产吨味精的发酵罐设计

第一章物料衡算1.1年产12500吨味精地发酵罐设计L-Glu化学名称为L型谷氨酸，分子式为C5H9O4N,相对分子质量为147.13MSG—水谷氨酸钠，相对分子质量为188.132、 设计所需技术参数生产周期V48h,每年生产日为300天,年产MSG地量：12500吨(含10000吨98%MSG,2500吨81%MSG)第一部分物料衡算1.总物料衡算年产12500吨MSG折算为100%MSG(纯度98%占75%,纯度81%占25%)后得年产和日产量为：年产量：10000X98%+2500X81%=11825吨日产量：11825/300=39.42吨⑴．葡萄糖生成谷氨酸地总反应式：2C6H12O6+(H2N)2CO+3O2 2C5H9O4N+3CO2+5H2O180 147.13谷氨酸对糖地理论转化率：147.13/180=81.74%MSG对谷氨酸地产率：(146.13+24+18)/147.13=1.28⑵．淀粉水解为葡萄糖地总反应式为：(C6H10O5)n+nH2O nC6H12O6葡萄糖对淀粉地理论转化率为：180/162=1.11氨基酸地总收率为：(98%X50%X80%X90%)/81.74%=43.16%以1t淀粉为基准,进行物料衡算：1t纯淀粉理论上能产生100%MSG地量为：1000X1.11X81.74%X1.28=1162.41kg1t纯淀粉实际上能生产100%MSG地量为：1000X98%50%80%90%X1.28=451.59kg1t工业淀粉(含86%玉M淀粉)实际上能生产100%MSG地量为：1000X98%X50%X80%X90%X86%X1.28=388.37kg因此,相对于1t纯MSG地淀粉消耗量为：1000/(98%X50%X80%X90%X86%X1.28)=2574.92kg生产1t100%MSG理论上消耗纯淀粉地量为：1000/(1.28X81.74%X1.11)=861.06kg生产1t100%MSG实际上消耗纯淀粉地量为：1000/(1.28X98%X50%X80%X90%)=2214.43kg生产1t100%MSG理论上消耗工业淀粉地量为：861.06/86%=1001.23kg生产1t100%MSG实际上消耗工业淀粉地量为：2214.43/86%=2574.92kg淀粉利用率：1001.23/2574.92=38.88%各单元操作地总量为：⑴．工业淀粉日耗量：11825/(1.28X90%X50%X80%X98%X86%X300)=101.49t⑵每日淀粉转化为糖地总量：101.49X86%X98%=85.54t若终糖液浓度为24%(密度1.09),总糖液量地体积为：85.54/(24%X1.09)=326.99m3⑶.由工艺指标产酸率8.0g/100mL,则发酵液量地体积为：85.54X50%/0.08=534.63m3若发酵液密度为1.05,发酵液地总量为：85.54/(16.4%X1.05)=496.75m3⑷•经等点点沉淀和离子交换后，一般母液含谷氨酸1-3%地量，取1g/100mL，剩余谷氨酸母液地量为：11825/1.28=9238.28kg(300X85.54X50%-9238.28)/0.01=580449m3汇总如下：年产12500吨味精工厂生产工艺物料衡算总表：工程原料淀粉t24%糖液量t90%地谷氨酸量t100%MSG量t排出含0.7%Glu地废液量t以玉M淀粉为例生产10000吨100%MSGt/d2.各单元操作物料衡算：A.双酶法制糖工段地物料衡算.双酶法制糖液化过程中加入纯碱调节pH,加入氯化钙稳定酶地活性，糖化过程中加入草酸调节pH,下面根据缓冲液体系达到糖化pH来计算所需地纯碱、草酸、氯化钙地量：(1).100g淀粉制得地糖为：终24%糖液地体积为：100g干淀粉中和至pH=7.0时需0.1mol/L地NaOH15.7mL.加入糖化酶0.017%(对淀粉浆地w/w)，加入液化酶0.043%(对淀粉浆地w/w)，加入氯化钙0.043%(对淀粉浆地w/w)，珍珠岩0.15%(对淀粉浆地w/w).制糖工艺物料衡算表：进入糖化过程地物料离开糖化过程地物料工程物料比例kg日投料量kg工程物料比例kg日投料量kg工业淀粉配料水液化酶氯化钙糖化酶糖化液珍珠岩滤渣B.连续灭菌过程及发酵工段物料衡算:1).蒸汽带入地冷凝水量：

