产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的设计毕业设计.doc

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1、年产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的设计摘 要青霉素是高效广谱抗生素，其对革兰氏阳性细菌有很好的抑制作用,青霉素的发酵对人们生活中治疗疾病有很好的疗效。青霉素的工艺设计与研究对青霉素工厂的发展有极其重要的作用。国内外有许多家青霉素工厂，要想自己的工厂在众多工厂中立于不败之地，改良工艺设计和对工厂车间设计是一件最起码的要求，比如说工厂空气的净化，工厂车间的消毒。近年来国内外市场对青霉素的需求呈攀升趋势，所以对于青霉素的供应量也逐渐提高，因此，青霉素工厂的发酵车间设计也就非常重要了。 关键词: 青霉素;发酵;工艺；车间设计Annual workshop of 10,000 tons of peni

2、cillin fermentation design of drug factoryAbstract Penicillin was efficient broad-spectrum antibiotics, its gram-positive bacteria to have very good inhibitory effect on people, penicillin fermentation to treat disease in life have very good curative effect .There are many penicillin factories at ho

3、me and abroad to their factories in many factories in the factory invincible, process design and improvement of factory workshop design is a minimum requirement, for example the factory workshop air cleaning and disinfection.The market for penicillin is in rising trend at home and abroad in recent y

4、ears , so demand for penicillin supply is also gradually improved, therefore, penicillin fermentation of workshop design also factory is so important.Keywords: penicillin; Fermentation; Technology ;Workshop design1.绪论11.1产品名称11.2设计依据11.3工厂设计原则21.4青霉素药物治疗对象21.5 青霉素药物按来源的分类22青霉素发酵工艺流程32.1青霉素发酵工艺流程路线32

5、.2培养基的特点32.2.1培养基中各成分特点32.2.2.1碳源的选择32.2.1.3无机盐42.2.1.5添加前体42.2.2培养基种类特点42.3菌种生长42.4 主要设备工艺流程框图53工艺控制及要点53.1 工艺控制53.1.1影响发酵产率的因素53.1.2温度53.1.3pH值63.1.4溶解氧63.1.5消沫63.1.6菌丝浓度63.1.7菌丝生长速度63.1.8菌丝形态73.2工艺控制要点73.2.1种子质量的控制73.2.2培养基成分的控制73.2.3发酵培养的控制84工艺计算94.1物料衡算94.2 热量衡算114.2.1生物热124.2.2搅拌热124.2.3汽化热124

6、.2.4发酵热135设备选型135.1 工艺流程图135.2 发酵车间辅助设备135.2.1 原料处理设备135.2.2、输送设备155.2.3培养基灭菌设备155.2.4 空气压缩及除菌设备175.2.5设备管道清洗与灭菌185.2.6 无菌水设备185.3 发酵罐196. 车间总体布局216.1车间组成216.2 车间布局原则216.3 车间布局图22致 谢23参 考 文 献24 插图和附表清单图1 青霉素结构求棍模型图1图2 青霉素发酵工艺框图5表1 工艺计算基础数据9图3 双曲柄摇动筛结构14图5 双辊式粉碎机15图7 球磨机结构与工作原理15图8槽式混合机16图9 连续灭菌工艺流程操

7、作17表4 板片杀菌设备参数表17图11 无菌空气制备流程图18图12 CIP清洗设备流程图19图13 二级反渗透制水工艺20表5 抗生素发酵罐参数21图14 发酵罐简图221 绪论1.1 产品名称 青霉素（Benzylpenicillin/Penicillin）又被称为青霉素G、peillinG、盘尼西林、配尼西林、青霉素钠、苄青霉素钠、青霉素钾、苄青霉素钾。它的结构式为： 青霉素分子结构球棍模型为：图1 青霉素结构求棍模型图 青霉素是内酰胺内抗生素，作用机理如下： （1）通过竞争细菌的粘肽合成酶，即青霉素结合蛋白（penicillin binding proteins，PBP），抑制细胞壁

