三万吨谷氨酸工厂设计

1、刖言1.1性质谷氨酸（a -氨基戊二酸）由两个羧基等组成的酸性氨基酸。中文名谷氨酸CAS登录号56-86-0英文名glutamicEINECS 登200-293-7acidn 口录号化学式C5H9NO4熔点205 C分子量147.130761.2生物合成途径菌萄塘-6-隣勰6-隣嚴荀苞曙酸芮糖-3-m戊綁与确翳I1.3 用途谷氨酸是组成蛋白质的 20 种氨基酸之一，谷氨酸为世界上氨基酸产量最大 的品种。医学上谷氨酸主要用于治疗肝性昏迷等病症。谷氨酸是构成蛋白质的氨 基酸之一，虽然它不是人体必须的氨基酸，但它可作为碳氮营养参与机体代谢， 有较高的营养价值。食品中，用于味精生产，味精的成分是谷氨酸

2、钠。游离态的 谷氨酸普遍存在于日常食物中，是人体中自然代谢的一种产物。1.4 谷氨酸的发展前景目前我国谷氨酸总发酵能力已接近 160 万吨，约占全球谷氨酸产能的 75%;而日本的谷氨酸产能，即包括日本味之素株式会社在本土和海外分公司产能在内的合计只有不到60万吨;韩国的谷氨酸发酵能力在 20万25万吨。再加上我国台湾地区的谷氨酸发酵能力，可以认为，亚洲谷氨酸厂商基本上主宰了国际谷氨 酸市场。我国也已取代日本成为全球最大的味精 （谷氨酸钠 ）出口国。而西方国家逐渐 改变对味精使用的观念，估计对今后的谷氨酸市场将是一大利好。目前国内谷氨酸的供给主要由味精生产企业提供，味精生产企业在满足自己 的原料

3、需求后对外有少量供给，味精以外用谷氨酸主要由化工企业提供，但在规 模上无法与味精企业相比。 因此，我国谷氨酸行业的供给和需求以味精生产为主， 其他行业的需求量相对味精消耗量还比较小。 经过几十年时间国内市场的不断洗牌，我国谷氨酸生产企业已从上世纪 80 年代 初的 200300 家小企业，缩减为 2013 年的 80 多家。年产量在 1 万吨以上的有 17家，产量在5万吨以上者仅有七八家，包括有河南莲花集团、山东菱花集团、 山东雪花公司，沈阳红梅集团、广东星湖公司、重庆飞亚集团、江苏菊花公司和 河北梅花公司等。此外，温州快鹿公司与浙江义乌市蜜蜂公司的产量近几年来增 长较快。我国已成为氨基酸产品

4、的世界工厂，主要品种基本齐全，谷氨酸产量位 居世界第一，但是产业创新品种较少，产品研发能力弱；资源能源消耗大，环境 问题比较突出；工艺技术相对落后，发酵产率和转化率低，经济效益低下，仅靠 能源与较低的生产成本优势，难以与世界氨基酸生产强国竞争。”记者从2011年国际氨基酸产业创新与联盟发展高峰论坛上获悉，我国氨基酸产业亟待通过加 快技术创新，实现产业强国梦。中国生物发酵产业协会理事长石维忱与会致辞时指出，氨基酸作为食品、医 药、饲料的添加剂，在食品工业、农业、畜牧业，以与人类健康、保健、化妆品 行业方面，发挥了越来越广泛的作用。2010年，我国氨基酸工业总产量超过 300 万吨，其中大宗氨基酸

5、产品谷氨酸与其盐产量达220万吨，占世界总产量的70%以上，居世界第一；年总产值487亿元，其中，新产品产值达22亿元，是2009 年新产品产值的7.6倍；赖氨酸与其盐产量达 70多万吨，较2009年增长16.6%， 产量居世界前列；苏氨酸 2010年产量达10万吨，较2009年增长1倍；其他 高附加值的小品种氨基酸市场需求量增加。目前我国氨基酸产业规模以上生产厂 家已达近百家，年产值 448亿元，利税50多亿元，已成为氨基酸产品的“世界 工厂”，在国际上占有举足轻重的地位。但与国外氨基酸产业相比，我国氨基酸产业明显存在产品结构不合理、主要 生产技术指标落后、生产成本较高等问题，离真正意义上的

6、发酵强国尚有不小的 距离。一是创新品种较少，产品研发能力弱。我国拥有自主知识产权的新型氨基酸 产品相对较少，新兴产品比例相对较低，新产品产业化能力较弱；装备自动化和 国产化水平较低，生产工艺和技术水平与国际先进水平相比还有一定差距，关键 技术仍需要突破，国际竞争力不足，自主创新能力的建设亟待加强和提升。二是资源能源消耗大，产业资源综合利用水平不高，环境问题比较突出。主 要表现为原料利用率不高，废弃物排放量较大，资源综合利用深度不够和副产品 附加值较低，目前一些发达国家原料利用率已达到 99%，而我国平均水平在95%， 节能环保方面与世界的差距还很大。三是工艺技术相对落后，发酵产率和转化率低。我

