年产1000吨味精提取车间

1 前言1.1 味精生产的历史及发展状况谷氨酸(Glutamicacid,简写为Glu)最早是1866年由德国人Riffhausen用H2SO4水解面筋而得到的。1908年日本人池田与铃木合作获得了蛋白质酸水解法生产谷氨酸的专利权,产品称“味素”。我国将谷氨酸(实际上是谷氨酸单钠盐)称为味精大概也源于此。1956年,日本协和发酵公司开始选育由碳水化合物转变为谷氨酸的菌种,不久即获得成功。之后发酵法生产谷氨酸即取代水解法成为工业生产谷氨酸的主要方法。今天,世界上几乎所有谷氨酸都由发酵法获得。然而,关于发酵法制取谷氨酸的研究工作并未终止,主要在于节能降耗,降低生产成本，改善生产和生态环境等方面。检索了近十年来的有关文献,研究内容大致可归纳为下述几个方面:(1)寻找开发新菌种,提高糖类发酵的产酸率。(2)开发新资源,寻找开发以石油化工产品为原料发酵生产谷氨酸的方法。(3)开发新工艺,如采用固定化细胞技术,采用新型反应器等。(4)优化操作控制,包括生产工艺参数控制及细胞内代谢调控。(5)有关从发酵液中分离提取谷氨酸新技术的研究。1综上所述,国内外谷氨酸早已大规模生产,但其研究工作并未停止（主要目的在于节能降耗,提高劳动生产率）；国外(主要是日本)已将研究重点转向利用基因工程技术改良菌种，将代谢途径研究与基因工程技术相结合无疑将会是未来的研究方向,这也是大幅度提高谷氨酸产率,降低生产成本的必由之路。当然,细胞的固定化及共固定化研究、连续生产方法的研究、利用粗原料直接生产谷氨酸的研究,对于节能降耗、降低生产成本也很有意义。相比之下,国内的研究还很滞后,因此,努力赶超国外先进水平,也应从上述各方面入手。1.2 新技术类型及应用1.2.1 离子交换树脂提取谷氨酸 利用离子交换树脂吸附发酵液中的谷氨酸，然后再进行洗脱，以使发酵液中妨碍谷氨酸结晶的残糖的聚合物、蛋白质、色素等离子性杂质得以分离。1.2.2 凝聚剂除菌体一次等电或浓缩等电提取 使用安全性高的壳聚糖作絮凝剂，其阳离子性能与发酵液中菌体（带负电荷）与蛋白凝聚使其沉淀而进行分离。1.2.3 膜分离过程的味精生产工艺膜分离过程在常温下进行，无相变化，能耗低、设备简单，操作控制方便，利用膜分离技术与提取谷氨酸工艺技术（包括新工艺提取）结合，提高谷氨酸产量、质量、味精质量，降低生产成本与节能减排等综合效益更显著，更符合清洁工艺生产。1.3 设计的任务和依据1.3.1 编制设计说明书1）产品品种和年均生产天数的确定2）生产工艺的确定3）原辅材料消耗定额的确定4）物料、热、水等衡算5）设备布置的简要说明1.3.2 绘制图表 1）与设计说明书相对应的表格及主要设备一览表 2）图纸（CAD）（1） 工艺过程全图（2） 带控制点的工艺流程图（3） 车间布置图（4） 典型设备图 1.3.3 本次设计的依据 1）任务书 2）相关文献资料及在本设计应用情况 3）行业经济指标基础数据2 厂址选择及总平面设计2.1 味精厂厂址选择原则： 厂址选择是建设前期必须作的一项政策性很强的综合性工作。它关系到工投产后的生存和发展。选择味精厂厂址的原则是：1) 符合国家方针政策。正确处理各种关系，既要努力提高经济技术效果，又要符合工农业合理布局的要求。2) 要有充足可靠的水源，水质应符合生活饮用水卫生标准和味精生产的需要。3) 所选厂址周围应有良好的卫生环境。空气质量要好，选在城市主导风向的上风侧，不受其他单位的烟尘和污染源影响，以满足味精生产的需要。4) 要有可靠的供电保证。味精厂用电量大，而且是连续生产，在供电距离、容量和保安电方面需得到供电部门保证。5) 有良好的工程地质地形和水文条件。6) 应有方便的交通运输条件。7) 要有利于“三废”处理和综合利用。废水、炉渣、滤泥有去向，有处理场地。8) 注意专业化协作，靠近动力供应中心。 总之在厂址选择时，应尽量多选几个进行分析比较，从中选出最佳者，最后编制完成厂址选择报告。2.2 工厂总平面布置原则工厂总平面布置将工程项目在厂址内进行全面的规划设计，使建筑物、构筑物、道路和绿化带等布局经济合理。此项工作涉及到生产和工厂的将来发展，必须进行周密的设计总平面布置原则：1) 从生产工艺出发，安排好建筑物、构筑物、道路、堆场、各种管道和绿化等方面的相互关系，结合用地条件进行合理布置，使建筑群组成一个有机整体。