年产1000T碱性蛋白酶生产车间设计-word格式

目录

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摘要1

前言3

1.1选题背景3

1.2课题来源3

1.3设计目的和意义3

1.4前景分析4

碱性蛋白酶的基本性质和生产工艺的选择4

2.1碱性蛋白酶的基本性质5

2.2培养基主要成分和生产方法6

2.3生产工艺的选择6

2.4分离纯化流程7

初始设计条件与基本物性数据9

3.1初始设计条件9

3.2工艺参数与基本物性数据的选取9

生产工艺的物料衡算9

5热量衡算10

6设备设计计算与选型11

6.1发酵罐设计11

6.2种子罐17

6.3空气分过滤器19

6.4连续操作设备的设计选型21

致谢28

参考文献28

28

年产1000T碱性蛋白酶生产车间设计

摘要：碱性蛋白酶是一类非常重要的工业用酶，如何在工厂进行有效的生产尤为重要。本论文就主要介绍了用液态发酵法生产碱性蛋白酶，并采用双水相萃取进行提纯，冷冻干燥法将产品进行干燥的工艺流程；并通过物料衡算、热量衡算、设备选型、等几个步骤初步设计了年产1000T碱性蛋白酶的车间项目；分析了传统工艺所存在的不足和问题；另外也谈到了碱性蛋白酶产业的发展前景以及研究的目的和意义；并且最终设计出带控制点的工艺流程图，设备布置图，发酵罐装配图。

关键词：碱性蛋白酶；液态发酵；双水相萃取；冷冻干燥；生产车间

Designannualoutputof1000Talkaline

proteaseworkshop

Abstract:Thealkalineproteaseisoneofveryimportantindustrialenzymes,andhowtoproducetheplanteffectivelyisparticularlyimportant.Thispaperintroducestheprocessthatuseliquidfermentationontheproductionofalkalineprotease,usetwo-phaseextractionforpurificationofwater,freeze-dryingprocesstodrytheproduct;andthroughthematerialbalance,heatbalance,equipmentselection,etc.Ipreliminarydesigntheannualoutputofseveralsteps1000Talkalineproteaseworkshopprojects;Ianalysisoftheshortcomingsoftraditionalcraftsandproblemsinthepape;Ihavealsotalkedabouttheprospectsforthedevelopmentofalkalineprotease,andthepurposeandmeaning;andultimatelydesignaprocessflowdiagramwithcontrolpoints,equipmentlayoutdiagram,fermentorassemblediagram.

Keywords:Alkalineprotease;LiquidAermentation;Aqueoustwo-phaseextraction;AreezeDrying;Workshop

.一、一

前言

碱性蛋白酶(Alkalineprotease)是指在pH值偏碱性范围内水解蛋白质肽键的酶类，1913年Rohm首先将胰蛋白酶作为洗涤浸泡剂使用，1945年瑞士Dr.Jaag等人在地衣芽抱杆菌(BacilluslicheniAormis)中发现了碱性蛋白酶⑴。碱性蛋白酶可以在碱性条件下保持良好的活力，并催化蛋白水解，可用于制革、丝绸、医药、食品和生物化学试剂等领域，其最大用途是作为添加剂生产加酶洗涤剂。

选题背景

碱性蛋白酶是一类非常重要的工业用酶，广泛存在于动、植物及微生物中，微生物来源的蛋白酶都是胞外酶，与动、植物来源的碱性蛋白酶相比，除了具有动植物蛋白酶所具有的全部特性外，还具有下游技术处理相对简单、价格低廉、来源广、产量高、菌体易于培养、高产菌株选育简单、快速、适于大规模工业化生产等优点［2］。

碱性蛋白酶主要应用于洗涤行业中，在制革、食品等其它行业也有广泛应用。目前我国洗涤行业中加酶洗涤剂也占90%以上，且占有率有上升趋势。我国碱性蛋白酶的研究发展很快。

目前，国外碱性蛋白酶主要应用于洗涤及皮革等行业中，99%以上洗涤剂均添加了碱性蛋白酶，因此市场需求出现了供不应求的现象。相信随着碱性蛋白酶研究的进一步深入，该现象将会得到有效的缓解。当前国外碱性蛋白酶高产菌株的选育主要用基因工程技术和蛋白质工程手段进行工业微生物菌种的定向选育，目的性强，而且酶结构研究也比较深入。TsuyoshiNonaka［3］等人研究了枯草杆菌抗氧化性稳定性并期望能应用于洗涤剂行业。KunamneniAdinarayana［4］等人研究了枯草芽抱杆菌PE-11的热稳定性。研究表明，该酶在60°C处理了350min酶仍保持100%活力。极端碱性蛋白酶和高活力碱性蛋白酶工程菌构建成为国外碱性蛋白酶的热点［5］。

1.2课题来源

本课题来源于三峡大学化生学院毕业设计课题组。充分考虑了理论与实践的结合，并且关注了目前国内外碱性蛋白酶产业的发展现状和前景。课题本身也来源于生产实践的需要。

1.3设计目的和意义

碱性蛋白酶可以在碱性条件下保持良好的活力，并催化蛋白水解，可用于制革、丝绸、医药、食品和生物化学试剂等领域，其最大用途是作为添加剂生产加酶洗涤剂。碱性蛋白酶最早在猪的胰脏中发现。1913年，Rohm首先将胰蛋白酶作为洗涤浸泡剂使用。1945年瑞士的DrJaag等发现了微生物碱性蛋白酶，使蛋白酶有可能广泛应用于洗涤剂工业。1963年，诺和诺德公司(现诺维信公司)发现了更适用于洗涤剂的碱性蛋白酶Alcalase,酶制剂被广泛地应用于洗涤剂产品中，出现了加酶洗衣粉；随后的20年中，细菌类蛋白酶是唯一被应用于洗涤剂中的商品化酶制剂［6］。

目前我国所用的碱性蛋白酶工业生产菌种为地衣芽抱杆菌2709的突变株。

这些菌株所产碱性蛋白酶在PH8-10的范围内活性较好。经过多年传统方法的菌种选育和工艺优化，碱性蛋白酶的单位产量为10000y/ml发酵液，己很难有大的突破，其发酵单位与国外先进水平相差甚远。近几年，国内学者对2709碱性蛋白酶、嗜麦芽假单胞菌以及嗜热脂肪芽抱杆菌耐热碱性蛋白酶等都做了基因克隆和在大肠杆菌中的表达研究。其中，江南大学的唐雪明构建的整合型工程菌酶活力在实验室水平上最高可达24480p/ml。但未见这些高产基因工程菌株应用于工业化生产的报道，有关它们的研究仍停留在实验室水平。在国外，如世界著名公司NovoNordisk和Geneneor,碱性蛋白酶生产菌株均为基因工程菌株，据这些公司销售网站报道，其发酵单位产量在25000-30000p/ml⑺。

