1、化学化工学院生物与制药工程系生物工艺学课程设计题 目： 年产 4500 吨的味精发酵罐的设计 姓 名： 郝嘉斌 学 号： 2013003174 专 业： 生物工程 1301 指导教师： 赵秋勇 20 17 年 1 月 13 日 第 1 页目 录目 录 2第一章 设计依据、设计原则 .31.1 概述 .31.2 设计依据 31.3 设计原则 .3第二章 设计内容 .42.1 生物反应器的类型、材质、反应温度和反应压强的确定 42.2 物料衡算及发酵罐的主要设计 .42.2.1 工艺技术参数 .42.2.2 物料衡算 52.3 发酵罐的设计 .92.3.1 发酵罐公称容积的确定 .9第 2 页2.
2、3.2 发酵罐各部主要尺寸计算 102.3.3 发酵罐的通气设计 112.4 生物反应器传动形式的设计 .142.5 热量衡算 152.5.1 冷却面积的计算 152.5.2 淀粉液化工序的热量衡算 162.5.3 液化液糖化过程的热量衡算 172.5.4 连续灭菌和发酵工序的热量衡算 172.6 搅拌器的类型，由搅拌器转速进行搅拌功率、搅拌轴直径的计算的确定 192.6.1 搅拌器类型的确定 192.6.2 搅拌轴功率的计算 202.7 其它辅助设备的设计与选型 212.7.1 糖化工序的用水量 212.7.2 连续灭菌及发酵工序的用水量 212.7.3 设备结构的辅助工艺设计 222.7.
3、4 发酵罐辅助尺寸的计算 232.7.5 冷却装置的设计 242.7.6 设备材料的选择 .25第 3 页2.7.7 发酵罐支座选择 .26参 考 文 献 .27第一章 设计依据、设计原则1.1 概述设计味精生产全过程可划分为四个工艺阶段：（1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备；（2）种子扩大培养及谷氨酸发酵；（3）谷氨酸的提取；（4）谷氨酸制取味精及味精成品加工。本设计的任务是对一个年产一万吨的味精厂前两个阶段的工艺进行设计，主要是谷氨酸发酵阶段的设计。设计的内容包括：1）确定生物反应器的类型、材质、反应温度和反应压强；2）进行物料衡算，确定反应器的公称容积和反应器各部主要尺寸；3）生物反应器
4、通气和搅拌装置的设计，确定通气量和通气管内径；第 4 页4）生物反应器传动形式的设计，能防止染菌和微生物污染；5）进行热量衡算，由换热器类型和进出料温度进行换热器传热面积的计算；6）确定搅拌器的类型，由搅拌器转速进行搅拌功率、搅拌轴直径的计算；7）其它辅助设备的设计与选型；1.2 设计依据1.发酵工厂工艺设计概论 北京 中国轻工业出版社 20082.谷氨酸工程设计统一技术规定 北京 轻工业出版社 19993.化工工厂初步设计内容深度的规定 北京 轻工业部颁发 20014.化工厂公用设施设计手册 北京 化学工业出版社 20055.采暖通风及空气调节设计手册 北京 建筑工业出版社 20061.3
5、设计原则1.查阅大量文献，加大科技含量，采用先进、可靠、合理、经济的工艺。2.贯彻符合实际、多向思考、反复求证的思想充分利用现有的资源、条件、设施，努力降低成本，达到符合技术经济的设计标准。3.在符合实际的前提下，积极采用国内新技术、新设备，在节能降耗方面采取有效措施。4.坚持环境保护“三同时”，采取可靠的治理措施，强化洁净工艺技术，做到达标排放第二章 设计内容第 5 页2.1 生物反应器的类型、材质、反应温度和反应压强的确定设计生产规模为年产 4500 吨纯度 99%味精发酵罐。使用机械搅拌发酵罐生产。材质选用碳钢。发酵罐设计在太原地区使用，综合当地气温和谷氨酸发酵温度，确定发酵罐的工作温度