既便于组织生产，又有利于企业管理。2) 物料走向要合理并应沿最短的路线运输。避免人流货流交叉。3) 主要生产车间要朝向好，具有良好的采光和通风条件；炎热地区要注意西晒问题。4) 味精工厂可划分为生产区、动力区、仓储辅助区和其他区。以生产区为中心进行布置。5) 洁净间（如无菌间、摇瓶间、菌种保藏间等）是保藏和培养菌种的地方，是味精生产的核心。洁净间极其周围对洁净要求很高的地方，须达到A级（美国联邦标准209C，100级）。所以洁净间要布置在全年最多风频的上风则，且要远离公路及厂内主干道。6) 建、构筑物间距应符合防火、卫生规范及各项安全要求。7) 建筑物、道路管道及绿化布置要整齐、美观，协调统一。防止分散、杂乱、盲目建设。8) 厂房布置可采取分散式或集中式。9) 根据厂址的气温条件，对一些装置可采取露天布置。10) 为减少污染，锅炉房、堆场、污水处理站、液氨贮槽和酸碱贮槽等应布置在厂区的下风侧。3 味精生产的工艺过程及基本要求3.1 味精发酵菌种介绍及选择3.1.1 现有谷氨酸生产菌的分类 现有谷氨酸生产菌主要是棒状菌属、短杆菌属、小杆菌属及节杆菌属的细菌。这四个属在细菌的分类系统中彼此比较接近。短杆菌属隶属于短杆菌科（Brevibacteriaceae），而棒状杆菌属、小杆菌属及节杆菌属则都隶属于棒状杆菌科（Corynebacteriaceae）。短杆菌科和棒状杆菌科均属于细菌目中的革兰氏染色阳性、无芽孢杆菌及有芽孢杆菌的一大类。3.1.2 现有谷氨酸生产菌的主要特征 虽然从细菌的鉴定和分类的结果来看，现有谷氨酸生产菌分属于棒状杆菌属、短杆菌属、小杆菌属及节杆菌属，但是它们在形态及生理方面仍有许多共同的特征。归纳起来主要有以下特征。1）细菌形态为球形、棒形以至短杆形。2）革兰氏染色阳性，无芽孢，无鞭毛，不能运动。3）都是需要型微生物。4）都是生物素缺陷型。5) 脲酶强阳性。6) 不分解淀粉、纤维素、油脂、酪蛋白以及明胶等。7) 发酵中菌体发生明显的形态变化，同时发生细菌膜渗透性的变化。8) CO2固定反应酶系活力强。9) 异柠檬酸裂解酶活力欠缺或微弱，乙醛酸循环弱。10) -酮戊二酸氧化能力缺失或微弱。11) 还原型辅酶（NADPH2）进入呼吸链能力强。12) 柠檬酸合成酶、乌头酸酶异柠檬酸脱氢酶以及谷氨酸脱氢酶活力强。13) 能利用醋酸，不利用石蜡。14) 具有向环境中泄漏谷氨酸的能力。15) 不分解利用谷氨酸，并能耐高浓度的谷氨酸，产谷氨酸5%以上。3.1.3 国内生产菌及其比较我国的谷氨酸发酵已有20多年的历史。目前国内各味精厂所使用的谷氨酸生产菌株主要有:北京棒杆菌（AS.1299）、T338、S-941、D110、WTH-1;钝齿棒杆菌（AS1.542）、HU7251、B9、B9-17-36、F-263;天津短杆菌（T6-13）、FM-8207、FM-415、U-9、CMTC6282、TG-3、TG-866、D85等菌株。其中多数厂家生产上常用的菌株是B9、T6-13及7338等。 现将北京棒杆菌（7338）与钝齿棒杆菌（B9）的比较及钝齿棒杆菌（B9）与天津短杆菌（T6-13）的比较列表于表1及表2表1 北京棒杆菌（7338）与钝齿棒杆菌（B9）的比较项目 T338B9细胞大小小大细胞形态变化不明显明显变化 伸长、膨大菌体等电点pH4.2-3.0 接近Glu等电点不在Glu等电点范围内菌落颜色乳白色草黄色脲酶活力低高生物素用量范围较窄 4-5g/L左右范围宽 5-8g/L生长因子生物素 硫胺素生物素发酵周期稍长适中噬菌体类型不相同 不发生交叉感染酯酶谱带、蛋白酶谱带都不相同表2 钝齿棒杆菌（B9）与天津短杆菌（T6-13）的比较 项目B9T6-13细胞大小大小且多细胞形态草黄色 变化大淡白 变化更大发酵温度前期30-320C 中后期34-350C前期32-340C 中后期36-380C脲菌活力强更强糖酸转化率40-45%以上45%之间分泌胶体量较少较多菌体本生等电点不在Glu结晶等电点范围内pH4.2-3.0接近Glu结晶等电点生物素用量T6-13比B9低20%左右噬菌体类型侵染B9的噬菌体亦可感染T6-13 从以上两个表格可以看出天津短杆菌T6-13要优越于其他两种菌株，本毕业设计选用的菌株是T2-310，该菌株是以天津短杆菌T6-13为出发菌株,经C60射线、紫外线（UV)和硫酸二乙酯(DE)复合诱变并经高温驯化,获得一株琥珀酸和生物素双营养缺陷型突变株。