成为合格生物工程师3河北科大授课讲义

第三课与生工关联技术装备耍皮讲解

现在非常多的企业技术主管对技术装备的工作原理和性

能特点不甚明了，表现出来的结果就是瞎指挥或者不重视设

备的维护和保养，出了问题一味怪罪设备质量问题。很多场

合，国产设备使用效果比进口设备差很多的原因往往就是技

术主管重视进口设备的维护和操作培训，却经常认为国产设

备都应该具备傻瓜都能操控的能力。本课之所以重要，是希

望大学生（很多是未来的技术主管）养成探究技术装备工作

原理和结构的习惯，进而推动社会重视这个问题，提高业界

操控先进复杂装备的能力。

第一节淀粉乳的液化和糖化

一、前言：

液化和糖化是以淀粉乳为原料生产淀粉糖或淀粉深加工

产品的主要工序。

淀粉分子是由成千上万个葡萄糖单元（CGHOOS）连接而

成，大部分水解过程是将淀粉乳中的淀粉分子水解成单个的

葡萄糖分子，但水解液的糖分组成中除了葡萄糖外，还不可

避免会含有麦芽糖（2个葡萄糖单元组成）和麦芽三糖（3

个葡萄糖单元组成）等杂糖。葡萄糖占总糖的比例叫做DX

值（DX=Glucse+TotalSugarX100%）,以我们现在的技术水

平，水解液（糖化液）的DX平均值可以达到97.0%以上。

二、水解：

淀粉乳水解过程包括液化和糖化两个步骤。淀粉分子水

解是一个生物酶催化反应过程。为了让生物酶完成催化水解

工作，我们需为其创造最好的工作条件：PH和温度。早先

的酶制剂，对钙含量还有较高的要求，所以我们往淀粉乳中

添加氯化钙溶液以满足之。由于酶制剂的技术进步，现今对

钙的依赖大为降低，一般淀粉乳中含有的钙（当淀粉乳电导

率＞1502时）即可满足，无须额外再添加氯化钙。

酶制剂的保存过程中其活性（活力）一直在降低，温度

越高，活力下降的速度越快。酶活力的下降会带来两个方面

的危害，一是影响水解效果，再是增加生产中酶的消耗量。

酶的存放最好是在3〜5℃的冷库中，如果没有这个条件，最

起码要存放在带空调的房间内。库房中的酶在取出使用时应

尽量按照入库的时间顺序依次取用，库房内存酶量尽量不要

超过1个月的用量。在生产现场正在使用的酶储存容器，因

环境温度较高，存放量不宜超过12小时。

反应淀粉水解程度的参数是DE值，淀粉乳的DE值是0,

纯葡萄糖溶液的DE值是100o水解液的DE值在0-100之

间，水解程度越高，DE值越大。生产实践中经常出现检测

出糖化液的DE值略大于100的情况，是因为DE值的检测

采用化学法，属于检测误差所致。

液化和糖化分别采用液化酶和糖化酶来完成各自的工

作。液化酶先随机将淀粉分子切成平均7〜8个葡萄糖分子

（对应DE值12〜14）单元的短链分子，再依靠大量的糖化

酶逐个与短链分子结合后逐次把葡萄糖单元一个一个水解

下来。之所以采用液化酶和糖化酶配合来完成整个水解过

程，是因为单独用其中的任一种酶哪怕花费很长的时间都无

法完成淀粉的完全水解过程，或者水解的均匀度也非常差。

液化酶和糖化酶由于最佳工作条件相差太大：以生产结

晶葡萄糖为例，液化酶是PH6.R90℃,糖化酶是PH4.5、60℃。

所以液化后的液化液去糖化前只需调整PH和温度即可，无

须再升温灭酶。早先的淀粉糖工艺糖化结束后需要用蒸汽升

温灭糖化酶，是因为当时的糖化酶纯度不够，杂酶很多，糖

化后期的副反应较多。现如今随着酶制剂技术进步，糖化酶

纯度大为提高，糖化后期的副反应很少，糖化终了再去灭酶

徒消耗蒸汽，完全没有必要。

PH计的电极受有机物的污染会产生越来越大的偏差，一

般每班都需要用PH缓冲液(PH4.0和PH7.0)对其调教一次。

1、液化：

液化一般使用耐高温淀粉酶。淀粉乳是大量的淀粉分子

缠绕在一起形成淀粉颗粒悬浮在水中，淀粉的酶液化需要首

先将淀粉颗粒在高温下充分发生水合反应，破坏其团粒物理

结构，才能顺利与酶接触发生水解反应。淀粉在不加酶的情

况下升温到60℃以上就要发生糊化反应，形成高粘度难于输

送的糊状物料。所谓液化就是加液化酶后在高温下破坏淀粉

颗粒物理结构的水合作用和淀粉的酶水解作用同时进行，形

