年产1万吨谷氨酸钠发酵工厂设计毕业设计.doc

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1、摘要课程设计是普通高校本科教育中非常重要的一个环节，同时也是理论知识与实际应用相结合的重要环节。本设计为年产1万吨谷氨酸钠的生产车间设计，通过双酶法谷氨酸中糖发酵以及一次等电点提取工艺生产谷氨酸钠。本文对味精发酵生产工艺及主要设备作简要介绍，以期有助于了解通气发酵工艺和主要设备的有关知识。设计内容为，了解味精生产中的原料处理、发酵、提取部分的生产方法和生产流程，根据实际情况来选择发酵工段合适的生产流程，并对流程中的原料进行物料衡算、热量衡算及设备的选择。关键词：关键词1：谷氨酸钠；关键词2：发酵；关键词3：工艺流程ABSTRACTCourse is designed to education

2、of undergraduate course of common colleges and universities in a very important link, is also a combination of theoretical knowledge and practical application of important link.This design for the annual output of 10000 tons of mono-sodium glutamate production workshop design, through the double enz

3、ymatic sugar in glutamate fermentation and a second-class mono-sodium glutamate isoelectric point extraction process production.In this paper, a brief introduction of the process and main equipment for the production of mono-sodium glutamate fermentation, in order to help understand the concerned kn

4、owledge of aeration fermentation process and main equipment.Design content for, understand mono-sodium glutamate in the production of raw materials processing, fermentation, extraction part of manufacturing processes and production methods, according to the actual situation to choose suitable fermen

5、tation section in the production process, and the process of raw material to carry on the material balance, heat balance and the selection of equipment.Key words: MSG; FERMENTATION; TECHNOLOGICAL PROCESS1 谷氨酸发酵的工艺流程1.1 工艺流程1.1.1 谷氨酸发酵原理葡萄糖6-磷酸葡萄糖已糖激酶葡萄糖激酶6-磷酸果糖1,6-二磷酸果糖3-磷酸甘油醛1,3-二磷酸甘油酸3-磷酸甘油酸2-磷酸甘油

6、酸磷酸烯醇式丙酮酸丙酮酸磷酸葡萄糖异构酶磷酸果糖激酶醛缩酶磷酸甘油醛脱氢酶磷酸甘油酸激酶磷酸甘油酸变位酶烯醇化酶丙酮酸激酶乙酰CoA草酰乙酸柠檬酸顺乌头酸乙酰CoA异柠檬酸草酰琥珀酸-酮戊二酸谷氨酸钠氨气，碳酸氢钠CoASH,NAD+,丙酮酸脱氢酶复合体 1.1.2 谷氨酸发酵工艺流程 压缩空气过滤除菌菌种斜面培养种子扩大培养原料预处理水解过滤配料发酵加热除菌等电点调节沉淀离心粗谷氨酸母液离子交换处理粗谷氨酸溶液溶解中和加纯碱活性炭脱色离子交换除镁铁钙等金属离子过滤浓缩结晶离心结晶干燥精制谷氨酸钠1.2 原料的选择2 我国味精生产均以淀粉为原料，成本相对比较高，如全部改用玉米代替大米作原料，每

7、吨味精成本由比国际同行业先进水平高1000元降到比国际同行业先进水平低2000元水平，同时可以大大减少生产所形成的有机废水、废渣，实现清洁生产。 玉米进行浸泡磨浆，再调成15Bx，调pH6.0，加细菌-淀粉酶进行液化，8530min，加糖化酶60糖化24h，过滤后可供配置培养基。1.3 谷氨酸生产菌种玉米为原料发酵生产味精常用菌株有：谷氨酸棒杆菌、黄色短杆菌、乳糖发酵短杆菌、嗜氨小杆菌、硫殖短杆菌等。国产菌株有：北京棒杆菌AS1.299、北京棒杆菌7338、北京棒杆菌D110、棒杆菌S-944、钝齿棒杆菌AS1.542、钝齿棒杆菌HU7251、。本工艺选用谷氨酸棒状杆菌(Corynebacte

