂直布置上产生拥挤和交叉的现象。(5) 绿化设计(6) 其他结合工厂实际情况及发展远景的规划，合理布置综合利用设施和扩建预留 地等。3.2 总平面设计的原则 3(1) 总平面按设计任务书的要求进行，平面布置必须合理紧凑。(2) 总平面设计必须符合生产流程要求，并能保证合理的生产作业线，避免原材料、 半成品的运输交叉和往返运输。(3) 总平面没计应将面积大、主要的生产厂房布置在厂区的中心

19、地带，以便其他部门 为其配套服务： 辅助车间和动力车间应尽量配置在靠近其所服务的负荷中心； 工厂大门及 生活区应与生产主厂房相适应，便于工人上下班。(4) 总平面设计应充分考虑地区主风向的影响，主风向可以从气象部门编制的各地风 玫瑰图查得。散发煤烟灰尘的车间和易燃仓库及堆场应尽可能集中布置在场地的边沿地带 和主导的下风向。发酵工厂菌种各异，应防止环境染菌。(5) 总平面设计应将人流、 货流通道分开， 避免交叉。 工厂大门至少应设置两个以上。 合理设计厂区对外运输系统， 将运输量大的仓库尽量靠近对外运输主干线， 保证良好运输 条件和效益。(6) 总平面设计应遵从城市规划要求。面向城市交通干道方向

20、作出工厂的正布置。厂 房布置要与所在城市建筑群保持协调，以利市容美观整齐。(7) 总平面设计应符合国家有关规定和规范。如：建筑设计防火规范、厂矿道路设计 规范、工业企业采暖通风和空气调节规范、工业锅炉房设计规范、工业企业卫生标准、工 业“三废”排放试行标准规定，工业与民用通风设备电子装备设计规范等。3.3工厂建筑物面积设计表1厂区建筑物面积一览表序号建筑物建筑面积（平方米）占地面积（平方米）1发酵车间14 X16 X3=6722242提取分离车间14 X6 X3=6722243GMP车间6 X8=48484原料库8 X0=80805糖化车间10 X2=1201206制冷车间8 X8=48487

21、水处理车间18 X20=3603608供水站8 X10=80809成品库8 X10=808010饲料生产车间12 X14 X3=50450411污水处理站20 X20=40040012(NH4) 2SO4 储库6 X8=484813变电所6 X8=484814机修车间6 X5=483615危险品存放库6 X10=606016锅炉房3X4=121217饲料成品存放库6 X8=48918办公楼7 X10 >4=707019车库5 X5=303020宿舍楼6 X10 X3=1806021活动中心10 X10 X2=20010022餐厅10 X10 X2=20010023门房3 X3=9924总

22、计40172750第四章 赖氨酸生产工艺4.1 赖氨酸生产工艺 44.1.1 赖氨酸生产工艺概述利用淀粉为原料，双酶水解制糖后，通过黄色短杆菌发酵、离子交换树脂提取法生 产赖氨酸。赖氨酸生产过程可划分为三个工艺阶段： （1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备； （2）种子扩大培养及赖氨酸发酵； （ 3）赖氨酸的提取。赖氨酸发酵过程分为两个阶段，发酵前期（约 024h）为长菌期，主要是菌体生长 繁殖，很少产酸。当菌体生长一定时间后，转入产酸期。与这四个工艺阶段相对应的赖氨酸生产厂家一般都设置了糖化车间、发酵车间、提 取车间和精制车间作为主要的生产车间。 另外，为了保障生产过程中对蒸汽的需求， 同时

23、还设置了动力车间，利用锅炉燃烧产生蒸汽，并通过供气管路输送到各个生产需求部位。 为保障全厂生产用水还要设置供水站。 所供的水经消毒、 过滤系统处理， 通过供水管理输 送到各个生产需求部位。本文只做前两个步骤，即（ 1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备； （ 2）种子扩大培 养及赖氨酸发酵；因此相对应的两个车间的工艺分别为：糖化车间和发酵车间。工艺流程： 发酵法生产赖氨酸通常以玉米、淀粉为原料，其工艺过程为：淀粉中的酸或酶经水 解成淀粉糖，加入营养盐调 pH 值后，进入发酵罐进行灭菌处理，然后接入种子培养物便 其发酵，经过微生物发酵后的浓缩液冷冻结晶、离心分离、烘干提纯后即得产品。4.1.2 工艺