成粘度相对较低的液态(非糊状)物料即液化液。要想充分

破坏淀粉的团粒结构，需要110℃甚至更高的温度，所以耐

高温淀粉酶比非耐高温淀粉酶更加适合于淀粉乳的液化。

使用玉米淀粉乳生产结晶葡萄糖、F55等追求糖化DX

的生产线，采用两次喷射液化工艺比较适合：添加了三分之

一液化酶的淀粉乳用直接蒸汽加热升温到110℃并维持1分

钟，然后闪蒸降温到95℃反应约20分钟；再用直接蒸汽加

热升温到135℃维持15秒，然后闪蒸降温到93℃补加剩余三

分之二液化酶，反应90分钟。110℃和135℃的高温是破坏

淀粉团粒的物理结构充分发生水合作用所必需，液化酶的最

佳作用温度在90〜95℃,95℃以上，酶活力下降很快，所以

高温下的维持时间应以达到充分水合反应目的情况下尽量

缩短。液化酶二次加酶点的选择必须在135°C后一次加酶活

力尽失闪蒸降温后，才能在随后的90分钟反应中起主要作

用。为了在喷射液化后迅速闪蒸降温到95或93℃,需要为

液化系统配备抽凝真空系统。两次喷射液化工艺是糖化液获

得高平均DX值和高过滤通透性能的保证。

液化后DE值以12〜14为宜，DE值太高，会在液化阶

段直接产生很多难被糖化酶水解的超短链分子糖，如麦芽糖

和麦芽三糖，最终影响糖化液DX值。而且平均分子链太短，

与糖化酶的结合困难，会延长糖化时间或增加糖化酶的消

耗；DE值太低，液化液的粘度较大，也会增加糖化的难度。

液化是淀粉糖生产的关键工序，液化不好，不但后工序

过滤困难，甚至会由于大分子糊精的存在让结晶和离心分离

变得非常困难或无法结晶。相比之下，糖化倒不太容易出现

大的问题。造成液化效果不好的原因不外有三：液化酶活性

不够（大部分情况是因存放温度偏高造成酶活性损失过大，

也有因加酶系统出现故障没加上酶）、PH调整不准确和原料

淀粉乳酸败变质。因一旦液化不好将对后工序造成非常大的

困难和生产损失，及时发现液化异常就显得非常重要。所以

要求每半个小时取样做一次碘试，每4个小时取样化验一个

DE值和滤速。测DE值和碘试颜色判定都是检测液化液的

DE值是否在合适范围，测DE值速度较慢但结果比较准确，

碘试颜色判定比较方便快捷，但结果准确度也就相对较差。

液化的均匀度也很重要，同样DE值的液化液，如果液

化不均匀，其不同DP的糖分分布就会非常宽泛，这样的液

化液去糖化后是不可能获得高的DX值和好的效果。专业术

语上，水解液中的葡萄糖我们称为DPI,麦芽糖称为DP2,

麦芽三糖称为DP3,以此类推。两次液化反应时间的分配和

液化反应设备的结构都影响液化的均匀度。合理的反应设备

结构，可以很好的消除因流体在流道中行进的罐壁效应带来

的不均匀通过时间，或叫做不均匀停留反应时间。流体在流

道中低速平流时，流道中心的流速大于流道边缘（罐壁处）

的现象叫做罐壁效应，主要是因为流体粘度所致，粘度越大,

罐壁效应越明显。为了液化均匀，由12个特殊设计的瘦长平

流反应器串联组成的液化反应器无疑是最佳的选择。

喷射液化器开车时必须先走水将温度升到规定参数后才

能切换成物料，否则有未液化的生淀粉通过的危险。喷射液

化器停车时必须先切换成水走2〜3分钟以清洗，否则会因蒸

汽阀泄漏烤糊物料造成喷射液化器堵塞。

二次喷射的供料泵和平流反应器的供料泵因物料粘度较

高，可以选择转子泵或电机配大一号的离心泵。一次喷射的

供料泵因淀粉乳粘度较低，普通离心泵最好，不可误认为转

子泵或螺杆泵更好，用转子泵输送低粘度物料时，由于转子

间缝隙的泄漏，往往达不到其标示的流量和扬程。一次喷射

和二次喷射的供料泵扬程都应不低于50m,否则会因为其背

压的变化造成流量大的波动，甚至产生剧烈振动。因温度超

过常压下水的沸点100℃,喷射液化器的背压与温度有对应

关系，温度的变化会引发背压的变化。喷射液化器后的高温

维持管末端必须设背压阀以确保物料在维持管内不沸腾，加

装自动调节的背压阀只能减少而不能完全消除背压的波动。

当项目规模较大，喷射液化的流量超过50M'7h时，喷射

液化器（特别是一次喷射）建议选用进口的美国水热公司产

品或国内相类似结构的产品。