6、在 32到34。谷氨酸发酵为低压发酵，设计压力为 0.4MPa，反应压力 0.4Mpa。表 1 设计条件表序号 项目 数值1 名称 谷氨酸发酵罐2 用途 99%味精的生产3 反应压力（MPa） 0.44 工作温度（） 32到 345 公称容积（m 3） 506 装量系数 0.757 工作地点 太原市（室外）2.2 物料衡算及发酵罐的主要设计2.2.1 工艺技术参数（1）生产基础数据：生产规模： 4500 吨年 生产规格： 纯度为 99的味精生产方法： 以工业淀粉为原料、双酶法糖化、低温浓缩、等电提取生产天数： 300 天年 第 6 页倒罐率： 1%发酵周期： 40 小时 生产周期： 48 小时
7、种子发酵周期： 8 小时种子生产周期： 16 小时原料淀粉含量： 80 发酵醪初糖浓度: 150 kg/m 3 淀粉糖转化率： 95糖酸转化率： 50 谷氨酸提取收率： 80味精对谷氨酸精制收率：112 发酵罐接种量： 2发酵罐填充系数： 75（2）种子培养基：种子培养基(g/L)：水解糖：25，糖蜜：20，玉米浆：10，MgS0 4：0.4，MnSO4：0.002，FeSO 4：0.002，K 2HP04：1，尿素：3.5，消泡剂：0.3，泡敌：0.6（3）谷氨酸发酵菌株:谷氨酸发酵菌株:目前工业上应用的谷氨酸产生菌有谷氨酸棒状杆菌、乳糖发酵短杆菌、散枝短杆菌、黄色短杆菌、噬氨短杆菌等。本次
8、选用北京棒杆菌 AS1.229 及其诱变株 D110 等菌株。（4）发酵培养基：发酵培养基(g/L)： 水解糖：150，糖蜜：3， MgS0 4 ： 0.4，KCl1.2，第 7 页Na2HP04：0.2，MnSO 4：0.002，FeSO 4：0.002，尿素：40，消泡剂：4，泡敌：0.62.2.2 物料衡算表 2 主要技术指标生产规模 4500t/a 发酵初糖 150%生产方法 中糖发酵，一次等电点提取 发酵罐接种量 2%年生产天数 300d/a 淀粉糖化转化率 95%产品日产量 15t/d 糖酸转化率 50%产品质量 纯度 99% 麸酸谷氨酸含量 90%倒灌率 1% 谷氨酸提取率 80
9、%生产周期 48h 味精对谷氨酸产率 112%主要原材料质量指标 淀粉原料的淀粉含量为 80%，含水 14%。2.2.2.1 淀粉制糖工艺的物料衡算淀粉浆量及加水量 味精生产过程中，淀粉加水的比例为 1：2.5，即 1000kg 的工业淀粉调浆时的加水量为 2500kg，由此制得的淀粉浆量为 3500kg.淀粉浆中干物质（淀粉）的浓度 100086%/3500=24.57%液化用酶的量 淀粉液化用酶是 -淀粉酶，其用量为淀粉浆的 0.017%，即 -淀粉酶的用量为： 35000.017%=0.6（kg）一般来说，CaCl 2 的加入量是淀粉浆量的 0.043%，那么 CaCl2 量第 8 页3
10、5000.043%=1.5（kg）糖化酶的用量 糖化酶的用量是淀粉浆量的 0.043%，即糖化酶量：35000.043%=1.5（kg）制得的 24%糖化液的量为：100086%1.1198%/24%=3898(kg)24%的糖液的相对密度为 1.09，那么糖化液的体积就为：3898/1.09=3576(l)加珍珠岩量和滤渣量 淀粉需加入珍珠岩进行助滤，加入量为糖化液的 0.15%，即：38980.15%=5.85（kg）而过滤后的滤渣是含水 70%的废珍珠岩，滤渣量有：5.85/(1-70%)=19.5(kg)生产过程进入的蒸汽和洗水量3898+19.53500（0.6+1.5+1.5）5.