24、的选择：选择原则：（一）原料物美价廉，易得（二）产品质量高（三）原料。辅助原料，佛你功力消耗低（四）技术成熟可靠，生产控制稳定，易于操作（五）对环境影响小（六）经济效益好，社会效益高（ 1 ）传统工艺 传统的赖氨酸生产工艺，一般是发酵液先酸化后，进入树脂柱中进行离交提取，用 氨水进行解析后的赖氨酸（解析液）进行薄膜蒸发浓缩，经结晶分离后精制成品。流程图如下：a*结韻英发再浓缩赖氨酸传统工艺存在的问题：1）发酵液处理问题赖氨酸发酵液不进行过滤直接上柱提取（混液吸附），由之而产生的后果是显而易见 的，即树脂吸附后进行洗涤，含大量的菌体、蛋白、胶体的废水将被洗涤下来形成难以治 理的废水。事实上该废水

25、是具有丰富营养资源的物质可做饲料使用的有价值的东西，但废水浓度很稀要将该废水浓缩成饲料要耗费大量的能源，经济上极不划算，这就是赖氨酸生 产时废水难以治理的原因所在。由于混液吸附，树脂要频繁洗涤反冲，造成树脂破碎，树 脂用量大更换频繁。更为重要的是杂质的吸附一定程度上影响了树脂的提取收率、解吸下的杂质及色素会带入下游工艺中影响产品的色泽、结晶质量。2）蒸发浓缩的问题传统料液浓缩技术基本沿用减压蒸发浓缩的方法，能耗成本很高。平均一吨蒸汽的 效率只有1.0-1.2之间，蒸发水的成本将近100元。有工厂采用多效蒸发技术，能将蒸汽的 利用效率提高很多，但多效蒸发器的投资同样相当高昂，且维护工作相对困难。

26、蒸发由于是采用加热的方式同样带来一个问题是在加热蒸发过程中产品破坏使得产品的色泽加深 影响质量。然而这一问题一直被赖氨酸生产企业所忽视。3）含硫酸铵的上柱废液处理问题由于赖氨酸利用其两性氨基酸的特性进行吸附与解析，因此要在上柱之前进行硫酸 调酸处理，然后解析时通过加入一定流量的氨水改变 PH解析赖氨酸。不可避免的将会产生含硫酸铵的废水新工艺：发酵液放罐后直接经 Ultra-flo 超滤系统过滤，能使真正收率达到 99%以上，滤渣中含 有大量的蛋白质及菌丝等营养物质， 烘干后作饲料， 可进行包装销售。 整个工艺过程除了 最终产品赖氨酸和副产品饲料、硫酸铵外，无多余废水排放。特点：1) 酵液超滤过

27、滤无须任何预处理，节约成本。菌渣可直接做饲料，完全消除废液 污染。滤液不含蛋白质量高，保证连续离交进料要求。过滤收率可达 98-99%。2) 由于减少了蛋白对树脂的污染，可增加树脂的吸附容量 10%以上，并有效延长 树脂寿命。3) 减少悬浮物在连续离交树脂罐内的沉积，减少反冲次数，减少树脂破碎。4) 纳滤低成本的预浓缩，降低能耗。部分无机盐透过纳滤膜，减少产品灰份。纳 滤透析水回用顶洗，闭路循环提高收率减低成本。 (根据实践表明纳滤浓缩平均成本为 20 元/吨水)5) 纳滤废水处理系统能将硫酸铵废水处理成回用水，并且回收硫酸铵做肥料。膜 系统适应性强，能随时跟上今后用户对处理后的污水排放水质进

28、一步提高的要求。6) 本工艺膜系统运行平稳，维修容易。膜系统可分性强，可根据料液流量大小随 时切换膜的运行数量，其余可进行清洗、 保护或更换等操作， 故膜系统无传统工艺的每年 大修要求，在40C 45C左右用低压力大流量对膜进行清洗，只需清洗一小时左右即能使 膜通量恢复，而不用拆卸设备，可实现全自动运行与清洗。7) 本工艺的占地面积大大缩小。由于膜设备都是由膜元件叠加起来的，使膜设备 占地极小。膜系统为全封闭系统，无物料和气体的泄漏，噪音小，并容易实现全自动化运 行。发酵液放罐后直接经 Ultra-flo 超滤系统过滤，去除蛋白质、菌丝、悬浮物、胶体、细 菌及其他大分子有机物于滤渣中，通过加水