该菌株具有耐高糖、耐高谷氨酸(GA)、不分解利用GA及耐高温(3845)的优点。当采用淀粉水解糖为C源(初糖浓度160180/L)和生物素亚适量时,使用此菌株进行高温摇瓶发酵试验的GA产率和糖酸转化率分别是83.3115.74 /L和52.0664.30%。当在工业规模水平上发酵时,该菌株平均GA产率和转化率分别是90.8/L和56.4%,而单罐发酵的最大产率和转化率分别达98/L和62.8%。3.2 谷氨酸发酵机制谷氨酸的生物合成包括酵解途径（E M P）、磷酸己糖途径（H M P）、三羧酸（T CA环）循环、乙醛酸循环、伍德-沃克曼反应（CO2的固定反应等）。1）生成谷氨酸的主要酶反应在谷氨酸发酵中，生成谷氨酸的主要酶反应有以下三种： (1) 谷氨酸脱氢酶（GDH）所催化的还原氨基化反应 (2) 转氨酶（AT）催化的转氨反应 这一反应是利用已存在的其他氨基酸，经过转氨酶的作用，将其他氨基酸与-酮戊二酸生成L-谷氨酸。(3) 谷氨酸合成酶（GS）催化反反应 NADPH2 NADP- 酮戊二酸 + 谷氨酰胺 2谷氨酸 GS 以上三个反应中，还原氨基化是主导性反应。 2）谷氨酸生物合成的理想途径 图1 由葡萄糖发酵谷氨酸的理想途径3）谷氨酸发酵的代谢途径在谷氨酸发酵时，糖酵解经过EMP及HMP两个途径进行，生物素充足菌HMP所占比例是38%，控制生物素亚适量的结果，发酵产酸期，EMP所占的比例更大，HMP所占的比例约为26%，生成丙酮酸后，一部分氧化脱羧生成乙酰COA，一部分固定CO2生成草酰乙酸或苹果酸，草酰乙酸与乙酰CoA在柠檬酸合成酶催化作用下，缩合成柠檬酸，再经下面的氧化还原共轭的氨基化反应生成谷氨酸。由葡萄糖生物合成谷氨酸的代谢途径见图2。为了获得能量和产生生物合成反应所需的中间产物，在谷氨酸发酵的菌体生长期，需要异柠檬酸裂解酶反应，走乙醛酸循环途径。但是，在菌体生长期以后，进入谷氨酸生长期，为了大量生成、积累谷氨酸，最好没有异柠檬酸裂解酶反应，封锁乙醛酸循环。这就说明在谷氨酸发酵中，菌体生长期的最适条件和谷氨酸生长积累的最适条件是不一样的。在生长之后，理想的发酵按如下反应进行： C6H12+NH3+1.5O2C5H9O4N+CO2+3H2O图2 由葡萄糖生物合成谷氨酸的代谢途径3.3 工艺流程 以下是谷氨酸发酵的工艺流程 无菌空气 菌种 水 淀粉 -淀粉酶 制备 液化糖化酶 糖化 过滤 二级种子玉米浆 糖化液 滤渣无机盐糖 蜜 配料补糖 连续灭菌 消泡剂 发酵 尿素 高空采气 空压机 贮气罐 一级冷却 空气分离器 二级冷却器 丝网过滤器 加热套管 总空气过滤器 无菌空气制备流程：3.4 技术要求 3.4.1 以玉米淀粉为原料 1) 调浆配料 根据需要将淀粉乳调成15200B,用Na2CO3水溶液调pH6.46.5,CaCl2用量为干淀粉的0.150.3%;如果水中Ca2+超过50mg/L，也可不加CaCl2,-淀粉酶加量按1012 U/g干淀粉计算，如无锡产的耐高温-淀粉酶（液体）为20000U/ml，则每1t干淀粉加酶0.50.6L。 2） 喷射液化 工作蒸汽压力0.4 MPa，淀粉乳供料泵压力0.20.4 MPa 。喷射温度1001050C，层流罐维持951000C，液化时间60min，以碘色反应呈棕红色即可。然后液化液经1301400C灭酶510min，再经板式换热气冷却至700C以下，进入糖化罐。从换热气出来的热水供配料和洗滤渣用。 3） 糖化 糖化温度6010C，pH4.04.4，糖化酶加量按100120U/g干淀粉计算。如无锡的液体糖化酶是100000 U/ml，则每1t干淀粉加酶量为1.01.2L。糖化时间3040h，以无水乙醇检查无白色沉淀为终点，终点DE值为9598%。然后将物料加热至80850C，灭酶30min。 4） 过滤 糖液先用Na2CO3 水溶液调pH4.85.0。不加或少量加助滤剂（珍珠岩或活性炭）然后过滤。不加助滤剂的滤渣可用做饲料。所得糖液为淡黄或无色透明液体，还原糖含量2538%。 