1.4前景分析

国外生产碱性蛋白酶的发展前景

自20世纪中叶以来，工业用酶制剂市场得到了蓬勃发展。据统计数据表明，1981年工业酶制剂生产量约65，000吨，产值4亿美元；1985年工业酶制剂约生产75，000吨，产值约6亿美元；1998年全世界工业酶制剂销售额高达16亿美元。进入20世纪90年代后，市场对酶制剂的需求进一步增强，以世界上最大的酶制剂生产商丹麦的NovoNordisk公司为例，1993年的酶制剂销售额为9亿美元；1998年产业用酶的销售额为巧18亿美元。从总体来看，世界酶制剂的生产量正以每年8%左右的速度递增，酶制剂的生产品种已由原来的十多个发展为数十个。1994年以来，酶制剂市场量最大的是洗涤剂用酶，第二位是淀粉加工用酶，以后依次为乳制品加工、制酒工业、纤维工业和饮料业等。

酶作为生物催化剂，在许多化学反应中具有不可低估的作用。酶催化剂作为生物进化的高级形式，与一般的化学催化剂相比，它可以在非常温和的条件下高效、专一地催化底物转变为产物。酶工程技术已成为生物工程技术的重要组成部分，无论是基因工程、蛋白质工程、细胞工程和发酵工程都需要酶分子的参与。酶催化的高效性、特异性及产品的高效回收、简单的反应体系等优点使酶工程技术成为现代生物技术的主要支柱之一。

1.4.2我国生产碱性蛋白酶的发展前景

此产品高活力高碱性蛋白酶是从嗜碱芽孢杆菌中筛选的新型碱性蛋白酶菌种产生的，是继传统2709碱性蛋白酶之后又一可工业化生产的碱性蛋白酶品种。国内碱性蛋白酶目前的产品形式主要为粉状和颗粒碱性蛋白酶，有明显的不良气味。诺奥科技开发的碱性蛋白酶为精制酶，发酵活力高，耐碱性强(PH9-11)，无不良气味，可用于酵母水解、制备硫酸软骨素、咸味香精等食品加工行业，填补了国内酶制剂行业在此酶品种上的市场空白。通过对此酶酶学性质的进一步分析研究，可为国内应用行业的科研人员提供一种新的蛋白酶品种，推动酶制剂应用技术的快速发展。

近十年来，酶制剂产业已经成为生物工程的重要组成部分，它的发展非常迅速，仅1998年全世界工业酶制剂销售额高达16亿美元，预计到2012年，销售额将达到40亿美元。酶制剂对我国的国民经济发展起着非常重要的作用，是我国化学工业“十五”和“十一五”规划中加快发展的精细化工产品，酶制剂工业作为高技术产业，是21世纪最有希望的新兴产业之一。

酶制剂是一类具有生物催化能力的蛋白质，它以用量少、催化效率高、专一性强的特点，在生物技术应用领域备受瞩目。目前，在世界范围内蛋白分解酶是工业酶种中应用得最多的一种酶，约占酶总量的60％，其中碱性蛋白酶就占25％。碱性蛋白酶广泛存在于细菌、放线菌和真菌中，其中以芽孢杆菌碱性蛋白酶的研究最为广泛和深入。碱性蛋白酶在改善人民生活质量、降低劳动强度、节约原料和能源、保护环境等方面发挥着重要作用，并产生巨大的经济效益和社会效益。在高技术日新月异的今天，碱性蛋白酶在日用化工、食品、环保、医药及一些新兴产业中更是具有巨大的市场潜力，发展前景极其广阔，大力开发碱性蛋白酶的应用基础研究及生产研究势在必行。2碱性蛋白酶的基本性质和生产工艺的选择

碱性蛋白酶的基本性质

2.1.1碱性蛋白酶的概念

碱性蛋白酶是经细菌原生质体诱变方法造育的2709枯草杆微生物通过深层发酵、提取及精制而成的一种蛋白水解酶，属于一种丝氨酸脆外高碱性蛋白酶，它能水解蛋白质分子肽链生成多肽或氨基酸，具有较强的分解蛋白质的能力。生产工艺是采用微滤超滤膜分离、喷雾干燥或真空冷冻干燥等先进技术，广泛应用于食品、医疗、酿造、丝绸、制革等行业。2.1.2碱性蛋白酶的特点

碱性蛋白酶是由芽孢杆菌发酵而得，主要成分为枯草杆菌蛋白酶，是一种内切酶，催化部位为丝氨酸，分子量约为27300。

碱性蛋白酶是目前市场上流行的洗涤添加剂，能大幅度提高洗涤去污能力，特别对血渍、汗渍、奶渍、油渍等蛋白类污垢，具有独特的洗涤效果。碱性蛋白酶在技术上采用细菌原生质体诱变处理方法，从国内碱性蛋白菌生产菌2709枯草杆菌中研究选育出若干稳定高性能菌株，在后处理上，采用去渣盐析沉淀法，减少了蛋白酶的杂质含量和产品特有的气味，提高了溶解速度，与洗涤剂有更好的配伍性，延长了保质期。

碱性蛋白酶作为水解大豆分离蛋白的酶源，确定水解条件及制备多肽的工艺用于碱性蛋白酶制备多肽，从而达到理想的效果［8］。大豆从古至今被认为是“营养的宝库”，在日本关于大豆的研究已经十分深入。从脱脂大豆到原油，从医用到食用所涉及的领域十分广泛，产品品种繁多，其中大豆多肽的研究成为了近年来的热点。多肽是由蛋白质中20种天然氨基酸以不同组成和排列方式构成的，从二肽到复杂的线性或环形结构的不同肽类的总称，其中可调节生物生理功能的多肽称为功能肽。

培养基主要成分和生产方法

2.2.1培养基主要成分是淀粉2%(M/V),麸皮5%(M/V),玉米浆3%(M/V),接种量5%(V/V),溶氧0.03-0.04MPa，吐温-800.02%(M/V),MgSO40.02%。

碱性蛋白酶的主要生产方法

直接提取法：从动物器官中提取碱性蛋白酶,然后进行分离纯化。

微生物发酵法：培养有产量高的碱性蛋白酶产生菌,目前主要有固态发酵法和液态发酵法。诺维信和庞博等生物技术公司普遍采用液态发酵法生产碱性蛋白酶。

2.3生产工艺的选择

上述几种方法中,直接提取法操作简单,但是对原料要求高,并且所得酶制品比活力很低,提取过程中极易降低酶活力,不适合工业化生产。目前主要利用微生物发酵法生产碱性蛋白酶,其液态发酵法产酶率较高,并且耗能少,且简便了下游工作的分离提纯；而固态发酵法产酶周期长,酶比活力较低,产酶量少,加大了下一步分离提纯的难度。