11、85=408.05(kg)其中淀粉原料每日用量为 39000kg，则根据比例可得表 3 糖化过程物料表进入糖化过程的物料 离开糖化过程的物料项目 物料比例（kg）日投料量（kg）项目 物料比例（kg） 日投料量（kg）工业淀粉 1000 39000 糖化液 3898 151905配料水 2500 97500 滤渣 19.5 760.5液化酶 0.6 23.4第 9 页CaCl2 1.5 58.5糖化酶 1.5 58.5珍珠岩 5.85 228.15洗水和蒸汽 408.05 115913.95累计 3917.5 15278.5 累计 3917.52.2.2.2 发酵阶段的物料衡算以生产 1t 纯
12、度为 100%的味精需要的原辅料及其他物料为例：(1)发酵液量V1=1000/（15050%80%99%112%）=15.03（m F）其中 150发酵培养基初糖浓度（kg/m 3）50%糖酸转化率80%谷氨酸提取率99%除去倒灌率 1%后的发酵成功率112%味精对谷氨酸的精制产率(2)发酵液配制需水解糖量以纯糖算，G 1=V1150=2254.5（kg）其中 150发酵培养基初糖浓度（kg/m 3）(3)种液量V2=2%V1=0.301（m 3）其中 2%接种量第 10 页(4)种子培养液所需水解糖量G2=25V2=7.525（kg）其中 25种液含糖量（kg/m 3）(5)生产 1t 味精
13、需水解糖总量为：G=G1+G2=2254.5+7.525=2262.025（kg）(6)耗用淀粉原料量理论上，100kg 淀粉可转化生成 111kg 葡萄糖，则理论上耗用淀粉量为：G 淀粉 =2262.025/（80%95%111%）=2681.4（kg）其中 80%淀粉原料含纯淀粉量95%淀粉糖化转化率(7)尿素耗用量种子培养基耗尿素量为 3.5V 2=1.05（kg）发酵培养基耗尿素量为 40V 1=601.2（kg）则耗尿素总量为 602.25kg(8)糖蜜耗用量种子培养基耗用糖蜜量为 20V 2=6.02（kg）发酵培养基耗用糖蜜量为 4V 1=60.12（kg）则耗用的糖蜜总量为 6
14、0.14（kg）(9)玉米浆耗量种子培养基玉米浆耗量为 8V 2=2.408（kg）第 11 页耗用的玉米浆总量为 2.408（kg）(10)硫酸镁（MgSO 47H2O）用量0.4（V 1+V2）=0.4（15.03+0.301）=6.132（kg）(11)硫酸锰耗用量2（V 1+V2）=2（15.03+0.301）= 30.662(g)(12)硫酸亚铁耗用量2（V 1+V2）=2（15.03+0.301）=30.662(g)(13)氯化钾耗用量0.8 V1=0.815.03=12.024（kg）(14)磷酸氢二钾（ K 2HP047 H2O）耗用量1V2=10.301=0.301（kg）(
15、15)Na2HP04 耗用量0.2V1=0.215.03=3.006（kg）(16)泡敌耗用量0.6（V 1+V2）=0.6（15.03+0.301）=9.199（kg）(17)植物油耗用量 1.0 V1=15.03（kg）(18)谷氨酸量发酵液谷氨酸含量为：第 12 页G150%（1-1%）=2254.550%99%=1115.98（kg）实际生产的谷氨酸为： 1115.9880%=892.784（kg）2.2.2.3 4500t/a 味精厂发酵车间的物料衡算表由上述生产 1000kg 味精（100%纯度）的物料衡算结果，可以得 4500t/a 味精厂发酵车间的物料平衡计算。具体计算结果如下
16、表：表 4 物料衡算表物料名称 生产 1t 味精（100%）物料量 4500t/a 味精（99%）生产的物料量 每日物料量发酵液（m 3） 15.03 68318 227.7266667种子培养液（m 3） 0.301 1368.2 4.560666667发酵水解用糖（kg） 2254.5 10247727.27 34159.0909种子培养用糖（kg） 7.525 34204.5 114.015水解糖总量（kg 2262.025 10281931.82 34273.10607淀粉原料（kg） 2681.4 12188181 40627.27尿素（kg） 602.25 2737500 9125