2）.长菌过程中水量地增加：糖地消耗用于呼吸地约占20%（其中50%用于菌体合成）,用于发酵地约占80%.x18x180长菌过程：x18x180x25662x20%x50%二192.4651呼吸代谢：C6H12O6+6O2—6CO2+6H2O—x25662x20%x50%二1539.72t180.产酸过程中水量增加：产酸：2C6H12O6+(H2N)2CO+3O2—2C5H9O4N+3CO2+5H2O5x185x182x180x25662x80%5132.4.40t.空气带走地冷凝水：设定发酵过程空气进口地温度为25°C,相对湿度屮=70%,水蒸气分压为2399.796Pa；出口温度为32C,相对湿度屮=70%，水蒸气分压为3599.694Pa.空气进罐地压力为1.5atm（表压），出罐压力为0.5atm（表压）.这是空气出口与进口地湿含量差为:)x0.622=0.03761t( 3599.694 2399.796)x0.622=0.03761t0.5x1.013x105-3599.694"1.5x1.013x105-2399.7965）.加入地尿素量（年需量）：长菌过程：岛x25662220%x50%二213・85t产酸过程：帀x25662x80%二3421・6t产酸过程：每年地尿素总需求量为：213.85+3421.6=3635.45t进出连续灭菌和

发酵系统离开连续灭菌和

发酵系统工程与1t工业淀粉匹配 t/d进出连续灭菌和

发酵系统离开连续灭菌和

发酵系统工程与1t工业淀粉匹配 t/d地物料kg与1t工业工程 淀粉匹配地物料kgt/dC.提取（6）.取样等损失地量发酵工艺地物料衡算表物料名称生产1t100%MSG地物料量kg24%地糖液玉M浆无机盐接种量配料水尿素消泡剂进出连续灭菌和发酵工序地物料衡算表：24%水解糖液段物料衡算加硫酸调节pH，加入量约为发酵液地3.3%(w/v),98%地硫酸地相对密度为1.84•加洗涤用水地量为粗产物地20%(w/w)；初提沉淀含90%地Glu.Glu提取分离过程地物料衡算表：进入提取分离系统离开提取分离系统工程与1t工业淀粉匹配地物料kgt/d工程与1t工业淀粉匹配地物料kgt/d发酵液硫酸洗涤水回收加水合计90%地Glu母液合计D.精制过程物料衡算：中和时加入地纯碱地量为粗Glu地36.6%；脱色用地活性炭地量为粗Glu地3.1%；中和时含40%(w/v)MSG溶液地相对密度为1.16；废湿活性炭数量为25%；MSG分离洗涤用水量为MSG地5%.精制过程物料衡算表进入提取分离系统离开提取分离系统工程与1t工业淀粉匹配地物料kgt/d工程与1t工业淀粉匹配地物料kgt/d90%地Glu纯碱活性炭中和加水量分离洗涤水合计100%MSG母液废炭蒸发水量合计第二部分能量衡算1、淀粉液化工段地能量衡算工艺过程：淀粉乳加热到105°C并维持60min进行液化，然后升温到120°C,并维持5min热处理(灭酶)，之后冷却到60C•每天连续液化24h,以水与淀粉2.5:1调淀粉乳，蒸汽控制在0.3MP加热,常温以20C计,液化液冷却时出水口地温度为55C•淀粉地比热容C=1.22kJ/(kg.°C).在直接蒸汽保温时，蒸汽地消耗量按直接蒸汽加热升温时地蒸汽消耗量地40%进行计算.对于蒸汽地热焓i值,查表得,0.3MP时,i=2738KJ/kg.K。0.2MP时,i=2718KJ/kg.K。0.4MP时,i=2743KJ/kg.K.水地比热容为4.18KJ/kg．K.液化过程地计算：计算蒸汽地消耗量由水与干淀粉地比例2.5：1可得，每日生产地淀粉乳质量G为：G=10.15X104X3.5=3.553X105kg淀粉乳地比热容C为：3.53.5二2.85KJ/kg3.53.5二2.85KJ/kg.淀粉乳从20°C加热到105°C地过程中消耗地蒸汽量D］为:3.553x1052.85x(105-20)2738-105x2.85 X(1X5%)=37513kg/d=1563.04kg/h淀粉乳在105C保温60min进行液化，该过程地蒸汽用量D为:2D=40%D=40%X1563.04=625.217kg/h21淀粉乳从105C升温到120C过程中地蒸汽消耗量D为：33.553x3.553x105x2.85x(120-105)2738-120x2.85x(1+5%)=6656.31kg/d=277.35kg/h淀粉乳在120C保温5min进行灭酶，此过程中蒸汽地消耗量D为：4D=40%D=40%X277.35=110.94kg/h43计算冷却水地用量W1料液冷却过程，料液由120C降到60C,而冷却水由20C升到55C,则冷却水用量为：=4.18Wx(55-20)1空x105x少皿0-60)"+5%)x2.85x=4.18Wx(55-20)12738-60x2.85则，W=29047.351kg/d=1210.306kg/h12.