综上所述,采用液态发酵工艺是可行的,而且是目前国内外碱性蛋白酶生产的主要生产方法,所以在本次设计采用的工艺是液态发酵法。

工艺原理

邱秀宝［8］采集38个不同土样,从中筛选到一株产碱性蛋白酶的嗜碱性短小芽孢杆菌R115,经NTG和利福平处理,获得一株具有高产稳产的碱性蛋白酶变异株B45。徐子渊⑼等将碱性蛋白酶生产菌2709进行诱变育种，获得变异株C1213，酶产量提高了40%。郑铁曾［10］等对如何提高C1213碱性蛋白酶活力进行了研究，通过优化设计，酶活力达到21000U/mL，相对原始菌株2709酶活提高了170%。冯清平［11］等也从土样中筛选到一株产碱性蛋白酶的嗜碱性地衣芽孢杆菌53-A6,对其原生质体进行复合诱变处理,从中选育出了耐高温、耐碱的碱性蛋白酶高产株。在生物技术领域中,碱性蛋白酶可作为工具酶用于核酸纯化过姚刚等人对培养基成分及培养条件进行优化,得出最佳的发酵培养基成分为：酵母浸粉2%、蔗糖1.0%、吐温-800.5%、硫酸镁0.02%；发酵条件为：接种量4%(V/V)、起始pH9,在150ml的三角瓶中，装液量为25ml，发酵36h。在最佳培养条件下，碱性蛋白酶粗酶活力可达1670U/ml［12］。

工艺流程图

液态发酵法生产碱性蛋白酶的工艺流程，包括原料预处理、液态发酵工序、双水相萃取和冷冻干燥工艺三大部分。本次设计的主体是原料预处理、液态发酵工序，生产碱性蛋白酶的基本工艺流程如图1所示。

空气

1

菌种

培养基

1

列压

1

预热

1

冷却

1

连消

i

V

除张

一二级种子

维持

1

降温

1

I

高压匀质耕I

离心分离

*离&分离■FEG-Jk

冷冻干煉机

含1=1-1口口

废液相PEG水相

图1碱性蛋白酶工艺流程图

2.3.3工艺流程说明

首先培养基经过预处理进行灭菌、均质，待温度降到37°C。将培养基分别加入到种子罐和发酵罐内进行发酵，通风搅拌24h。放罐后直接对发酵液进行双水相萃取，经过两次萃取后获得纯的酶液，最后对酶液进行冷冻干燥，便制得产品。

2.3.4分离纯化流程

1.双水相萃取

萃取原理:将亲水性聚合物加入水中会形成两相。聚合物以不同的比例分配与这两相中，而水分在每一相中都会占很大的比例(85%-95%),生物蛋白质等在这种体系中能够保持自然活性。

当两种聚合物的水溶液相互混合时，究竟是分层成两相，还是混合成一相，取决于两种因素，一是混合熵的变化，二是分子间的作用力。对大分子而言，则分子间的作用力占主导地位，也就是说，由分子间的作用力决定混合的结果。

若两种聚合物的分子间存在斥力，那么再某一分子的周围就可能系同种分子而非异种分子。当达到平衡后则分成两相，两种聚合物分别进入到每一相中，达到分离的目的。反过来，如果两种聚合物之间存在引力，如在带相反电荷的两种聚合物电解质之间，则它们相互结合而存在于同一相中，若两种聚合物间不存在分子间力，则它们相互混合。根据上述分析可知，能够进行双水相萃取的必要条件是：形成的两种聚合物分子间存在引力。

双水相萃取中，影响分配的主要参数有聚合物的分子质量和浓度、pH、盐的种类和浓度、操作稳定等。聚合物分子质量低时，生物大分子易分配于富含该聚合物的相中，当远离临界点时，双水相萃取本身受温度的影响很小。大规模生产总是在常温下操作，一则节省制冷费用，再则聚合物在常温下对蛋白质有稳定作用，不会引起损失，同时温度高时，粘度低，有利于相的分离操作。因此，确定适宜的操作条件，可达到较高的分配系数和选择性。双水相萃取的一个重要优点是可直接从细胞破碎浆液中萃取蛋白质而无需将细胞碎片分离，一步操作可达到固液分离和纯化两个目的。

双水相萃取方法：双水相萃取法的一个主要应用是胞内酶的提取，采用双水相系统可使欲提取的酶与细胞碎片以较大的分配系数分配在不同的相中，进而采用离心法就可实现分离。采用双水相萃取时，通常将蛋白质分配在上相(PEG)，细胞碎片分配在下相(盐)。反过来对相的分离不利，因为当上相固含量髙时，分离机的性能会受到影响。在操作时，单位重量相系统中料浆的加入量是一个重要参数。显然，料浆的加入量愈多愈经济，但过量的料浆会影响原来聚合物的成相系统，是分配系数降低，结果收率降低。根据经验，一般每1kg萃取系统处理200-400湿菌体为宜。

2.冷冻干燥

冷冻干燥原理：冷冻干燥是将湿物料在较低温度下冻结成固态，然后在高度真空(130Pa-0.1MPa)下，将其中固态水分直接升华为气态而除去的干燥过程，也称为升华干燥。冷冻干燥也是真空干燥的一种特例。

冷动干燥也可将湿物料不预冻，而是利用高度真空时水分汽化吸热而将物料自行冻结。这种冻结能量消耗小，但对液体物料易产生泡沫或飞溅现象而遭致损失，同时也不易获得多孔性的均匀干燥物。冷冻干燥中升华温度一般为-35°C--5°C，而抽出的水分可在冷凝器上冷冻聚集或直接为真空泵排出。若升华时需要的热量直接由所干燥的物料供给，这种情况下，物料温度减低很快，以至于冰的蒸汽压很低而使升华速率降低。一般情况下，热量由加热介质通过干燥室的间壁供给，因此，既要供给湿物料的热量以保证一定的干燥数率，又要避免冰的融化。