8、rium glutamicum)：生物素缺陷型、温度敏感型。1.4 培养基1.4.1 培养基选择 国内谷氨酸发酵种子扩大培养普遍采用二级种子培养的流程，即：斜面菌种一级种子培养二级种子培养发酵罐。 1.一级种子培养 一级种子培养的目的在于大量繁殖活力强的菌种，培养基组成应以少含糖分，多含有机氮为主，培养条件从有利于长菌考虑。 2.二级种子培养为了获得发酵所需要的足够数量菌体，在一级种子培养的基础上进而扩大到种子罐的二级种子培养。种子罐容积大小取决于发酵罐大小和种量比例。 3.发酵培养基与种子培养及不同，发酵培养基不仅是提供给菌体生长繁殖所需要的营养和能源，而且是构成谷氨酸的碳架来源，要累积大量

9、谷氨酸，就要有足够量的碳源和氮源，其量大大的高于种子培养基，对于菌体繁殖所必需的因子生物素却要控制其用量。谷氨酸产生菌是异养微生物，只能从有机化合物中取得碳素的营养，并以分解氧化有机物产生的能量供给细胞中合成反应所需要的能量。目前所发现的谷氨酸产生菌均不能利用淀粉，只能利用葡萄糖、果糖、蔗糖和麦芽糖等。在谷氨酸发酵中氮源的用途：组成菌体含氮物质；组成谷氨酸的氨基；调节pH值，形成谷氨酸铵；另外，一部分分解放出氨随排气溢出。无机盐是微生物生命活动所不可缺少的物质，其主要功能是构成菌体成分；作为酶的组成成分；酶的激活剂或抑制剂；调节培养基的渗透压；调节pH值和氧化还原点位等。在谷氨酸发酵中，由于通

10、气和搅拌，产生少量泡沫是空气溶解于发酵液中和产生二氧化碳的结果。因此，发酵的过程产生少量泡沫是正常的。为了防止泡沫的过多生成和消除泡沫，一般要加少量的消泡剂。1.4.2 发酵培养基（g/L）7 水解糖150，甘蔗糖蜜6，尿素35，玉米浆510，硫酸镁0.7，氯化钾0.9，磷酸0.2，生物素2/L，泡敌1.0，接种量为7% 用NaOH（5%）溶液调pH 7.201.4.3 斜面培养基 保藏斜面培养基：牛肉膏l，蛋白胨l，氯化钠0.5，琼脂2，pH7.0。 活化斜面培养基：葡萄糖0.1，牛肉膏l，蛋白胨l，氯化钠0.5，琼脂2，pH7.0。1.4.4 一级种子培养基3 葡萄糖2.5% 尿素0.5%

11、 硫酸镁0.04% 磷酸氢二钾0.1% 玉米浆 2.53.5% 硫酸亚铁、硫酸锰各20ppm、pH7.01.4.5 二级种子培养基（g/L）5 水解糖40，糖蜜20，尿素5，磷酸氢二钾2，硫酸镁0.6，玉米浆510，泡敌0.6，生物素0.02mg/L，硫酸锰2mg/L，硫酸亚铁2mg/L，接种量为2%。 pH 6.87.01.5 淀粉的糖化1.5.1 酸水解法4 酸水解法又称酸糖化法，是一种传统的水解方法。以酸(无机酸或有机酸)为催化剂，在高温高压下将淀粉水解为葡萄糖的方法。 该法具有生产工艺简单、设备简易、生产周期短、设备生产能力大等优点。但是，由于水解反应是在高温、高压及较高酸浓度条件下进

12、行的，因此，该法要求有耐腐蚀、耐高温、耐高压的设备。此外，淀粉在酸水解过程中所发生的副反应较多，造成葡萄糖量减少以及不可发酵性糖类、色素等物质增多。这不仅降低淀粉转化率，而且由于生产的糖液质量差，对而后的发酵、提取都带来不利影响。并且酸水解法对淀粉原料要求严格，必须是精制淀粉，淀粉颗粒大小要均匀，不宜过大，否则易造成水解不透彻。淀粉乳浓度也不宜过高，过高则淀粉转化率低。因此目前酸解法已逐步被酶解法所取代。1.5.2 酶水解法 酶水解法制葡萄糖可分为两步：第一步是利用液化脚化淀粉水解成糊精和低聚糖等，使黏度大为降低，流动性增高，所以工业上称为液化。第二步是利用糖化酶将糊精或低聚糖进一步水解为葡萄