8、的粘肽合成，造成细菌细胞壁缺损，大量的水分涌进细菌体内，使细菌肿胀、破裂、死亡； （2）促发自溶酶活性，使细菌溶解。细菌具有特定的细胞壁合成需要的合成酶，即青霉素结合蛋白（penicillin binding proteins, PBP）当-内酰胺类抗菌药物与PBP结合后，PBP便失去酶的活性，是细胞壁的合成受到阻碍，最终造成细胞溶解、细菌死亡。PBP按分子量的不同可分为五种：每种又有若干亚型，这些PBP存在于细菌细胞的质膜中，对细菌细胞壁的合成起不同的作用。1.2 设计依据 内蒙古农业大学学士学位论文（设计）要求 药品生产管理规范 医药工业洁净厂房设计规范 工业企业设计卫生标准等要求 及对年

9、产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的初步设计。1.3 工厂设计原则 1) 贯彻执行国家的方针政策 2) 正确处理各种关系 3) 注意制药工业对厂址选择的特殊要求 4) 充分考虑环境保护和综合利用 5) 节约用地 6) 具备基本的生产条件1.4 青霉素药物治疗对象 青霉素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、炭疽芽孢杆菌、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.本品对梭

10、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，对脆弱拟杆菌的抗菌作用差。青霉素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作用。对革兰阳性菌有效，由于革兰阴性菌缺乏五肽交连桥而青霉素对其作用不大。 青霉素是治疗溶血性链球菌感染，肺炎链球菌感染，不产青霉素酶葡萄球菌感染，炭疽，破伤风、气性坏疽等梭状芽孢杆菌感染，梅毒(包括先天性梅毒)，钩端螺旋体病，回归热，白喉，青霉素与氨基糖苷类药物联合用于治疗草绿色链球菌心内膜炎的首选药物，还可以治疗其他一些炎症感染类病症。所以青霉素的药用价值极大，研究设计其工艺和发酵车间设计对于每个青霉素工厂具有很好的经济效

11、益。1.5 青霉素药物按来源的分类 青霉素按对其生产的方法分为半合成青霉素和天然青霉素两种。 天然青霉素生产可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25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27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，通入无菌空气，搅拌，在27下培养7天。在发酵过程中需补入苯乙酸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，于萃取机内用醋酸丁酯进行多级逆流萃取，得到丁酯萃取液，转入p

12、H7.07.2的缓冲液中，然后再转入丁酯中，将此丁酯萃取液经活性炭脱色，加入成盐剂，经共沸蒸馏即可得青霉素G钾盐。青霉素G钠盐是将青霉素G钾盐通过离子交换树脂（钠型）而制得 本次是针对天然青霉素的发酵部分设计的。产青霉素的菌株分为球状菌和丝状菌。工业生产中主要用的菌株是产黄青霉 （Penicillium chrosogenum），孢子有绿色与黄色，菌落平坦或皱褶，圆形。青霉穗是分生孢子链状的，深层培养菌丝分为球状和丝状两种。大部分发酵是丝状菌发酵。2 青霉素发酵工艺流程2.1 青霉素发酵工艺流程路线 它们的发酵工艺流程有所不同： A：丝状菌三级发酵工艺流程 冷冻管（25C，孢子培养，7天）斜面

13、母瓶（25C，孢子培养，7天）大米孢子（26C，种子培养56h,1:1.5vvm）一级种子培养液（27C，种子培养，24h,1:1.5vvm）二级种子培养液（2726C,发酵,7天,1:0.95vvm）发酵液。 B：球状菌二级发酵工艺流程 冷冻管（25C，孢子培养，68天）亲米（25C，孢子培养，810天）生产米（28C，孢子培养，5660h,1:1.5vvm）种子培养液（2625-24C，发酵，7天，1：0.8vvm）发酵液。2.2 培养基的特点2.2.1 培养基中各成分特点2.2.2.1 碳源的选择 生产菌能利用多种碳源，乳糖、蔗糖、阿拉伯糖、甘露糖、淀粉和天然油脂。从经济核算角度，生产成

14、本中碳源占12%以上，对工艺影响很大。糖与6APA结合形成糖基6APA，影响青霉素的产量。葡萄糖、乳糖结合能力强，而且随时间延长而增加。发酵初期，利用快效的葡萄糖进行菌丝生长。当葡萄糖耗尽后，利用缓效的乳糖，使PH稳定，分泌青霉素。目前采用淀粉的酶水解产物，葡萄糖化液流加，而不是流加葡萄糖，以降低成本。2.2.1.2 氮源的选择 玉米浆是玉米淀粉生产时的副产品，是最好的氮源，含有各种氨基酸及其前体苯乙酸和衍生物。但玉米浆质量不稳定，可用花生粉饼或用棉子饼粉代替。2.2.1.3 无机盐包括硫、磷、镁、钾等。铁有毒，控制在30g/ml以下。2.2.1.4流加控制根据残液PH、尾气中CO2和O2的含