7、国氨基酸生产企业众多， 但是规模相对较小，工艺相对落后，许多技术仅停留在实验室阶段，还不能直接 转化为生产力。为此，我国氨基酸行业必须加快科技创新，降低能耗，提咼资源综合利用率，破 除产业发展所面临的环境约束，实现由“产业大国”向“产业强国”的转型。本设计是是在校期间最后一次大型作业，是对大学四年学习的总结 .通过毕业设 计，我对所学理论知识有了更深一步的了解 ，使专业知识系统化使我进一步锻炼 查阅文献、设计计算等综合能力，为我走上工作岗位奠定了基础。2. 设计总论2.1 设计目的通过本设计，学习并掌握独立检索文献的方法、发酵工厂设计中衡算与设备 选型的计算方法；具备独立制定设计工艺方案的能力

8、以与工程制图能力，并由此 形成初步的发酵工厂设计能力；能够运用本专业知识独立解决一般的发酵工程技 术问题；提高综合素质，培养创新能力和实践能力。2.2 设计任务以玉米为原料 ,年产三万吨谷氨酸工厂设计， 生产天数为 320 天，不间断生产2.3 设计要求2.3.1 衡算物料衡算、热量衡算、水衡算和设备选型的计算2.3.2绘图绘制工程图纸（ 1 号图 5 张）： 全厂平面布置图（一张）； 工艺流程图（二张）；发酵车间、提取车间； 发酵罐剖面图一张； 车间俯视图一张； 成品车间平面图一张。3. 厂址选择3.1 厂址选择的原则1）建厂靠近原料地或交通方便的地方，但尽量不占良田，节约资源。2 ）要有充

9、足水源，水质应符合谷氨酸生产的需要；3）要有可靠的供电保证。谷氨酸工厂用电量大，尽可能靠近电厂；4）所选厂址周围应有良好的卫生环境。根据谷氨酸厂的生产特点，厂址选择在空气质量要好以满足发酵谷氨酸生产的需要；5）要有合理的“三废”处理设施；3.2 厂址的确定石家庄正定县位于河北省西南部。北距首都北京258千米，距天津新港350千米，东距黄骅港300千米，南与省会石家庄市市区相接。境内有京广高铁、京 广铁路、107国道、京深高速公路纵贯南北，石德铁路、石太铁路、307国道、石黄高速公路穿境而过，坐落境内的石家庄机场已幵通20多条国内外航。原料运输方便；正定正处于发展阶段，有广阔的销售市场；正定有充

10、足的地下水资源， 也有充足的电力供应。周边农村可提供大量玉米，原材料丰富。综合上述因素， 厂址选定于石家庄市正定新区。4 工艺论证4.1 生产规模年产三万吨谷氨酸工厂4.2 产品规格99%谷氨酸质量符合GB8967-88 ；80%谷氨酸质量符合QB1500-924.3 生产方法以玉米淀粉为原料、北京棒杆菌为生产菌种生产谷氨酸，分为以下几个车间：淀粉车间：除杂，浸泡，破碎，分离，干燥制糖车间：是双酶法制糖工艺发酵车间：亚适量生物素流加糖发酵工艺4.3.4 提取车间：等电点提取工艺4.4 工作组成4.4.1 淀粉车间除杂浸泡破碎、研磨分离、干燥4.4.2 糖化车间液化-糖化 -过滤4.4.3 发酵

11、车间种子-连消-发酵-空气净化4.4.4 提取车间等电提取 - 离心分离4.4.5 辅助车间 化验室、修理车间、泵房、水源净化系统、动力车间。4.4.6 包装形式 现采用塑料袋装，塑料袋的材料有 BOPP 复膜聚乙烯、聚乙烯符合GB4456-84 规定。现选用机械包装， 包装规格： 10g ，20g ，50g ，100g ，250g ，500g ，1kg ，10kg ， 25kg ，允许偏差符合 GB8967-88 的规定。4.5 全厂各工段工艺流程4.5.1 制淀粉流程玉米T除杂T浸泡T破碎T胚芽分离洗涤T研磨T纤维分离T麸质分离T离心脱水T气流干燥T玉米淀粉T淀粉贮存库4.5.2 糖化流程