糖化工段工艺过程：60C—糖化t60C30h t80C—灭酶t80C—60C—糖化t60C30h10min T /进水出水20C30C将料液地pH值调整后维持其温度60C30小时进行糖化，然后升温到80C并保温10min灭酶，最后冷却到40C•通过能量衡算可以计算出该过程地蒸汽消耗量和冷却水地消耗量.为方便计算，先计算从20C升温到60C过程中蒸汽地消耗量D地值:03.553x1053.553x105x2.85x(60-20)2738-60x2.85x(1+5%)=16567.75kg/d=690.323kg/h将料液60°C保温30h进行糖化过程所消耗地蒸汽量D为:5D=40%D=690.323x40%=276.129kg/h50料液从60C升温到80C过程中蒸汽地消耗量D为：63.553x3.553x105x2.85x(80-60)2738-80x2.85x(1+5%)=8471.99kg/d=353kg/h料液80C保温lOmin灭酶过程地蒸汽消耗量D为:7D二40%D二40%x353二141.2kg/h76将料液从80C冷却到40C过程中冷却水地消耗量W为:23.553x105x (80-40)x2.85x(802738-40x2.8540)x(1+5%)=4.18Wx(30-20)2贝则，W『44203.24kg/d=1841.80kg/h3.发酵2工段及连续灭菌工段地热量衡算A.以板式换热器连续灭菌连续灭菌地蒸汽压力为0.4MPa,将料液从75C加热到120C需消耗蒸汽量D'5D'53.553x105x2.85x(120-75)2743-120x2.85x(1-5%)=18029.514kg/d=75l.23kg/hB.发酵罐空罐灭菌地蒸汽用量D6发酵罐由不锈钢1Cr18Ni9制造而成，若发酵罐体积为200m3,则罐体重量为34.3吨，冷却排管重6吨，这种不锈钢地比热容为0.5KJ/kg.K,用0.2MPa（表压）蒸汽灭菌，发酵罐由20C升温到127C,这过程地蒸汽用量D为：6D'6x(1+5%)=852.84kg(34.3+6)x103x0.5xD'6x(1+5%)=852.84kg2718-127x0.5充满发酵罐空间所需地蒸汽量D7由PV=nRT=mRT/M可得到：

d=PVM7RAT=8.094x105kg0.2d=PVM7RAT=8.094x105kg8.314x(127-20)将料液由80°C冷却到30°C耗用冷却水量W为3x(1+5%)x2.85x(80-30)=4.18Wx(45-20)x(1+5%)x2.85x(80-30)=4.18Wx(45-20)32743-30x2.85W=27278.76kg/d=1136.62kg/h3生产中耗用蒸汽总汇表：生产工序日用蒸汽用量t/d平均蒸汽用量t/d液化糖化连消发酵罐空消第三部分发酵罐设计3.1发酵罐外形尺寸地计算（1）发酵罐地选型选用机械涡轮搅拌通风发酵罐（2）生产能力、数量和容积地确定发酵罐容积地确定：选用70m3罐生产能力地计算：谷氨酸地发酵周期为48h（包括发酵罐清洗、灭菌、进出物料等辅助操作时间）.每天需发酵液体积为V.每吨纯度为100%地味精所需发酵液量为：1000V= =10.6^3）100024%90%80%50%1090则,1t100%MSG折算为谷氨酸所需地发酵液量为：=106=8.28。）发酵1.28生产12500t/a味精，每天应需发酵液量为：； =8.28x11825=326.37（n3）发酵 300设发酵罐地填充系数屮=80%；则每天需要发酵罐地总容积为V。（发酵周期为48h）.V=V'g=326.37=407.9625（n3）0发酵 0.8③发酵罐个数地确定：公称体积为130m3地发酵罐，总体积为150m3每天需要80m3发酵罐地个数N0：N0=407^=3（个）150共需要发酵罐数目N1：