13、糖，在生产上称为糖化。由于采用了酶液化和酶糖化工艺，故也称为双酶水解法。酶水解法(双酶水解法)的优点： (1)淀粉水解是在酶的作用下进行的，酶解反应条件较温和，因此不需耐高温、耐高压、耐酸的设备。同时，酶在反应过程中也不产生腐蚀性物质，对设备要求低，也改善了劳动卫生条件。 (2)微生物酶作用的专一性强，效率高，淀粉水解的副反应少，因而水解糖液的纯度高，淀粉转化率高，糖液颜色浅，较纯净，无异味，质量高，有利于糖液的充分利用。 (3)可在较高淀粉乳浓度下水解，水解糖液的还原糖含量可达到30以上。 (4)可采用粗原料，省去粗原料加工成精制淀粉的生产过程，避免淀粉加工中的原料流失，减少粮食消耗。 (5

14、)由于微生物酶制剂中菌体细胞的自溶，使得糖液的营养物质较丰富，简化了发酵培养基。酶水解法(双酶水解法)的缺点是：生产周期较长(一般48h)；要求的设备较多，设备投资人：由于酶本身是蛋白质，易造成糖液过滤困难。但是，随着酶制剂生产及应用技术的提高和酶制剂的大量生产，酶水解法制糖逐渐代替酸法制糖，已成为淀粉水解制糖的一个发展趋势。1.5.3 酸酶结合水解法 酸酶结合水解法是集酸法和酶法制糖的优点而成的生产工艺。此法又可分为酸酶(水解)法或酶酸(水解)法。(1)酸酶水解法 酸酶水解法即先以酸为催化剂将淀粉水解成糊精和低聚糖，然后再用糖化酶将其水解为葡萄糖的工艺。玉米、小麦等谷类淀粉，淀粉颗粒坚实，如

15、果用淀粉酶液化在短时间内往往不彻底。因此，针对这种情况，采用酸将淀粉水解到一定程度，然后将水解液降温、中和，再加入糖化酶进行糖化。由于糖化是在糖化酶作用下完成的，因此对液化液要求不高。用酸酶水解淀粉制糖，液化速度快，可采用较高的淀粉乳浓度，提高了生产效率；用酸量较少产品颜色浅，糖液质量高。(2)酶酸水解法 酶酸水解法是将淀粉乳先用淀粉酶液化到一定程度，然后用酸水解成葡萄糖的工艺方法。耐于颗粒大小不一的淀粉(如碎米淀粉等)，如果用酸法水解，则常导致水解不均匀，淀粉糖转化率低。针对此种情况可先用淀粉酶液化，过滤除杂后，再用酸法水解成葡萄糖。用酶酸法制糖，能采用粗原料淀粉，减少原料损失，一般可提高原

16、料利用率15左右；生产较易控制，可采用较高的淀粉浓度；生产周期短，提高了生产效率；酸水解pH可控制稍高，减少了淀粉水解副反应的发生，糖液色泽较浅，质量较好。1.6 谷氨酸提取及谷氨酸制备工艺1.6.1 谷氨酸的提取1谷氨酸的提取一般采用等电点离子交换法，国内有些味精厂还采用等电点锌盐法、盐酸水解等电点法及离子交换膜电渗析法提取谷氨酸。但存在废水污染大，生产成本高，技术难度大等问题，应用上受到限制。具体来说包括三个步骤，酸中和、碱中和、等电点分离。其中酸中和、碱中和过程就是向中和罐盘管内注入冷冻盐水，将发酵液温度调到22，由于谷氨酸等电点只有3.2左右，需要加硫酸调节pH值，该过程要先以较快的速

17、率加酸，将pH先调整至5.0，停止加酸与搅拌1.5h，保证晶体增长，然后继续缓慢加酸调整，直至pH降为3.2左右，温度冷却至8，达到等电点停止搅拌。谷氨酸沉淀过滤分离之后可以获得粗糙晶体。1.6.2 谷氨酸钠的制取将谷氨酸凝聚物充入二次中和罐，然后加水加纯碱中和成谷氨酸钠，加水溶解温度为4060， Na2CO3调pH至5.6，中和温度控制在70以内，接着将谷氨酸钠盐溶液充入活性炭脱色器脱色，分离，再进入离子交换柱除去Ca2+、Fe2+、Mg2+等金属离子，即可得到高纯度的谷氨酸钠溶液,将纯净的谷氨酸钠溶液导入结晶罐,进行减压蒸发,当波度达到295波时放入晶种,进入育晶阶段,根据结晶罐内溶液的饱