12、调浆T配料T喷射液化T保温维持T层流液化T灭酶T糖化罐T糖化T灭酶T过滤T糖储罐T发酵车间4.5.3 发酵流程生产用菌种：北京棒状杆菌4 . 5.4 提取流程98%H 2SO4高流分I I发酵液晶种'等电罐I育晶I停酸搅拌I二步加酸（H2SO4+高流）I等电点I停酸搅拌I静止沉淀物I离心分离I湿谷氨酸1成品离心水!母液罐上清液母液罐离子交换柱洗脱前流高流母液罐）（等电罐）（洗流脱）4.6 工艺参数玉米淀粉含淀粉 90%,淀粉糖转化率 97% ，糖酸转化率 60% ，产酸率 12% ， 提取收率 94% 。发酵周期 48h ，发酵时间 38h ，初糖 14% ，流加糖 30% ，总糖 1

13、8% ，接种量 10% ，生物素含在糖蜜中。4.8 原料规格工业 H2SO4>98%液氨>99%盐酸>31%Na2HPO4 H2O>96% ，工业 H3PO4 >85%MgSO 4 7H2O>98% ，精制盐> 99%BAPE比重1.011.025,分子量30004000,微黄色油状液体交换容量4.5g柱度1650>45%活性基团-SO 3-离子型Na+GH-10 ( K-15 )粒状活性炭:真比重1.24 1.298g/ml水分40 50%pH5.0 7.0灰分0%a-淀粉酶高温活力2000 Mg，用量12 "g干淀粉中温活力4000

14、 Mg，用量1.25 Mg干淀粉糖化酶活力105 Mg，用量80100 Mg，取90 Mg干淀粉粒度10 X24 目, 28 X42 目, 40 X60 目强度>90%4.9 各工段工艺提取工艺论证4.9.1 提取工艺选择A）目的谷氨酸是目的产物，溶解过程中，副产物比较多，因此必须采取适宜工艺把 谷氨酸提取出来。B）提取方法论证提取谷氨酸方法：离子交换法等方法。a）离子交换法：液相中的离子和固相中离子间所进行的的一种可逆性化学 反应，当液相中的某些离子较为离子交换固体所喜好时，便会被离子交换固体吸 附，为维持水溶液的电中性，所以离子交换固体必须释出等价离子回溶液中。b）等电法：利用蛋白质

15、在等电点时溶解度最低的特性，向含有目的药物成 分的混合液中加入酸或碱，调整其 pH值，使蛋白质沉淀析出的方法，称为等电 点沉淀法。c）盐酸盐法：谷氨酸溶解度小，易生成晶体，在浓冷盐酸中，可以提纯，加碱液达到等电点，使谷氨酸析出。d ）锌盐法：谷氨酸某些金属盐的溶解度小，若往谷氨酸发酵液中加入某金属盐生成难溶的谷氨酸金属盐沉淀析出e）溶剂抽提方法：从固体物质中萃取化合物的一种方法，但此法可行性尚 在研究中。4.9.2 工艺流程A）工艺流程发酵罐"贮缶菌体分三废处理清液pH=5.0p=4.6 pH=3v沉降静置8小时离心分离 谷氨酸图 2 工艺流程图5 物料衡算物料衡算是根据质量守恒定律

16、而建立起来的。物料衡算是进入系统的全部物料重 量等于离开该系统的全部物料重量，即F D W式中：F进入系统的料量（Kg ）D 离开系统的物料量（ Kg ）W损失的物料量（Kg ）5.1 生产过程的总物料衡算1 ）生产能力以年产商品谷氨酸 30000 吨，折算为 100% 谷氨酸为 28560t/a 。日产商品谷氨酸： 30000/320=9.375（t/d）（ 其中 99%的谷氨酸为 t，80% 的 谷氨酸为 t）日产 100% 谷氨酸： 28560/320=89.25 （ t/d ）2）总物料衡算（以淀粉质原料为实例）（ 1 ）1000Kg 纯淀粉理论上产 100% 谷氨酸量：1000 1.

17、11 81.7% 1.272 1153.5K（ 2 ）1000Kg 纯淀粉实际产 100% 谷氨酸量：1000 1.11 98%50% 90% 92% 1.272572.8Kg(3) 1000Kg工业淀粉(含量90%的玉米淀粉)产100%谷氨酸量:572.8 90%515.52Kg(4 )淀粉单耗 1t 100%谷氨酸消耗纯淀粉量： 1t 100%谷氨酸实际消耗工业淀粉量： 1t 100%谷氨酸理论上消耗纯淀粉量：10000.8669(t)1153.5 1t 100%谷氨酸理论上消耗工业淀粉量：(5 )总收率:实际产量 理论产量(Kg)(Kg)100%100%49.66%1153.5(6)淀粉

