年产2300吨青霉素发酵工段工艺设计设计说课材料

1、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，

2、 又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 fer

3、mentation 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 f

4、ermenter. Variety of additional materials in order to join the Fed's 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, t

5、o meet production 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

6、the calculation, 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目录摘 要 IIAbstract.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

7、现 21.3 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 112.5 发酵过程中各参数的相互关系 132.6 设备框图 13第三章 工艺条件计算 1.4.3.1 发酵罐设计技术指标 143.2 物料衡算 143.3 能量衡算 183.3.1 水 183.3.2 蒸汽 193.3.3 电 20此文档仅供学习和交流3.3.4 空气 213.3.5 公用过程负荷 22第四章 典型设备计算 2.5.4.

8、1 设备衡算 254.1.1 发酵罐 254.1.2 二级种子罐 324.1.3 一级种子罐 394.2 设备计算 434.2.1 贮罐 434.2.2 液体输送设备选型 464.2.3 空气总过滤器 474.2.4 空气压缩机选型 474.2.5 发酵罐物料管道选型 484.2.6 二级种子罐物料管道选型 504.2.7 一级种子罐物料管道选型 53第五章 发酵过程优化控制 5.6.5.1 发酵过程中温度的控制 565.2 发酵过程中 PH 的控制 575.3 发酵过程中溶解氧的控制 585.4 发酵过程中菌丝浓度的控制 595.5 发酵液质量控制 595.6 成品鉴定 59第六章 车间布置

9、及生产制度 6.1.6.1 车间生产性质及布置说明 616.2 设备安装 616.3 车间生产制度 626.3.1 发酵生产 626.3.2 清洗罐 636.3.3 技术管理部门职责： 63第七章 给排水 6.5.此文档仅供学习和交流7.1 生产用水情况概述及要求 657.2 排水系统的划分 65第八章 环境保护 6.6.8.1 生产过程中“三废”排放情况 668.2 处理方案 668.3 噪声控制 66第九章 节能 6.7.9.1 能耗分析 679.2 节能措施 67参考文献 6.8.致谢 6.9.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

10、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

11、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

12、) 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 Flor

13、ey 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。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

14、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 腎 5%乍为兽药或饲料 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

15、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、氨苄青霉素和头抱氨苄 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%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

16、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、 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

17、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：RC9O4H11 N2 S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

18、各个青霉素结构式如下图：音霉素仁青霉素心R7*JCHs ch2 ch=chch2- 尺为<>一°" RJHO <jQ> 尺为CH令（CH玄）CH£-R7*JCH-R为 <O> CHi"R为©>十HH2RJHO <0> H -NH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（），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

19、0.6 青霉素钠。因此青霉素的质量单位为：0.6用青霉素钠等于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 。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 伕内酰胺类细菌 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 此文档仅供学习和交流的组成是肽聚糖占细胞壁干重的50%80%（革兰氏阴性菌为1%10%）、磷壁酸质、脂蛋白、多糖和蛋白质。其中肽聚糖是一种含有

20、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

21、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。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

22、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320庚烷-2-甲酸分子式：C16H17NOS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B内酰胺抗生素对

23、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、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、 炭疽芽抱杆菌、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

24、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，对梭状芽抱杆菌属、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，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

25、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

26、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 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

27、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 两个步骤：菌种发酵：将产黄青霉菌接种到固体培养基上，在 25C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27r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

28、气，搅拌，在27E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，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 工艺流程产黄青霉T 在25-26 ° C,培养6-8d，形成单斜面抱子将抱子制成悬液，接入到大米培养基上，25° C,相对湿度50%,生长7d米抱子一级种子罐通入

29、无菌空气,充分搅拌300-350r/min,在温度（27± 0.5 ） ° C下培养40-50h二级种子罐仃通气体积比1:3,充分搅拌250-280r/min,在温度（25± 0.5 ）°C下培养发酵罐“ 通入充足空气，充分搅拌 150-200r/min,在25-26 ° C,培养168h。发酵液“采用鼓式真空过滤机过滤，除去菌丝体和大部分蛋白。发酵滤液|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。一次BA萃取一次水提液脱色液*结晶混悬液调pH至中性，加2.5倍体积无水丁醇，在16-26 °

30、 C,1r0.67-1.3Kpa 下蒸馏 干燥晶体图2.1工艺流程图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

31、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( Mpa)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

32、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：2025C (At=5C), 0.3( MPa),用于连续灭菌培养基冷却，空气冷却，低温水：914C ( t=5C), 0.3 (MPa),用于夏天空气后级冷却及发酵控温冷 却冷盐水：-100C( t=10C), 0.3 (MPa),用于料液冷却保温蒸汽： 发酵车间用汽压力 0.3( MP