15、量，残糖在0.6%左右，PH开始升高时加糖。流加硫酸铵、氨水、尿素进行补氮，控制氨基氮0.05%。2.2.1.5添加前体不加侧链前体时，青霉素生产多种青霉素混合物。因此在合成阶段，添加苯乙酸及其衍生物前体，苯乙酰氨、苯乙氨、苯乙酰甘氨酸等均可为青霉素侧链的前体，直接掺入青霉素分子中，具有刺激青霉素合成的作用。但浓度大于0.19%时对细胞和合成有毒性，还能被细胞氧化。需要低浓度流加前体，一次加入量低于0.1%，保持供应速率略大于生物合成需要。发酵过程中采用补料分批操作法，对葡萄糖、铵、苯乙酸进行缓慢流加,维持一定的最适浓度。葡萄糖的流加，波动范围较窄，浓度过低使抗生素合成速率减慢或停止。过高则导

16、致呼吸活性下降，甚至引起自溶，葡萄糖浓度调节是根据PH、溶氧量或CO2释放率予以调节。2.2.2 培养基种类特点 发酵工艺中,按菌种生长环境顺序，培养基有: A:孢子培养基：甘油、葡萄糖、蛋白胨。 B:米孢子培养基：优质小米或大米固体培养基。 C:一级种子发酵罐：葡萄糖、玉米浆、碳酸钙、玉米油、消泡剂等。 D:二级种子发酵罐：玉米浆、蛋白质等。2.3菌种生长产青霉菌的菌种在发酵条件下，深层培养，经历了7个不同时期，每个时期有其菌体形态特征。在规定时间取样，通过显微镜检查（生产上习惯称为镜检）这些形态变化，用于过程控制。第一期：分生孢子萌发，形成芽管，原生质未分化，具有小泡。第二期：菌丝繁殖，原

17、生质体具有嗜碱性，类脂肪小颗粒。第三期：形成脂肪包涵体，累积储藏物，没有空泡，嗜碱性强。第四期：脂肪包涵体形成小滴并减少，中小空泡，原生质体嗜碱性减弱，开始产生抗生素。第五期：形成大空泡，有中性染色大颗粒，菌丝成桶状，脂肪包涵体消失，青霉素产量最高。第六期：出现个别自溶细胞，细胞内无颗粒，仍然桶状，释放游离氨，PH上升。第七期：菌丝完全自溶，仅有空细胞壁。14期为菌丝生长期，3期的菌体适宜为种子。45期为生产期生产能力最强，通过工艺措施，延长此期，获得高产。在第六期到来之前结束发酵。2.4 主要设备工艺流程框图在工艺路线和生产方法确定之后，物料衡算开始之前表示生产工艺过程的一种定性图纸,详见附

18、图。3 工艺控制及要点 3.1 工艺控制3.1.1 影响发酵产率的因素基质浓度在分批发酵中，常常因为前期基质量浓度过高，对生物合成酶系产生阻遏（或抑制）或对菌丝生长产生抑制（如葡萄糖和钱的阻遏或抑制,苯乙酸的生长抑制）,而后期基质浓度低限制了菌丝生长和产物合成,为了避免这一现象,在青霉素发酵中通常采用补料分批操作法,即对容易产生阻遏、抑制和限制作用的基质进行缓慢流加以维持一定的最适浓度。这里必须特别注意的是葡萄糖的流加,因为即使是超出最适浓度范围较小的波动,都将引起严重的阻遏或限制,使生物合成速度减慢或停止。目前,糖浓度的检测尚难在线进行,故葡萄糖的流加不是依据糖浓度控制,而是间接根据pH值、