加酶计量泵是往复式隔膜泵，输送流量比较稳定，可调

节其冲程或频率来改变输送量。选配计量泵宜选大，使其在

70%以下的频率运行即够，有助于延长计量泵的使用寿命。

2、糖化：

糖化的操控远比液化简单，主要应该注意PH值调控、

温度调控、浓度调控、加酶正常和糖化搅拌控制，只有这几

个方面都控制得很好，才能获得好的糖化效果（高DX）。

PH值要想调控好，除了定期对PH计进行校验外，对正

在入料的糖化罐分别在料位30%、65%和满罐时取样送检也

很重要。当满罐后才发现PH不对，特别是PH偏低需要再

加碱回调，操作就会非常繁琐，并且会对生产带来大的损失。

温度调控相对简单，我们在计算机控制程序上设置了糖

化入料温度偏差报警，而且每个糖化罐上都装着温度计，如

果罐上的温度计与对应入料阀和液位计连锁，我们也可以实

现对正在入料的糖化罐设置计算机温度偏差自动报警。单罐

糖化时间一般按60小时考虑，为了保证糖化过程的温降小于

1℃,对于300立方容积的大型糖化罐，考虑气候因素，糖化

罐100〜150mm的岩棉保温层厚度是有必要的。

为了获得糖化高DX值，可添加从离子交换返回的甜水

来适当稀释糖化罐的入料。入料浓度越低，糖化最终DX会

越高，但是低入料浓度会增加后续蒸发工序的能耗。经验数

是将液化液浓度从33〜35°BX（淀粉乳喷射浓度36〜37%时）

稀释到30〜31"BX,这样糖化液浓度会在32〜33°BX,既保

证了较高的DX（平均97.0%以上），又不增加太多的水。

糖化罐如因加酶系统故障或酶活性不足导致糖化太慢，

可以直接向糖化罐补加糖化酶。我们一般要求每个糖化罐从

入料满罐开始计时，分别在糖化15h、30h、45h和60h时取

样做HPLC（高压液相色谱）检测，以及时了解糖化的状况。

在采用大型糖化罐时（600方以上），可给糖化罐的搅拌

配备变频器，使用变频器可调节出一个合适的搅拌转速，而

且搅拌晃动较轻，同时也减少电的消耗。每个糖化罐在其整

个糖化周期中对搅拌强度的需求是变化的：糖化罐入料时为

了充分混合罐内物料，此时需要的搅拌强度最大；为了增加

平均过滤速度减少后续真空转鼓过滤的硅藻土消耗，糖化罐

出料前及出料前期最好让搅拌停一段时间（从糖化60h到出

料罐液位降到40%）;至于糖化过程，搅拌主要是避免蛋白

或酶制剂与物料分层造成糖化不均匀，需要的搅拌强度较

小，可以让计算机程序控制搅拌每运行10分钟停歇20分钟。

糖化罐还需定期清洗，我们配备了热水（80〜85℃）清

洗系统。糖化罐若长期不清洗，罐底和罐壁堆积的残渣会越

来越多，增加染菌风险和占用有效空间甚至影响糖化效果。

一般糖化椎每运行5〜6个周期应该清洗一次。

糖化罐经热水喷淋清洗后，罐内充满水汽，此时千万不

要进入冷水（特别是从顶部喷淋）或冷物料，否则会因水汽

快速凝结产生真空，虽罐顶呼吸口也来不及破除造成糖化罐

被吸扁。大型糖化罐对抗外压的能力很弱，一旦发生这种情

况，修复非常困难。

三、废汽（液化闪蒸二次蒸汽）和废能再利用：

1、精制后糖液通过MVR蒸发器预浓缩，再送去三效废热蒸

发器进一步浓缩到所需浓度。三效废热蒸发器使用液化闪蒸

出来的二次蒸汽为热源，其温度约为90〜92℃。MVR蒸发

器的出料浓度要调控成三效废热蒸发器既能完全消耗掉液

化闪蒸废汽，又要尽量减少生蒸汽的补充。这样许多淀粉糖

生产线的浓缩汽耗都可以做到接近零汽耗。

2、93℃左右的液化液送糖化前先与离交后45℃左右的蒸发

进料换热，是淀粉糖生产中最经典的回收废能料料换热。

第二节糖化液的过淀

糖化液中含有大量的主要由淀粉乳带来的蛋白质，这些

蛋白在液化时受热变性，呈固态悬浮在糖液中。早先的淀粉

糖工厂采用板框压滤机来滤除蛋白，后来预涂硅藻土助滤剂

的预涂层式真空转鼓吸滤机出现，绝大多数（特别是规模较

大的工厂）转而采用真空转鼓吸滤机来滤除蛋白。真空转鼓

因为有刮刀连续不停地将助滤剂表层的蛋白滤饼剔除，其过

滤速度非常快、对物料的适应性较强（特别是物料难过滤时）、

劳动强度较低且滤饼较干。

真空转鼓在过滤物料前先要在转鼓的表面挂上一层12〜

