吨L谷氨酸生产车间设计

1、目录年产50吨L-谷氨酸的工艺设计1文献评述1.1产品概述1.1.1名称学名：L-谷氨酸-水化合物；商品名：L-谷氨酸。因L-谷氨酸起源于小麦，故俗称麸酸。英文名：MonosodiumL-glutamate其它名称：L-2-Ami no glutaricacid,H-Glu-0 H,L-glutamicacid ,L (+)-glutamicacid,H-L-Glu-OH,S-2-Ami nopen ta nedioicacid1.1.2产品规格及标准分子式 C6H 14N 4O2C5H9NO 4分子量321.331.1.3理化性质L-谷氨酸为白色鳞片状晶体。无臭，稍有特殊的滋味和酸味。呈微酸

2、性。微溶于冷水，易溶于热水，几乎不溶于乙醚、丙酮和冷醋酸中，不溶于乙醇和甲醇247-249 C分解，200 C升华，相对密度1.538 (20/4 C),旋光度 a30-卄33 。1.1.4 产品用途( 1 )食品业氨基酸作为人体生长的重要营养物质， 不仅具有特殊的生理作用， 而且在食 品工业中具有独特的功能。( 2)日用化妆品等 谷氨酸为世界上氨基酸产量最大的品种，作为营养药物可用于皮肤和毛发。聚谷氨酸是一种出色的环保塑料， 可用于食品包装、一次性餐具及其它工业用途， 可在自然界迅速降解，不污染环境。随着科学的进步，研究的深入，谷氨酸新的 应用领域将越来越广。( 3)医药行业谷氨酸还可用于医

3、药， 因为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与机体代谢，有较高的营养价值。2、工业生产方法的选择和论证2.1L- 谷氨酸生产方法的选择与确定2.1.1 传统工艺中 L- 谷氨酸的生产方法有两种：合成法和发酵法。( 1 )合成法丙烯腈与氢和一氧化碳在高温，高压和催化剂的作用下得到B-氰基丙醛(OHCCH2CH2CN )，后者与氰化钾和氯化铵进行斯脱拉克( Straker )反应生 成氨基腈。将氨基腈用氢氧化钠水解， 得谷氨酸二钠， 然后用硫酸中和， 生成 D，L-谷氨酸析出，将D , L-谷氨酸进行光学分离，即可分成L-谷氨酸和D- 谷氨酸，后者经

4、消旋化再返回到中和工序。此法日本曾用之生产L-谷氨酸10年之久，于1973年停用。（2）发酵法此法是L-谷氨酸工业生产的主要方法。薯类，玉米，木薯等的淀粉水解糖 或糖蜜，借助于微生物类，以铵盐，尿素等提供氮源，于大型发酵罐中，在通气 搅拌下进行发酵30-50个小时，保持30-40度。PH值为7-8，发酵完毕。表1.两种方法的比较缺点优点合成法需要咼压，有易燃，有毒物质，设不用粮食，米用石油废气备投资大，年产量小于5000吨L-谷氨酸时不经济，生产工艺复杂发酵法需设置菌种实验室，生产过程需要原料来源广，设备腐蚀性小，严格消毒灭菌劳动强度小，可自动化，连续化生产，成本低所设计的L-谷氨酸生产厂不仅

5、生产方法要可靠，而且原料来源要广泛，故选择发酵法为宜。经过上述两种方法的优缺比较，该法的生产虽然必须要求严格 灭菌，但这是不难办到的。由于此法优点很多，又是目前生产 L-谷氨酸的主要 方法，所以本设计选用发酵法生产 L-谷氨酸。发酵法生产L-谷氨酸大致可分为三个阶段：糖化，发酵，提取。2.1.2谷氨酸的生产工艺流程谷氨酸的生产主要包括以下工作：谷氨酸发酵的原料处理和培养基的配制;种子培养；发酵工艺条件的控制；谷氨酸的提取；谷氨酸的精制rn调pH值中和压滤种子罐预热连消发酵罐尿素储罐等电点沉淀粗谷氨酸附图1.发酵法生产谷氨酸钠的工艺流程2.2主要生产原料的选择淀粉是L-谷氨酸生产的主要原料，每吨