18、利用率:0.9631.940100%49.64%(7 )生产过程总损失100% 49.64%=50.36%物料在生产过程中损失的原因： 糖化转化率稍低。 发酵过程中部分糖消耗于长菌体与呼吸代谢；残糖高；菌灭损失；产生其他产物 提取收率低，母液中 Glu含量高。 精致加工过程损耗与产生焦谷氨酸钠等。(8)原料与中间品计算 淀粉含量：89.25 1.940 173.15(t/d) 糖化液量：纯糖 173.15 90% 1.11 98%169.52(t/d);折算为 24% 的糖液： 发酵液量纯 Glu 量：169.52 50%84.76(t/d)；折算为 8g/dl 的 发酵液：84.76/8%

19、1059.5(m3) ； 1059.5 1.051112.48(t)( 1.05 为发酵液的相对密度) 提取Glu量：纯 Glu 量：84.76 90%76.2&t/d)；折算为 90% 的 Glu 量：76.28/90%84.76(t/d) Glu废母液量(采用等点-新离子回收法，以排出之废母液含Glu0.7g/dl计算)：(84.76-76.28 )/0.7%=1211.43(m3/d)3) 总物料衡算结果衡算结果汇总表，如下图所示。；工业原料，淀粉含量 86% o表1总物料衡算结果原料淀粉质原料(玉米淀粉)项目生产1t 100%谷氨酸t/d工业原料2.14173.15糖液(24%

20、 ) (t)8.28706.3谷氨酸(90% ) (t)0.9584.76谷氨酸(100% ) (t)1.089.25排出含0.7%谷氨酸废19.81211.43母液(m3)5.2 制糖工序的物料衡算(1 )淀粉浆量与加水量：淀粉加水比例1 : :2.5,1000Kg工业淀粉产淀粉浆1000 (12.5)3500(Kg);加水量为 2500Kg。(2 )粉浆干物质浓度1000 90%3500100%25.71%(3 )液化酶量：使用液体a淀粉酶3500 0.25%8.75(Kg)(4) CaCl 2 量：3500 0.25%8.75(Kg)(5) 糖化酶量：用液体糖化酶3500 0.25%8.

21、75(Kg)(6) 糖化液产量1000 90% 1.11 98%24%4079(Kg)24%糖液的相对密度为1.094079/1.09=3742(L)(7 )加珍珠岩量：为糖液的0.15%4079 0.15%6.12(Kg)(8 )滤渣产量：含水 70%废珍珠岩6.12/(1-70%)=20.4(Kg)(9)生产过程进入的蒸汽和洗水量4079+20.4 3500 ( 8.75 3) - 6.12=567.03(kg )(10 )衡算结果：根据总物料衡算，日投入工业淀粉442.32t，物料衡算汇总表表2制糖工序物料衡算汇总表进入系统离幵系统项目物料比例(Kg)日投料量(Kg)项目物料比例(Kg)

22、日产料量(Kg)工业淀粉1000442320残糖4079配料水2500滤渣20.48582.2液化酶8.753870.3CaCl28.753870.3糖化酶8.753870.3珍珠岩6.122705.6洗水和蒸567.03250684.6汽累计4099.41415031.1累计4099.41415031.15.3连续灭菌和发酵工序的物料衡算1) 发酵培养与数量 lOOOKg工业淀粉，得到24%的糖液3898Kg。发酵初始糖液浓度为16.4g/dl，其数量为：4079 24%,5969(L)16.4%(W/V)16.4g/dl的糖液相对密度为1.06，5969 1.066327(Kg) 配料按放

23、罐发酵液体积计算：5969 16兰 6118(L)16.0%玉米浆：6118 0.2%(W /V)12.2(Kg)甘蔗糖蜜：6118 0.3%(W/V)18.4(Kg)无机盐(P、Mg、K 等)：6118 0.2%(W /V)12.2(Kg)配料用水：配料时培养基的含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量为:4079 24%-40791073( Kg)19% 灭菌过程中加入蒸汽量与补水量6327 4079 1073 12.2 18.4 12.2=1132(Kg ) 发酵零小时数验算4079+12.2+18.4+12.2+1073+1132=6327(Kg)其体积为：6327/1.06=596

24、9(L)与以上计算一致。2) 接种量6118 1%( W/V)61.2(L)61.2 1.0665(Kg)3) 发酵过程加液氨数量：为发酵液体积的2.8% :6118 2.8%(W/V)171(Kg)，液氨容重为 0.62Kg/L ，171/0.62=276(L)4) 加消泡剂量：为发酵液的 0.05%。6118 0.005%(W/V) 3.1(Kg)，消泡剂的相对密度为 0.8，3.1/0.8=3.9(L)5) 发酵过程从排风带走的水分进风 25 C , 相对湿度 c =70%, 水蒸气分压 18mmHg(1mmHg=133.322Pa),排风32 C,相对湿度 尸100% ,水蒸气分压27