15cm的硅藻土助滤剂，俗称挂土。在真空吸力的推动下开始

过滤物料后，刮刀以每小时约1cm的速度缓慢进刀，将附着

在硅藻土表面的滤饼随时刮下。当然，同时硅藻土层也被刮

去很薄的一层。当硅藻土层剩下只有2〜3cm时，停止进料，

等料过滤完后手动进刀将硅藻土表面完全刮干净，就可以补

（挂）土将硅藻土层的厚度恢复到12〜15cm,如此循环进行

糖液的连续过滤。

真空转鼓设备的优劣主要体现在刮刀上，好的转鼓其刮

刀锋利、耐磨，刮下来的滤饼含土量极低。正常情况下生产

一吨结晶葡萄糖的硅藻土消耗应该在51<g以下，要达到这个

水准，保持刀的锋利是关键。

我国硅藻土的产地集中在吉林地区，硅藻土资源面临快

速枯竭的境地。将来可以使用成本更加低廉珍珠岩来替代硅

藻土，虽然珍珠岩的综合性能不如硅藻土，而且在倾倒过程

容易散发使人嗓子发痒的粉尘。

真空转鼓滤饼干度的调节可以通过控制转鼓的转速和液

位来实现。为了获得好的过滤和吸干效果，一般在过滤物料

时保持转鼓的浸没角在45〜60。，即设置转鼓的液位大约在

30〜60%,然后通过控制转鼓的速度来达到最佳运行状态。

真空转鼓过滤葡萄糖溶液的能力有很大的弹性，通过调

节进刀速度可以获得每平米每小时300升〜600升的经济速

度。进刀速度加快会使硅藻土消耗的绝对值上升，但同时过

滤速度的上升使得相对最终葡萄糖产品的单耗不一定上升。

较高的过滤速度还可以带来电耗的下降。生产中的最佳过滤

速度需要技术人员来摸索和完善。

转鼓应选配合适密度的滤布。滤布密度太高，会增加过

滤阻力；滤布密度太低，会在挂土时因为漏气量太大而需要

配置较大的挂土真空泵或者挂土困难。所以合适的滤布密

度，应当在挂土泵水试运行时能够维持转鼓真空度在一

0.10--0.15Bar为宜。滤布在辅设时应注意搭接面不宜超过

6cm,否则会造成搭接处挂不上土。挂土时硅藻土的浓度宜

配到15%以上，有利于挂土成功。

由于真空转鼓表面的漏气量在挂土和糖液过滤过程差别

非常大，即对真空的需求差别很大。为了节省电能消耗，可

采用挂土真空泵和运行真空泵分置，挂土泵远大于运行泵。

挂土泵只在挂土时短时间运行，运行泵则一直在运行（包括

挂土时与挂土泵一起运行）。运行真空泵还可配备变频器，

通过自动调控其工作频率，将转鼓的真空度调节在一0.5〜一

0.6Bar的最佳运行真空度，既能保证转鼓的正常过滤需求，

又不会造成硅藻土层因真空过大而压得太实甚至干裂。运行

泵若未配备专门的变频电机，还须依靠计算机连锁限定来确

保电机运行频率不低于20赫兹，避免电机因过热而烧毁。

真空泵的水环水如果温度不高的话可以减少其置换量以

省水。真空转鼓的补土不宜超过5次，应该定期用2〜3%的

稀碱液（氢氧化钠）对转鼓清洗后再重新挂土。技术人员在

转鼓制造商调试设备阶段还应该学会如何安装或更换滤布。

近年由于含硅藻土较多的蛋白滤渣不好销售，加上板框

压滤机的持续改进，越来越多的淀粉糖工厂又回到使用板筐

压滤机。特别是自动拉板的隔膜板框压滤机的出现，由于可

通过隔膜压榨来压干滤饼，无需等到滤饼充满板框滤速严重

下降后才卸框，这样相当于提高了整体过滤速度，对于高

DX糖化液的平均过滤速度可以达到60L/hXm2甚至超过

lOOL/hXm%采用板框压滤机的另一个优点是相对省电，但

劳动强度（包括拆卸和洗滤布）远大于真空转鼓，生产环境

也不如真空转鼓。

近年膜过滤技术发展很快，逐渐有不少淀粉深加工企业

使用膜过滤系统来预浓缩糖化液，浓液再去板框压滤机压滤。

这种方式可以获得较好的滤液品质，但运行成本要高于转鼓,

而且一次性设备投资要大很多，一般不建议采用，但有实力

的企业除外。其实要想得到品质好的最终淀粉糖产品，按照

淀粉糖常规的精制工艺，最后在蒸发浓缩前加设一个相对小

得多的膜过滤器，照样可以取的好的效果，运行费用还很低。

从常理讲，过滤过程由粗到精逐级过滤最经济，越是精密的

过滤器越应该放到杂质负荷较低的精制液上以保证最终产品

质量，非要在富含蛋白杂质的糖化液上一步到位采用如此精