6、99%的L-谷氨酸大约需要消耗纯淀粉 2.4 吨。淀粉的质量对生产的好坏影响很大，比较各类淀粉，以玉米淀粉为最 佳，山芋淀粉次之，小麦淀粉较差，而大米淀粉较好。因我国长江流域盛产大米 和玉米，故拟建的 L- 谷氨酸厂可选用这两种农产品的淀粉作为主要原料。生产 L-谷氨酸最好是用新鲜淀粉，因为新鲜湿淀粉水解后的营养成分比干淀粉水解糖 液丰富。2.3 谷氨酸发酵生产中的生产菌种及培养基2.3.1 菌种谷氨酸发酵生产菌种主要有棒状杆菌属、 短杆菌属、 小杆菌属及节杆菌属的 细菌。除节杆菌外， 其他三属中有许多菌种适用于糖质原料的谷氨酸发酵。 这些 细菌都是需氧微生物， 都需要以生物素为生长因子。 我

7、国谷氨酸发酵生产所用菌 种有北京棒状杆菌 AS1.299 、7338 ，钝齿棒状杆菌 AS1.452 、HU7251 、B9 ； 天津短杆菌 T613 、FM8207 等。本设计采用 FM8207 为生产菌。菌种特点：(1 )a-酮戊二酸脱氢酶丧失或活力极弱。(2) 谷氨酸生产菌的谷氨酸脱氢酶活力很强， 且活力不被高浓度谷氨酸 PH 值抑制。( 3)丙酮酸羧化支路旺盛，使丙酮酸与二氧化碳结合，提供谷氨酸合成中 大量需要的碳司二羧酸。(4)有充足的NADPH ?2H供给a -酮戊二酸还原氧化。5)生物素缺陷型(或甘油或油酸缺陷型)0232培养过程(1) 斜面培养条件谷氨酸斜面菌种培养条件一般是

8、7338、B9类菌种3032 C, T631类菌种3334 C培养1824h.(2) 一级种子培养采用液体培养基，由葡萄糖。玉米浆。尿素、磷酸氢二钾、硫酸镁、硫酸铁及硫酸锰等组成，pH为6.87.0 ;三角瓶内32 C振荡培养12 h,采用恒温控 制，贮于4C冰箱备用。(3) 二级种子培养培养基除用水解糖代替葡萄糖，加入泡敌，其他与一级种于培养基相仿。接种量0.5%1.0%，培养温度为32 C( T613菌为3334 C),培养时间78h，即可移种或冷却至10 C备用。通风量1200L种子罐1:0.2，搅拌转数180r/min 。(4) 发酵培养基培养基中另外加入植物油，氯化钾，泡敌外,其他与

9、二级种于培养基相仿。在35-36 C下培养约35小时，即可进行谷氨酸提取。但必须注意发酵液中个成分 的含量。在谷氨酸发酵培养液中糖浓度为12.5%，总尿量为3%，碳氮比为100:28 碳氮比为100:11时才开始积累谷氨酸。不同的碳氮比对谷氨酸的合成有着显著 的影响，例如适量的氨离子可减少a -酮戊二酸的积累，促进古氨酸的合成；过量 的氨离子会使生成的谷氨酸受谷酰胺合成酶的作用转化为谷酰胺。另外，还需要无机盐、生长因子等。2.4L- 谷氨酸生产过程中的反应历程2.4.1 谷氨酸发酵原料的处理 因为所有谷氨酸生产菌株都不能直接利用淀粉或糊精， 因此必须先水解淀粉成葡 萄糖。将淀粉水解为葡萄糖的过

10、程称为糖化。 制取的溶液叫淀粉水解糖。 在淀粉 水解糖中，主要糖分是葡萄糖，另外，尚有少量麦芽糖及其他一些二糖，低聚糖 等复合糖类。这些低聚糖，复合糖等杂质不能被菌体利用，它们的存在，不但降 低了淀粉的利用率， 增加粮食消耗， 而且常影响到糖液的质量， 降低糖液中可发 酵成分。 在谷氨酸发酵中， 淀粉水解糖质量的高低， 往往直接关系到谷氨酸菌的 生长速度及谷氨酸的积累。因此，提高淀粉的出糖率，保证水解糖液的质量，满 足发酵高产酸的要求，是一个不可忽视的重要环节。能够作为谷氨酸发酵工业原料的水解糖液，必须具备以下条件。（1）糖液中还原糖的含量要达到发酵用糖浓度的要求。（2）糖液洁净，是杏黄色或黄