17、糖蜜（kg） 60.14 273363 911.21玉米浆（kg） 2.408 10945 36.48333333硫酸镁（kg） 6.132 27872 92.90666667硫酸锰（g） 30.662 139372 464.5733333硫酸亚铁（g） 30.662 139372 464.5733333氯化钾（g 12.024 54654 182.18磷酸氢二钾（kg） 0.301 1368 4.56第 13 页2.3 发酵罐的设计机械搅拌通风发酵罐是一种密封式受压设备，其主要部件包括：罐身、轴封、消泡器、搅拌器、联轴器、中间轴承、挡板、空气分布管、换热装置和人孔以及管路等。2.3.1 发酵
18、罐公称容积的确定2.3.1.1 生产能力的计算现每天产 99%纯度的味精 15 吨，谷氨酸生产周期为 48h（包括发酵、发酵罐清洗、灭菌进出物料等辅助操作时间）。则每天需发酵液体积为 V 发酵 。每天产纯度为 99%的味精 15 吨，每吨 100%的味精需发酵糖液 15.03m3：V 发酵 =15.031599%=227.727（m 3）发酵罐填充系数为 =75%，则每天需要发酵罐的总容积为 V0（生产周期为 48h）。 V0= V 发酵 /=227.727/0.75=303.636（m 3） 2.3.1.2 发酵罐个数的确定以公称容积为 50 m3 的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础，则需要发
19、酵罐的个数为 N查表知公称容积为 50 m3 的发酵罐的总容积为 V 总 = 55.2m3，则有N= V 发酵 /（V 总 *24）=227.72748/（55.20.7524）=11.001（个）则需要取公称容积为 50 m3 的发酵罐 11 个；实际产量为：磷酸氢二钠（kg） 3.006 13663 45.54333333泡敌（kg） 9.199 41813 139.3766667谷氨酸（kg） 892.784 4058109 13527.03第 14 页）（ t490872.150.5富裕量：（4900-4500）/4500=8.88%，满足产量要求。2.3.1.3 发酵罐公称容积的确定
20、随着科技的发展，现有的发酵罐容量系列有：5，10，20，50，60，75，100，120，150，200，250，500m 3 等等。一般说来单罐容量越大，经济性能越好，但风险也越大，要求技术管理水平也越高，根据生产的规模和实用性，可以先选择公称容积为 50m3 的六弯叶机械搅拌通风发酵罐。2.3.2 发酵罐各部主要尺寸计算（1）酵罐罐体的尺寸比例：1.73 W =（0.10.12）D DHd=（1/21/3）D 18.0BH-发酵罐筒身高度(m) D-罐内径(m) d-搅拌器直径 S-两搅拌器的间距 B-最下一组搅拌器距罐底的距离 W-挡板宽度（2）实际体积的计算：V 全 =V 筒 +2V
21、封头 =55.2 m3，忽略封头折边不计，则有：V 全 =0.785D2H+2D 3/24=55.2其中，设 H=2D，1.57 D 3+0.26 D3=55.2，可求得 D=3.113（m）取 D=3.1m，则 H=2D=6.2m查表可知封头高 H 封 =815（mm），则全容积 V 全 = V 筒 +2V 封头 =0.785D2H+2D 3/24+0.785D20.052=55.2（m 3） 第 15 页表 5 发酵罐的主要尺寸序号 名称 数值1 公称容积（m 3） 502 公称直径（m） 3.13 反应器高度（m） 6.24 封头高（m） 0.8155 罐体总高（m） 7.836 筒体体
22、积（m 3） 46.87 封头体积（m 3） 4.20158 实际体积（m 3） 55.29 搅拌桨直径（m） 1.0510 搅拌转数（r/min） 11011 电动机功率（kW） 5512 搅拌轴直径（m） 0.1113 冷却方式 列管2.3.3 发酵罐的通气设计 2.3.3.1 通气量的计算（1）单罐发酵无菌空气的消耗量根据生产情况，50m 3 规模的通气搅拌发酵罐的通气速度为 0.200.25VVM，计算时按最大值第 16 页0.25VVM 进行计算。单罐发酵过程的用气量（常压空气）V=5075%0.2560=562.5（m 3/h）单罐年用气量 Va=V40150=562.540150