3.4.2 发酵控制要点1）工艺的关键 青霉素添加的时间与浓度是影响产酸的关键，必须控制好添加青霉素的时间与浓度，必须在青霉素添加后，再次进行适度的增殖，增殖一代，菌体变成伸长、膨润的产酸型细胞。故在即将添加前半小时，每隔5min测定一次OD、菌体重量、pH值等参数，严密注视该添加的时间与浓度。一般掌握在发酵3.5-4.5h、OD净增0.35-0.4h，加入青霉素3-5国际单位/ml发酵液，加入后OD值再净增一倍，菌体经过增殖，就保持稳定。若添加青霉素后，OD控制不住，有时还需要再补加1-2次适当浓度的青霉素。 2）初糖、接种量与生物素 采用较低初糖（8-10%），渗透压低，利于长菌；同时接种量大(10%)、高生物素（50-100g/L），使菌体生长快，发酵前期菌体量多，添加青霉素后，又同步进入生产型，故产酸速度很快。发酵周期可以控制（30-32h），周期稳定，上罐、放罐均可有计划进行，有利于生产管理和动力平衡。 3） 添加糖的控制 用双酶糖或其浓缩液做流加糖液（含糖30-50%），一般从7-8h，RG降至5%以下，便可连续或分多次流加糖，流加糖的量大于初糖的量较为有利，产酸高、转化率高、放罐残糖在1%以下。 4）定容控制 开始定容45-50%，以便流出较大的流加糖空间，最后定容至80%。 5）温度控制 开始温度350C，之后每隔6h升一度，后期温度可到38-450C，有利于产酸。 6）pH值控制 用尿素从罐下部约1/3处直接进罐（或从通风管进入）控制pH，发酵前期pH7.0，8h后提高到7.2-7.3，以保持一定的NH4+/GA比，保证合成谷氨酸所需N源，发酵后期（20h后）pH稍微降低，为7.1-7.0，放罐时pH6.5-6.6。 7）通风与OD值的控制 发酵前期，采用低风量较宜；发酵中期（细胞开始转型至高产酸期）以高风量为宜；发酵后期又应适当减少风量，以促进以产生的-酮戊二酸还原氨基化成谷氨酸。当菌体生长缓慢，pH值偏高、耗糖缓慢时，应减少通气量或停止搅拌、小通风，以利生长菌体；当菌体生长快、耗糖过快时，应适当提高风量，前期OD长得越快，风量提得越高。一般根据OD净增（OD）值来控制升风时机，发酵开始后，当发酵4-5h、OD0.25时，菌体细胞数繁殖增加，升一次风；发酵7-8h，OD0.5左右是，第二次升风；发酵8-10h、OD0.6-0.65时，第三次升风至最大风量，促进细胞转型并产酸；之后控制总OD在0.75-0.80稳定不动，保持最大风量十几个小时；发酵22-24h，RG降到3%时，第一次降风；发酵26-28h，RG降到2%以下时，第二次降风；发酵30-32h，RG降到1%以下时，第三次降风到与发酵零小时通气量相近，至发酵结束。要控制住总OD在0.75-0.80。 8）设备情况 罐上面排气增加旋风分离器回收菌体，罐内采用环形管进风，蛇管冷却，罐壁增加外冷却，氯化锂冷冻水，搅拌转速可调节。4 专题设计部分（提取工段） 发酵法生产谷氨酸是微生物代谢较复杂的生化反应过程。发酵液中除谷氨酸外，还有代谢副产物，从发酵液中单离谷氨酸的方法较多。有等电点法、离子交换法、锌盐法、钙盐法等 4.1 味精提取方法4.1.1 离子交换法提取谷氨酸 1）原理利用离子交换树脂吸附发酵液中的谷氨酸，然后再进行洗脱，以使发酵液中妨碍谷氨酸结晶的残糖的聚合物、蛋白质、色素等离子性杂质得以分离。 2）离子交换法提取谷氨酸工艺（1） 工艺流程上柱发酵液 稀释并调pH 5.0到5.5 倒上柱 #732阳离子交换 水洗 604%NaOH液洗脱 高流分收集 调pH3.2 结晶 离心分离 谷氨酸树脂处理 离子交换柱水洗 5.4%HCl再生 水洗树脂再交换母液漏液（到冲水） 树脂再交换低流分（2） 提取工艺要点1 发酵液上柱量与树脂体积有关，根据发酵液中谷氨酸当量与氨当量，分别用华勃法及蒸氨法测定决定。带菌体到上柱属于一级交换，故到上柱总交换当量要低一些。2 交换效率：#732树脂的交换容量为4.5（mmol/g干树脂），湿视比重为0.85，树脂水分为50%。3 离子交换柱的树脂充填量为保证倒冲水洗完全及一定的膨胀度，正上柱有效树脂体积约为柱的70%，倒上柱时约为柱的60%，即填充高度H分别为柱高度H的0.7及0.6倍。4 离子交换柱的尺寸及参数：径高比H/D，体积流速S.V.（单位时间通过每1m3树脂的液体体积），线速度W（单位时间单位面积的体积流量）。