与其他干燥相比，冷冻干燥具有以下特点：

干燥温度低，特别适合于高热敏性物料的干燥，生物制品的干燥。又系在

真空下操作，氧气极少，物料中易氧化物质得到了保护，因此，制品中的有效物质及营养成分损失很少。

能保持原物料的外观形状。物料在升华脱水前先进行预冻，形成稳定的固体骨架。干燥后体积形状基本不变，不失原有的固体结构，无干缩现象。

冻干制品具有多孔结构，因而有理想的速溶性和快速复水性。干燥过程中，物料中溶于水的溶质就地析出，避免了一般干燥方法中因物料水分向表面转移而将无机盐和其他有效成分带到物料表面，产生表面硬化现象。

冷冻干燥脱水彻底(一般低于2%-5%)，质量轻，产品保存期长，若采用真空密封包装，常温下即可运输、保存，十分简便。

但冷冻干燥需要昂贵的专用设备，干燥周期长，能耗较大，产量小，加工成本高。

冷冻干燥流程：冷冻干燥过程分为两个阶段，第一阶段，在低于熔点的温度下，使物料中的固态水分直接升华，大约有98%-99%的水分在这一阶段除去。第二阶段中，将物料温度逐渐升高甚至高于室温，使水分汽化除去，此时水分可以减少到0.5%。冷东干燥系统主要有4部分组成，即冷冻装置、真空装置、水汽去除装置和加热部分，用于生物制品的了扭动干燥流程见带控制点饿工艺流程图。预冷冻和干燥均在一个箱内完成。带干燥的物料放入干燥室内，开动预冷用冷冻机对物料进行冷冻，随之开启冷凝器和真空装置，实现升华干燥操作。加热器以作冷凝器内化霜之用。第一阶段升华干燥结束后，开启油加热循环泵对干燥室加热升温，使之汽化排除剩余的水分。3初始设计条件与基本物性数据

3.1碱性蛋白酶发酵工艺技术指标

指标名称

单位

指标数

生产规模

t/a

1000

生产方法

深成液态发酵

年生产天数

d/a

300

产品日产量

t/a

3.4

产品质量

比活力(U/g)

50万

倒罐率

%

1.0

发酵周期

h

36

发酵液酶活力

U/ml

18000

碱性蛋白酶提取率

%

85

冷冻干燥酶收率

%

80

平均总收率率

%

68

工艺参数与基本物性数据的选取

3.2.1工艺参数

碱性蛋白酶比活力比活力为50万U/g,生产周期为36h,发酵温度为37°C,溶氧为0.03-0.04MPa。

3.2.2基本物性数据的选取

在低温下油或油脂的平均热容在2.05-2.51kJ/(kg.C),随着温度升高比热将增加。

4物料衡算

根据物料衡算的质量守衡定律，在间歇操作过程中，若系统内不发生物料量的积累，输入的物料量等于输出的物料量。

表1物料的基本物性参数

密度(kg/m3)

汽化替热kJ/kg

比热容kJ/(kgC)

沸点(C)

培养基1000

4.183

水998

2258

4.183

100

生产1000kg比活力为50万U/g的发酵液量：

50万U/gx1000x1000=108万U

108万U/18000=2.78x107ml=27.8m3

18000U/ml-发酵液酶活

V0=V/(0.68x0.7)=92.6/(0.68x0.7)=194.54m3

0.68—平均总收率0.7—填充系数

发酵液所需淀粉量:194.54x2%=3.89kg

发酵液所需麸皮量:194.54x5%=9.73kg

发酵液所需玉米浆量:194.54x3%=5.83kg二级接种量：V2=1%V1=1.95m3吐温-80(M/V)：0.02%x194.54=0.0389kgMgSO4(M/V)：0.02%x194.54=0.0389kg

表2物料一览表

物料名称生产lt(100万U/g)酶1000t/a酶生产的每日物料量

的物料量物料量

发酵液(m3)

27.8

27800

32.43

二级种液(m3)

1.95

1950

6.5

淀粉(kg)

3.89

3890

12.97

麸皮(kg)

9.73

9730

32.43

玉米浆(kg)

5.83

5830

19.43

吐温-80(kg)

0.0389

38.9

0.13

培养基(kg)

19.49

19490

65.00

MgSO4(kg)

0.0389

38.9

0.13

5热量衡算

基准温度的选定

为便于计算，热量输入和输出的基准温度选为20°C(293K)。

连消塔的热量衡算

Q=Gc(t2-t])=13406x3.91x(115-70)=2.36x106(kJ/h)

发酵罐的热量衡算

发酵时放出的生物热：Q总=4.18x6000x102.14=2.56x106(kJ/h)

表3热量衡算表

设备

热量衡算(kJh)

备注

螺旋板换热器

0

物料循环加热

连消塔

2.36x106

蒸汽加热

维持罐

0

只需保温

喷淋冷却

2x106

原水冷却

种子罐

2.56x104

夹套冷却

发酵罐

5.12x106

蛇管冷却

发酵一次所需总热量

2.36x106

蒸汽1339kg/h

6设备设计计算与选型[14][15][16][17]

发酵罐设计

设备设计要求单

表4设备设计要求单

技术特性指标

压力

体内

0.5Mpa

温度

体内

<100°C

介质

体内

培养基

腐蚀情况

微弱

6.1.2确定发酵罐和封头：从要求单上所列的工作压力及温度以及设备的工艺性质，可以看出它是属于机械搅拌通风式发酵罐。根据惯例，选择圆柱形筒体和椭圆形封头。

6.1.3容积：选用公称容积150m3

生产能力的计算：V0=V皐(0.68x0.7)=92.6/(0.68x0.7)=194.54m3

0发

发酵罐个数的确定：N=194.54x36/(24x150)=1.94=2个

6.1.6主要尺寸的计算：按公称容积150m3的发酵罐计算：

设H=2D,采用椭圆形封头，经计算得，选罐内径为4500mm，据JB145-71，可选择椭圆封头的直边高度为50mm，曲面高度为1125mm，则可以计算出椭

圆封头的容积为：

曲面体积：

F125nx(1-

0

吠1252)心25)2^

=1.125x(2.25)2x3.14-3.14x4x(1.125)3/3

=11.92m3

直面体积：0.05xn(2.25)2=0.79m3封头总体积：11.92+0.79=12.71m3

故D=4.5mH=9mha=1.125mhb=0.05m

ab

故发酵罐的全体积为：V0=12.71x2+0.785x4.52x9=168.49m3

冷却面积的计算

A=总一

KAt

m

对于碱性蛋白酶发酵，每

4.18x6000kj/(m・h)

1m3发酵液、每小时传给冷却器的最大热量约为

平均温度差At:

m

At=Ati~At2=17Z1°=13.21

mAt17

In4ln-At10

2

2

发酵罐的实际装液量136.18X—=102.14m3

3

人Q4.18x6000x102.14(

A=—==92.85(m2)