29、进行透滤，使真正收率达到 99%以上，滤渣中 含有大量的蛋白质及菌丝等营养物质， 烘干后作饲料， 可进行包装销售。 滤液经 SEPTOR 连续式离子柱进行离交吸附， 此工序后赖氨酸洗脱液进入纳滤膜系统预浓缩， 赖氨酸浓缩 液进行活性炭脱色、薄膜蒸发再浓缩、结晶、分离后精制成品，分离出的结晶母液再回收 进行离交浓缩循环操作。纳滤膜的透析液为氨水，可回收利用。 SEPTOR 上柱废液经纳 滤膜系统进行浓缩后，浓缩液为硫酸铵，纳滤系统出水可用于 Ultra-flo 超滤过程的顶洗水 再利用(套用)。整个工艺过程除了最终产品赖氨酸和副产品饲料、硫酸铵外，无多余废 水排放。工艺流程图如下：发詩港UJtr

30、a flo連续韻巫SEPTOR体蛋白干燥做饲斛-P晶分需精制成品4.2 原料预处理及淀粉水解糖制备421原料的预处理此工艺操作目的在于初步破坏原料结构，以便提高原料的利用率，同时去除固体杂 质，防止机器磨损。用于除杂的设备为筛选机，常用的是振动筛和转筒筛，其中振动筛结 构较为简单，使用方便。用于原料粉碎的设备除盘磨机外，还有锤式粉碎机和辊式粉碎机。盘磨机广泛用于 磨碎大米、玉米、豆类等物科，而锤式粉碎机应用于薯干等脆性原料的中碎和细碎作用， 辊式粉碎机主要用于粒状物科的中碎和细碎。4.2.2 淀粉水解糖制备在工业生产上将淀粉水解为葡萄糖的过程称为淀粉的糖化，所制得的糖化液称为淀粉糖化液。由于黄

31、的短杆菌不能直接利用淀粉作碳源，因此必须将淀粉水解为葡萄糖，才能供发酵使用。目前，国内许多赖氨酸厂家主要采用双酶法制糖工艺。4.2.3工艺操作规程（a）液化配料过程首先配制粉浆浓度在11-14°Be （开始阶段及最后阶段允许浓度较低）。再加入各种辅 料，用Na2CO3水解液调PH5.5-5.6，以减少不可发酵糖的产生，CaCL2用量为干淀粉的 0.15-0.3%,加入a-淀粉酶，加入量6-8u/g淀粉，搅拌均匀。（b）液化工段使用喷雾液化器，工作蒸汽压0.4MPa。保压维持在900C，液化时间60min,碘色反 应呈棕色即可。然后130-1400C灭酶5-10min。经板式换热器冷却

32、至70°C以下，进入糖化 罐。从换热器出来的热水供配料和洗滤渣用。（c）糖化工段1）首先将液化液降温至600C,再用盐酸溶液调液化液PH4.0-4.4,加入糖化酶，加酶 量与糖化时间有关，一般糖化时间是 24-32h,加酶量为180-240u/g淀粉，一直保持搅拌。2） 以上配料完成后，开始保温600C的糖化过程，采用间歇搅拌，既搅拌 8小时， 停止搅拌 8 小时，以此类推，直至糖化结束。3） 糖化过程中按生产记录表中要求每隔 2 小时或 4小时检查一下糖化液的糊精状 况，直至无明显糊精为糖化结束，糊精检测用无水酒精。4） 糖化完成后，开始升温灭酶，灭酶温度 80-850C，保持搅拌

33、，灭酶时间30min。 用Na2CO3水溶液调PH4.8-5.0,并于糖化液70时加入助滤剂硅藻土，加量为 0.15-0.18g/100ml糖液，保持搅拌 30min以上。5）过滤：过滤前， 先清洗贮糖罐。 糖化完成后的糖液经半框过滤机过滤后的澄清糖 液打入贮藏罐，保持糖液温度不低于 600C 存放。4.3 种子扩大培养及赖氨酸发酵4.3.1 总体情况种子扩大培养为保证赖氨酸发酵过程所需的大量种子，发酵车间内设置有种子站， 完成生产菌种的扩大培养任务。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是健壮的生产种子。赖氨酸发酵开始前，首先必须配制发