密的膜过滤，其结果一般不经济。当然，随着技术的进步，

如果膜过滤机组的耗电能够获得比较大的降低，还是可以获

得推广应用的。

无论采用预涂式真空转鼓还是板框压滤机，糖化罐出料

前先静置1小时左右，让滤渣和清液初步分层都有助于提高

过滤效率。对于低DE值难过滤的糖化液，采用预涂层式真

空转鼓过滤机还是最佳的选择。

第三节脱色

糖化液中除了以蛋白为主的水不溶性杂质，还有可溶性

杂质，可溶性杂质又包括以色素为主的有机物和无机盐类灰

分物质。粉末活性炭因其复杂多孔结构而拥有非常大的比表

面积，糖液与活性炭接触后，糖液中的有机杂质被活性炭吸

附，再通过压力过滤将加入的活性炭连同其吸附的杂质一并

滤除，可以达到为糖液脱色的目的。不仅糖化液需要脱色，

为了使最终产品满足色度要求，很多情况下中间制品的溶液

也需要加设脱色工序。当然活性炭脱色过程也会因活性炭吸

附糖液造成一定的糖损失。

生产粉末活性炭的原料有木屑（木材加工过程产生的锯

末）、果壳和甘蔗渣等，大部分是以木屑为原料。市售的粉

末活性炭根据其制造方法分为氯化锌炭和磷酸炭，氯化锌炭

制造是以氯化锌为成孔剂，磷酸炭则以磷酸为成孔剂。氯化

锌炭灰分较低，且孔道多因而活性表面较大，脱色能力也较

强。磷酸炭则灰分较高，且活性表面积较小，脱色能力也较

弱。磷酸炭还存在假脱色问题，即脱色后糖液色值检测合格，

实际色素脱除率不够，因为磷酸有漂白作用。糖浆脱色以往

都优先采用氯化锌炭，但由于氯化锌炭生产过程对环境污染

很大，而且随着技术的进步，磷酸炭的脱色能力和质量也有

了很大的提高，将来估计脱色会以高质量的磷酸炭为主。

淀粉糖液脱色的活性炭消耗量很小（干物的千分之一左

右），采用连续脱色比较合适，操作简便，劳动强度较低。

实验结果表面，活性炭与糖液或糖浆充分搅拌接触15分钟，

即可以完全发挥炭的吸附脱色能力。我们一般按照停留时间

为30分钟来设计连续脱色罐，无须担心活性炭的脱色力发挥

不好。连续流加的新鲜活性炭浆采用高纯度热水与活性炭混

合配制而成，其浓度以10〜12%为宜。

某些发酵制品或木糖水解液，由于脱色负荷大，活性炭

消耗高，则宜采用间歇且至少两次逆流的方式，即先用旧炭

脱色，压滤后产生废炭饼；再用新炭脱，压滤后产生旧炭饼。

越来越多的淀粉深加工企业特别是大型企业采用可再

生颗粒炭脱色装备作预脱色用，虽然投资较大，但因其可以

用电炉或燃气产生约900℃的高温连续再生，相比较粉末炭

脱色，其运行成本和炭消耗都比较低，同时还有益于整体的

环保事业，减少粉末活性炭的生产过程对环境的污染。连续

工作的颗粒炭柱可以是单台采用脉冲模式断续取炭出来再

生，也可以采用多柱轮流使用的模式将需再生的炭柱整柱取

炭出来再生。颗粒炭脱色装备的主要造价和运行成本在再生

炉上，所以再生炉的选型应恰当以促使其能够连续工作。颗

粒炭脱色对脱色液的绝对色度控制上不如粉末炭脱色，所以

一般用作预脱色，特别适合高脱色负荷下的预脱色。

生产高品质产品的最后一道脱色工序，需要用药用级炭,

而且最好是用水洗炭，即经过洁净水充分洗涤过后未经干燥

的炭，这样的炭既不会在使用时扬起粉尘，灰分又较低。千

万不得使用工业用湿炭，特别是不得采用回收炭（各行业回

收来的废炭再生而得）0

可再生脱色树脂脱色也是常用的一种脱色方法，树脂再

生时采用4%左右食盐水或氢氧化钠稀溶液。在粉末活性炭

资源较丰富的中国，采用脱色树脂脱色一般投资和运行成本

都相对较高，日本则相反。采用脱色树脂脱色可以获得色度

极低的糖液，但是不能承担高脱色负荷下的脱色工作，否则

运行成本和脱色液质量都变差很多。一般建议离交树脂脱色

在低负荷的最后阶段脱色工序应用，可以获得较好效果。

粉末活性炭脱色后的压滤，首选的设备仍然是历史悠久

的板筐压滤机，可配袋式过滤器用于检查过滤。

在药用级产品生产中，无论是颗粒炭脱色还是离交树脂

脱色，对热源物质（主要为菌体）的吸附都赶不上粉末活性

炭，所以工序中还必须保留至少一道粉末活性炭脱色工序。

第皿节离子交换

糖液或其它发酵制品溶液中含有许多溶于水中的无机