25、mmHg。进罐空气的压力为 1.5大气压(表压)(1大气压=1.01325105Pa),排风0.5大气压(表压)。出进空气的湿含量差:27 100%0.622咋%1.5 760 27 100%2.5 760 18 70%0.0149 0.0042 0.01（ Kg水 /Kg干空气）通风比：1:0.2，带走水量：6118 0.2 60 36 1.157 0.001 0.0131(Kg)式中1.157为32 C时干空气密度(Kg/m 3)过程分析、放罐残留与其他损失52Kg6) 发酵终止时的数量6327+65+171+209-31-52=6689(Kg)7 )衡算结果汇总：年产7万吨商品味精日投工

26、业淀粉442.32t，连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总表如下：表3连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表进入系统离幵系统项目1t工业淀 粉之匹配 物料(Kg)t/d项目1t工业淀 粉之匹配 物料(Kg)t/d24%糖液40791724.16发酵液66892739.73玉米浆12.25.18空气带走3112.83甘蔗糖蜜18.47.74水分无机盐12.25.18过程分析、放罐残留与其他损失配料水1073453.82火菌过程进蒸汽与水1132478.155223.00种里6527.42液氨17172.54消泡剂3.11.28累计13337.92775.47627513337.95.4谷氨酸提取工序的物料

27、衡算采取冷冻等电与其新离交回收工艺。(按lOOOKg工业淀粉之匹配量计)(1) 发酵液数量：6118L ; 6689Kg 。(2) 加98%硫酸量：为发酵液的 3.6% (W/V )6118 3.6%220(Kg)98%H 2SO4 的相对密度 1.84 ，故：220 /1.84 120(L)(3) 谷氨酸产量 分离前谷氨酸量：100%Glu 量：6118 8%(W /V) 489.4(Kg ) 分离后谷氨酸量：纯 Glu ：489.4 86% 421( Kg )90% 的 Glu ：421/ 90% 467.8( Kg )式中 94% Glu 提取收率(4) 母液数量：母液含 Glu 0.7

28、g/dl(5) 谷氨酸分离水洗量511.1 20% 102(L)(6) 母液回收过程中用水与酸、碱等数量9771 6118 120 102 3297( L ) 3431(Kg )( 7)物料衡算结果根据以上计算，再乘以 173.15 (日投工业淀粉数)与得出每日之物料量，汇总列如下表。表4谷氨酸提取工序物料衡算汇总表进入系统离幵系统项目1t工业淀 粉与匹配 物料（Kg）t/d项目1t工业淀粉与匹配物料（Kg）t/d90%谷氨发酵液66892739.73酸467.8197.54H2SO422092.89母液97714132.60分离用洗10239.37水回收加水34311458.33等累计772

29、24330.327545.94330.145.5 精制工序的物料衡算(1 )谷氨酸数量100%Glu 440Kg； 90% Glu 488.9Kg(2) Na2CO3量488.9 36.6%179(Kg)(3) 加活性炭量488.9 0.3%1.47(Kg)(4) 中和液数量440 1.27240%(W/V)1399.2 1.161399.2(L)1.623(Kg)式中1.16含40% (W/V )谷氨酸溶液的相对密度(20 oBe)(5) 中和加水量1623 488.9 1.487 179954(Kg)(6) 产谷氨酸量产100%谷氨酸量：精制收率 92%，产100%量为:440 1.272

30、 92%514.9(Kg)(7) 产母液量：母液平均含谷氨酸量25%( W/V)8%440 1.272179(L)25%母液的相对密度1.1，贝y：179 1.1196.9(Kg)(8) 废湿活性炭数量：湿碳含水75%1.47/(1 - 0.75)=5.9(Kg)(9) 谷氨酸分离调水洗水量514.9 5%26(Kg)(10 )中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸出的水量162326 514.9 196.9 5.9931(Kg)(11 )物料衡算汇总，列如下表：表5精制工序物料衡算汇总表进入系统离幵系统it工业淀1t工业淀项目粉与匹配物料（Kg）t/d项目粉与匹配物料（Kg）t/d100% 谷90%

31、Glu511.1197.54514.9208.11氨酸Na 2CO317971.21母液196.979.79活性炭1.50.62废碳5.92.39中和加水954386.15蒸发水量931376.00量分离洗水2610.62累计1506666.14累计1506.3666.296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：Qi Q2 Q3 Q4 Q5 Q6式中Qi物料带入的热量（J）Q2蒸汽热量（J）Q3各种热效应，如发酵热、稀释热、溶解热等（ J）Q4物料带走热量（J）Q5 消耗与设备上的热量（J）Q6设备向外界散失热量（J）6.1 液化工序热量衡算1)液化加热蒸汽量D G