34、酵培养基，并对其作高温短时灭菌处理。用于 灭菌的工艺除采用连消塔 -维持罐-喷淋冷却系统外，还可采用喷射加热器 -维持罐 -真空冷 却系统或薄板加热器的加工制造成本较高，因而应用较少。发酵设备，国内赖氨酸发酵厂多采用机械搅拌通风通式发酵罐，罐体 大小在 50m3 到200m3之间。对于发酵过程采用人工控制，检测仪表不能及时反映罐内参数变化， 因而 发酵过程表现出现波动性，产酸率不稳定。由于赖氨酸发酵为通风发酵 过程，需供给无菌空气， 所以发酵车间还有一套空气过 滤除菌及供给系统。 首先由高空采气塔采集高空洁净空气， 经空气压缩机压缩后导入冷凝 器、油水分离器两级处理，再送入贮气罐，进而经焦炭、

35、瓷环填充的主过滤器和纤维过滤 器除菌后，送至发酵罐使用。4.3.2 车间操作规程(a) 级种子培养菌种室要保证绝对无菌，每天必须对室内全面灭菌，操作人员进入菌种室要穿戴无 菌衣帽，口罩，操作前用 75%的酒精擦拭双手。使用物品用 95%酒精擦拭消毒，再放入 紫外灭菌室照射30分钟灭菌，种子培养基灭菌0.1MPa/27min,空试管制好棉塞，灭菌 0.15MPa/1.5H。菌种按自然分纯法， 每两个月进行一次分纯工作， 如生产不正常时要及时进行分纯， 提供生产用的分纯菌种二十天左右调换一支。一级种子培养基配制时应一人称，一 人复称，玉米麸用纱布过滤去杂质，磷酸二氢钾单独称好用蒸馏水溶解好最后定容

36、。(b) 二级种子培养1 )配料： 配料前先搅拌取样，化验糖液含量，按需要准确打糖，并准确计算各培养基用量， 其中包括种子和发酵培养基的生物素用量， 称量前玉米浆要搅拌均匀， 需要事先溶解的要 先在溶解罐中溶解后再打入配料罐，配料好后用氢氧化钠水溶液调至PH7.0。2)灭菌 8 ：a. 空罐灭菌：灭菌前先洗静罐内泡沫、杂物，全面检查各管道、阀门、压力表有无 漏气、堵塞、失灵等现象， 有异常及时修复。 视情况查罐， 查罐时要切断电源， 专人监护， 安全操作。盖好视孔玻璃，检查罐内冷却水阀门是否关闭，并压紧内冷却管的冷却水。通 内层蒸汽到0.2MPa时，打开各路管路，充分排气，注意各排气口蒸汽不要

37、排的过大，以 喷上管子的水能及时汽化为准，即软排气，保持 40分钟。空罐灭菌的同时，把油罐、流 加糖罐、种子管道同步灭菌，并利用罐内压力排污，根据需要可分多次或连续排污。空罐 灭菌结束后，排尽污水，并迅速通入无菌空气保压，准备进料。待各管路干燥后，关好各 管路口。b. 种子罐实消：先夹层进气开搅拌到90°C后关掉夹层进气，压力控制在0.7Kg/cm2。 夹层二路进气道100°C时，打开各排气小阀。到108°C停止进气，开始维持，7分 钟后立即关闭排气小阀，通风并开冷却水，降温到35°C接种。c. 连消：与锅炉房联系，使热蒸汽总压力不低于 0.4MPa,同

38、时检查设备于管路阀门 是否完好，把配料桶内的培养基升温至 650C预热。排尽冷却管内冷却水，通入热蒸汽消 毒30min，从连消器经维持罐及其附属设备到发酵罐为止。调节连消温度开始122°C，中间118-120°C，快结束时1220C，防止波动过大。一定要控制料液和蒸汽的合理流速，要 等料液进发酵罐30min后才能开降温水。打料时注意发酵罐压力不得低于 0.05MPa，操作 人员不得离开岗位。连消完毕以蒸汽压静余料，有时间可加入水2000升清洗配料和连消系统，一并灭菌后打入罐内。d .二级种子及流加糖灭菌：空罐灭菌，表压 0.2MPa30mi n。二级种子实罐灭菌， 115-