19、溶氧或C02释放率予以调节。3.1.2 温度青霉素发酵的最适温度随所用菌株的不同可能稍有差别,但一般认为应在25 C 左右。温度过高将明显降低发酵产率,同时增加葡萄糖的维持消耗,降低葡萄糖至青霉素的转化率。对菌丝生长和青霉素合成来说,最适温度不是一样的,一般前者略高于后者,故有的发酵过程在菌丝生长阶段采用较高的温度，以缩短生长时间,到达生产阶段后便适当降低温度,以利于青霉素的合成。3.1.3 pH值 青霉素发酵的最适pH值一般认为在6.5左右,有时也可以略高或略低一些,但应尽量避免pH值超过7.0,因为青霉素在碱性条件下不稳定,容易加速其水解。在缓冲能力较弱的培养基中,pH值的变化是葡萄糖流加

20、速度高低的反映。过高的流加速率造成酸性中间产物的积累使pH值降低;过低的加糖速率不足以中和蛋白质代谢产生的氨或其他生理碱性物质代谢产生的碱性化合物而引起pH值上升。3.1.4 溶解氧 对于好氧的青霉素发酵来说,溶氧浓度是影响发酵过程的一个重要因素。当溶氧浓度降30%饱和度以下时,青霉素产率急剧下降,低于10%饱和度时,则造成不可逆的损害。溶氧浓度过高,说明菌丝生长不良或加糖率过低,造成呼吸强度下降,同样影响生产能力的发挥。溶氧浓度是氧传递和氧消耗的一个动态平衡点,而氧消耗与碳能源消耗成正比,故溶氧浓度也可作为葡萄糖流加控制的一个参考指标。3.1.5 消沫 发酵过程泡沫较多，需要加入消沫剂，天然

21、油脂如玉米油，化学消沫剂如泡敌。少量多次，不适在前期多加入，影响呼吸代谢。3.1.6 菌丝浓度 发酵过程中必须控制菌丝浓度不超过临界菌体浓度,从而使氧传递速率与氧消耗速率在某一溶氧水平上达到平衡。青霉素发酵的临界菌体浓度随菌株的呼吸强度(取决于维持因数的大小,维持因数越大,呼吸强度越高)、发酵通气与搅拌能力及发酵的流变学性质而异。呼吸强度低的菌株降低发酵中氧的消耗速率，而通气与搅拌能力强的发酵罐及黏度低的发酵液使发酵中的传氧速率上升,从而提高临界菌体浓度。3.1.7 菌丝生长速度 用恒化器进行的发酵试验证明，在葡萄糖限制生长的条件下，青霉素比生产速率与产生菌菌丝的比生长速率之间呈现一定的关系。

22、当比生长速率低于0.015h-1h的时候，比生产速率与比生长速率成正比,当比生长速率高于0.015h-1h时,比生产速率与比生长速率无关D因此,要在发酵过程中达到并维持最大比生产速率,必须使比生长速率不低0.015h-1h。这一比生长速率称为临界比生长速率。对于分批补料发酵的生产阶段来说,维持0.015h的临界比生长速率意味着每46h就要使菌丝浓度或发酵液体积加倍,这在实际工业生产中是很难实现的。事实上,青霉素工业发酵生产阶段控制的比生长速率要比这一理论临界值低得多,却仍然能达到很高的比生产速率。这是由于工业上采用的补料分批发酵过程不断有部分菌丝自溶,抵消了一部分生长,故虽然表观比生长速率低,

23、但真比生长速率却要高一些。3.1.8 菌丝形态 在长期的菌株改良中,青霉素产生菌在沉没培养中分化为主要呈丝状生长和结球生长两种形态。前者由于所有菌丝体都能充分和发酵液中的基质及氧接触,故一般比生产速率较高；后者则由于发酵液黏度显著降低,使气-液两相间氧的传递速率大大提高,从而允许更多的菌丝生长 (即临界菌体浓度较高),发酵罐体积产率甚至高于前者。 在丝状菌发酵中, 控制菌丝形态使其保持适当的分支和长度,并避免结球,是获得高产的关键要素之一。而在球状菌发酵中,使菌丝球保持适当大小和松紧,并尽量减少游离菌丝的含量,也是充分发挥其生产能力的关键素之一。这种形态的控制与糖和氮源的流加状况及速率、搅拌的