33、a)(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、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

34、C恒温培养，放罐前涂片镜检。(11) 后处理车间解吸液脱色收率为 97%蒸发收率为 98%干燥收率为 99%各步收率为：吸附、解吸收率为 85% 精制收率为 90% 成品脱色收率为 98%(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3040卩g/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30卩g/ml以下。2.5发酵过程中各参数的相互关系解林夙恢贬*乳的传戍率图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:

35、V°=200m年产量：G =2300吨年工作日：m =330天发酵周期：t=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：U m =17100单位/毫升成品效价：U p =600单位/毫克发酵液收率:m=90%装料系数:0=80%提炼总系数:P=85%发酵热：Qf3.2物料衡算(1)发酵罐台数的确定:由公式:GVo6 110 Um m p -而 n (m/t)U p 10得:1000GU ptV0mp m 0U m1000 2300 600 7330 200 0.85 0.9 0.8

36、170013.99( 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=20900 KJ/m h (5500kcal/m h)，全容积238.30 m3此文档仅供学习和交流种子罐公称容积及台数:种子罐台数发酵罐台数种子罐周期发酵罐周期n中 14（56_25）/247（台）故选择7台二级种子罐可满足生产。7（“ 3°）/244 （台）故选择4台一级种子罐可满足生产。（n中即二级发酵罐，n小即一级发酵罐）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小时种子罐装料系数（流体损失率取10%二级种子罐体积200 80% 15% （1 10%）70%种子罐容积

37、发酵罐计量体积 接种比（1流体损失率）37.71m取38m，计算得公称容积38.83m3,全容积40.86m3一级种子罐体积38 70% 15% （1 10%）65%6.75卅取 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 发酵罐发酵液=226.45 X 75%=169.84 ni（损失率取=3%损失二发酵液体积X 15%=169.84X 3%=5.096帝种子二发酵液体积X接种比=169.84 X 15%=25.48帚补氨=169.84 X 48X 1 X 10-3=8.154 m3补油=1

38、69.84 X 20X 1X 10-3=3.4 m泡敌=169.84 X 20X 1X 10-3=3.4 m补料=169.84 X 320X 1 X 10-3=54.4 m消后培 养基 二出料+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=80.102 衍 二级种子罐出料二发酵罐种子=25.48m3损失=25.48 X 3%=0.776 m（损失率取=3%种子=25.48 X 15%=3.822 卅消后培养基=出料+损失-种子=25.48+0.776-3.882=22.374m 一级种子罐出料=二级种子罐种子=3.822 m3损

39、失=3.822 X 3%=0.115rm（损失率取=3%种子=3.822 X 15%=0.573 卅消后培养基=出料+损失-种子=3.882+0.115-0.573=3.424m 其表示如下:损知.115m1*按种 J. 573m*> -级种子罐揍盹型yfi.二级种子罐损失5. 096m3培养基22. 374n?培养基80. 102m3补料5乞4昭补氨8. 15W 补油3. 4m1图3.1物料流程图表3.1原料消耗表硫酸钠 大苏打 玉米浆 酵母粉 植物油 硅藻土 碳酸钙 氨水 甲醛 小苏打 醋酸甲 活性炭 醋酸丁酯 泡敌PPB乙醇含量95%以上，水分0.3以下原料名称规格年用量（吨）花生

40、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96%以上3160磷酸二氢钾含量9%以上660工业用含量98%以上340含量 98.5%以上3800蛋白质含量40%以上215552014440水分45%以下1046工业用含量97%以上3668工业用5660含量35%以上588工业用1648含量92%以上128脱色力9ml以上9880含量不低于92%17601420含量55%以上1560丁醇含量98%以上3.3能量衡算3.3.1 水(1) 发酵热效应Q=QfX V 公发酵罐 Q大=5500X 226.4

41、5 X 80%=9.97X 105 kcal 二级种子罐 Q中=5500X 38.83 X 70%=1.50X 105 kcal 一级种子罐 Q小=5500X 6.82 X 65%=2.44X 104 kcal(2) 循环冷却水(水温 2025C,A t=5 C, 0.3MPsj)循环水用量(c=空气比热容1.0kJ/kg C)：Q大WPc t59.97 105199400 kg/ hrq中W中=c t1.50 10530000kg / hrW 小=Q 小 c t42.44 104880kg/ hr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

42、量为：W总=1.2 X（ 199400 X 12+30000 X 6+4880 X 3）X W=1.2 X 2587.44=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/川.h C，冷 却水进口温度20C，冷却水出口温度25C，取冷却时间2.5hr，计算可得所需冷却水 量 W 冷 3000kg/hr则冷却水高峰用量： Wmax 3104.928 3 3107.928 t/hr 低温冷却水（水温914C,A t=5 C，0.3MPa,夏季使用）低温水用量（c=空气比热容1.0kJ/kg C）Q大c t9.97 105199400kg/hrq中W中二