18、和度和结晶情况实时控制谷氨酸钠溶液输入量及进水量。经过十几小时的蒸发结晶,当结晶形态达到一定要求、物料积累到80%高度时,将料液放至助晶槽,结晶长成后分离出味精,送去干燥和筛选。精制车间加工的谷氨酸产品为谷氨酸单钠，即味精。2 谷氨酸钠的物料衡2.1 主要技术指标指标名称单位指标数指标名称单位指标数生产规模t/a10000糖酸转化率%60年生产天数d/a300发酵初糖150生产方法双酶法、等电点离子交换法玉米浆含糖率%85产品日产量t/d34蜜糖含糖率%50倒罐率%0.2谷氨酸含量%95发酵周期h40谷氨酸提取率%90淀粉糖化转化率%108味精对谷氨酸产率%1082.2 主要材料质量指标2.2

19、 1 玉米淀粉原料 淀粉原料的含量为85%，含水11%2.2.2 二级种子培养基（g/L）5 水解糖40，糖蜜20，尿素5，磷酸氢二钾2，硫酸镁0.6，玉米浆510，泡敌0.6，生物素0.02mg/L，硫酸锰2mg/L，硫酸亚铁2mg/L，接种量为2%。2.2.3 发酵初始培养基（g/L）7 水解糖150，甘蔗糖蜜6，尿素35，玉米浆510，硫酸镁0.7，氯化钾0.9，磷酸氢二钾0.2，生物素2/L，泡敌1.0，接种量为7% 2.3 谷氨酸发酵车间的物料衡算计算生产1吨（1000kg）纯度为100%的谷氨酸钠需耗用的原材料以及其他物料量： 1.发酵液量： 式中： 150发酵培养基初糖浓度 60

20、%糖酸转化率 90%谷氨酸提取率 99.8%除去倒罐率0.2%后的发酵成功率 108%味精对谷氨酸的精制产率 2.发酵液配置需水解糖量： 以纯糖算： 3.二级种液量： 式中：7%接种量 4.二级种子培养液所需的水解糖量： 式中：40二级种液含糖量 5.生产1000kg谷氨酸钠所需要的水解糖总量： 6.消耗淀粉原料的量： 由于理论上100kg淀粉转化为葡萄糖的量为111kg，因此理论上耗用淀粉的量为： 式中：108%淀粉糖化转化率 85%淀粉原料含纯淀粉量 7.蜜糖耗用量： 8.尿素耗用量： 9.泡敌耗用量： 10.硫酸镁的耗用量： 11.生物素的耗用量： 12.磷酸氢二钾的耗用量： 13.硫酸

21、锰的耗用量： 14.硫酸亚铁的耗用量： 15.氯化钾的耗用量： 16.谷氨酸量： 发酵液谷氨酸含量为： 式中：60%糖酸转化率 0.2%倒罐率 实际生产的谷氨酸： 式中：90%谷氨酸提取率2.4 10000t/a谷氨酸钠发酵车间的物料衡算表由上述生产1000kg谷氨酸钠(纯度100%)的物料衡算结果，可求得年生产10000吨味精厂发酵车间的物料平衡计算，结果如下：物料名称生产1吨100%纯度味精的物料量生产10000吨100%纯度味精的物料量每日物料量发酵液()11.454114540381.80发酵液配置需水解糖(kg)1718.11718100057270二级种液()0.80800026.

22、67二级种子培养液所需的水解糖(kg)323200001066.67谷氨酸钠所需要的水解糖总量(kg)1750.11750100058336.67淀粉原料(kg)1717.501717500057250蜜糖(kg)84.7248472402824.13尿素(kg)404.89404890013496.33泡敌(kg)11.934119340397.8硫酸镁(kg)8.497884978283.26生物素(g)0.03893891.297磷酸氢二钾(kg)3.890838908129.693硫酸锰(g)1.61600053.33硫酸亚铁(g)1.61600053.33氯化钾(kg)10.3086

23、103086343.62谷氨酸(kg)925.929259200308643 谷氨酸发酵的热量衡算3.1 热平衡方程式热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程表示如下： 式中输入的热量总和（kJ） 输出的热量总和（kJ） 损失的热量总和（kJ） 式中 物料带入的热量（kJ） 由加热剂（或冷却剂）传给设备和所处理的物料的热量（kJ） 过程的热效应，包括生物反应热、搅拌热等（kJ） 物料带出的热量（kJ） 加热设备需要的热量（kJ） 加热物料需要的热量（kJ） 气体或蒸汽带出的热量（kJ） 将上式代入得： 值得注意的是，对具体的单元设备，上述的各项热量不一定都存在，故进行热量衡算时，必须根