杂质，这些杂质在水中以阳离子和阴离子的形式存在，离子

交换的目的就是除去这些水溶性的无机杂质。离子交换分阳

离子交换和阴离子交换，阳离子交换是利用阳离子交换树脂

提供氢离子（H+）与糖液中的钙（Ca2+）、镁（Mg2+）

和钠（Na+）等杂质阳离子进行交换，树脂上的氢离子进入

糖液中，糖液中的杂质阳离子则被吸附在树脂上；阴离子交

换是利用阴离子交换树脂提供氢氧根离子（OH—）与糖液

中的氯根（C1—）和有机酸根等杂质阴离子进行交换，树脂

上的氢氧根离子进入糖液中，糖液中的杂质阴离子则被吸附

在树脂上。糖液通过阳离子交换和阴离子交换后，糖液中的

杂质阳离子和杂质阴离子都被吸附到离子交换树脂上被去

除，这些杂质离子为糖液中灰分等杂质的组成部分。从树脂

上交换入糖液的氢离子和氢氧根离子则结合为水，糖液中的

无机杂质都变成了相应量的水得以除去。为了保持离子交换

树脂的交换能力，我们需要在其交换能力下降的时候分别利

用酸和碱对阳离子交换树脂和阴离子交换树脂进行再生。

虽然离子交换的主要任务是去除溶于水中的无机灰分

杂质，但离子交换也有一定的吸附有机杂质的能力，特别是

吸附分子量比葡萄糖小的有机杂质，对降低糖液的色值也有

一定的作用。

物料进入离子交换的温度以20〜26℃或55〜56℃为宜，

避开易发酵温度区间，最高不得超过58℃。洗水温度以50〜

55℃为宜，最高不得超过58℃。过高的温度容易造成树脂的

破碎而损失树脂，也可能导致离交系统的塑料管软化变形。

离交柱的设计讲究高径比的说法不完善，准确的说小型

离交拄应保证物料与树脂的接触时间不少于20分钟并且流

动速度不小于每分钟3cm；大型离子柱还应该尽量不要让树

脂床的高度大于2.0米（当柱底水帽和石英砂层设置较好时

树脂床可适当加高，但最高不宜超过2.5米），以免因交换时

物料流经单个离交柱的压损超过l.OBar而导致树脂碎裂。

经离子交换处理后的溶液质量一般可通过检测电导率

指标来反映，中间制品一般控制电导率小于100微西门子，

最尾部工序的离子交换电导率则需控制小于20微西门子甚

或小于5微西门子，离子交换的脱盐率最高可达99%左右。

经验表明，离子交换树脂再生时使用的稀盐酸和稀碱

（氢氧化钠）浓度控制在3.5〜4.0%消耗最低，最为经济。

离交柱一般采用装有大量水帽的孔板来支承树脂，水帽

上装至少三层各100mm厚石英砂，底层石英砂粒径5〜8mm,

中层3〜5mm,顶层层1〜3mm。石英砂层上再装填树脂，

这种做法既确保树脂不漏过水帽，又能保证较大的流通量。

离交柱的放置最好采用支耳悬挂在楼板的方式，这样树

脂层顶面视镜和液面视镜都可以安排在比较合适观察的高

度，站在楼面上操作起来非常方便。

离交树脂的真比重在清水中为1.05-1.15之间，在溶液中

会随着溶液比重的增加而增加。所以在比重大于1.2的溶液

中，树脂会汇聚在液面处，但不会浮出液面。

离交机组的型式主要有三种，手动离交、自动离交和转

盘式自动离交。自动离交特别是转盘式造价要高很多，从运

行效果来看，交换效果与离交型式无关。由于手动离交的操

作劳动强度不大，所以采用何种型式基本上是从企业实力和

偏好来考虑，与技术关系不大。

第五节蒸发浓缩

蒸发浓缩过程是通过蒸汽将溶液加热到沸点温度沸腾，

溶液中的水分以气态逸出蒸发掉，溶液因水分减少而得到浓

缩。生物制品工业很多溶质都是热敏性物质，过高的温度会

造成其分解而损失并且加重颜色。采用真空蒸发可以降低溶

液沸点使其在规定温度以下完成蒸发浓缩过程。

以往蒸发浓缩优先采用TVR多效蒸发器（TVR指蒸汽

喷射热泵），由于国产蒸汽压缩机（MVR）的逐渐成熟和节

能需求的提升，当前选用蒸发器时一般优先考虑废热多效蒸

发器或MVR蒸发器。

保证多效蒸发器的末效真空度很重要，关乎蒸发器是否

能够获取足够的总有效温差以保证蒸发能力。好的多效蒸发

器末效真空度一般可以达到一0.9Bar,相当于末效二次汽温

度46〜48℃。末效真空不好的原因往往不在真空泵，而在于

末效二次汽冷凝不好或者系统漏气。对于糖液或发酵制品浓