43、c t1.50 10530000kg / hrW 小=_2.44 104880kg/hrct 1 5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：一3W 总=1.2x( W大 X 12+W中 X 6+W小 X 3) X10-3=1.2 X( 199400X1 2+30000X 6+4880X 3)X 10=1.2 X 2587.44=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%W发酵洗=226.45 80%=181.16n3W二级洗=38.8380%=31.064m33W一级洗=6.82 8

44、0%=5.456n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：Q培养基原料大多为固体配料用水量消后培养基体积3W发酵配二104m3W 二级配=25.48 mW 一级配=3.882 m3 自来水用量：取安全系数1.2，则自来水总用量：W总=1.2 X( W发酵洗X 2+W二级洗+W一级洗+W发酵配X 2+W二级配+W一级配)=1.2 X( 181.16 X 2+31.064+5.456+104 X 2+25.48+3.882 ) =43诣蒸汽(121C,发酵温度=27T , =1.729kg/m3,焓 i =653.31kcal/kg汽化热 517.51kc

45、al/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)S大 238.30 1.729 5 2060.104kgS中 40.86 1.729 5 353.235 kg(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 °C)(取 10%)直接蒸汽加热气耗：S1 GiCC!St2t2t1) (1 )保温阶段气耗：S2=(30%50%) X S1取40%实消气耗：S S1 S2 G C (t2 t1) (1) (1 40%)i Cs t23.882 65% 1000 1 (121 27)S一级(1 10%) (1 4

46、0%) 686.2Ckg653.31 121 1S料544 1000 1 (121 27) (1 10%) (1 40%) 14793.917 kg653.31 121 1S由 3.4 1000 1 (12127)(1 10%)(1 40%)924.618 kg653.31 121 1(1 40%)924.618 kgS包敌 143.410001(12127)(110%)653.31 121 1(补氨罐由于易挥发，且氨溶液具有自灭菌的特点，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1.2，1.2(S发酵2S

47、二级1S一级1S料S油S泡敌)1.2 (2060.104 2 353.2351 686.201 14793.917 924.618 924.618)42.18 10 kg3.3.3 电(1)搅拌功率：(计算过程详见第五章设备衡算)P发酵=200kw, P二级=36kw, P-级=3kw总功率=P发酵 + P二级 + P级=200X 12+36X 6+3X 3=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=1.2X( 2625+800) =4110kw3.3.4 空气(1) 通气消耗压缩空气量：Qg(VVM) V 公发酵罐 Qg 0.09 226.

48、45 80% 16.304m3 / min 二级种子罐 Qg 0.15 38.83 70% 4.077m3 /min 一级种子罐 Qg 0.2 6.82 65% 0.887m 3 /min(2) 压料用压缩空气量： 经验数据为： 15m3 /min(3) 总计： 取安全系数为 1 . 05 ，假设最大工作量为 1 2发酵罐、 6二级种子罐、 3一级种子罐 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：Qg 1.05 (Qg发酵12 Q旷级6 Q一级3 Qg发酵压2 Qg二级压1 Qg级压1)Qg 1.05 (16.304 12 4.077 6 0.887 3 15 4)3=

49、282.771 m3 /min要求配套设计空气系统供给 282.771 m3/min 的压缩空气量335 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)备注1R101A-C小罐324236402R102A-C

50、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，咼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设备用蒸汽负荷表数量 压力 使用时日用量序号 位号名称 （台 （Mpa备注间（hr）（ m3/d） ）1R101A-C小罐10.32R102A-C中罐

51、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压力日用量（m3/d）备注数量使用时间（hr）（台）(Mpa)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）最咼峰取每天有12台大罐、6台中罐、3台小罐同时工

52、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设备用电负荷表数量使用时单台总量序号位号名称（台）间（hr）（kw）（kw）备注1R101A-C小罐324392R102A-C中罐624362163R103A-C大罐12242002400车间照 明及其4800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：取 H/D=3取 D i =0.5DO =2D取 C =0.8D i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 =1.7 3.5D/D =1/2 1/3H/D =2Hh=0.44DC/D i=0.8 1.0 根据封头形状、直径查阅化工容器设计手册得公式:23H3公称容积 Vo Vc Vd - HD20.13D3(0.13) D320044 DH=12.952 D=4.317圆整 H=13000mm D=4500mmH 33则公称容积 Vo (3 0.13) ()226.45 m43全容积 V Vo 0.13D2 0.785D238.30m3查表得：封头内表面积F=22.5162叭容