24、剪切强度及比生长速率密切相关。3.2 工艺控制要点3.2.1 种子质量的控制丝状菌的生产种子是由保藏在低温的冷冻安瓿管经甘油、葡萄糖、蛋白胨斜面移植到小米固体上，25C培养7天,真空干燥并以这种形式保存备用。生产时它按一定的接种量移种到含有葡萄糖、玉米浆、尿素为主的种子罐内,26 C培养56h左右,菌丝浓度达6%-8%,菌丝形态正常,按10%-15%的接种量移人含有花生饼粉、葡萄糖为主的二级种子罐内,27C 培养24h,菌丝体积10%-12%,形态正常,效价在700D/ml左右便可作为发酵种子。球状菌的生产种子是由冷冻管子孢子经混有0.5%-1.0%玉米浆的三角瓶培养原始亲米孢子,然后再移人罗

25、氏瓶培养生产大米抱子(又称生产米),亲米和生产米均为25C静置培养,需经常观察生长发育情况在培养到3-4天,大米表面长出明显小集落时要振摇均匀,使菌丝在大米表面能均匀生长,待10天左右形成绿色孢子即可收获。亲米成熟接人生产米后也要经过激烈振荡才可放置恒温培养,生产米的孢子量要求每粒米300万只以上。亲米、生产米子孢子都需保存在5C冰箱内。工艺要求将新鲜的生产米(指收获后的孢瓶在10天以内使用)接人含有花生饼粉、玉米胚芽粉、葡萄糖、饴糖为主的种子罐内,28C培养50-60h当pH值由6.0-6.5下降至5.5-5.0,菌丝呈菊花团状,平均直径在100-130m,每毫升的球数为6万-8万只,沉降率

26、在85%以上,即可根据发酵罐球数控制在8000-11000只/mL范围的要求,计算移种体积,然后接入发酵罐,多余的种子液弃去。球状菌以新鲜孢子为佳,其生产水平优于真空干燥的孢子，能使青霉素发酵单位的罐批差异减少。3.2.2 培养基成分的控制a.碳源 产黄青霉菌可利用的碳源有乳糖、蕉糖、葡萄糖等。目前生产上普遍采用的是淀粉水解糖、糖化液(DE值50%以上)进行流加。b.氮源 氮源常选用玉米浆、精制棉籽饼粉、麸皮，并补加无机氮源（硫酸氨、氨水或尿素）。c.前体 生物合成含有苄基基团的青霉素G,需在发酵液中加人前体。前体可用苯乙酸、苯乙酰胺,一次加入量不大于0.1%,并采用多次加入,以防止前体对青霉

27、素的毒害。d.无机盐 加入的无机盐包括硫、磷、钙、镁、钾等,且用量要适度。另外,由于铁离子对青霉菌有毒害作用,必须严格控制铁离子的浓度,一般控制在30 g/mL3.2.3 发酵培养的控制1)加糖控制 加糖量的控制是根据残糖量及发酵过程中的pH值确定,最好是根据排气中CO2 量及O2量来控制,一般在残糖降至0.6%左右，pH值上升时开始加糖。2)补氮及加前体 补氮是指加硫酸铵、氨水或尿素,使发酵液氨氮控制在0.1%-0.05%,补前体以使发酵液中残存苯乙酰胺浓度为0.05%-0.08%。3)pH值控制 对pH值的要求视不同菌种而异,一般为pH6.4-6.8,可以补加葡萄糖来控制。目前一般采用加酸

28、或加碱控制pH值4)温度控制 前期25C -26C,后期23C,以减少后期发酵液中青霉素的降解破坏。5)溶解氧的控制 一般要求发酵中溶解氧量不低于饱和溶解氧的30%。通风比一般为1:0.8L/(Lmin),搅拌转速在发酵各阶段应根据需要而调整。6)泡沫的控制 在发酵过程中产生大量泡沫,可以用天然油脂,如豆油、玉米油等或用化学合成消泡剂泡敌来消泡,应当控制其用量并要少量多次加入,尤其在发酵前期不宜多用,否则会影响菌体的呼吸代谢7)发酵液质量控制 生产上按规定时间从发酵罐中取样,用显微镜观察菌丝形态变化来控制发酵，生产上惯称镜检。根据镜检中菌丝形变化和代谢变化的其他指标调节发酵温度,通过追加糖或补