32、C(t2 匕)I式中G淀粉浆量(Kg/h )C淀粉浆比热容【KJ/( Kg-K )】ti 浆料出温(20+273=293K)t2 液化温度(90+273=363K)I 加热蒸汽焓 2738KJ/Kg( 0.3MPa，表压)入一一加热蒸汽凝结水的焓，在363K时为377KJ/Kg(1 )淀粉浆量 G :根据物料衡算，日投工业淀粉173.15t ;连续液化,173.15/24=7.21(t/h)。加水为 1:2.5，粉浆量为:7210 3.525235(Kg / h)(2 )粉浆干物质浓度7210 86%25235100%24.6%(3) 粉浆比热C可按下式计算:100 x100式中C0淀粉质比热

33、容，取 1.55KJ/(Kg/K)X 粉浆干物质含量，24.6%C水一一水的比热容，4.18KJ/(Kg-K)C 1.55空 4.18100 24.63.53 KJ/(Kg/K)100 100(4) 蒸汽用量25235 3.53 (9020)D2641.07(Kg / h)2738377(一) 灭酶用蒸汽量灭酶时将液化液有 90 C加热至100 C,在100 C时的入为419KJ/Kg 。384.( Kg/h)2738419要求在20分钟内使液化液由90 C生至100 C,则蒸汽高峰量为:25235 3.53 (10090)384.1 60 ii2.3(Kg / h)以上两项合计，平均量641

34、.0+384.1=3025.17Kg/h每日用量3.03 2472.72(t/d)高峰量：2641.071152.33793.37(Kg / h)(二) 液化液冷却水用量使用板式换热器，将物料由100 C降至65 C,使用二次水，冷却水进口温度20 C,出水温度 58.7 C，需冷却水量(W):w (252353025.17) 3.53 (10065) 一匚“W21583.9(Kg /h)(58.720) 4.18与 1324.14(t/d)一、糖化工序热量衡算日产24%的糖化液706.3t，与706.3/1.09=648(m3)。糖化操作周期 30h，其中糖化时间25h。糖化罐400m 3，

35、装料系数75%，需糖化罐：用3个400m 3的糖化罐。使用板式换热器，使糖化液(经灭酶后)由 85 C降至60 C，用二次水冷却,冷却水进口温度20 C,出口温度45 C,平均用水量为:(252353°25.17) 3.53 (85 6°)23865.6(Kg/h)(45 20) 4.18要求在2h把300m 3糖液冷却至40 C,高峰用水量为:23865.6300000 1.09 “cc 252353025.17138075.1(Kg / h)每日糖化罐同时运转:每投（放）料罐次：每日冷却水用量：2 138.1 2.3635.3（t/d）2）连续灭菌和发酵工序热量衡算（一

36、）培养液连续灭菌用蒸汽量发酵罐800m 3装料系数0.75，每罐产100%谷氨酸量：800 0.75 8% 86% 92% 1.27248.3（t）年产7万吨商品味精，日产 100%谷氨酸89.25t。发酵操作时间48h （其中发酵时间38h ），需要发酵罐台数:取1台每日投（放）料罐次日运转：每罐初始体积600m 3，糖浓度16.4g/dl灭菌前培养基含糖19%，其数量:600 16.4%19%517.9(t)灭菌加热过程中用0.4MPa蒸汽（表压）l=2748KJ/Kg ，使用板式换热器将物料由20 C预热到75 C,再加热至120 C。冷却水由20 C升至45 C每罐灭菌时间3h，输料流

37、量:517.93172.6(t/h)消毒灭菌用蒸汽量(D)r 172600 3.97(12075)D13726(Kg / h) 13.7(t /h)274.8 120 4.18式中3.97为糖液的比热容【Kg/(Kg-K)】每天用蒸汽量:13.7 3 5206(t/d)高峰用量：13.8t/h平均量：206/248.58（t/h）（二）培养液冷却用水量120 C热料通过与生料热交换，降至80 C，再用冷却水冷却至35 C。冷却水有20 C升至45 °C，计算冷却水用量（W）:295071.7(Kg/h)295.1(t/h)172600 3.97 (80 35)(45 20) 4.18

38、全天用水量:295.1 3 21770.6（t/d）（三）发罐空罐灭菌蒸汽用量（1）发酵罐体加热：800m 31Cr18Ni9 的发酵罐体重 137.2t，冷却管重15t , 1Cr18Ni9 的比热容0.5KJ/ (Kg-K ),用0.2MPa (表压)蒸汽灭菌，使发 酵罐在0.15 MPa (表压)下，由20 C升至127 C。其蒸汽量为： 0.5 (12720)3723(Kg)2718 127 4.18(2) 填充发酵罐空间所需的蒸汽量： 因800m 3发酵罐的全容积大于800m 3，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占空间，罐之自由空间仍按800m 3计算。填 充空