KAt4.18x500x13.2

m

搅拌器设计由于碱性蛋白酶发酵过程有中间补料工作，对混合要求较高，因此选用六弯叶涡轮搅拌器。

该搅拌器的个尺寸与罐径D有一定饿比例关系，现将主要尺寸列后:

搅拌器叶径Di=吕二吉5=1.5m取d=1.5(m)

叶宽B=0.2d=0.2x1.5=0.3(m)

弧长l=0.375d=0.375x1.50.56(m)

D4.5

底距C=一==1.5(m)

33

盘径di=0.75Di=0.75x1.5=1.125(m)

叶旋长L=0.25d=0.25x1.5=0.375(m)

叶距Y=D=4.5(m)

弯叶板厚(5=4(mm)

取两档搅拌，搅拌转速N2可根据50m3发酵罐，搅拌器直径1.05m,转速

N]=110r/min,以等P0/V为基准放大求得：

N2=N1(知/3=110(罟

2

)2/3=87(r/min)

搅拌轴功率的计算现用修正的迈克尔式求搅拌轴功率,并由此选着电机。发酵液可视为牛顿流体,计算步骤如下：

1)计算Rem

Rem=

m

D2NP

式中D—搅拌器直径

n—搅拌器转速’N=860=1.45(r/s)

p—醪液密度，p=1050kg/m3

U—醪液粘度，U=1.3x10-3N・s/m2

将数代入上式：

Re1.52%1.45x1050=2.64x106>104，视为湍流，则搅拌功率准数

m=1.3x10-3

Np=4.7

p

计算不通气时搅拌轴功率P0：

P0/=NN3D5P

0p

式中Np—在湍流搅拌状态时其值为常数4.7

N—搅拌转速，N=87r/min=1.45r/s

D—搅拌器直径，D=1.5m

p—醪液密度，p=1050kg/m3代入上式：

P0/=4.7x1.453x1.55x1050=114.25kw

两档搅拌P0=2P0＇=228.5kw

计算通风时的轴功率Pg:

o

P2ND3

P=2.25x10-3x()o.39(kw)

gQ0.08

式中P0—不通风时搅拌轴功率(kw)，P02=228.52=5.22x1O4

N—轴转速，N=87r/min

D—搅拌器直径(cm)D3=1.53x106=3.38x106

Q—通风量(ml/min)，设通风比vvm=0.11-0.18，取低限，如通风

量变大,P会小,为安全。现取0.11;则Q=102.14x0.11x106=1.12x107(ml/min)g

Q0.08=(1.12x107)0.08=3.66代入上式：

Pg=2.25x10-3x(

5.22x104x87x3.38x104

3.66

)0.39

=31.26(kw)

4)求电机功率P：

电

P

P=g——x1.01

电nnn

123

采用三角带传动n=0.92；n=0.99；n=0.98；双端面密封增加的功率

123

为1%；代入公式数值得：

P=3126x1.01=35.37kw

电0.92x0.99x0.98

故选择电机的型号为：

6.1.7设备结构的工艺设计

空气分布器：由于枯草芽孢杆菌是好氧菌，故可直接采用单管式。

挡板：人梯和竖式冷却蛇管也可以器挡板的作用，所以可不设挡板。

密封方式：采用双端面机械轴封。

冷却管布置：采用竖式冷却蛇管。求管道截面积。

求最高热负荷下的耗水量W：

Q

W=总—

c(t—t)

p21

式中Q—每lm3醪液在发酵最旺盛时,lh的发热量与醪液总体积的乘积:

总

Q总=4.18x6000x102.14=2.56x106(kJ/h)

Cp—冷却水的比热容，4.18kJ/(kg・K)

t2—冷却水终温，t2=27°C

t1—冷却水初温，t1=20C

将各值代入上式

W=4.185627-2O）=8.75X104（kg/h）=24.3（kg/s）

冷却水体积流量为2.43x10-2m3/s,取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s

根据流体力学方程式，冷却管总截面积S为：

总

W

S=W

总v

式中W—冷却水体积流量，W=2.43x10-2m3/s

v—冷却水流速，v=1m/s

代入上式：S总=2.43:心=2.56x10-2（m2）

进水总管直径d=-S/0.785=.256x10-2/0.785=0.178(m)

总％总

冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为S，管径d0,组数为n，则:总0

S=n・0.785d02

总0

根据本罐的情况，取n=8，求管径得。由上式得：

d0=、'S/0.785n^.'2.43x10-2/(8x0.785)=0.062(m)

0总v

查金属材料表选取976x4mm无缝不锈钢钢管(GB/T17395)，d=68mm，

内

d>d0，可满足要求，d=72mm。

内0平均

现取蛇管圈端部U型弯管曲径为270mm，则两直管距离为540mm，两端弯管总长度为l0：

l0=nD=3.14x54O=1696(mm)

3)冷却管总长度L计算：由前知冷却管总面积A=92.85m2；现取无缝钢管：申76x4，每米长冷却面积为A0=3.14xO.O72xl=O.23(m2),贝廿：

L=

92.85

0.23

403.7(m)

冷却管占有的体积：V=0.785x0.0762x403.7=1.83(m2)

每组管长L0和管组高度：L0=-=4037=50.5(m)

00n8

另需连接管8m：L=L+8=403.7+8=411.7(m)

实

排竖直蛇管的高度，设为静液面的高度，下部可伸入封头250(mm)。设发酵罐内附件占有体积为0.5m3，则总占有体积为：

V=V+V+V=102.14+1.83+0.5=104.5(m3)总液管附件

V-V1045-1271

则筒体部分液深为：一封=一.亠=5.77(m)

S0.785x4.52

截

竖蛇管总高：H=5.77+0.25=6.02(m)

又两端弯管总长l0=1696mm，两端弯管总高为540mm。

则直观部分高度：h=H-540=5480(mm)

则一圈管长l=2h+l0=2x5480+1696=12656(mm)

每组管子圈数n0:

吠»鵲=4(圈)

现取管间距为2.5D=2.5x0.076=0.19(m)竖蛇管与管壁的最小距离为

外

0.15m，则可计算出与搅拌器的距离在允许范围内(不小于200mm)。

6)校核布置后冷却管的实际传热面积：

A=ndL=3.14x0.072x411.7=93.08(m3)

实平均实

而前有A=92.85m2，A>A，可满足要求。

实

设备材料的选择选择Q235A碳素钢板(GB3274)。

发酵罐壁厚的计算

发酵罐的壁厚S：

S=

PD

2(0〕©—P

+C

(cm)

式中P—设计压力，现取P=0.4Pa

D—发酵罐内径，D=450(cm)