5 上柱发酵液调节pH5.0到5.5（正上柱时pH值小于7，赶出CO2，避免上柱时产生气泡，发生短路堵柱）。6 一般洗脱流速要比上柱流速慢，但谷氨酸溶解度低，浓度高时流速过慢会发生堵柱。流速越慢，吸附越完全。7 上柱量足时，洗脱高峰集中，但有漏液流失，要进行回收。上柱量少时，洗脱液浓度低，体积大。8 使用0.5%茚三酮溶液的显色反应，可检验谷氨酸是否漏失。9 发酵液中氨摩尔浓度与谷氨酸摩尔浓度的比1.2到1.5为正常，1.5到2.0为不正常，可调节上柱量使之正常。如果比值在2以上，影响交换。10 发酵液pH值过高，游离氨过高，影响谷氨酸吸附。发酵液中有残尿时，尿素能形成氢键，使谷氨酸洗脱。4.1.2 等电点法提取谷氨酸 1)原理谷氨酸的等电点是它呈电中性时所处环境的pH值，谷氨酸在等电点时，正负电荷相等，总静电荷等于零，形成偶极离子，在直流电场中不移动，这时，由于谷氨酸分子之间相互碰撞，并通过静电引力的作用，会结合成较大的集合体而沉淀析出，因而在等电点时，谷氨酸溶解度最小。 2）等电点法提取谷氨酸的工艺 （1）工艺流程 发酵液 晶种 工业育晶点停酸、育晶2h 缓慢加酸 等电点搅拌16h静止沉降6h 离心分离 或 分离饲料酵母 湿谷氨酸 母液 培养酵母 酵母废液 经处理后排放 排放 (2) 搅拌等电点罐的操作要点 1 等电点罐要批批洗净和消毒，防止腐败。2 在中和过程中，要贯彻前期加酸可稍快，中期要缓，后期要慢，避免生成大量晶核，致使夫酸颗粒太细。3 育晶时间要充分，适时投放晶种，加入的晶种应是质量好的a-型晶种。4 降温不要太快，中和结束后，温度越低越好。5 等电点的pH值一定要正确，通过复制，严格控制在工艺要求的范围。6 静止沉降结束后抽去母液，菌体和细夫酸一定要清洗干净。7 夫酸用三足式离心机离心，时间一定要充分，使母液分离充分。 (3）影响谷氨酸结晶析出的主要因素 1发酵产酸高低的影响发酵液谷氨酸含量在4.0%以上时，等电点操作容易，收得率高。若含量较时，在常温下不易使谷氨酸达到饱和，从而难于形成晶核或晶核数量较少，应设法增加发酵液中的谷氨酸含量，如中和时多加高流液，同时在晶核形成前投入一定量的晶种，以促进结晶的形成；也可以减压浓缩后，再调等电点进行提取。 2 加酸速度与终pH值的影响加酸是调节发酵液pH值，使其达到谷氨酸的等电点。加酸速度的快慢对晶体大小的影响很大，操作时一定要缓慢加酸，控制pH值缓慢下降，不能回升，使谷氨酸的溶解度逐渐降低。晶核一旦形成亦不会太多，控制一定数量的晶核，经停酸养晶、育晶阶段使其成长壮大，因而析出的结晶颗粒大，易于沉淀分离。3 温度与降温速度的影响 据前述，结晶析出温度对晶型有很大影响。为了避免形成B-型结晶，结晶温度不能过高，亦不能太低。中和时要控制液温缓慢下降，不能回升，这样形成的谷氨酸颗粒较大，否则降温过快或温度忽高忽低时，不仅晶核小而多、结晶细小，而且会引起a-型结晶向B-型结晶转换，导致分离困难、收率下降。中和结束后，温度应尽可能的降低，以减小谷氨酸的溶解度。4 投晶种与育晶适时投放一定量的晶种，有利于沉降分离、提高收率。投放晶种一定要掌握好投种时间。要根据发酵液及高流分的谷氨酸浓度，仔细观察晶核生成情况，当能目视发现晶核时，说明晶核已不少了，可作为第一步的pH终点值，停酸育晶，保证必要的养晶、育晶时间，使晶核成长壮大，形成较大的结晶颗粒。5 搅拌的影响搅拌有利于晶体长大，避免“晶簇”生成。但搅拌太快，液体翻动太剧烈，对晶体长大不利，结晶细小。搅拌太慢，液体翻动不大，温度与pH值不均匀，会引起局部pH过低，形成过多的微细晶核乃至轻夫酸。6 菌体的影响菌体影响谷氨酸结晶，不易与谷氨酸分离，有条件的工厂最好能先除去菌体，再用等电点法提取谷氨酸。7 残糖的影响发酵液中的残糖高，不仅会增大谷氨酸的溶解度，而且容易产生B-型结晶。生产上，应该控制谷氨酸与残糖的比值越大越好没，有利于a-型结晶的形成与提高收率。4.1.3 本设计所用的提取方法及其优点本设计所用提取方法为等电点离子交换法。本方法为等电点法与离子交换法的综合利用，具有离子交换法与等电点法的共同优点，从而弥补了该两种方法的各自的缺陷。该方法的优点如下：1) 该方法总收率高可达90%左右2) 该方法弥补了离子交换法酸碱用量大，废水排放量大的缺陷3) 该方法弥补了单独用等电点法收率低的缺陷4) 该方法操作简单，设备较少成本较低。