24、据具体情况进行具体分析。主要工艺参数6：序号生产工序参数名称指标淀粉质原料蜜糖原料1制糖（双酶法）淀粉糖化转化率%982发酵产酸率g/dl8.08.03发酵糖酸转化率%50554谷氨酸提取提取收率%8680热量衡算计算指标：项目指标发酵产酸率10%发酵对糖转化率60%淀粉糖化转化率108%培养菌种消耗糖为发酵耗糖的2%谷氨酸提取收率90%精制收率108%淀粉原料的含量为85%发酵周期40小时全年工作时间300天3.2 液化工序热量衡算3.2.1 液化加热蒸汽量大多数微生物的生长、繁殖和代谢都需要氧的存在，尤其是耗氧培养过程，更是需要大量的氧，氧有时甚至是影响发酵生产的制约因素。在好氧发酵过程中

25、，要使发酵液保持一定的溶氧浓度，就必须向反应系统通入大量的无菌空气，以保证发酵液有一定的溶氧浓度，使发酵过程得以顺利进行。通过无菌空气用量的计算可以确定与发酵设备配套的压缩机的选型与台数，并进行空气过滤除菌系统的统计。加热蒸汽消耗量（D）按以下方式计算： 式中：G淀粉浆量(kg/h) C淀粉浆比热容KJ/(kg) 浆料初温（20+273=293K） 液化温度（90+273=363K） I加热蒸汽焓2738KJ/kg（0.3mPa表压） 加热蒸汽凝结水的焓在363K时为377KJ/kg(内差法求得，其中89.9摄氏度时为=376.61，在100摄氏度时390.08) 淀粉浆量G：根据物料衡算，日

26、投工业淀粉34t，连续液化，加为1:2.5粉浆量为：粉浆干物质浓度：粉浆比热C可按下式计算： 式中：淀粉质比热容，取1.55KJ/（kg） X粉浆干物质含量24.29% 水的比热容，4.18KJ/(kg) 蒸汽用量：3.2.2 灭酶用蒸汽量灭酶时将液化液由90加热至100，在100时的为419KJ/kg要求在20min内使液化液由90摄氏度升温至100摄氏度，则蒸汽高峰量为：以上两项合计，平均量为：523.64+75.95=599.59（kg/h）=0.6(t/h)每日用量：高峰量：523.64+227.85=751.49（kg/h）3.2.3 液化液冷却用水使用板框换热器，将物料由100摄氏

27、度降至65摄氏度，使用二次水，冷却水进口温度为20摄氏度，出水温度为58.7摄氏度，需冷却水量（W）为：即102.2（t/d）3.3 糖化工序热量衡算由于物料衡算日需水解糖58336.67kg即58.34t/d，58.341.09=53.52，糖化操作周期为30h，其中糖化时间为25h，糖化罐300，装料200，需糖化罐数量：取1台。使用板式换热器，使糖化液（灭菌后）由85摄氏度降至60摄氏度，用二次水冷却，冷却水进口温度为20摄氏度，出口温度为45摄氏度，平均用水量为：要求在2小时内把200液糖液冷却到40摄氏度，高峰用水量为：每日糖化罐同时运转：每投放料罐次：每日冷却水用量：3.4 连续灭

28、菌和发酵工序热量衡算3.4.1 培养液连续灭菌用蒸汽量采用发酵罐体积为200，200发酵罐装料系数0.80，每罐产100%谷氨酸钠的量： 2000.8010%90%108%1.272=19.782（t/d）年产商品味精1万吨，日产100%谷氨酸钠34吨.发酵操作时间40h，其中发酵时间32 h。 需发酵罐台数：取3台 由于装罐率，所以每罐初始体积160m3糖浓度15.0g/dl，灭菌前培养基含糖20.0g/dl，其数量： 每日投（放）料罐次 （罐）取2罐次。灭菌加热过程中用0.4mPa（表压）I=2743 KJ/kg，使用板式换热器将物料由20C预热至75C，再加热至120C，冷却水由20C升

29、到45C。每罐灭菌时间3h，输料流量：消毒灭菌用蒸汽量（D）： 式中：3.97为糖液的比热容， KJ/（kgC） 每天用蒸汽量： 3.232=19.2（t/d） 高峰用蒸汽量： 3.23=9.6（t/h） 平均用蒸汽量： 19.2/24=0.80（t/h）3.4.2 培养液冷却用水量由120摄氏度热料通过与生料热交换，降至80摄氏度，再用水冷却至35摄氏度，冷却水由20摄氏度升至45摄氏度，计算冷却水量（W）：全天用水量为：3.4.3 发酵罐空罐灭菌蒸汽量 发酵罐体加热： 200，1Cr18Ni9的发酵罐体重34.3t，冷却排管重6t，1Cr18Ni9的比热容0.5 KJ/（kgC）9，用0.