11、绿色，有一定的透光度。（3）糖液中不含糊精。（4）糖液不能变质。2.4.2 淀粉水解糖的制备2.4.2.1 制备方法的选定根据原料淀粉的性质及采用的水解催化剂的不同， 水解淀粉为葡萄糖的方法 有下列三种。（1 ）酸解法（ acidhydrolysismethod ）酸解法是以酸（无机酸或有机酸） 为催化剂， 再高温高压下将淀粉水解为葡萄糖的方法。生产路线如下:淀粉盐酸，水调浆蒸汽糖化冷却碳酸钠，活性炭 中和脱色压滤糖液(2) 酶解法(enzymehydrolysismethod)酶解法是利用专一性很强的淀粉酶及糖化酶将淀粉水解为葡萄糖的工艺。利用a-淀粉酶将淀粉转化为糊精及低聚糖，使淀粉的可溶

12、性增加，这个过程称为液化。利用糖化酶将糊精及低聚糖进一步水解转化为葡萄糖，这个过程 在生产中称为糖化。淀粉的液化和糖化都是在酶的作用下进行的，故酶解法 又有双酶水解法之称。其生产路线如下：淀粉调浆液化灭酶糖化灭酶压滤糖 (3) 酸酶结合法(酶酸法)将淀粉乳先用a -淀粉酶液化到一定程度，然后用酸水解成葡萄糖的工艺。淀粉调浆液化过滤加酸糖化中和脱色压滤糖 这些糖化方法各有特点，其主要指标的优劣列于下表。其中，A-优，B好，C-可，D 差。由该表可知，从周期短来说，酶酸法可取；从原料广泛性 的转化率而言，双酶法更胜一筹。表2.各种糖化方法的特点工艺简单生产周期短转化率咼对淀粉要求不咼糖液质量咼酸解

13、法AABDB双酶法BCAAA酶酸法BABBA通过上述三种糖化方法的比较，本设计拟选用双酶法制糖242.2制糖工段双酶法制糖可使淀粉对糖的转化率高达 96%98%。糖纯度达98%，并具 有能耗底、副产物少及利于发酵和提取等优点，被国内工厂广泛采用。（1）流程 淀粉糊化淀粉液化酶糊精、低聚糖糖化酶葡萄糖（C6H10O5） n+nH 2O 酶 nC6H12O6与碘显色反应依次为：蓝色糊精，紫色糊精，红色糊精，浅红色糊精，无色 寡糖，葡萄糖。副反应：葡萄糖分解5 羟甲基糠醛2葡萄糖龙胆二糖+异麦芽糖+复合二糖（2）概述先在调浆配料槽调浆配料，将淀粉乳调成 1520 Be,用碳酸钠水溶液调 PH=6.4

14、6.5，氯化钙的用量为干淀粉的0.15%0.3% ;用泵打入缓冲器，喷 射加热温度100105 C,层流罐温度95100 C,液化时间60mi n,以碘色反 应呈棕色即可。然后液化液经130140 C灭酶510min，再经板式换热器冷 却至以下。进入糖化罐。糖化温度 596C, PH=4.04.4，糖化酶用量 按100120U/g干淀粉计算。糖化时间3040h，以无水乙醇检查无白色沉淀 为终点，终点DE值为95%98%。再将物料加热至8085 C,灭酶30min 。糖液用碳酸钠水溶液调节PH=4.64.8，然后过滤，进入贮糖罐2.5 发酵工段2.5.1 发酵机制首先是糖代谢阶段。 葡萄糖经糖酵

15、解 （EMP 途径 ）和己糖磷酸支路 （HMP 途径 ） 生成丙酮酸， 谷氨酸生产菌在生物素供应充足的情况下， 经 HMP 途径所分解葡 萄糖占总量的 38% ，当控制生物素亚适量， HMP 途径所占比例为 28% ，生成 的丙酮酸一部分氧化成乙酰辅酶 A（乙酰COA），部分固定CO2，生成草酰乙 酸或苹果酸。然后草酰乙酸和乙酰辅酶 A 进入三羧酸循环，在柠檬酸合成酶上 午作用下生成柠檬酸，进而转化为 a-酮戊二酸。a -酮戊二酸在谷氨酸脱氢酶 （ GDH ）的催化及有 NH 4+存在的条件下，生成谷氨酸。当生物素缺乏时，菌种 生长十分缓慢；当生物素过量时，则转为乳酸发酵。因此，一般将生物素控