5) 该方法工艺流程简单明了，对母液进行循环使用，从而提高了谷氨酸的提取效率。等电点离子交换法工艺流程如下： 发酵液缓慢加酸到pH4.5到4.0停酸育晶2h 产酸低时 投晶种 缓慢加酸 继续中和到pH 3.0到3.2搅拌16h静止沉降6h 菌体细谷氨酸 母液 谷氨酸 离心分离 离子交换 母液 洗脱 湿谷氨酸 收集 低流分 高流分 尾流分再交换 调pH1.5 再交换 4.1.4 其他方法提取谷氨酸的原理 1）凝聚剂除菌体一次等电或浓缩等电提取 使用安全性高的壳聚糖作絮凝剂，其阳离子性能与发酵液中菌体（带负电荷）与蛋白凝聚使其沉淀而进行分离。2）膜分离法利用不同膜的选择透过性来提取，浓缩目的产物。4.2 物料衡算4.2.1 生产能力以年产商品MSG1000吨为实例，折算为100%MSG952t/a。 日产商品 MSG：1000/320 = 3.13（t/d）（其中99%的MSG2.50t,80%的MSG0.63t） 日产100%MSG：952/320 = 2.98（t/d）4.2.2 总物料衡算（以1000kg原料为基准）1) 1000kg纯淀粉理论上能产生100%MSG的量为：10001.1181.7%1.272 = 1153.5（kg）2) 1000kg纯淀粉实际上能生产的100%MSG的量为：10001.1198%50%86%92%1.272 = 547.4（kg）3) 1000kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产生的100%MSG的量为： 547.486% = 470.8（kg）4) 淀粉单耗： 1t 100% MSG消耗纯淀粉量：1000/547.4 = 1.827（t） 1t 100% MSG实际消工业淀粉量：1000/470.8 = 2.124（t） 1t 100% MSG理论上消耗纯淀粉量：1000/1153.5 = 0.8669（t） 1t 100% MSG理论上消耗工业淀粉量：0.8669/86% = 1.008（t）5） 总收率：实际产量（Kg）100% = 547.4/1153.5100% = 47.45%6） 淀粉利用率： 1.008/2.124100% = 47.45%7） 生产过程总损失：100% - 47.45% = 52.55% 物料在生产过程中损失的原因： 糖化转化率稍低。 发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢；残糖高；灭菌损失产生其他产物。 提取收率低，母液 Glu含量高。 制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等。 8） 原料及中间品计算： 淀粉用量：2.982.124 =6.33（t/d） 糖化液量： 纯糖6.3386%1.1198% = 5.92（t/d）；折算为24%的糖液： 5.92/24% = 24.7（t/d） 发酵液量： 纯Glu量：5.9250% =2.96（t/d）；折算为8g/dl的发酵液： 2.96/8% = 37（m3）； 371.05 =38.85（t）（1.05为发酵液的相对密度） 提取Glu量： 纯Glu量：2.9686% =2.55（t/d）；折算为90%的Glu量：2.55/90% =2.83（t/d） Glu废母液量（采用等电点-离子交换回收法，以排出之废母液含Glu0.7g/dl计算）：（2.96 2.55）/0.7% =58.6（m3/d） 衡算结果列汇总表，如表3所示。表3 总物料衡算结果（年产1000吨味精） 项 目 以玉米淀粉为原料生产1000吨100%MSG（t/d）原料淀粉（t）212406301.924%糖液量（t）828024.6490%的谷氨酸（t）9502.83100%MSG量（t）10002.97排出含0.7%谷氨酸的废液量（m3）1987059.14.2.3 制糖工序的物料衡算 1） 淀粉浆量及加水量：淀粉加水比例为12.5，1000Kg工业淀粉产淀粉浆1000（1+2.5） = 3500（Kg）；加水量为2500Kg。 