39、间需蒸汽量：D 空 V 800 1.622 1397.6(Kg)式中 V发酵罐自由空间即全容积( m3)加热蒸汽的密度(Kg/m 3)，0.2MPa表压时为1.622(3) 灭菌过程的热损失：辐射与对流联合给热系数a，罐外壁温度70 Co33.9 0.19 (70 20)43.4KJ /(m0.05每空罐灭菌1.5h，用蒸汽量:6400.6 1.5 9600.95(Kg/ 罐)每日用蒸汽量: 9600.95 219201 .9(Kg /d)?h?K)800m 3的发酵罐的表面积为804仃，耗用蒸汽量:796( Kg)804 43.4(7020)2718 127 4.18(4) 罐壁附着洗涤水升

40、温的蒸汽消耗164(Kg)804 0.001 1000 (12720)2718127 4.18式中 0.001 附壁水平均厚度(1mm )(5) 灭菌过程蒸汽渗漏，取总蒸汽消耗量的 5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为:6400.6(Kg / h)3723 1397.6796164平均量19201.924800.1(Kg /h)(三) 发酵过程产生的热量与冷却用水量根据部分味精工厂的实测和经验数，谷氨酸的发酵热高峰值约3.0 104KJ/(m3 h)。800m 3发酵罐，装液量600m 3，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(W)4430622( Kg / h)431(t

41、/h)3.0 10600(20 10) 4.18日运转0.731台，高峰用水量:431 0.731315.1(t/h)日用水量：315.1 0.8 24 6049.9 5 (t/d )平均水量：6049.9/24=252.1(t/h )式中0.8各罐发热状况均衡系数6.2谷氨酸提取工序冷量衡算等电罐800m 3，装液量600m 3，相对密度1.06，由30 C降至5 C，降温速度2 C /h。其冷却量：GOO X103 X 1.06 X 2 X 3.97 = 5.05 X 106式中3.97 发酵液比热容KJ/(Kg-K)中和时，H2SO4对水的溶解热为 92KJ/mol ，6h力口 98%

42、H2SO4 5100Kg，其溶解热为：510 0 KitfixX92 二 782（K"h）可忽略不计5.05 X10&亦=1402.8（Kw每天运转1台，则总制冷量:140 X0.731 = 1025 ( Hw )6.3 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算年产3万吨商品味精，日产100%谷氨酸89.25t ,选用100m 3强制内循环结 晶罐，浓缩结晶操作24h，其中辅助时间4h。每罐产100%谷氨酸40t，需结晶 罐台数：89.25/(40-6.4) =2.7取 3 台式中6.4 每罐投入的晶种量(t)(一)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)

43、92m 3，流加30g/dl母液128m3，过程中加水24m 3，在70 C下真空结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量80m3(1)热量衡算 来料带入热量：进料温度35 C，比热为3.5KJ/(Kg-K)Q 来料=:.-:-一 - ：:-: 加水带入热量:Q 来水=一-二：二 .-'< 晶种带入热量：谷氨酸比热容1.67KJ/(Kg-K)Q 来晶二' _'.1' ：' ' 结晶放热：谷氨酸结晶热为12.7KJ/molQ 晶热二(KJ) 母液带走热量：分离母液48m 3，折算为相对密度1.26时60.5t，比热容为 2.83KJ/(Kg-K)

44、Q - ：二一-.(KJ) 随二次蒸汽带走热量：Q 二蒸二 2 -丄二.-卩1；' -10' 匚式中80结晶罐放罐时的结晶液量( m3) 随结晶谷氨酸带走热量：_. 一一(KJ)需外界供给热量：Q 由話=(Q 母 + Q 二丞 +Q 也栖)_(Q娜+%k + Jit=(12 X 107 + 431 X 10s + 4.7 X 10ft)-(3.1 X It)7 + 35 X IO6 + 2.1 X 10B + 2X 10s)(2)计算蒸汽用量4.1 X 10a每罐次用蒸汽量：热损失按 5%折算。D = l.W X 1O&:（2717-535）罢 095每罐浓缩结晶时间2

45、0h，每小时消耗蒸汽高峰量:1.9S X 105”，=9900 (Kg/h)20刘3台罐同时运转，高峰用蒸汽量：29700每日用蒸汽量：594(t/d)每小时平均用蒸汽量：594/24=25(t/h)(二)冷却二次蒸气所消耗冷却水量(1)二次蒸汽数量，即水蒸速度52 + 128+ 24-S0802.05m3 水/h)(2) 冷却水用量：使用循环水，进口温度30 C,出口温度45 C, 70 C水蒸气焓2626.8 (KJ/Kg )，需冷却水量(W )：=79734(Kg) = 80(t/h)2-05 x 103 X (2626.® - 45 x 448)(45 - 30 X 4.18

