维生素C工厂设计

1、目目 录录 引引 言言.3 第第 1 章章 绪绪 论论.4 1.1 目的与意义.4 1.2 中国维生素 C 的发展现状.4 1.3 设计内容.5 第第 2 章章 工艺流程选择与论证工艺流程选择与论证.7 2.1 采用的生产方法、工艺技术.7 2.2 维生素 C 的生产.7 2.2.1 一步发酵.9 2.2.2 二步发酵.9 2.3 维生素 C 生产工艺改进方法.10 第第 3 章章 工艺车间核心设备及设备的选型与设计工艺车间核心设备及设备的选型与设计.12 3.1 项目主要的生产设备.12 3.2 设备的选型与设计.12 3.3 设备一览表.15 第第 4 章章 工艺计算工艺计算.16 4.1

2、 物料平衡计算.16 4.1.1 培养基的配料.16 4.1.2 计算过程.16 4.1.3 计算结果.17 4.2 热量衡算.18 4.2.1 种子罐中的热量衡算.18 4.2.2 主发酵罐的热量衡算.19 第第 5 章章 车间布置设计与管道布局设计车间布置设计与管道布局设计.20 5.1 车间布局设计.20 5.1.1 厂房的整体布置.20 5.1.2 厂房的立面布置.20 5.1.3 厂房的平面布置.20 5.1.4 设备布置形式.20 5.1.5 车间辅助工程设计.21 5.2 管道布局设计.21 5.2.1 工艺管道的设计.21 5.2.2 工艺物料管路.22 5.2.3 管道连接.

3、22 5.2.4 管道布置.22 第第 6 章章 辅助工程与环境保护辅助工程与环境保护.23 6.1 辅助工程.23 6.1.1 给排水工程.23 6.1.1.1 供水.23 6.1.1.2 排水工程.23 6.1.2 供电工程.23 6.1.3 供热工程.23 6.2 环境保护.23 6.2.1 设计采用的环保标准.23 6.2.2 主要污染源和污染物.24 6.2.3 治理措施.24 第第 7 章章 厂址选择与总平面设计厂址选择与总平面设计.26 7.1 厂址选择.26 7.1.1 建设地点的自然条件和社会经济条件.26 7.1.2 厂址初步方案.26 7.2 总平面设计.26 7.2.1

4、 总平面布置图.26 第第 8 章章 技术经济与概算技术经济与概算.28 8.1 劳动定员的编制.28 8.2 产品成本概算.29 8.2.1 总投资估算.29 8.2.2 原辅料总成本.29 8.2.3 包装材料成本.30 8.2.4 工人工资.30 8.2.5 动力费.30 8.2.6 其他费用.30 8.3 技术经济分析.30 8.3.1 税金.30 8.3.2 利润率.31 8.3.3 投资回收期.31 结论与展望结论与展望.32 致致 谢谢.33 参考文献参考文献.34 附附 录录.35 引引 言言 中国人在人类对病毒的抗争将有一个关键的角色。中国因为人口众多而且密集居 住,所以是病

5、毒最容易传染的地区,也是受病毒残害最深的地区。许多流行性感冒 的病 毒都发源在中国,SARS 病毒也是首先出现在中国,死于 SARS 的 90是中国人。现在 中国已经掌握了维生素 C 生产的领导地位,应该可以彻底解决病毒的问题,只是出产的 维生素 C 大部份都外销,中国人服用维生素 C 的平均剂量,远逊于欧美和日本。如果我 们普遍认识维他命 C 对预防和治疗病毒传染病症的原理而大量服用,就可以遏止各种病 毒的流行。流行感冒只是一椿小事,维他命 C 的真正效用,会显示在治疗禽流感,SARS 和 AIDS 等更严重的病毒传染病上。 维生素 C,又称 L-抗坏血酸,是高等灵长类动物与其他少数生物的必

6、需营养素。抗 坏血酸在大多的生物体可借由新陈代谢制造出来,但是人类是最显著的例外。最广为人 知的是缺乏维生素 C 会造成坏血病。 维生素 C 广泛应用于多个行业,它可改革这些行业的生产工艺,增加产品结构,提高 产品质量,并带来显著的经济效益和社会效益。现在,在食品领域,维生素 C 发挥着重要 作用。其主要生理功能有：促进骨胶原的生物合成。利于组织创伤口的更快愈合；促 进氨基酸中酪氨酸和色氨酸的代谢,延长肌体寿命；改善铁、钙和叶酸的利用；改善脂 肪和类脂特别是胆固醇的代谢,预防心血管病；促进牙齿和骨骼的生长,防止牙床出血； 增强肌体对外界环境的抗应激能力和免疫力。 当前,我国维生素 C 生产技术