23、=3375000m3式中：40发酵周期（h）；150每年单罐发酵批次。（2）种子培养等其他无菌空气耗量二级种子培养是在种子罐中进行的，可根据接种量、通气速率、培养时间进行计算。但是常用的习惯，是把种子培养用气、培养基压送及管路损失等算在一起，一般取这些无菌空气消耗量之和等于发酵过程空气消耗量的 25%。无菌空气的用量为=25%V=25%562.5=140.625(m3/h),V=25%Va12= 10125000m3,a其中：12发酵罐个数（3）发酵车间高峰无菌空气消耗量Vmax=12(V, + )=12(140.625+562.5)=8437.5(m3/h),V（4）发酵车间年用量Vt=12
24、(Va + )=12（3375000+12656250）=162000000（m 3）,a（5）发酵车间无菌空气单耗V0=Vt/G=162000000/4900=3306（m3/t）第 17 页表 6 空气用量计算表2.3.3.2 通气接管的设计1.接管直径的确定：接管直径的确定，主要是根据流体力学方程式计算。 每个发酵罐的实际装液量为 41.4m3，设 2h 之内排空，则物料的体积。)/(1075.23604.1smQ设发酵醪的流速为 =1m/s，则输料管截面积为 F 物。则：，)1075.1.523-3-（物 VF管径 d 为： ，）（物 m86.75.0则可取无缝钢管 102mm4mm，
25、管内径为 94mm，满足要求。若按通风管计算，压缩空气在 0.4MPa 下，支管的气速为 2025m/s。通风比为 0.10.18vvm，为常温下 20、0.1MPa 下的情况，折算到 30、0.4MPa 的状态，通风量取最大值发酵罐容积（m 3）单罐空气用量(m3/h)种子培养及培养基压送耗气量(m 3/h)高峰空气耗量(m3/h)年空气用量(m3)空气单耗（m3/t 味精）50 562.5 140.625 8437.5 162000000 3306第 18 页Q=41.40.18=7.452（m 3/min）=0.1242（m 3/s）。利用气态方程式计算工作状态下的风量 Qf： ）（ s
26、/m032.2734.012.Qf 气速为 =25m/s，则风管截面积为 Ff 为：）（ 2ff 018.253.F则通气管径 d 气 为： 。）（气 m04.785.因通风管也是输料管，故取两者最大值，即可取 102mm4mm 的无缝钢管。输料管道的截面积为：F=0.7850.094 2=0.0069（m 2），液体物料的流量为 Q=0.00575m3/s，流速为 =1m/s，则该管道在相同的流速相同的时间内，流过的料液量 Qo=0.00691=0.0069（m 3/s），它们两者的比为 P=Q/Qo=0.00575/0.0069=0.83，排料时间 t=0.832=1.66h2h，符合要求
27、。2.接管长度 h 设计：各接管的长度 h 根据管径大小和有无保温层，进行选择。该发酵罐的输料管可选择不带保温层的，则接管长度可取 h=150mm。表 7 接管表.接管 规格无缝钢管 102mm4mm第 19 页通风管 102mm4mm计算工作状态下风量 Qf（ m/s） 0.032气速（m/s） 25风管截面积 Ff（ m） 0.00128通气管径 d（m） 0.042.4 生物反应器传动形式的设计表 8 传动形式表传动形式 主要优点 主要缺点带传动中心距变化范围大，可用于较远距离的传动，传动平稳，噪音小，能缓冲吸振，有过载保护作用，结构简单，成本低，安装要求不高有滑动，传动比不能保持恒定，