16、制在 亚适量条件下，才能得到高产量的谷氨酸。由葡萄糖生物合成谷氨酸的代谢至少 16 步反应，尽量控制通过 CO2 固定反 应供给四碳二羧酸。 为了获得能量和产生生物合成反应所需的中间产物， 在谷氨 酸发酵的菌体生长期， 需要异柠檬酸裂解酶反应， 走乙醛酸循环途径。 但在菌体 生长期以后，进入谷氨酸生长期，为了大量合成、积累谷氨酸，最好没有异柠檬 酸裂解酶反应，封闭乙醛酸循环循环，理想的发酵途径按如下反应进行：C6H12O6+NH 3+3/2O 2C5H9O4+CO2+3H 20 理论转化率为 81.7% 若CO2固定反应完全不起作用，丙酮酸在丙酮酸脱氢酶的作用下，脱氢脱 羧全部氧化成乙酰COA

17、，通过乙醛酸循环供给四碳二羧酸，按如下反应进行：3/2C 6H12O6+NH 3+3/2O 2C5H9O4+CO 2+3H 2O 理论转化率为 54.4%因此实际的理论转化率为 54.4%81.7% 。2.5.2 谷氨酸生物合成调节机制（1）优先合成与反馈机制（2）糖代谢调节（3）氮代谢调节（4）其他代谢调节2.5.3 控制细胞膜的渗透性通过控制发酵培养基中的化学成分， 达到控制磷脂、 细胞膜的形成或阻碍细 胞壁正常的生物合成， 使谷氨酸生产菌处于异常的生理状态， 以解除细胞对谷氨 酸向胞外漏出的渗透屏障， 使细胞内谷氨酸不能积累到引起反馈调节的浓度。 谷 氨酸就会在细胞内继续不断的被优先合成

18、， 又不断的透过细胞膜， 分泌于发酵培 养基中，得以积累。2.5.5 培养基的灭菌采用连续灭菌法灭菌。 是一种由连消塔、 维持罐、 喷淋冷却器组成的连续灭 菌流程。配好的培养基由配料罐放出，加入 0.01% 的消泡剂，用泵送入连消塔 低侧，将培养基加热到125130 C灭菌1520s，由上侧流出，进入维持罐， 维持110115 C,停留35min，从罐上侧流出，经喷淋冷却至 3235 C后 进入发酵罐。2.5.6 发酵阶段发酵培养基灭菌后，立即通入无菌空气，搅拌，通入冷却水，当培养基温度 下降到34 C时，将二级种子罐培养的菌种接入发酵罐，接种量为发酵培养基的 1%。随着谷氨酸产生菌的生长繁殖

19、，控制温度 3032 C； PH=7.07.2 ;发酵 至1820h，PH值在7.0时，流加尿素量为0.5%0.8% ;发酵至2425h 流加尿素量为0.1%0.2 ;风压控制在O.IMPa。通风比一般控制在1:0.12，发 酵时间一般为2832h，再发酵过程中，要及时加入消泡剂。在发酵初期，菌体生长迟滞，约 24 h后即进人对数生长期，代谢旺盛， 糖耗快，这时必须流加尿素以供给氮源。本阶段主要是菌体生长，几乎不产酸， 菌体内生物素含量由丰富转为贫乏，时间约 12 h。随后转人谷氨酸合成阶段， 此时菌体浓度基本不变，糖与尿素分解后产生的a -酮戊二酸和氨主要用来合成 谷氨酸。这一阶段应及时流加

20、尿素以提供氨及维持谷氨酸合成最适pH7.0 7.4，需大量通气，并将温度提高到谷氨酸合成最适温度 3437 C。发酵后期，菌体 衰老，糖耗慢，残糖低，需减少流加尿素量。当营养物质耗尽、谷氨酸浓度不再 增加时，及时放罐，发酵周期约为 30h。2.5.7 在发酵过程中条件的控制如下 氧。谷氨酸产生菌是好氧菌，通风和搅拌不仅会影响菌种对氮源和碳源的 利用率，而且会影响发酵周期和谷氨酸的合成量。 尤其是在发酵后期， 加大通气 量有利于谷氨酸的合成。 温度。菌种生长的最适温度为 3032 C。当菌体生长到稳定期，适当提高温度有利于产酸，因此，在发酵后期，可将温度提高到3436 C。 pH。谷氨酸产生菌发