29、加前体等各种措施来延长发酵时间,以获得最多青霉素。当菌丝中空泡扩大、增多及延伸,并出现个别自溶细胞,这表示菌丝趋向衰老,青霉素分泌逐渐停止,菌丝形态上即将进入自溶期,在此时期由于茵丝自溶,游离氨释放,pH值上升,导致青霉素产量下降,使色素、溶解和胶状杂质增多,并使发酵液变稠,增加下一步提纯时过滤的困难。因此,生产上根据镜检判断,在自溶期即将来临之际,迅速停止发酵,立刻放罐,将发酵液迅速送往提炼工段。4工艺计算表1 工艺计算基础数据年产量10000t发酵单位80000/ml发酵周期180h成品效率1000/mg年工作日320天发酵罐装料系数0.78125辅助时间12h种子罐装料系数0.65消后大

30、罐接种量15%种子罐发酵周期60h消后中罐接种量8%发酵期间补葡萄糖量1.6kg/（m3h）4.1物料衡算发酵周期180h，辅助时间12h，则产一批青霉素需要8天。每年共有：每周期产量为:1000040=250t 。先选择大罐500 m3发酵罐，则每个罐装青霉素料5000.78125=390.625 m3。则每个发酵罐装料量为:m=390.625 m3106ml80000/ml 1000/mg =3.125109mg=31.25t。则需要的罐体为 25031.25=8则此设计中选择八个500m3的发酵罐来发酵罐。再选择二级种子罐，接种量为15%，在一个周期内,需要中罐装料液体积：V=85007

31、8.125%15%=468.75 m3则需要的罐体大小为：V中=468.7578.125%=600 m3 ； 则二级种子罐可选择100 m3的六个。二级种子罐接种量为9%，所需种子罐装料为V=468.758%=37.5 m3所需一级种子罐大小为V种子=37.565%=57.7 m3。可以选择三个体积为20 m3的一级种子罐。在整个发酵周期中，只考虑葡萄糖、硫酸铵、苯乙酸、消泡剂、氨水等的体积。a)发酵培养基（g/l）表2 发酵培养基用量葡萄糖10K2HPO44.0玉米浆40MgSO47H2O35 (NH4)2SO45.67KH2PO44.53则（1）葡萄糖：每周期消耗量：37510=3750k

32、g每年消耗量：375040=150000kg=150t；（2）玉米浆：每周期消耗量：37540=15000kg每年消耗量：1500040=600000kg=600t；（3）(NH4)2SO4：每周期消耗量：3755.67=2126.25kg每年消耗量：2126.2540=85050kg；（4）K2HPO4:每周期消耗量：3754.0=1500kg每年消耗量：150040=60000kg=60t；（5）MgSO47H2O:每周期消耗量：37535=13125kg每年消耗量：1312540=525000kg=525t；（6）KH2PO4:每周期消耗量：3754.53=1698.75kg每年消耗量：

33、1698.7540=67950kg。b)种子罐发酵培养基表3 种子培养基需要量如表 （g/l）可溶性淀粉30.0K2HPO40.5葡萄糖10.0MgSO47H2O0.5蛋白胨4.0Nacl0.5玉米浆2.0蒸馏水1000ml/L1）可溶性淀粉每周期消耗量：468.7530=14062.5kg每年消耗量；14062.540=562500kg=562.5t；2）葡萄糖每周期消耗量：468.7510=4687.5kg每年消耗量：4687.540=187500kg=187.5t；3）蛋白胨每周期消耗量：468.754.0=1875kg每年消耗量：187540=75000kg=75t；4）玉米浆每周期消

34、耗量：468.752.0=937.5kg每年消耗量：937.540=37500kg=37.5t；5）K2HPO4每周期消耗量：468.750.5=234.375kg每年消耗量：234.37540=9375kg；6）MgSO47H2O每周期消耗量468.750.5=234.375kg每年消耗量：234.37540=9375kg；7）Nacl每周期消耗量468.750.5=234.375kg每年消耗量：234.37540=9375kg。4.2 热量衡算 发酵罐的换热装置形式有a 夹套式换热装置 这种换热装置适用于小罐，夹套高度比静止液面稍高。优点为结构简单，加工容易，罐内死角少，容易清洗灭菌。缺点