2） 粉浆干物质浓度： （100086%/3500）100% = 24.57% 3） 液化酶量：使用液体-淀粉酶 35000.017% = 0.6（Kg） 4） CaCl2量： 35000.043% = 1.5（Kg） 5） 糖化酶量：用液体糖化酶 35000.043% = 1.5（Kg） 6） 糖化液产量 （100086%1.1198%）/24% = 3898（Kg） 24%糖液的相对密度为1.09 3898/1.09 = 3576（L） 7） 加珍珠岩量：为糖液的0.15% 38980.15 = 5.85（Kg） 8） 滤渣产量：含水70%废珍珠岩5.85/（1-70%） = 19.5（Kg） 9） 生产过程进入的蒸汽和洗水量3898+19.5-3500-（8.753）-5.85 = 385.4（Kg）衡算结果（年产1000吨味精）：根据总物料衡算，日投入工业淀粉6.33t，物料衡算汇总列入 表4表4 制糖工序物料衡算汇总表进 入 系 统离 开 系 统项 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10006330糖液389824674.3配料水250015825滤渣19.5123.4液化酶0.63.8CaCl21.59.5糖化酶1.59.5珍珠岩5.8537.0洗水和蒸汽4082582.6累计3917.524797.8累计3917.524797.84.2.4 谷氨酸提取工序的物料衡算采取等电点极其离子交换回收工艺。（按1000kg工业淀粉计）1发酵液数量：5847L；6194kg。 1）加98%硫酸量：为发酵液的3.6%（W/V） 58473.6% =210（kg） 98%硫酸的相对密度1.84，故：210/1.84 = 114（L） 2） 谷氨酸产量（1）分离前谷氨酸量： 100%Glu量：58478% = 467.4（kg）（2）分离后谷氨酸量： 纯Glu：467.486% = 402（kg） 90%的Glu：402/90% = 446.6（kg）式中86%谷氨酸提取收率（3）母液数量：母液含Glu0.7g/dl。 ( 467.4 402)/0.7 = 9343（kg）（4）谷氨酸分离洗水量 446.620% = 89（L）（5）母液回收过程中用水以及酸、碱等数量 9343 5847 114 89 = 3297（L） = 3297（kg）（6）物料衡算结果（如表5所示）。表 5 谷氨酸提取工序物料衡算汇总表 进 入 系 统离 开 系 统项 目1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d项 目1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d90%Glu碳酸钠活性碳中和加水分离洗水累计 446.61611.487324 1506 28.2210.20.08955.21.5295.2100%MSG母液废碳蒸发水量累计470.5180.45.48501506.329.7311.40.3453.795.24.3 热量衡算4.3.1 液化工序热量衡算 1）液化加热蒸汽量 加热蒸汽消耗量（D），可按下列计算： 式中 G淀粉浆量（kg/h） C淀粉浆比热容kJ/（kgK） t1浆料初温（20+273=293K） t2液化温度（90+273=363K） I加热蒸汽焓，2738 kJ/kg（0.3Mpa，表压） 加热蒸汽凝结水的焓，在363K时为377 kJ/kg（1） 淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉6.33 连续液化，6.33/24=0.264（t/h）。 加水为1：2.5，粉浆量为：2643.5=924（kg/h） （2） 粉浆干物质浓度 （26486%/924）100% = 24.6% （3） 粉浆比热C按下式计算： CO淀粉质比热容，取1.55kJ/（kgK）X粉浆干物质含量，246%C水水的比热容，418kJ/（kgK）kJ/（kgK）（4） 蒸汽用量：2）灭酶用蒸汽量灭酶时将液化液由90C加热至100C,在 100C时的为419 kJ/kg。（kg/h）要求在20min内使液化液由90C升至100C，则蒸汽高峰量为：14.07（60/20）=42.21（kg/h）以上合计，平均量96.7+14.07=110.77（kg/h）；每日用量0.11124=2.66（t/d）。 