39、12C°C保持10min。流加糖灭菌，100-105°C保持10min降温开始前应先通入无菌空气， 保持罐压不低于0.2MPa,防湿压引起染菌。种子罐用空气过滤器灭菌。3) 接种：接种前先检查管路阀门是否完好。然后同蒸汽对管道进行消毒，要求在接种前半小时开始消毒，进行时间为15-20min，然后用大罐空气保压并吹冷风，尽快排尽管道冷凝 水。接种时注意两面的压力，发酵罐压力不得低于0.05MPa,接种完毕种子罐及管道均用蒸汽冲洗数分钟，并用碱水浸泡种子罐。4）看罐：二级种子看罐：种后及时调节风量（ 1：0.25）及罐温（应根据不同菌种调节控制温 度在 32-340C）。二级种

40、子质量标准：净增： OD0.4-0.5PH从高峰下降到 7.2以下残糖消耗糖 0.5以上镜检粗壮，排列整齐，革兰氏阳性发酵罐看罐：a按规定保持罐压，其它保压设备的压力不低于 O.IMPa,控制温度、PH、风量。 b严守岗位，每2小时取样测OD、残糖、次甲基蓝反应时间及 PH,如实记录风 量、温度、罐压。c 按规定流取无菌样，经常注意密封和机械运转，发现异常现象及时通知检修。加 强泡沫情况观察，加消泡剂量要少量多次，以不逃液为原则。d 环境及二级种子取样口附近每 2 小时喷洒新洁尔灭一次，作环境卫生工作防止 噬菌体。取样空试管不得连续套用，用后几种放置消毒桶内，废 PH 试纸及时消毒处理。e 随

41、时掌握发酵情况，液氨流加情况，发酵罐降温情况等，要做到心中有数，发 酵不正常时及时汇报。根据发酵具体进行流加糖并如实做好记录工作。f 根据耗糖及 PH 等发酵情况掌握适时放罐，及时与提取部门联系，交送放罐单。 检查阀门，防止逃液。放罐后及时清洗发酵罐，视镜。做好卫生工作，关闭自动仪表。g 取样和排放的带菌液应杀菌后放入阴沟，严格控制活菌排放。突然停电时，立 即关闭排气口、进气口及液氨阀门，采取紧急保压措施。h 注意观察水泵压力，并做好记录，整个发酵过程中必须认真，严肃如实填写每 罐批次，不得弄虚作假。第五章物料衡算和能量衡算5.1发酵车间的物料衡算L-赖氨酸生产工艺指标及基础数据如下表所示淀粉

42、原料中含淀粉量80%，含水14%指标名称指标数指标名称指标数生产规模50t/a糖浓度170kg/m3生产方法中糖发酵淀粉糖化转化率95%生产天数300糖酸转化率47.8%倒罐率1%赖氨酸含量8.6%发酵时间72h一周期产量666.7kg质量纯度99%提取率80%发酵周期、周期数T=发酵时间+间歇时间=72+24=96(h)=4(d)周期数=300/4=75(个)以下以一周期为例，计算生产L-赖氨酸耗用的原料及其他物料的量5.1.1发酵液量3V1=666.7 (170>47.8%X80%<99%)= 10.35m3 式中：170 发酵培养基糖浓度kg/m347.8%糖酸转化率80%提

43、取率99% 除去倒罐率后发酵成功率5.1.2发酵液配制需糖量纯糖汁 m1= V1X170=1760.4kg5.1.3二级种子液量V2=2%XV1=0.207 m35.1.4二级种子培养液所需糖量m2=25 >A/2=5.175kg式中:25二级种液含糖量 (kg/ m3)5.1.5 生产一周期赖氨酸需总糖量m= m1+ m2=1765.58kg5.1.6 耗用淀粉的原料量理论上100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg故理论上耗用淀粉量为 粉=1765.58/(80% %5%< 111%)=2092.85kg式中: 80%淀粉原料含纯淀粉量 95%淀粉转化率5.1.7 发酵培养基硫