缩，过低的末效温度会导致出料粘度太高，所以一般设置末

效真空自动控制系统将末效物料蒸发温度控制在48〜58℃；

而对于MVR蒸发器，为了降低MVR的造价则往往把物料蒸

发温度控制在55〜65℃。

由于蒸汽总管压力的波动和蒸发浓度随蒸汽流量改变

而变化的滞后较大（2〜3分钟），蒸发浓度的自控最好采用

串接调节系统来实现。串接调节系统相当于增加了一个从回

路，第一个回路（主回路）调浓度，浓度偏离时，发出调整

头效加热室蒸汽压力的指令，而不是直接发出调整蒸汽阀门

的指令；第二个回路（从回路）根据主回路的指令调头效加

热室蒸汽压力，从回路才发出调整蒸汽阀门的指令。测量浓

度的仪表，一般不必使用价格八九万甚或更高的浓度计，可

以采用特别便宜的比重计来测浓度。比重计（DT）实际上是

一个双法兰差压变送器（△PT）,因为△P=0gH,当料液全

部淹没差压变送器上下两个法兰的测压点时，料液测压高度

H是固定不变的，此时△口与料液的比重R成正比，所以APT

根据与料液的比重的对应关系，可以将料液的比重数据

转换成4〜20mA直流电流信号（俗称模拟信号），再经控制

器转换成数字信号。DT的测量精确度不亚于比重计，采用

DT来测量料液比重，由于料液比重与浓度的对应性，当我

们希望把料液自控在某一浓度时，只需要知道对应这个浓度

的比重数据，将该比重数据作为自控调节回路的设定值，即

可利用DT实现料液的浓度自动控制了。

对于多效蒸发器，顺流蒸发是最常用和最好的流程，只

有当末效出料因温度过低造成产品结晶析出或粘度过大难

于出料时，才值得去考虑倒数第二效出料的错流蒸发流程。

国内很多蒸发器制造商和用户都在这方面存在认识误区。

仍然很多企业因蒸发浓度自动控制或流程设计得不好，

蒸发过程不能连续而只能循环浓缩达到浓度断续出料，希望

同学们在工作中遇到时能够推动其改正过来。很多浓缩工序

属出料浓度除以进料浓度＞2.5的大浓缩比蒸发，末效容易因

流量不足造成干管。大浓缩比蒸发可以采用部分出料打大循

环返回蒸前罐的方式降低浓缩比；也可以采用末效自循环甚

或后面几效自循环的方式增加流量，但循环泵和出料泵应该

分置，共用泵容易导致蒸发的不稳定。

多效蒸发的头效蒸发温度也是采购蒸发器的重要参数。

很多糖类和发酵制品都属于热敏物料，要求头效蒸发温度

（头效是蒸发系统中温度最高部位）不低于某一数值。限定

了头效温度和末效温度，蒸发器的总有效温度就确定了，其

总加热面积也就有了保证，蒸发器才能满足工艺所需。

蒸发器的加热器型式主要有降膜和板式两种，一般只要

物料非蒸发过程易产生结垢，则优先选用降膜蒸发器，具有

蒸发稳定、造价低和寿命长等优点。

第六节发酵与酶工程

一、发酵：

发酵是指通过对微生物（或动植物细胞）进行大规模的

生长培养，借助微生物在有氧或无氧条件下的生命活动来制

备微生物菌体本身、或者直接代谢产物或次级代谢产物的过

程。是生物工程产业化应用的主要途径。

我国的现代发酵工业发展很快，发酵工业总产值已达三

千多亿元，发酵制品涵盖方方面面，比如食品发酵（如酸奶、

干酪、面包、酱腌菜、豆豉、腐乳等）、酿造（如啤酒、白

酒、黄酒、葡萄酒等饮料酒及酱油、酱、醋等酿造调味品等）、

近代的发酵工业（如酒精、乳酸、丙酮、丁醇等）、各种氨

基酸（味精、赖氨酸、丝氨酸等）、有机酸（柠檬酸、醋酸、

苹果酸、琥珀酸等）、抗生素（青霉素、土霉素、链霉素等）、

酶制剂、单细胞蛋白和各种维生素以及生物农药等。

要实现发酵过程并得到发酵产品，就必须具备几个条

件：1、要有某种适宜的微生物；2、要保证微生物进行代谢

的各种条件（培养基、温度、通气量和酸碱度等）；3、要有

进行微生物发酵的设备；4、要有将菌体或代谢产物提取出

来并且精制成产品的方法和设备。

二、工业微生物及其选育：

发酵工业常用的微生物菌种有霉菌、酵母菌、细菌、放

线菌、病毒和藻类等。

菌种选育的目的是改良菌种的特性，以获得质量优异的

菌种，使其生物合成目的产物的能力高、对所用原辅材料的

适应性强、能抵抗不良的培养条件、生产周期短、能简化发