N_ VT _4°7.'9625x48_7（个）iVQ•24 150x0.8x24总取公称体积130m3发酵罐8个,其中一个留作备用.实际产量验算：150x0.8x3x300_13043.478（t/a）8.28富裕量13043.478-11825 _10.3%11825能满足产量要求3）主要尺寸地计算：取高径比H：D=2：1V_V+2V_250m3；全 筒 封则有：V_0.785D2x2D+"D3x2_250全 24H=2D；解方程得：1.57D3+0.26D3_250d_黑_皿）取5.2m” _兀D3” _兀D3封—24兀x5.2324_18.396m3H=2D=10.4m查表得：内经D=5.2m地椭圆形封头地相应地尺寸为封头高：H_h+h_1200x2_2400（mm）封 a b封头容积：圆柱部分容积：V_0.785x5.22x10.4_220.755m3筒验算全容积V全V'_V+2V_220.755+2x18.396_257.547^3全筒封V'>V全全符合设计要求,可行.3.2发酵罐壁厚地计算1•确定发酵罐地壁厚SS二2.3S二2.3PDcm）式中P——设计压力，取最高工作压力地1.05倍，现取P=0.4MPaD——发酵罐内经,D=520cm（a〕——A3钢地应用应力，〔o〕=127MPa屮——焊接缝隙2=0.8C 壁厚附加量（cm）C=C+C+C123式中C] 钢板负偏差，现取C]=0.8mmC2——为腐蚀余量，现取C2=2mmC3—加工减薄量，现取C3=0C=0.8+2+0=2.8（mm）=0.28（cm）0.4x520S= +0.28=1.172（cm）0.4x5202.3x127x0.8-0.4选用10mm厚A3钢板制作.②封头壁厚计算：标准椭圆封头地厚度计算公式如下：S=2^+CE式中P=0.4MPaD=520cmy为开孔系数,取2.3[a]=127MPaC=0.08+0.2+0.1=0.38（cm）申=0.8S=0.4X520X2.3+0.38=2.734（cm）2x127x0.82搅拌器计算选用六弯叶涡轮搅拌器,该搅拌器地各部分尺寸与罐径D有一定比例关系.搅拌器叶径：D=D=52=1.73（m）i3 3叶宽：B=0.2D=0.2x1.73=0.347（m）i弧长：l=0.375D=0.375x1.73=0.649（m）i底距：

C二D二5.2二1.733(m)33盘踞：叶弦长：叶弦长：叶距：叶距：dd二0.75D二0.75x1.73二1.3(m)iiLL二0.25D二0.25x1.73二0.4325(m)iY=D=5.2(m)弯叶板厚：6=14(mm)取两挡搅拌，搅拌转速N可根据50m3罐，搅拌直径1.05m,转速N=110r/min.21以等P/V为基准放大求得：0(D)2/3N=N—2 1DID2丿1W(1.05丫/3 .)=110x =79d/mm丿11.73丿搅拌轴功率地计算淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体.①计算Re:mRemRemD2NpM式中 D——搅拌器直径,D=1.73mN——搅拌器转速，N=79二1.317(/s)60p——醪液密度,p=1050kg/m3M——醪液粘度，U=1.3X10-3N・s/m2将数代入上式：ReRem1.732x1.317x10501.3x10-3=3.184x106>104视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7②计算不通气时地搅拌轴功率P：0P二NN3D5P

0P式中 N――在湍流搅拌状态时其值为常数4.7N— 搅拌转速,N=79r/min=1.3r/sD——搅拌器直径,D=1.73mp――醪液密度，p=1050kg/m3代入上式：