30、2mPa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15 mPa（表压）下由20C升至127C，其蒸汽量为： 填充发酵罐空间的蒸汽量：因200 发酵罐的全容积大于200 ，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占之空间罐之自由空间仍按200m3计算，填充空间需蒸汽量： 式中：V发酵罐全容积（） 加热蒸汽的密度（kg/）0.2mPa（表压）时为1.622（kg/） 灭菌过程的热功当量损失： 辐射与对流联合给热系数，罐外壁温度70C。 =33.90.19（7020）=43.4kg/（m3hC）200m3发酵罐的表面积为201，耗用蒸汽量： 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗： 式中：0.001附壁水平均厚度（1mm） 100

31、0水密度 （kg/m3） 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽消耗量; 每空罐灭菌1.5 h，用蒸汽量：1594.121.5=2392.68（kg/罐） 每日用蒸汽量： 2392.68=7178.04（kg/d）=7.2（t/d） 平均用蒸汽量： 7178.04/24 =299.085（kg/h）=0.030（t/h） 高峰用蒸汽量：2392.684= 9570.72（kg/h）=0.96（t/h）3.5 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算年产1万吨谷氨酸钠，日产100%谷氨酸钠34t，选用25强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期24h，其中辅助时间4h。每罐产100%谷氨酸钠10

32、t，需结晶罐台为： 式中：1.6每罐投入的晶种量（t）每罐投入40g/dl的中和脱色液（俗称原液）23，流加30g/dl母液32，过程中加水6，在70下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量203.5.1 热量衡算来料带入热量：进料温度35，比热为 加水带入热量： 晶种带入热量：MSG比热容 结晶放热：MSG结晶热为 母液带走热量：分离母液12，折算为相对密度1.26时15t，比热容为 随二次蒸汽带走热量：随结晶MSG带走热量： 需外界供给热量：3.5.2 计算蒸汽用量每罐次用汽量：热损按5%折算，通蒸汽为0.2mPa(表压) 式中：27170.2mPa（表压）下的蒸汽焓(KJ/kg)

33、5350.2mPa（表压）下的凝结水焓(KJ/kg) 每罐浓缩结晶时间20h，每小时耗蒸汽高峰量：45830/20=2292（kg/h） 5台罐（实际是4.05台）同时运转，高峰用蒸汽量： 4.052292=9282.6（kg/h） 每日用蒸汽量： 4.059282.6=37594.53（kg/d）=37.6(t/d） 每小时平均用蒸汽量：37.6/24=1.57（t/h）3.6 干燥过程的热量衡算分离后之湿MSG含水2%，干燥后达到0.2%，进加热之空气为18，相对湿度=70%，通过加热器使空气升至80，从干燥器出来的空气为60。 年产1万吨谷氨酸钠，日产湿味精，二班生产，即34.69/16

34、=2.168（t/h）。 18空气湿含量70%，=0.009（kg/kg绝干空气），=41.8（kJ/kg绝干空气）；加热80，=104.5（kJ/kg绝干空气） 用公式： 式中：空气经过干燥后的热量变化（kJ/kg） 出空气加热器之空气热焓（kJ/kg） 出干燥之空气热焓（KJ/kg） 冷空气之热焓(KJ/kg) 空气湿含量(KJ/kg绝干空气) 进干燥器之空气湿含量(KJ/kg绝干空气) 出干燥器之空气湿含量(KJ/kg绝干空气) 物料初始温度时的物料中每1kg水之含热量(KJ/kg绝干空气) 加热物料所耗热量 损失热量，通常为有效热量的10% =184.18-3198.4-578.21=