〔o〕一Q235A钢的许用应力，〔O〕=113MPa

申一焊缝系数，根据焊伤的情况和探伤的程度而定。其范围在0.5-1之间，现取9=0-7

C—壁厚附加量(cm)

式中

C=C1+C2+C3

C1-钢板负偏差，其范围为0.13-1.3，现取C1=0.8mm

C2—腐蚀裕量，双面腐蚀取C2=2mm

C3-加工减薄量，对冷加工C3=0mm

上式C=0.8+2+0=0.28(cm)

S=——0.4X450——+0.28

2x113x0.7-0.4

=1.42(cm)

9m。

M

2)封头壁厚计算

选用15mm厚(0Cr18Ni9Ti)不锈钢板制作。直径4.5m，厚15mm,筒高

=nDHSp=3.14x4.5x9xl5xl0-3x7.85xl03=14974(kg)

筒

S=pD+C(cm)

2(o〕d-P

式中P=0.4MPaD=450cm〔o〕=113MPa申=0.7C=0.08+0.2+0.1=0.38

S=—0.4%450—+0.38

2x113x0.7x0.4

=15.2(cm)

查钢材手册圆整为16cm

接管直径和长度的确定：排料管(通风管)

按排料管计算，该罐实际装罐量为102.4m3，设两小时内排空，贝幽料体

积流量：

102.14

Q==0.0142(m3/s)

3600x2

发酵醪流速为v=1m/s；贝物料管截面积为A：A物物

Q0.0142

==0.0142(m2)

v1

S=0.785d2fd「瓦＜0.785={0.0142/0.785=0.134(m)排排

按通风管计算，压缩空气在0.4MPa下，在常温20°C,0.1MPa的情况下通风比为0.18vvm,现折算到4MPa、37C状态，取风速Q1=25m/so

Q]=102.14x0.18=18.39(m3/min)=0.31(m3/s)

利用气态方程式计算工作状态下的风量QA：

0.1273+37

Q.=0.31xx=0.082(m3/s)

A0.4273+20

风管截面积Sa：Sa=牛二罟^如10-3®)

dA=、0.00328/0.785=0.065(m)

故取d=0.134(m)，选择管径为申135x40(mm)

支座选择对于大型发酵罐，选择裙式支座。

6.2种子罐

种子罐的选型：采用机械搅拌通风发酵罐。

种子罐容积和数量的其确定：

种子罐容积的确定：接种量按1%计算，则种子罐容积V为：

种

V=Vx1%=168.49x1%=1.68m3

种总

式中V总一发酵罐总容积(m3)

种子罐个数的确定：种子罐周期16h，故只需一个。

主要尺寸的确定:种子罐仍采用几何相似的机械搅拌通风发酵罐°H:D=2:1,则种子罐容积V＇=2V+V，简化计算方程式如下：

总封筒

,nn

V=_D3+D3=1.68m3总212

D=0.97m圆整到推荐的系列尺寸，取D=1m,则H=2D=2(m)。

查相应的封头高H＇=250+25=275(mm)

封

罐总体高H＇：H＇=2H＇+H＇=2x275+2000=2550(mm)

罐罐封筒

单个封头的容量：V＇=0.15(m3)

封

封头表面积：S=1.16m2

封

圆筒容量：V'=0.785D2x2D=0.785x12x2=1.57(m3)

筒

不计上封头容积：V'=V+V'=2x0.15+1.57=1.87(m3)>1.68m3，可

有效封筒

满足设计要求。

冷却面积的计算：当罐的容积V<5m3用夹套冷却，可满足生产要求。

发酵产生的总热量：

Q=4.18x6000x1.0214=2.56x104(kJ/h)

夹套的传热系数：

K=4.18x(150-250)kJ/(m3.h.°C)现取4.18x220kJ/(m3.h

•°C)

平均温差：发酵温度37C；水初温取23C；水终温取27C，则

平均温差At=!!岀=12C

2

需冷却面积A：A=总一==2.31(m3)

KAt4.18x220x12

m

核算夹套冷却面积：按静止液深确定夹套高度：

V-V10214一015

静止液体浸没筒体高度H0=-醪一封=二=1.11(m)

0S0.785x12

罐

液深HL=H'+H0=275+1110=1385(mm)

L封0

夹套可能实现的冷却面积为封头表面积A与圆筒被液体浸没的筒封

体外表面A之和：

筒

S==S+S=nDh0+S=3.14xlxl.ll+1.16=4.65(m2)

夹筒封0封

综上，传热需要的面积A=2.31m2,A>A,故满足要求。

实

设备材料选择：不锈钢(0Cr18Ni9Ti)

壁厚计算：对于带夹套的容器应按外压容器计算壁厚。考虑大冷却水

压力与容器内的压力有不同时存在的情况，取水压作为容器外压。

夹套内罐的壁厚：

SPD内+C

2(0〕©

P—设计压力，与水压有关，P=0.4MPa

C—壁厚附加量，C=C1+C2+C3=0.5+0+0=0.5(mm)

申一焊缝系数，取0.7

D—发酵罐直径，100(mm)

内

〔°〕一许用应力，取137MPa

+0.5=0.71(cm)=8(mm)

「0.4x100

S=

2x137x0.7

封头的厚度8:

封

对于上封头8=6mm

封

对于下封头8=8mm

封

冷却外套壁厚8：

套封

夹套直径与筒体直径的关系为：

D=D+100=1100(mm)夹内

查表得8=4mm。夹套内有导流板。套

iv.外套封头壁厚8：8=6mm

套封套封

设备结构与工艺设计

1)挡板：根据全挡板条件，兰-Z=0.5

D

式中B—挡板宽度B=0.1D=0.1x1000=100(mm)

D—罐径D=1000mm

Z—挡板数：

Z=0.5D=0.5x^°°=5块，取Z=6块B100

2)搅拌器：种子罐仍采用六弯叶涡轮搅拌器。比例尺寸如下

直径Di=0.35D=0.35x1000=350mm叶片宽度h=0.2Di=0.2x350=70mm弧长r=0.375Di=131.3mm

盘径9=0.75Di=0.75x350=262.5mm

叶旋长l=0.25Di=87.5mm搅拌器间距Y=D=350mm

底距b=—=150mm

3

搅拌器转速比=叫(#)2/3=470(

2

112)2/3=220r/min

350

两档搅拌。

搅拌功率为：

进风管(进出料管)：该管为物料与通风共用，管底距罐底30mm。

按通风管设计：设罐压为0.4MPa，发酵温度t=32°C，风速v=20m/s,通风量为Q=0.18vvm,常压下t0=2OC,送风量V为:

V=1.O2xO.18=O.18(m3/min)

将通风换算成工作状态，求通风管直径d1:

273+1

273+1

O=

.0.18x巴x岂

I0.4293

0.785xvx60

0.785x20x60

=7.1(mm)

按输送物料算：20min送完1.0214m3物料，则物料流量为

V=1.0214

物20x60

=8.51x10-4m3/s

V

A=^物=

v

8.51x104

0.5

=0.0017(m2)

In0017

取水流速为v=1m/s，g=:话=47(mm)

故取申57x3.5(mm)

4)冷却水管由于所需冷却热量Qmax=2.56x104kJ/h，冷却水水温变化

max

23C—27C，水的比热容cw=1x4.18kJ/(kg.C).