7、不断进步,生产规模日趋大型化,应用面也逐步扩大。 维生素 C 是目前全球维生素生产厂竞争最激烈、产销量最大和应用范围最广泛的维生 素产品,也是我国最主要的出口创汇原料药之一。目前,全球维生素 C 消费量每 10 万 t 以上,消费去向主要是医药、食品及饮料、动物饲料等三大领域,其中以食品饮料行业 维生素 C 需求量最大,而动物饲料是近年发展起来的新领域,潜力很大。综上所述,维 生素 C 是适应中国健康产业发展大势的,在中国市场的潜力无疑是巨大的。随着国内维 生素 C 生产工艺的改进,生产成本逐渐降低,将使我国的维生素 C 产品在国际市场上有 较强的竞争力,市场份额将会不断扩大。 第第 1 章章

8、 绪绪 论论 1.1 目的与意义 自 1983 年以来,国际 VC 的市场价格波澜起伏,期间伴随国外、国内厂商的整合 与进出。期间经历了四次 VC 价格大战来描述,自 2007 年初的长期市场价格低迷之后 VC 市场价格开始攀升,国内有很多厂商开始、和准备开始进入 VC 市场,由于市场需 求量大,而且整个西南地区,尤其是攀西地区没有专们的维生素 C 生产企业,所以产品 的销售将不是问题。 原料供应及技术方面,以米易华森糖业有限责任公司为依托,由该公司生产的白砂 糖制得 D葡萄糖,采用两步法生产维生素 C,由于米易县存在极大面积的甘蔗种植基地,所 以制糖业也不存在原料隐患,故维生素 C 生产原料

9、供应稳定。 生产规模方面,目前准备投产或扩产的企业年产量均在 300035000 吨,如东北制药总 厂（28000t/a） 、石药维生药业(35000t/a)、牡丹江高科（VC 复产扩建项目基本建成, 正在等政府部门验收,3000t/a）,本项目立足西南地区,拟初步建成年产 5000 吨的维生 素 C 生产线,以后再进行扩充。 以中国为主的亚洲国家,维生素 C 生产与消费严重不平衡。我国大部分维生素 C 依赖出口,而国内消费严重不足,维生素 C 每年用量仅为 4000t 左右,我国维生素 C 人均 年用量不足 4 克,远远低于欧美发达国家的人均年用量 60-90 克,因而国内维生素 C 市 场

10、潜力十分巨大。如按欧美发达国家人均年用量的 1/5 计,国内的需求量就有 100%的 增长空间。 如前所述,产品维生素 C 功效显著,符合国家重点发展计划中的“重点发展天然和 绿色的医药、保健食品”的要求,西南地区无专门维生素 C 生产企业,市场潜力巨大, 符合现代消费观念,两段发酵法工艺技术先进,处于国际领先水平。目前，VC 售价普 遍在 100 元/千克,因此,进行这项研究将会带来非常可观的经济效益,与此同时, 将会 带来显著的社会效益。 1.2 中国维生素 C 的发展现状 我国维生素工业起源于 50 年代末,当时主要以生产医药用原料为目的。进入 70 年 代,若干种 B 族维生素已能自行

11、生产,维生素 C 两步法生产工艺的研究成功在国际上引 起震动。80 年代,我国已基本形成除生物素以外的各种维生素生产体系,但中间体依赖 进口,产量和规模远不能满足市场需求。90 年代以来,我国各种维生素及中间体的生产 技术相继有了突破性的进展,有效地促进了维生素的发展。维生素价格的大副下降,虽 使一些不具成本优势的企业惨遭淘汰,但浙江新和成等中间体自产率高、成本优势明显 的生产企业得却以迅速崛起,不仅抢占了国内市场,还在竞争激烈的国际市场站稳脚跟。 目前我国已成为全世界屈指可数的能够生产迄今发现的所有维生素品种的极少数国家 之一,同时也是全球最大的维生素出口国之一,相当一些产品的生产工艺及产品

12、质量在 国际上处于领先地位。 在国际维生素行业重新洗牌中,中国维生素制造商经受了考验,依靠灵活的经营策 略、产品的成本优势和技术上的后发优势,在竞争中站稳了脚跟。在 2001 年维生素 H 投产成功后,中国已是全球极少数能够生产全部维生素品种的国家之一。中国不少维生 素品种产量已位居世界前列。 根据中国化学制药工业协会和饲料工业协会统计,目前我国各类维生素总年产能力 约 20 万 t,2001 年产量约 18 万 t。其中,氯化胆碱约 10 万 t,占全球产量的 40%；维生 素 C 产量 48700t,占全球产量的 40%；维生素 E 产量 12000t,占全球产量的 30%；维 生素 A