44、酸铵耗用量发酵培养基耗硫酸铵量为55 W仁55 X10.35=569.53kg5.1.8 二级种子硫酸铵耗用量二级种子液耗硫酸铵量为5 &/2=1.035kg5.1.9 玉米浆耗用量二级种子液耗玉米浆量为35 &/2=7.245kg发酵培养基耗玉米浆量为18.6 A/1=192.605kg共耗 7.245+192.605=199.85kg5.1.10 磷酸二氢钾耗用量二级种子液耗磷酸二氢钾量为1 >A/2=0.207kg发酵培养基耗磷酸二氢钾量为1.2 A/1=12.425kg共耗 0.207+12.425=12.632kg5.1.11 硫酸镁耗用量m 硫酸镁=0.5 &

45、#165;2+0.6 A/1=6.31kg5.1.12 碳酸钙用量二级种子液耗碳酸钙量为15¥/2=3.105kg发酵培养基耗碳酸钙量为45¥/1=465.975kg共耗 3.105+465.975=469.08kg5.1.13苏氨酸钠耗用量m L-苏氨酸=40XVi=414.2kg5.1.14物料衡算总量(1) 发酵液量(2) 实际生产的量m1 M7.8%>99.9%=840.605kg840.605 a0%=672.485kg物料衡算结果列表总计物料名称生产一周期赖氨酸物料量/kg生产一年赖氨 酸物料量/kg发酵液量10.35 m3776.625 m3二级种子液量

46、0.207 m315.525 m3发酵用糖1760.351.32 为05二级种子液用糖5.175388.125糖液总量1765.52513.25 >105淀粉2092.8451.57 为05种子硫酸铵1.03577.625发酵硫酸铵569.5254.27 为04玉米浆199.851.5 >104磷酸二氢钾12.63947.25硫酸镁6.315437.625碳酸钙469.083.515 >104L-苏氨酸414.23.105 104L-赖氨酸672.4850.5 1055.2赖氨酸发酵车间的能量衡算5.2.1蒸汽消耗量计算：(1)按直接蒸汽混合加热估计升温过程所需的蒸汽量D1:

47、式中：D1=Gxc (t2-t1) (1+ n )-t(i C)G-培养基液体量，千克C-培养基料液比热容 汗焦/(千克 摄氏度) t2加热到的料液温度，摄氏度t1-加热开始的料液温度，摄氏度i-蒸汽热焓，千焦/千克n加热过程中热损失而增加的蒸汽消耗量 5%- 10%,这里取10%D1-升温过程中所需蒸汽量，千克D1 周期=G(t2-t1) (1 + 训(i-t2 X3)=10.35 X000>4.18 X121-30) (1+10%)/ (2725.3-121 4.18) X =1.93(t)D1 年=D1 周期 X75=144.8(t)(2) 发酵罐实罐灭菌保温时的蒸汽量 D2保温时

48、蒸汽消耗量D2与操作有很大关系，比较难计算.一般按直接蒸汽加热时消耗量的 30%-50%来估算 , D2=(30%-50%)D1D2 周期=50%XD1 周期=0.965 (t)D2 年=D2 周期 X75=72.375(t)(3) 发酵罐实罐灭菌过程的蒸汽消耗量 DD= D 1 周期+ D2 周期D 周期=1.93+0.965=2.895(t)D 年=D1 年 + D2 年=144.8+72.4=217.2 (t)(4) 种子罐实罐灭菌蒸汽消耗量 D0 所以根据种子罐的接种量为 2%估算蒸汽消耗量为D0周期=2%XD周期=57.9 (kg)D0 年=2% D 年=4.35 (t)(5) 发酵

49、车间总消耗蒸汽量 D 总D 周期总 =D 周期 +D0 周期 =2.95(t)D 年总=D 年+ D0 年=221.5 (t)(6) 全厂消耗蒸汽量 D 全D周期全=1.2D周期总 =3.54(t)D 年全=1.2D 年总=265.8(t)5.2.2 冷却水消耗量计算已知发酵培养基需要从121C降到30C所需放出的热量为Q=CM (t1-t2)=10.35 1X000X4.18X(121-30)=3.94X106(kJ)C比热容M培养基的质量t1,t2 培养基冷却前后的温度则冷却水需吸收的热量也为Q,冷却水的用量为M =Q/C( t2j1)=3.94X106/4.18 (X10-5)=4.71