35、是传热壁较厚，冷却水流速低，温度效果差。b 竖式蛇管换热装置 这种换热装置的蛇管部分安装于发酵罐内，有四组、六组或八组不等。优点是：结构简单、制造方便、罐内能承受高压并可选择不同材料防腐，罐外便于清洗，冷却水在罐外的流速大，传热系数高。缺点是管外容器中的流动情况差，对流给热系数小。这种冷却装置的冷却水温应较低。若冷却水温较高，则降温困难。此外，弯曲位置容易被蚀穿。c 竖式列管换热装置 这种换热装置是以列管形式分组对称装于发酵罐内的，是应用最广的换热装置。优点是：加工方便，适用于气温较高，水源充足的地方，当流速较快时，降温速度快。缺点是：传热系数较蛇罐低，用水量大。主要由壳体、管束、折流挡板、管

36、板和封头等部分组成。管束两端固定在管板上，管板外是封头，供管程流体的进入和流出保证各管中的各种情况比较一致。 本次设计是生产水平的设计，发酵罐是500m3的发酵罐，采用蛇管式换热装置。传热系数可高达4.186(8001000)kj/(h)。这里采用最小换热系数，以留出余量，即4.186800 kj/(m2h)。 每周期一罐生产31.25t青霉素，所需培养基390.625 m3发酵罐，种子液58.6m3。 发酵过程中热平衡方程式是 Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发-Q显热-Q辐射热Q生物是细胞生长中有机物分解产生的热量，在这里我们只讨论葡萄糖分解产生的热量；Q搅拌是机械搅拌形成的热量；Q蒸发是排出

37、空气带走水分所带出的潜热；而Q显热由于空气用量较少可忽略；Q辐射热也可以忽略。所以Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发4.2.1 生物热通过生物合成计算生物热Q生物，基本上生物热主要由葡萄糖氧化产生热量，反应式如下：C6H12O6+6O2=6CO2+6H2O+4606kj （每消耗1mol氧气产生460kj热量）每个种子罐和发酵罐补葡萄糖的速度均是1.6kg/（m3h）：种子罐发酵周期为60h，发酵罐周期180h，所以葡萄糖用量是60h1.6kg/（m3h）58.6m3=5625.6kg （种子罐）180h1.6kg/（m3h）390.625m3=112500kg （发酵罐）葡萄糖的式量是180g/

38、mol 所以：n种子=5625.6kg1000/180g/mol=31253.3mol n发酵罐=112500kg1000/180g/mol=625000mol 种子罐的Q生物热=31253.3mol6460kj=8.63107 kj 发酵罐的Q生物热=625000 mol6460kj=1.725109 kj 4.2.2 搅拌热Q搅拌=3600PgT，其中为功热转化率，经验值=0.92；Pg为通气条件下的搅拌功率（kw）。这里取各罐的最大功率。种子罐Q搅拌=36000.92125=414000kj发酵罐Q搅拌=36000.92640=2119680kj4.2.3 汽化热Q蒸发=G(I进I出)；

39、G为通入发酵罐中空气的流量（m3/h）；I进、I出为进口、出口空气的热焓(kj/kg干空气)；为空气密度（kg/m3）。通常可近似计算Q蒸发20%Q生物，这里近似计算种子罐Q蒸发=8.63107 kj20%=1.725107 kj发酵罐Q蒸发=1.725109 kj20%=3.504108 kj4.2.4 发酵热种子罐Q发酵=8.63107 kj+414000kj-1.725107 kj=6.946107 kj发酵罐Q发酵=1.725109 kj+2119680kj-3.504108 kj=1.38108 kj5 设备选型5.1 工艺流程图5.2 发酵车间辅助设备5.2.1 原料处理设备 (1

40、)筛选设备发酵工厂原料中混入的杂质，如沙土、杂草、磁金属等，不除去，会降低原料的出品率，过度磨损设备，使设备发生故障，严重影响设备的工作效能，有些杂质会堵塞管道和阀门使生产瘫痪，所以除去杂质对生产及其重要。 图2 双曲柄摇动筛结构 图3 电磁振动筛结构1筛框；2筛网；3摇杆； 1接触器；2弹簧；3筛网；4衔铁4连杆；5偏心轴 5电磁铁；6电路；7电源；8开关 发酵培养基中的一些原料进行配料前，需通过筛选设备进行处理，这样保证了发酵的正常进行，对设备有良好的保护作用。（2）粉碎设备锤式粉碎机、辊式粉碎机、齿爪式粉碎机、湿式粉碎机、球磨机、超微粉碎机等。利用机械力的方法克服固体物料内部凝聚力达到使