35、 -3701.37（kJ/kg水） 设=0.0108 I2=I1+（X2-X1）=104.5+（-3701.37）（0.0108-0.009）=97.3（kJ/kg空气） 空气耗量为： 47.6/（0.0108-0.009）=26444（kg/h） 80时空气的比容0.83 实际消耗空气量为： 264440.83=21949（） 耗用蒸汽量（D）：使用0.1Mpa（表压）蒸汽加热，热损失按15%计： 每日用蒸汽量：866.0516=13857（kg/d）=13.9（t/d） 平均每小时用蒸汽量：13857/24=577（kg/h）=0.58（t/h）3.7 产过生程耗用蒸汽衡算汇总衡算结果 每

36、日用蒸汽量为92.3t/d，每小时平均量为3.85t/h，高峰量为19.2t/h。年产10000吨味精热量衡算表名称每日用量（t）每小时均量（t）高峰量（t）蒸汽92.33.8521.184 设备设计与选型4.1 发酵罐 4.1.1.发酵罐类型8 由发酵罐及其附属设备组成的发酵工段中，发酵罐是主要设备，其他为附属设备。罐体是由圆柱形中部及椭圆形或蝶形封头焊接而成的封闭式受压容器，其材料为碳钢或不锈钢，对大型发酵罐还可以用内衬不锈钢板（23mm）或复合板。此次设计使用选用机械涡轮搅拌通风发酵罐。4.1.2 发酵罐容积的确定 随着科技发展，现有的发酵罐容量系列有：5，10，20，50，60，75，

37、100，120，150，200，250，500m3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。根据经验，罐体越长，氧利用率越高，但考虑罐稳定性及其他因素，罐体不宜过长。根据生产规模跟实用性，可以选择公称容积为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐。4.1.3 生产能力的计算 现在每天产99%纯度的味精为34吨，谷氨酸的生产周期是40h（包括发酵、发酵罐清洗和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34吨，每吨100%谷氨酸钠需发酵糖液为6.55m3：=6.553499%=220.473（m3） 发酵罐填充系数是=80

38、%，则每天需要发酵罐总容积为V0（生产周期40h）。 V0= /=220.473/0.8=275.59（m3） 4.1.4 发酵罐个数的确定 以公称容积为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础，需要发酵罐个数设为NN= V发酵/（V总.24）=220.47340/（2000.824）=2.3（个） 则需要取公称容积为200 m3的发酵罐3个；现在以单灌公称容量200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为例，则每天需要个数为N0：N0=275.59200=1.38约为2个实际产量为：富裕量为：（14656.49 -10000）/10000=46.56%，满足产量要求。4.1.5 主要尺寸计算取

39、高径比为 H：D=2：1 则： 且：H=2D 解方程得： 取D=5m H=2D=10m； 封头高为： 封头容积为 ： V封=16.4（m3） 圆柱部分容积为： V筒=197m3 验算全容积V全为： V全=V全 符合设计的要求，可行。4.2 冷却面积的计算 对谷氨酸的发酵，采用竖式蛇管换热器，取总传热系数为K=4.18500 kJ/（m3h）。 设平均温差为tm： 32 32 20 27 12 5 代入 对公称容量为200 m3的发酵罐每罐实际装液量110.7m3 则换热面积 ： 4.3 搅拌器计算 选用六弯叶涡轮搅拌器，该搅拌器的各部分尺寸与罐径D有一定比例关系。 搅拌器叶径为： 取Di=1.

40、7（m） 叶宽为： 弧长为： 底距为： 盘踞为： 叶弦长为： 叶距为： 弯叶板厚为： =12（mm） 取两挡搅拌，搅拌转速N2可根据50m3罐，搅拌直径1.05m，转速N1=110r/min。以等P0/V为基准放大求得： 4.4 搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。计算Rem11 式中：D搅拌器直径，D=1.7m N搅拌器转速， 醪液密度，=1050 kg/m3 醪液粘度， =1.310-3Ns/m2 将数代入上式： 视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7 计算不通气时的搅拌轴功率P0： 式中：Np在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N搅拌转速，N=80r/min=1.33r/s D搅拌器直径，D=1.7m 醪液密度，=1050kg/m3 代入上式： 两挡搅拌： 计算通风时的轴功率Pg 式中：P0不通风时搅拌轴功率（kW）， N轴转速，N=80r/min D搅拌器直径（cm），D3=1.73106=4.9106 Q通风量（ml/min），设通风比VVm=0.110.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11； 则Q=1550.11106=1.7107（ml/min） 代入上式： 求电机功率P电： 采用三角带传动1=0.92；滚动轴承2=0.99，滑动轴承3=0.98；端面密封增加功率为1%；代入公式数值得：