46、3台罐，高峰用水量:80 X3=240全日用水量:80 X20 X3=4800平均用水量:4800/24=200(t/h)为保证循环水温不高于30 C，需加进二次水6600t/d6.4干燥过程的热量衡算分离后之湿谷氨酸含水 2%，干燥后达到0.2%，进加热之空气为18 C,相对湿度&=70%，通过加热器使空气升至 80 C,从干燥器出来的空气为60 Co年产3万吨商品味精：日产湿味精194t，二班生产，即194/169=1.15（t）干燥水分量：35.418 C空气湿含量 &=70% , Xo=0.009Kg/Kg 干空气，lo=41.8KJ/Kg 干空气; 加热 80 C，I

47、1=104.5KJ/Kg 干空气用公式：A=直_ £ = Q勒料Q他奧Q肥農式中 空气经过干燥后的热量变化（KJ/Kg ）11 出空气加热器之空气热焓（KJ/Kg ）12 出干燥器之空气热焓（KJ/Kg ）Iq冷空气之热焓（KJ/Kg ）Xo空气湿含量（KJ/Kg干空气）X1 进干燥器之空气湿含量（KJ/Kg干空气）X2 出干燥器之空气湿含量（KJ/Kg干空气）Q初温一一物料初始温度时的物料中每1Kg水之热含量（KJ/Kg ）Q物料一一加热物料所耗热量 KJ/（Kg-K ）Q损失损失热量，通常为有效热量的10% 1.15 X1D3(60-18)X 0.4 X 4.1835.4=260

48、7KJ/Kg 水Q叼=0.1 X ( 595 X 4.18 + 0.47 X 60 X 4.10 + 2607 - 18 X 4.1S)=256(KJ/Kg 水)=18 X4.18-2607-256=-2788(KJ/Kg 水)设 X2=0.010812 = It + 也(X2 一 XJ=104.5+(-2788 )X(0.0108-0.009 ) =99 (KJ/Kg 空气)空气消耗量为：4xoioe-o.oo?=19667KgA80 C时空气的比容 0.83m 3/Kg实际消耗空气量为：19667 X0.83=16324(m3/h )耗用蒸汽量（D）:使用0.1Mpa （表压）蒸汽加热，热

49、损失按15%计:a7S>fr.r-S-SM.7=644(Kg/h)每日用蒸汽量：644 X16=10304（Kg/d）平均每小时用蒸汽量：10304/24=429(Kg/h)6.5生产过程消耗用蒸汽横算汇总表表6生产过程耗用蒸汽汇总表生产工序日用量（t/d平均量（t/d高峰量（t/d液化糖化72.757.739.70连消2068.6313.8发酵罐空消49.742.076.63精制12005061.4干燥69.62.94.3空气净化与其他90037.537.5累计2498108.83133.33衡算结果：每日用蒸汽量为 2498t/d，每小时平均量为108.83t/h，高峰用量为133.

50、33t/h o 100%谷氨酸单耗蒸汽量：2498/89.25= 27.99（t/t）以上结果不包括采暖与生活用蒸汽。7水平衡7.1 糖化工序用水量1. 配料用水量：日投入工业淀粉173.15t，加水比1:2.5，用水量为:173.15 X2.5=432.9因连续生产，平均用水量 二高峰水量=432.9/24=18（t/h ）（用新鲜水）2. 液化液冷却用水量：平均量 二高峰量=55.17t/h ，1324.14t/d（二次水）3. 糖化冷却水用量（使用二次水）：每日用冷却水1519.1t/d ，平均量:1519.1/24=63.3（t/h），高峰量：138.1t/h。7.2 连续灭菌工序用水

51、量（1）配料用水：糖液含糖24%，加水配成19%糖液517.9t,每罐料需加水 量：517.9 （1） = 107.9 （t）每日投料按4.31罐次计算，需水量：107.9 X 4.31 =465 （t/d）平均量：465/24=19.4（t/h）要求在0.5h内加水107.9t，所以高峰量：107.9/0.5=215.8（ t/h）（2） 冷却用水量（使用二次水）：高峰用水量295.1t/h，每日用量4426.5t/d ； 平均量：4426.5/24=184.4（ t/h）7.3 发酵工序用水量（使用新鲜水）日用水量56271.4t/d ，平均用水量 2344.6t/h，高峰用水量 2930.8t/h 。7.4 提取工序用水量用于谷氨酸分离与冲洗水，每日用量300t/d，平均量12.5t/h，高峰用量100t/h。使用新鲜水。7.5 中和脱色工序用水量（1 ）配料用水（使用回收的结晶罐的蒸汽冷凝水）：日产100%谷氨酸：89.25 +1.275 X0.92=64.6配成40%的溶液，需水量：156.6 = 234.9 （t/d40%'（2