则耗水量W为：

设水流速

=1531(kg/h)

w=Q=2.56x104

c(t-1)4.18(27-23)

w21

=0.42x10-3(m3/s)

v=1m/s；则冷却管直径为

h04船=0.023(m)=23(mm)，查金属材料表，取焊接管

D申32x3.5(mm)取冷却水管接管长度为100mm。g

支座选择选用支撑式支座。

6.3空气分过滤器

6.3.1种子罐分过滤器

分过滤器过滤层直径的计算：

nv

TOC\o"1-5"\h\z

D=(m)

滤层\inv

式中v—通过分过滤器的空气(在0.4MPa)流量(m3/s)

01273+371

V=1.0214x0.18xxx=0.00081(m3/s)

0.429360

vs—通过分过滤器的气速，现取vs=0.2m/s代入上式。

D=：4%°.0008l=72(mm)取D=75(mm)滤层3.14x0.2滤层'丿

分过滤器直径的计算：

取D=1.3D。则D=1.3x75=97.5(mm),圆整后取D=100mm

过滤器滤层过滤器过滤器

分过滤器强度的计算：

取P=0.4xl.25=0.5MPa申=0.7:

设计

〔0〕=137.2MPaC=0.5(mm)，则分过滤器厚度S为：

PD0.5x1000

S=内+C=+0.5=0.76(mm)

2。〕©-P2x137.2x0.7—05

取S=2mm。

进出气管：与种子罐进出气管相配合，取申57x3.5(mm)。

数量：一个种子罐，所以配一个分过滤器。

滤层厚度：使用经树脂处理过的滤纸5-6层，夹持在两花板中。花板孔

申8mm,孔间距14mm，开孔率40%左右。为了加强滤纸耐用性，可在纸层两侧加金属丝网。

分过滤器的高度：一般取筒体部分高度为直径尺寸的1.1-1.5倍:

现取h=Dx1.5=100x1.5=150(mm)

筒过滤器

6.3.2发酵罐分过滤器

分过滤器滤层直径的计算：

,r4^

TOC\o"1-5"\h\z

D=(m)

滤层nv

1s

式中v—通过分过滤器的空气(在0.4MPa)流量(m3/s)

01273+371

V=102.14x0.18xxx=0.081(m3/s)

0.429360

vs—通过分过滤器的气速，现取vs=0.2m/s代入上式。

D=J4x0.00081=0.72(m)取D=0.75(m)

滤层3.14x0.2滤层

分过滤器直径：

D=1.3D=1.3x0.75=0.975(m)

过滤器滤层

查金属材料表，选无缝钢板。圆整到推荐值：D=1000(mm)o

过滤器

分过滤器的壁厚：设计压力为0.5MPa

cPD,c0.5X1000cur-、

S=内+C=+0.5=7.6(mm)

2。〕©-P2x137.2x0.7—05

取S=8mm。

进出气管：进出气管直径可取与设备通风管一致，即

数量：分过滤器与发酵罐相配合，每罐一个，共需2台。

滤层厚度：同种子罐，分过滤器5-6层超细玻璃纤维滤纸，经树脂处理过使用。

分过滤器高度：比例参数同种子罐分过滤器。

h=1.5xD=1.5x1000=1500(mm)

筒过滤器

h锥J5"过滤器=1.5x1000=1500(mm)

6.4连续操作设备的设计选型灭菌流程：连消塔—喷淋冷却流程。该流程主要由连消塔、螺旋板换热器、维持罐、喷淋冷却组成。利用热发酵液预热冷发酵液，以节省热量。

6.4.1连消塔

连消塔的选型选喷孔型。

生产能力、数量和容积的确定

生产能力：8h处理102.14m3的发酵液，该发酵液的密度为1.05t/m3。数量：一套。

主要尺寸及接管的计算

灭菌是假的确定：灭菌时间的确定可用阿伦里乌斯方程计算得经验值，一般取10min。培养基在连消塔中的停留时间取10s。

连消塔的长度：现取培养基流速v=0.3m/s，在连消塔内的滞留时间t=10s；则连消塔长度L：

L=vt=0.3x10=3(m)

连消蒸汽耗量：设8h处理一罐发酵液，则质量流量G为：

糖

G糖=102.4；1.05=13.4(t/h)=13406(kg/h)

发酵液固形物含量x=10.4%，则比热容Cp为：

c=^xBcB=(100-10.4)%x4.18+10.4%x1.55

pBp，B

=3.75+0.16=3.91[kg/(kg.°C)]

连消终温取t2=115C，预热温度取70C，加热蒸汽P=0.42MPa,相应饱和

蒸汽温度145C，干饱和蒸汽热焓九=654.3x4.18kJ/kg,比容v”=0.45m3/kg。115C饱和蒸汽热含量I=115.2x4.18kJ/kg，则蒸汽耗量D为：

D=

Gc(t-1)

21

入一I

13406x3.91x(115-70)

4.18x(654.3-115.18)

=1046.8(kg/h)

因热损失蒸汽增加耗量10%，则蒸汽的质量流量为：

D'=Dxl.l=1046.8xl.l=1151.4(kg/h)

蒸汽的体积流量为：V=D'=1151^=2558.7(m3/h)

蒸汽v"0.45

进气管直径的计算：在此压力下，取气速为42m/s,则进气管截面积为A：

V'2558.7

A=——蒸==0.017(m2)

v42x3600

进气管直径d=

i1F=i'0.017

Y0.785=\'0.785

=0.13(m)=130(mm)

取无缝钢管申140x4(mm)

进料管直径的计算：进料体积流量V料=12.7加讪；物料流速范围为

V19.4

v=0.4皿则进料管截面积人=十硕而=0.0089(m2)

进料管直径d进：d

=]F='0.0089进=Y0.785一0.785

=0.106(m)

取无缝钢管申114x3.5(mm)