酵和下游处理工艺并且方便管理及综合利用，从而符合工业

生产的要求。菌种的选育方法有自然选育、诱变育种、杂交

育种和分子育种等。自然选育是指从自然界分离获得菌种，

在生产中根据菌种的自发突变进行筛选而获得优质菌种；诱

变育种是指通过物理或化学等诱变剂的处理，使诱变对象细

胞内的遗传物质发生变化，再通过分离筛选获得具有优良性

状的变异菌株；杂交育种指不同种群、不同基因型微生物个

体间进行杂交，并在其杂种后代中通过选择而育成纯合品种

的方法。杂交可以使双亲的基因重新组合，形成各种不同的

类型，为选择提供丰富的材料；基因重组可以将双亲控制不

同性状的优良基因结合于一体，或将双亲中控制同一性状的

不同微效基因积累起来，产生在各该性状上超过亲本的类型；

分子育种又称基因工程，是以分子遗传学的理论为基础，综

合分子生物学和微生物遗传学的最新技术而发展起来的一门

技术。是按人的意志，将某一生物（供体）的遗传信息在体

外经人工与载体相接重组构成重组DNA分子，然后转入另

一生物体（受体）细胞中，使被引入的外源DNA片段在后者

内部得以表达和遗传。通过基因工程改造后获得的菌株被称

为工程菌株，工程菌株现已大量应用于发酵生产上。

基因工程育种、活性干酵母发酵和固定化酶技术等现代

发酵技术的出现，大大的促进了发酵工业的发展。活性干酵

母是由特殊培养的鲜酵母经压榨干燥脱水后仍保持很强的

发酵能力的干酵母制品。将压榨酵母挤压成细条状或小球

状，利用低湿度的循环空气经流化床连续干燥，使最终酵母

水分达8%左右，并保持酵母的发酵能力；固定化酶技术是

指将酶固定在不溶解的膜状或颗粒状聚合物上，以聚合物作

为载体的固定化酶在连续催化反应过程中不再流失，从而可

以回收并反复利用，极大地改善了酶反应的经济性。

三、灭菌和发酵培养：

杂菌的存在会影响发酵的正常进行和效率，严重的杂菌

污染会得到完全非目的产物，造成发酵的失败。所以发酵设

备和发酵培养液都必须先经灭菌将杂菌灭活。灭菌的方法有

很多，但最适合发酵工业的简单有效灭菌方法是用高压水蒸

气进行湿热灭菌。

湿热灭菌有分批灭菌（实消）和连续灭菌（连消）两种

方法。实消是培养液在发酵罐中加热灭菌，即在每批培养基

全部流入发酵罐后，就在罐内通入蒸汽加热至灭菌温度，维

持一定时间，再冷却到接种温度；连续灭菌则采用专用灭菌

设备即连消灭菌机在高温下进行短时间加热灭菌，然后连续

冷却到接种温度送入发酵罐。固体培养基实消灭菌时常采用

转鼓式灭菌机以提升灭菌效率。连消具有培养液受热时间短

营养分破坏少、质量均匀、蒸汽负荷均衡和适用于自动控制

等诸多优点，所以获得特别是大型发酵工厂的大量应用。培

养基采用连消灭菌时，发酵罐需在培养基灭菌前，直接用蒸

汽进行空罐灭菌，并用无菌空气保压，待培养基流入罐后，

开始冷却。连消常用UHT（UltraHighTemperaturetreated）超高

温瞬时灭菌的方法，温度为135/40℃,保温4秒钟。连消的

加热方法主要有蒸汽喷射加热和板式加热两种，板式UHT

还很方便实现灭菌后高温料与灭菌入料的料料换热，利用灭

菌后高温料的余热来做灭菌预热，可以为灭菌过程节省大量

的蒸汽，因而获得了很好的推广。

发酵培养方法有分批发酵法、补料分批发酵法和连续发

酵法。分批发酵法一般采用单罐深层培养法，每一个分批发

酵过程都经历接种，生长繁殖，菌体衰老进而结束发酵，最

终提取出产物。与糖化、结晶、氢化等化工单元一样，发酵

也属于间歇操作整体效果好于连续操作的化工工序，分批发

酵法仍然是当前主要的发酵培养法；补料分批发酵法又称半

连续发酵或半连续培养，是指在分批培养过程中间歇或连续

地补加新鲜培养基。半连续发酵最大的好处是可以让发酵系

统维持较低的基质浓度的同时获得较高的发酵率；连续发酵

法是当微生物培养到对数生长期时，在发酵罐中一方面以一

定速度连续不断地流加新鲜液体培养基，另一方面又以同样

的速度连续不断地将发酵液排出，使发酵罐中微生物的生长

和代谢活动始终保持旺盛的稳定状态，菌体在衡定生长速度

下进行连续生长和发酵。连续发酵又可以分为开放式