28、外廓尺寸大，带的寿命较短（通常为 3500h5000h），由于带的摩擦起电不宜用于易燃、易爆的地方，轴和轴承上作用力大链传动中心距变化范围大，可用于较远距离的传动，在高温、油、酸等恶劣条件下能可靠工作，轴和轴承上的作用力小虽然平均速比恒定，但运转时瞬时速度不均匀，有冲击、振动和噪音，寿命较低（一般为5000h15000h）齿轮传动外廓尺寸小，效率高，传动比恒定，圆周速度及功率范围广，应用最广制造和安装精度要求较高，不能缓冲，无过载保护作用，有噪音蜗杆传动结构紧凑，外廓尺寸小，传动比大，传动比恒定，传动平稳，无噪音，可做成自锁机构效率低，传递功率不宜过大，中高速需用价贵的青铜，制造精度要求高，刀
29、具费用高第 20 页表 9 几种机械传动的基本特性基本特性 V 形带传动 链传动 圆柱齿轮传动 蜗杆传动闭式 - 0.950.97 0.960.99自锁 0.4非自锁 0.70.92h开式 0.900.96 0.930.96 0.940.96自锁 0.3非自锁 0.60.70v/(m/s) 253020(40)1525(斜齿)(200)vs15(vs35)速度转速/(r/min) 10000 5000 10000 30000使用范围 1000 4000 50000 750功率常用范围 75 100 3000 50使用值 15齿形链 15滚子链 10 10 100单级(传动比)imin 常用值
30、24 58 35 闭式 1040开式 1560噪音 小 大 大 较小寿命 短 中等 长 短抗冲击能力 良 差 差 中等外廓尺寸 大 大 小 小相对价格 100% 100 140 165 125综合比较，选用蜗杆传动最优。第 21 页2.5 热量衡算2.5.1 冷却面积的计算为了保证发酵在最旺盛、微生物消耗基质最多以及环境气温最高是也能冷却下来，必须按发酵生成热量高峰、一年中最热的半个月的气温下，冷却水可能达到的最高温度的恶劣条件下，设计冷却面积。计算冷却面积使用牛顿传热定律公式，即 mtKQF总发酵过程的热量计算有许多方法，但在工程计算时更可靠的方法仍然是实际测得的每 1 m3 发酵液在每一小
31、时传给冷却器的最大热量，对谷氨酸发酵，每 1 m3 发酵液、每 1h 传给冷却器的最大热量约为 4.184500kJ/（m 3h）。采用竖式列管换热器，取经验值 K=4.18500kJ/（m 3h），平均温度差 t m：21mtlnt32 32 t 1=32-20=12 20 29 t 2=32-29=3 5.6312lntm对公称容积为 50 m3 的发酵罐，每天装罐，6则每罐实际装液量为：227.727/6=37.9545（m 3）换热面积 = =70.07（m 2)tKQF总 5.6018.49437第 22 页2.5.2 淀粉液化工序的热量衡算液化加热蒸汽量 淀粉液化时加热需要消耗的蒸
32、汽量（W 蒸汽 1）可按下式计算：W 蒸汽 1=Gc(t2-t1)/(I- )式中，G淀粉浆的重量（kg/h）；c淀粉浆的比热容kJ/(kgK)；t 1淀粉浆的初始温度（）；t 2液化温度（），I加热蒸汽的热焓，2738 kJ/kg（0.3Mpa,表压）； 加热蒸汽凝结水的热焓，363K 时 377 kJ/kg。淀粉浆量 G 根据物料衡算可知，日投工业淀粉量为 39t，24h 连续液化，即每小时的处理量为39/24=1.625（t/h）。液化调浆时淀粉与水的比例关系为 1:2.5，淀粉浆量就为16253.5=5687.5（kg/h）淀粉浆中淀粉的浓度为：162586%/5687.5100%=2
33、4.6%淀粉浆的比热容 c 可按下式计算：kJ/(kgK)53.106248.410625.100 xx水式中， 淀粉的比热容kJ/(kgK)；0cx淀粉浆中淀粉的含量（浓度）；c 水 水的比热容kJ/(kgK)。蒸汽用量 W 蒸汽 1：W 蒸汽 1= )/(31.5943728)20(5.6hkg灭酶用的蒸汽量 W 蒸汽 2 灭酶时需将液化液由 90加热至 100，100时蒸汽的 为419（kJ/kg）,那么灭酶用的蒸汽量 W 蒸汽 2：W 蒸汽 2= )/(4.86419738)0(5.6hkg灭酶过程一般要求在 20min 内使液化液由 90加热至 100，则蒸汽的高峰用量为：第 23