21、酵的最适pH在7.08.0。但在发酵过程中，随着 营养物质的利用，代谢产物的积累，培养液的 pH 会不断变化。如随着氮源的利 用，放出氨， pH 会上升;当糖被利用生成有机酸时， pH 会下降。 磷酸盐。 它是谷氨酸发酵过程中必需的， 但浓度不能过高， 否则会转向缬 氨酸发酵。发酵结束后，常用离子交换树脂法等进行提取。2.6 谷氨酸的提取发酵后，发酵液呈不太粘稠的液体，PH值为6.07.0，谷氨酸含量4% 8%。待发酵后，应立即进行谷氨酸提取。在提取谷氨酸之前应先进行菌体的分 离。从发酵液中提取谷氨酸常用的方法是：等电点 -离子交换法。将发酵液放入 等电罐中搅拌冷却，加入菌体细麸酸，并使降温至

22、35C,加演算调PH值。前期加酸速度稍快， 1h 左右将发酵液的 PH 值调至 5.0，中期加酸要慢，经过 2h将PH值调至4.04.5，停止加酸，育晶12h，然后加酸使PH值调至谷 氨酸等电点3.03.2。然后搅拌1214h，使晶体不断长大，再静置沉降 4 6h ，放出上清夜，去除谷氨酸结晶表面少量的菌体细麸酸，将底部的谷氨酸结 晶取出后， 进行离心分离。 将分离的母液和洗水则合于等电点上层清夜， 作为一 次母液。由低温等电点结晶这一步所得的谷氨酸提取率达 70%80%，母液中 还残存 1.0%1.3%的谷氨酸，可采用离子交换法收回。上柱前，一次母液常用离子交换法洗脱时的后流分调 PH 值至

23、 56。从交 换柱底进料， 料液不断从柱上部溢出。 上柱过程中流速要控制适当。 当达到交换 容量时停加柱液，水洗柱子除去残存菌体等杂质，然后用75 C热水预防树脂，当柱温达到60 C时，放净热水，从柱子上部用60 C、45%的NaOH溶液洗脱。 洗脱的开始流出液 PH 值为 2.02.5，收集为前流分， 谷氨酸含量很底作冲洗水 用。接着是谷氨酸含量很高的流分，谷氨酸含量很少，铵离子量较多，当流出液 PH值在911，停止搜集，这部分流出液用来调节上柱母液 PH值，并回收其 中的谷氨酸。搜集的高流粉分用酸调 PH 值至 3.03.2。一般采用加晶种快速冷却法。 要 求在0.5h内从流出时6070

24、C冷却至25 C以下，搅拌冷却4560min ，谷氨酸结晶大量析出，静置，真空抽滤，水洗，离心分离得到谷氨酸。3、计算书3.150t/aL-谷氨酸工厂发酵车间的物料衡算3.1.1L-谷氨酸发酵工艺流程示意图(见附图 1)L-谷氨酸发酵采用淀粉原料，双酶法糖化，中糖发酵，一次等电点提取的工-f-p乙。3.1.2工艺技术指标及基础数据(1) 主要技术指标表3.L-谷氨酸发酵主要技术指标指标名称指标数指标名称指标数生产规模50t/a发酵初糖150kg/m3生产方法中糖发酵，一次等电淀粉糖化转化率95%点提取生产天数300糖酸转化率48%产品质量纯度99%谷氨酸含量90%倒罐率1.0%谷氨酸提取率80

25、%发酵周期48h日产量0.17t/a(2) 主要原材料质量指标淀粉原料中淀粉含量80%，含水14%(3) 二级种子培 养基 (g/l )配方如下:表4.二级种子培养基配方淀粉25硫酸镁0.6硫酸亚铁0.002糖蜜20泡敌0.6尿素3.5玉米桨510硫酸氢二钾1.0硫酸锰0.002(4)发酵培养基(:g/l )配方如下：表5.发酵培养基(g/l )配方淀粉150硫酸镁0.6硫酸亚铁0.002糖蜜4泡敌0.6尿素40植物油1.5硫酸氢二钾0.2硫酸锰0.002氯化钾0.8接种量2%3.1.3发酵车间的物料衡算以生产1000kg纯度100%的L-谷氨酸，需耗用的原料及其他物料量为例(1 )发酵液量V