高峰量：96.7+42.21=138.91（kg/h）3）液化液冷却用水量使用板式换热器，将物料由100C降至65C，使用二次水，冷却水进口温度20C，出水温度58.7C，需冷却水量（W）;（kg/h）即19.0（t/d）4.3.2 糖化工序热量衡算日产含糖24%的糖液24.7t，按相对密度1.09，其体积是24.7/1.09=22.66（m3）。糖化操作周期30h，其中糖化时间25h。糖化罐15m3，装料11 m3，需糖化罐： （台），取3台使用板式换热器，使糖化液（经灭菌后）由85C降至60C，用二次水冷却，冷却水进口温度20C出口温度45C，平均用水量为： （kg/h）式中1548.24为糖化液量（液化液+蒸汽冷凝水=924+110.77）要求在2h把11m3糖液冷却至40C，高峰用水量为：（kg/h）每日糖化罐同时运转：2.58（25/30）= 2.15（罐）每投（放）料罐次：22.66/11 = 2（罐次）每日冷却用水量：25.062.15=21.8（t/d）4.3.3 谷氨酸提取工序冷量衡算等电灌30m3，装液量21.9m3，相对密度1.06,由30降到2，降温速度2/h。其冷量为：21.91031.0623.97=1.8105（kJ/h）式中3.97发酵液比热容kJ/（Kg.K）中和时，硫酸对水的溶解热为92kJ/mol，6h加98%硫酸765kg,其溶解热为： 76598%/(698) 92=11.73（kJ/h）可忽略不计 180000/3600=50（kW）每天运转3台罐，总制冷量：503=150（Kw）4.4 过程水的衡算4.4.1 糖化工序用水量1） 配料用水量：日投产工业淀粉9.33t，加水比12.5，用水量为：6.332.5 = 15.8（t/d）。因连续生产，平均水量=高峰水量=15.8/24=0.66（t/h）（用新鲜水）2） 液化液冷却用水量：平均量=高峰量=0.79t/h,19.0t/d(二次水)3） 糖液冷却水用量（使用二次水）21.8t/d,平均量：21.8/24=0.91（t/h）,高峰量：5.06t/h。4.4.2 连续灭菌工序用水量 1） 配料用水：糖液含量24%，加水配成19%糖液18.12t，每罐料需加水：每日投料按2罐次计算，需水量： 23.81 = 7.62（t/d）平均量：7.62/24 = 0.32（t/h），要求在0.5h内加入3.81t水，所以高峰量：3.81（1/0.5） = 7.62（t/h）2） 冷却水用量（使用二次水）：前面已经计算出，高峰量10.35t/h；每日用量62.1t/d；平均量：62.1/24 = 2.6（t/h）。4.4.3 提取工序用水量用于谷氨酸分离及冲洗水，每日用量5t/d，平均量0.21t/d，高峰量3t/d。使用新鲜水。4.5 无菌空气消耗量计算1） 单罐发酵无菌空气的消耗量根据生产情况，50m3规模的通气搅拌发酵罐的通气速度0.15-0.18VVM，计算时取最大值0.18VVM的进行计算。 单罐发酵过程的用气量（常压空气） 单罐年用气量 式中 38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。但通常的设计习惯，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%。故这项无菌空气的消耗量为： 式中 3发酵罐个数3） 发酵车间年用气量： 根据上述计算结果，得出年产1500吨味精厂无菌空气用量衡算表4-4表6 年产1000吨味精厂无菌空气用量衡算表发酵罐容积（m3）单罐空气用量（m3/h）种子培养及培养基压送耗气量（m3/h）高峰空气耗量送耗气量（m3/h）年空气用量（m3）50405101.2513500.23106注：发酵罐装填系数75%，生产周期48h，发酵周期38h，年生产天数300d5 设备平衡与设备选型5.1 设备平衡计算依据5.1.1 设备流程图 发酵罐 等电点罐 离心机 交换柱 中和脱色槽 AA贮罐 5.1.2 物料平衡计算公式 1）所需设备台数： 式中 操作周期=运转时间（h）+辅助时间（h） 2）投（放）料次数： 3）运转台数：5.2 设备平衡及主要