34、页86.460/20=259.2(kg/h)因此，液化过程的平均用蒸汽量为 594.31+86.4=680.71(kg/h)，每日蒸汽平均用量为 17.53t/d,而高峰时用汽量为 730.1+278.1=1674(kg/h)。液化液的冷却水用量液化、灭菌过程完成后，需将物料内 100降温至 65，假设冷却水的进口温度是 20，出水温度是 58.7，那么需要的冷却水用量即为：W= )/(9.47018.4)207.58()65(39.6( hkg每天的用水量为 4790.924=115（t/d）。2.5.3 液化液糖化过程的热量衡算年产 4500 吨味精工厂，按前面计算，日产 24%糖液 16
35、2.156t，按相对密度 1.09 计算，其体积为 162.1561.09=148.77(m2)。糖化操作周期为 30h，选用 50m3 的糖化罐，装填系数 75%，则需要糖化罐数量为：取整数，需 3 只罐。48.23075.148按生产上的流程使用板式换热器，使糖化液（经灭菌后）由 85降至 60，用二次水冷却，冷却水的进口温度 20，出口温度为 45，其平均用水量为：)/(37.52918.4)205()6(38.67hkg式中的 6272.81 为糖化液量（液化液+蒸汽冷凝水=5678.5+594.31）。生产上一般要求在 2h 内把 75m3 的糖液冷却至 40，其高峰用水量为：)/(
36、8.451209.7581.629hkg由于每天同时运转的糖化罐有 2.4825/30=2.07(罐)；每天冷却水的用量为：234.52.07=142.83（t）第 24 页2.5.4 连续灭菌和发酵工序的热量衡算 1.培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵过程所用的发酵罐为 50 ，装料系数为 0.75，那么每只3m罐产 100%MSG 的量应为： )(8.527.1%958075.10 t由前面的技术指标物料衡算知道，每日生产 100%MSG 为 15t，周期为 48h，则生产需要的发酵罐为： 台，取整数位 6 台。17.5248.每日投放罐次为 155.8=2.59 台，日运转 6.89(4048
37、)=5.74 台。每罐初始体积为 37 ，3m糖浓度是 16.4g/100ml，灭菌前培养基的含糖量为 19%，起数量应为： )(94.31%.637t灭菌过程中用 0.4MPa 蒸汽，其 I=2743kj/kg 分两步加温，先用板式换热器将物料由 20预热到 75，再加热到 120，而冷却水的温度由 20升至 45。设每罐的灭菌时间为 3h，需要输料流量为 ，灭菌所用的蒸汽量为：)/(65.10394.htW 蒸汽 3= )/(1738.4)12073(5. hkg其中 3.7糖液的比热容KJ/(kg*K)这样，每天的灭菌蒸汽用量就是 ，其中高峰用量是 173（kg/h）,平均用量)/(6.
38、137dt是 1600/24=66.7（kg/h）。2.培养液冷却水用量 由培养液板式换热器灭菌流程可知，120的热料先通过与生料进行热交换，降温至 80后，再用冷却水冷却至 35，在此过程中冷却水由 20升温至 45，所以冷却水用量为： W 冷却 )/(2.18)/(18207.4)205()35(97.16 htkg全天冷却水用量为： )/(.3.8dt3.发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量 由于发酵罐的体积是 50 ，假设发酵罐体是由不锈钢3m1Cr18Ni9 制造而成，此时罐体的重量为 17.15t,冷却排管重有 3t，不锈钢 1Cr18Ni9 的比热容是第 25 页0.5KJ/(kg*K)，用
39、 0.2MPa 蒸汽灭菌，使发酵罐在 0.15MPa 下，由 20升温至 127，蒸汽的用量为： )(49318.427)0(5)30175( kg4.充满发酵罐空间需要的蒸汽量 因为 50 的发酵罐的容积实际上大于 50 ，考虑到管3m3m内有排管、搅拌器等配件所占有的空间，罐的自由体积仍按 50 计算，充满罐空间需要的蒸汽量为：3W 蒸汽 4=V 发酵罐 蒸汽 =501.62281.1(kg)其中 V 发酵罐 发酵罐自由空间，即全容积（ ）；3m加热蒸汽的密度（kg/ ）31.6220.2MPa(表压)的蒸汽密度（kg/ ）35.灭菌过程中的热损失 设发酵罐的外壁温度为 70，此时辐射与对