26、1=1000 十(150 X48% X80% X99%)=17.54(mA3)式中:150-发酵培养基初糖浓度kg/mA348%- 糖酸转化率80%- 谷氨酸提取率99%- 除去倒罐率后的发酵成功率(2) 发酵液配制需水解糖量以纯糖汁 m i =V1 xi50=2631(kg)(3) 二级种液量 V2=2%V1=0.351(mA3)二级种子培养液需水解糖量 m2=25 xV2=8.78(kg)式中:25- 二级种液含糖量 (kg/mA3)(5) 生产 1000kgL- 谷氨酸所需水解糖总量为m=m 1+m 2=2639.78(kg)(6) 耗用淀粉原料量理论上， 1000kg 淀粉转化生成葡萄

27、糖量为 111kg 故理论上耗用淀粉量为：m淀粉=2639.78/(80% X95% X111%)=3129.2(kg)式中:80%- 淀粉原料含纯淀粉量95%- 淀粉转化率(7) 尿素耗用量二级种子液耗尿素量为 3.5XV2=1.23(kg)发酵培养基耗尿素量为40 xVi=701.6(kg)共耗 1.23+701.6=702.83(kg)(8) 甘蔗糖蜜耗用量二级种液耗用糖蜜量为20 xV2=7.02(kg)发酵培养基耗用糖蜜量4 xVi=70.16(kg)共耗 7.02+70.16=77.18(kg)(9) 氯化钾耗量 mkcl=0.8 xV1=14.04(kg)(10) 磷酸氢二钾耗用

28、量 m3=0.2V 1=3.508(kg)(11) 硫酸镁耗用量 m硫酸镁=0.6(V i+V2)=10.74(kg)(12) 泡敌耗用量 m 泡敌=0.6 x(V1+V2)=10.74(kg)(13) 植物油耗用量 m 植物油=1.5 xV1=26.31(kg)(14) 谷氨酸量 发酵液谷氨酸量 m1x48%(1-1%)=1250.3(kg) 实际生产的谷氨酸量(提取率 80% ) 1250.3 X80%=1000.2(kg)3.1.450t/aL- 谷氨酸发酵车间的物料衡算表由上述生产 1000kgL- 谷氨酸(100% 纯度)的物料衡算结果，可求得 100t/a物料衡算表表6.年产L-谷

29、氨酸吨的物料衡算表物料名称生产1tL-谷氨酸(100%)物料量50t/a物料量每发酵周期物料量发酵液量/mA317.548775.84二级种子液量/口八30.35117.550.117发酵用糖26311.266E5843.66二级种子液用糖8.784392.92糖液总量2639.781.32E51043.06淀粉3129.21.56E5521.53尿素702.8335141.5234.26糖蜜77.18385925.72氯化钾14.047024.68磷酸氢二钾3.51175.51.17硫酸镁10.745373.58泡敌10.745373.58植物油26.311315.58.77谷氨酸1000.

30、2500001333.343.250t/aL- 谷氨酸发酵车间热量衡算3.2.1 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D1Di=G Xc(t2-ti)(1+ n/(i-t 2 Xc)=877 X1.08 X1000 X(121-20) X4.18 X(1+10%)/(2725.3-121X4.18)=1.62 X10E5(千克)式中:G培养基液体量，千克C 培养基料液比热容，千焦/ (千克X摄氏度)t2加热到的料液温度，摄氏度11 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

31、，千克(2) 发酵罐实罐灭菌保温时的蒸汽量 D2保温时蒸汽消耗量 D 2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=50% XD1=0.81 X10E5(千克)(3) 发酵罐实罐灭菌过程的蒸汽消耗量 DD=D 1+D 2=2.43 X10E5(千克)(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=2%D=4860( 千克)(5) 发酵车间总消耗蒸汽量 D 总D 总=D+D o=2.47 X10E6(千克)(6) 全厂消耗蒸汽量 D 全D 全=1.2D 总=2.97 X1

32、0E5(千克)3.2.2 冷却水用量计算( 1 )灭菌降温 Q 的计算Q=CM 何=877 X1.08 X1000 X4.18 X(121-32)=3.52 X1OE5(千焦)(2) 发酵热 QF 的计算Qf=1% XQ=3.52 X10E3(千焦)(3) 计算冷却水用量W=(Q+Q f)/C24=3.52 X10E5+3.52 X10E3/ (4.18 X3) =2.84 Xl0E4kg式中C2冷却水的比热容，千焦/(千克X摄氏度)循环水取3 C ;冷冻水或冷盐水取5 CW冷却水用量，千克所以根据种子罐的接种量为 2%估算冷却水用量为 (1+2%)W=2.89 X10E4kg则根据经验估算的整个工厂水用量为 2