出料管直径的计算：出料量为进料量加上蒸汽冷凝量D，,则出料量为

G=G+1.1D=13.4+1.1x1.05=14.56(t/h)出进

换成体积流量为V=£出=1456=13.87(m3/h)，取流速为0.4m/s,出料出P1.05

管截面积为A出:A出十启矿°.0096(m2)

则出料管直径d=A;0.0096=0.11(m)，选取无缝管申127x4(mm)出\0.785\0.785

连消塔外圆尺寸的计算：已知出料体积流量为13.87m3/h,无物料在连消塔中的移动速度取0.1m/s，则连消塔下面积A为：

环

V13.87

A=^总=0.039(m2)

环v3600x0.1

又：A=0.785x(D2-D2)

环外内内外

式中D—外筒直径(m)

外内

D—内气管外径。

内外

以上两式联立，则得D：D=

外内外内

丄+D2

0.785

=；0.039外内=\：0.785

+0.142=0.26(mm)

Dg=D=0.3m。

g外内

外筒有效长度校核：由于连消塔内径因圆整，尺寸扩大，应重新确定有效

长度：申260mm时，=0.785x(0.262-0.142)=0.038m2

1环

申300mm时，A2=0.785x(0.32-0.142)=0.055m2

2环

0.038x3

0.055

=2.1(m)

AxL

L=-1环i

2F

2

连消塔设计有效长度取2.1m。

设备结构的工艺设计连消塔内开孔一般取申=6mm，设总开孔面积等孔

于进气管面积S，开孔总数为N，单位面积为S0。则有：

汽孔0

S0.785x0.1322

N=二==484(个)

孔S0.785x0.0062

0

汽管申140x4(mm)，外管周长C=nD=3.14xl40=439.6(mm)，取弦长

C439.6

20mm为孔中心距；则一个圆周上可排孔数N产—4396=21(个)

12020

在有效长度内，去除上、下两部分不开孔区，可开孔的长度为

2.1-0.20-0.15=1.75(m)。

484

需开孔的环数：484=23(环)，即将1.75m分成23份。则环距为

21

1.75

=0.076(m)

23

设备材料的选择选择不锈钢(0Cr18Ni9Ti)。

壁厚确定应用查表法得壁厚8=5mm；申300mm封头，6=6mm。

支座选择由于有保温层，可选用悬挂式支座，应取B型。安装悬挂支座重心偏上100mm处。

6.4.2维持罐

维持罐的选型选用罐式。

生产能力，数量和容积的确定

生产能力同前，质量流量为G=13.406t/h,体积流量为V=12.77m3/h。

出出

数量：取一个

容积：根据前述灭菌时间，扣除在连消塔逗留的时间，即为在维持中

逗留的时间，。因设备有一定温度和压力，按受压容器设计，采用椭圆

封头。

t维=600-10=590s=9.83min,有维持罐填充系数申取84%，则维持罐总容量V维为：V维=V出-t维妒12•加晋罟=2.5(m3)

设备主要尺寸的确定维持罐考虑反混问题，拟取H/D=3。因设备有一定的温度和压力，按受压容器设计，采用椭圆封头。

n

V=2V+V=2xD3+0.785D2xD=2.5(m2)

维封筒24

解方程，D=lm,贝VH=3D=3m,封头高度：h=h+hb=250+25=275(mm)；ab

V=0.151m2；总高H=H+2h=3+2x275=3.55(m)。封总

核算其总容量：V=V+2V=0.785x12x3+2x0.151=2.66(m3)>V=2.5(m3),筒封维

满足要求。V=V+V=0.785x12x3+0.151=2.51(m3)

有效筒封

上部出料管的开孔位置：HL=H+h=3.6+0.275=3.875(m)，出料管开孔位置取离下风头底3.875m处。

4.

5.

6.

设备材料选择不锈钢。

壁厚计算设计压力取P=0.5MPa,〔0〕=137.2MPa,申=0.7,C=0.5mm,则壁厚S为：S=PD+C=0.5%120+0.5=3.1(mm)

2(。〕©—P2x137.2x0.7-0.5

圆整后取S=4(mm)

接管计算进出料管直径,应取与连消塔出料管相同尺寸

9127x4mm,可保证生产顺利进行。

校检醪在管中的流速：v=^出=12.77=0.32(m/s)

A3600x0.785x0.1192

支座选择选用支撑式支座。

6.4.3螺旋板换热器

1.换热面积的计算

热糖液可能放出的热量Q1(设热糖液从115°C降到72°C)：

Q1=G1cw(t2-t1)=1.46x104x3.91x(115-72)=2.45x106(kJ/h)

设热损失为(1-0.96)=0.04，贝M专给冷糖液的实际热量为Q]'：

Q1'=Q1x0.96=2.45x106x0.96=2.35x106(kJ/h)

冷糖液可能被加热的温度t2：

Q2=G2cw(t2-t1)=1.34x3.91x(t2-25)x104=2.35x106

得t2=70C

求平均温差At：

热糖液温度变化72—115

冷糖液温度变化25—70

47-45

At=页=46(C)

In

45

4)螺旋板换热器面积A:现取K=1200x4.18kJ/(m・h・C),换热量取

Q=4.1x106kJ/(m・h・C),则:

A=

红=

2.35x106

KAt1200x4.18x46

=10.2(m2)

5)设备选型选用I型。

6.4.4喷淋冷却装置

将已被螺旋板冷却的糖液继续冷却到发酵罐接种温度，即从72°C降至37°C。

1.冷却面积的计算

冷却热负荷Q3：

Q3=G1Cw(t2-t1)=1.46x104x3.91x(72-37)=2x106(kJ/h)

求温差At：耳将发酵罐排出的冷却水用于喷淋冷却，水温为28C，设升温至40C。而发酵液从72C降至37Co

At=

lnt

=18.1C

32-9

732

ln-

9

3)冷却面积A的计算：现取喷淋冷却的总传热系数

K=300x4.18kJ/(m・h・C),则:

A=

KAt

2x106

300x4.18x18.1

=88.1(m2)

88.1

合=6.03[m2/(m3・h)],在6-8之间，与经验值吻合。

14.6

设备结构的工艺计算根据生产规模确定冷却管直径。现取申108x4。

求冷却排管总长L:9108x4钢管，每米长冷却面积为

A0=3.14x108+100xl=0.33(m2)，贝廿L=△=88丄=267(m)国产钢管长02A0.33

0

3-12.5m每根。现知9108x4钢管的最小曲径R=270mm,则一个U型弯头的长度为Lu=0.27x3.14=0.85(m)。

现取单根直管长度为10m,则一闭合回程管长L0=2xl0+0.85x2=21.7(m)