40、流的联合给热系数 为：)*/(4.3)207(19.032KhmJ50 发酵罐的表面积为 51 ，耗用蒸汽量为：3m3)(6.5018.427)(.514 kgW蒸 汽罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量： )(43.1018.427.)(0.514 kg蒸 汽其中 0.001罐壁附着洗涤水的平均厚度（1mm）6.灭菌过程的蒸汽渗漏消耗的蒸汽 一般灭菌过程的蒸汽渗漏可取总蒸汽消耗量的 5%，因此，空罐灭菌时的蒸汽消耗量为： )/(93.7505.14.62493hkgW蒸 汽每次空罐灭菌的时间是 1.5h，耗用的蒸汽量为：753.931.5=1131(kg/罐)第 26 页每日耗用的蒸汽量为：113
41、13=3393(kg/d)平均耗用蒸汽量： )/(38.14239hkg7.发酵过程产生的热量及冷却水用量：根据部分味精厂的经验数据可以知道谷氨酸的发酵热约为 433.01/()KJmh50 的味精发酵罐，一般装料是 37 ，使用新鲜的冷却水进行冷却，冷却水的进口温度是3m3m10，出口温度为 20，那么冷却水的用量就可以按下式计算： )/(56.218.4)02(37. htW因为每天运转的发酵罐是 5.74 罐次，高峰用水量 26.565.74=152.45(t/h)，日用水量为152.450.824=2927(t/d)（注：式中的 0.8 是各罐发热状况均衡系数），平均用水量为29272
42、4=121.96(t/h)表 10 换热器类型名称 数值换热面积 F（ m 2） 109.9淀粉浆量(kg/h) 6090糖化液初始温度() 85糖化液降温温度() 60冷却水进口温度() 20冷却水出口温度() 45灭菌蒸汽量(kg/h) 173第 27 页2.6 搅拌器的类型，由搅拌器转速进行搅拌功率、搅拌轴直径的计算的确定2.6.1 搅拌器类型的确定机械搅拌通风发酵罐的搅拌涡轮有三种形式，可根据发酵特点、基质及菌体特性选用。由于谷氨酸发酵过程有中间补料操作，对混合要求较高，因此选用六弯叶涡轮搅拌器。该搅拌器的各部分尺寸与罐径 D 有一定的比例关系，计算结果：拌器叶径：Di=D/3=3.1
43、/3=1.03（m），取 Di=1.05（m）叶宽：B=0.2*Di=0.21.05=0.21（m）弧长：l=0.375*Di=0.3751.05=0.39（m）底距：C=D/3=3.1/3=1.03（m）盘径：di=0.75*Di=0.751.05=0.79（m）叶弦长：L=0.25*Di=0.251.05=0.26（m）叶距：Y=D=3.1（m） 弯叶板厚：=12（mm）取两档搅拌，搅拌转速 N2 根据 50 m3 罐，搅拌器直径 1.05m，转速 N1=110r/min，以等 P0/V 为基准放大求得：（r/min）105.10D3/23/212 2.6.2 搅拌轴功率的计算淀粉水解糖液
44、低浓度发酵醪可视为牛顿型流体，计算过程如下： 1 计算 Rem NDRe2第 28 页其中：D搅拌器直径，D=1.05m N搅拌器转速，N=110/60=1.83（m/s）醪液密度，可取 =1050（kg/m 3）醪液粘度，可取 =1.310 -3Ns/m2则有 = ，视为湍流，则搅拌功率准数 Np=4.7。NDRe2m 4632 10.10.582 计算不通气时的搅拌轴功率 Po：Po=NpN3D5其中：Np=4.7， N=110/60=1.83（m/s）， D=1.05（m），=1050（kg/m 3）则，Po =NpN 3D5=4.71.83 31.0551050=38.6103（w）=39（kw）；两档搅拌，Po=2 Po=239=78（kw）3 计算通风时的轴功率 Pg：）（ ）（则，） ， 设 通 风 比通 风 量 （）（）（） ，（） ，（其 中 ： kw6.48107.525QNDPo1025.Pg min/l10779.vin/ml c10Di/rkw8QNPo1025.Pg 39.08.62339.08.23 6639.08.234 计算电机功率 P 电 ：