41、之破碎的单元操作。粉碎的目的是将固体物料破碎成细小颗粒，以备进一步加工使用，如将薯类、玉米、小麦等粉碎而得到某种粒度的原料，进而将其分离制取淀粉。粉碎机械的选择一般是根据被粉碎物料的硬度、大小、物料的性质以及操作方法来选择合适的粉碎机械。如下图几种粉碎机： 图4 双辊式粉碎机 图5 锤式粉碎机1,3辊子；2固体物料；4机架 1加料斗； 2螺旋加料器；3-转盘5弹簧；6活动轴；7固定轴承 4锤头；5衬板；6外壳；7筛板图6 球磨机结构与工作原理1进料口；2轴承；3端盖；4圆筒体；5大齿圈；6出料口（3）混合设备对于培养基的混合，是保证培养基营养成分均匀的一项重要工作。可供选择的混合设备有:回转型

42、和固定型混合设备。这里选择固定型混合设备槽式混合机，如下图： 图7 槽式混合机1混合槽；2螺带；3固定轴；4机架5.2.2 输送设备 生产发酵工厂中，为提高劳动生产率、减轻劳动强度、缩短生产周期，要求生产过程连续进行，组成自动生产线。物料在一组设备上完成工序加工后，再由连续运输机械将其运送到另一组设备上进行下一个工序加工，甚至有时直接就在连续运输机上进行各种加工，这就使连续运输机械成为工业自动化的一个重要环节。 根据输送对象主要的输送设备分：固体物料输送设备，液体输送设备和其他输送设备。5.2.3 培养基灭菌设备 培养基灭菌是指从培养基中杀灭有生活能力的细菌营养体及其孢子，或从中将其除去。工业

43、规模的液体培养基通常采用灭菌的方法除去杂菌，实验室所用的培养基也可采用过滤的方法除去杂菌。培养基灭菌的方式有两种：分批灭菌和连续灭菌。分批灭菌也叫做实消法，是指将培养基置于发酵罐中用蒸汽加热达到预定灭菌温度后维持一段时间，再冷却到发酵温度，然后接种发酵。它这种灭菌不需要其他设备。连续灭菌也叫连消法，是指配置好的培养基在向发酵罐输送的同时即进行加热、保温和冷却三个过程。液体培养基的连续灭菌设备一般在由配料罐、泵、连消塔、维持罐和喷淋冷却器组成的连消设备中进行。由于实消设备加热和冷却所需时间比较长，发酵罐的利用率不高，培养基中营养成分会遭到一定程度的破坏，而连消法会避免这些发生，虽然设备多一点，但

44、在工业生产中，为了提高效率和减少成本的浪费，从长远角度考虑，一般会采用连消法。配料罐送料泵预热罐连消塔加热器维持罐冷却器发酵罐图8 连续灭菌工艺流程操作 图9 加热器示意图上海伟宙轻工机械有限公司生产的板片杀菌的成套设备参数如下：表4 板片杀菌设备参数表此设计选择外形为260020002500的杀菌设备。5.2.4 空气压缩及除菌设备空气除菌就是除去或杀灭空气中的微生物。常用的除菌方法有介质过滤、辐射、化学药品、加热、静电吸附等。制药工业过程所需的无菌空气要求甚高，用量大，故要选择运行可靠、操作方便、设备简单、节省材料和减少动力消耗的有效除菌方法。无菌空气制备流程图如下：高空取气粗过滤器空气压缩机储气罐一级冷却器油水分离器二级冷却器除油水器加热器总过滤器分过滤器无菌空气 图10 无菌空气制备流程图5.2.5 设备管道清洗与灭菌 设备、管道的清洗与灭菌是制药工业生产和实验研究的基础性工作，也是提高产品质量最关键的技术措施。清洗和灭菌的目的就是要尽可能的去除生产过程中的管道和设备内壁生产的污物，消除腐败微生物对生物制药工业生产和实验研究的威胁。 现在对于清洗的方法有将设备拆卸下来清洗或半机械化清洗，现在最常见的清洗方法是CIP清洗。其清洗机理可以是