50、 X106 (kg)=4.71 X103 (t)M 冷却水的质量能量衡算结果列表总计能量名称生产一周期赖氨酸生产一年赖氨酸所需能量所需能量蒸汽/3.54265.8冷却水/(t)4.71 X033.53 X05第六章设备选型6.1发酵罐的选择每个生产周期：发酵液体积为10.35 m3,种子液体积为0.207 m3料液总体积为10.56 m3,装料系数为80%10.56/80%=13.2 m3所以我们选用一个14 m3的发酵罐，另选一个作为备用罐H/D=1.73，取 H/D=2.02 3V D H 0.15D43 3V0D 0.15D =142D=2.0m, 圆整 D=2m,H=2D=4md11已

51、知取 d=0.4D=0.8mD23W111r c c已知，取 W= D=0.2mD81210B已知 B 0.81.0，取 B=0.9d=0.72m 圆整 B=0.7md所以锥形发酵罐的总高：H=0.8+0.2+0.7+0.2+4=5.9ms已知 一 1.5 2.5 ,取 S=2d=1.6mdVb D2hb 0.13D3（ hb取 25mm）4Vb 22 0.025 0.13 23 1.12m34发酵液的圆柱体积 V柱=21.12/2- 1.12=9.44 m3发酵液的柱体高h= 9.443.0m（刖假设用2层搅拌器，所以Si=3.0- 1.6=1.4m检验：S1/d=1.4/0.8=1.75在

52、 12 范围内6.2种子罐的选择每个周期的种子液为0.207 m3,装料系数为80%0.207/80%=0.259 m3选择公称体积为0.5m3的种子罐一个H/D=1.73，取 H/D=2.0V D2H 0.15D34V0 D30.15D3=0.52D=0.66m, 圆整 D=0.7m,H=2D=1.4md11已知 取 d=0.4D=0.28m 圆整 d=0.3D23W111已知，取 W= D=0.07m 圆整 W=0.1mD81210B已知 B 0.81.0，取 B=1.0d=0.3md所以种子罐的总高：H=0.28+0.07+0.3+0.07+1.4=2.12ms已知 一 1.5 2.5

53、,取 S=2d=0.6md23Vb -D hb 0.13D( hb取 25mm)4233Vb0.72 0.025 0.13 0.73 0.0542m34发酵液的圆柱体积 V柱=0.207- 0.0542=0.1528nf发酵液的柱体高 h=一-0.3598 2 0.94m 圆整h=1mD 23.14 0.35假设用两层搅拌器，所以一i=1 0.6=0.4m检验：S1/d=0.4/0.3=1.33在 12 范围内6.3搅拌器轴功率的计算126.3.1发酵罐搅拌器假定生产条件：发酵罐的搅拌转速为180rpm,通气量为0.8VVM，发酵液密度为1000kg/m3,粘度为 0.1Pas。已知 d=0.

54、8m , D=2m液位高 HL=h B =3.0+0.8=3.8mn=180rpm=3r/s尸1000kg/ m3尸0.1Pa?s2 2c nd 3 0.810004./円祖任、#*、Re” =1.92 10 >104 (属湍流状态)0.1P=kn3d5 尸4.8 33 0.85 1000 42.5kW校正系数 f= 1 . (D/d)(H L /d) = 1、(2/0.8)(3.8/0.8)1.1533实际 P*=f P=1.15 42.548.9kW因为有两层搅拌器P2= P*(0.4+0.6 0.2) =78.24kW标准状况下的通气量 Qo=Vl VVM=0.810.56=8.448 m3/minQo(需?EP10 6?Hl273 250.1013=8.448 ()1(0.1013 0.05) 1050 9.81 10 6 3.1=5.59 m3/minNa=Qgnd35.59矿肓 °.°61 °.°35Pg/P 0.62 1.85NaPg=48.9 (0.62 1.85 0.061) 24.8kW6.3.2种子罐搅拌器种子罐单位体积轴功率 P' =78kW/ m取P' =8kW/ mP 种子=0.207 81.66kW6.4贮罐计算V=10.56 m