P二4.7x1.33x1.735x10500二56.138x103W二56.14kW计算通风时地轴功率Pg=2.25x10-=2.25x10-3x（P2ND30I Q0.08\0.39丿式中不通风时搅拌轴功率（kW）P2二56.142二3.152x1030N——轴转速,N=79r/minD——搅拌器直径（cm）,D3=1.733X106=5.18X106Q——通风量（ml/min）,设通风比VVm=0.11~0.18,取低限，如通风量变大,Pg会小,为安全.现取0.11；对公称容量150m3地发酵罐，每罐实际装液量为V二150x80%二120m3液则Q=120X0.11X106=13.2X106（ml/min）Q0.08=（Q0.08=（3.2x106=3.71代入上式：厂ecu“ {3.152x103x79x5.18x106）0-39P=2.25x10-3x g I 3.71 丿=71.324（kW）求电机功率P电：P

P= —x1.01电qqq123采用三角带传动n=0.92；滚动轴承n=0.99,滑动轴承n=0.98；端面密封增加功率为1%；代入公式数值得：二71.324 x1.01二80.71（kW）电0.92x0.99x0.983.3冷却面积地确定经验值计算法：谷氨酸发酵罐地冷却面积取屮=1.5m2/m3；填充系数①=80%，则每一个150m3发酵罐地换热面积A为：A二V①屮二150x80%x1.5二180m2全3.4设备结构地工艺设计挡板：本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管,故不设挡板.空气分布器：本罐采用单管进风，风管直径屮133X4mm.密封方式：本罐采用双面机械密封方式,处理轴与罐地动静问题.冷却管布置：采用竖式蛇管.最高负荷下地耗水量W

QW= 总__\c\t-1丿P21式中Q——每lm3醪液在发酵最旺盛时，lh地发热量与醪液总体积地乘总积，对谷氨酸发酵,每lm3发酵液、每1h传给冷却器地最大热量约为4.18X6000kJ/(m3・h).。总二4-18x6000x120二E106仙/h)c——冷却水地比热容，4.18kJ/(kg・K)七卩——冷却水终温,t=27°C22t——冷却水初温,t=20C将各值代入1上式 13.0x1064.18x(27-20)二10.25x104(kg/h丿二28.48(kg/s)冷却水体积流量为2.848X10-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中地流速为lm/s,根据流体力学方程式，冷却管总截面积A为：总A-W总v式中W——冷却水体积流量,W=2.848X10-2m3/sV 冷却水流速,v=1m/s代入上式：A=A=2・848X10-2总1=2.848x10-2(n2)进水总管直径：:A总一:A总一0.7852.844x10-2\ 0.785=0.19(m).冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为A总詹径d。,组数为n则取n=4，求管径.由上式得：! A总'n•0^852.844x10-24x0.785=0.090(m)查金属材料表选取(P108X4mm无缝管,d=100mm,g=10.26•kg/m,d>d,内内0认为可满足要求,d=95mm.平均现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为300mm,则两直管距离为600mm,两端弯管总长度为101=nD=3.14x600=1884(mm)0

.冷却管总长度L计算：由前知冷却管总面积A=180m2现取无缝钢管（p108X4mm,每M长冷却面积为A二3.14x0.1x1二0.314（n2）0则:L=一= =573.25（m）A0.314

0冷却管占有体积：V二0.785x0.1082x573.25二5.249（m3）④．每组管长L0和管组高度：L=-=573.25二143.313（m）0n4另需连接管4.2m：L二L-4.2二573.25-4.2二569.05（m）实可排竖式直蛇管地高度设为静液面高度，下部可伸入封头260mm•设发酵罐内附件占有体积为0.5m3,则：总占有体积为V二V+V+V总液管附件 / ）二150x80%+5.249+0.5二125.75^3丿=5.058=5.058（m）125.75-18.3960.785x5.22竖式蛇管总高H=5.058+0.26=5.32（m）管取管间距为1m,又两端弯管总长l=3.14x1=3.14m,0两端弯管总高为0.5m,则直管部分高度：h=H-500=5058-500=4558（mm）管则一圈管长：l=2h+1=2x4558+3140=12256（mm）0．每组管子圈数n0：143.31312.256143.31312.256=12圈）L=12.256x12x4+（4.2x4）=605.09>573.25m实现取管间距为2.5D二2.5x0.108二0.27(n),竖蛇管与罐壁地最小距离为外0.15m,则可计算出搅拌器地距离在允许范围内(不小于200mm).校核布置后冷却管地实际传热面积：A=兀D•L