13、产量 3000t,占全球产量的 10%；其他维生素约 2 万 t。我国饲料级维生素生产及 需求已占世界总量的很大数额,其中国内每年饲料级维生素市场需求量约 12 万 t,占全 球饲料级维生素市场需求量的比例接近 1/5。我国已成为世界维生素需求的重要市场。 我国维生素特别是饲料级维生素依靠进口的局面现已完全改变,国内市场几乎所有 的维生素由国内独资或合资企业生产,其中很大一部分出口,已成为国际市场重要的维 生素供应商。据统计,2001 年中国维生素 C 及其衍生物出口量 39000 吨,占国内产量的 80%；维生素 E 及其衍生物出口量 10100t；维生素 B2 及其衍生物出口量 874t；

14、维生素 A 及其衍生物出口量 1300t,占国内产量的 65%；氯化胆碱出口 23500t,占国内产量的 24%。 中国科学院上海生物技术研究所发明了维生素 C 两步发酵法,使中国维生素 C 生产 技术居世界先进水平,罗氏公司的生产技术是购买了中国专利以后改进的。湖北广济药 业公司在引进国外维生素 B2 实验室发酵技术基础上,通过改进,不仅使发酵单位大幅度 增长,而且实现工业化规模生产,年产量从 120t 提高到 1000t。浙江新和成股份有限公 司于 1996 年、1998 年在国内首先实现维生素 E 中间体三甲基氢和异植物醇的工业化生 产,打破了国外大公司对生产技术的垄断。另外,新和成通过

15、自主创新生产工艺,于 1999 年在国内实现维生素 A 规模化生产,年产能力达 2000t/a。中科院攻克的维生素 D3 生产 新工艺,缩短了生产流程,且成本比国外同类产品低 10%15%。 国内已经出现了一群比较有实力的维生素生产企业。东北制药总厂、华北制药集 团、江苏江山制药、石家庄维生药业集团的维生素 C 的年生产能力都在万以上,占有全 球维 C 产量 40%的比例。浙江新和成股份有限公司和浙江医药新昌制药厂的维生素 E 油年生产能力超过了 1 万 t,进入了全球前四名的行列。浙江新和成股份有限公司和厦 门金达威维生素有限公司的维生素 A 粉的年生产能力分别达到了 2000t 和 100

16、0t,产品 主要出口。陕西渭南饲料添加剂厂是目前亚洲生产能力最大的饲料级氯化胆碱生产企 业。湖北广济药业有限公司是亚洲生产能力最大的维生素 B2 生产企业,由于发酵技术 进一步提高,生产成本大大降低,在国际市场上的竞争力大为增强。此外,生产维生素 D3 的浙江花园生物高科有限公司,生产维生素 K3 的浙江兄弟实业发展有限公司,生产 D-泛酸钙的浙江鑫富生化股份有限公司和湖州狮王精细化工有限公司都已成为国内外 维生素行业中的生力军,产品主要参与国际市场竞争。由于中国维生素生产领域的崛起,昔 日国际维生素巨头罗氏公司、巴斯夫公司、安迪苏公司三足鼎立的局面,全球市场正 发生着迅速的变化。 1.3 设

17、计内容 本项目以山梨醇为主要原料,年产 5000 吨维生素 C 发酵工厂设计,包括发酵车间、 后处理车间（浓缩车间、精制车间和提取车间等）,主要设备有发酵罐、压缩空气和空 气净化系统、沉淀罐、大型固液分离装置、干燥设备、酒精回收装置等以及一些车间 的发酵工艺参数和物料衡算。另外对全厂整体布局进行设计,力争做到厂区的美观大方,对 环境保护和产业的可持续发展作出合理的设计。本设计项目建设内容主要如下： 表 11 项目组成 工程类别工程（车间） 名称 规模备注 发酵车间种子小罐（30m3）4 台, 一步 1 个,二步 3 个。 种子中罐（30 m3）6 台, 一步 3 个,二步 3 个。 一步发酵大

18、罐（400m3） 3 台。 二步发酵大罐（400m3） 3 台。 主要生产工程 提取车间6 个 150m3发酵罐 12 个 15m3萃取/洗脱罐 精馏塔 含精馏、包 装工段 动力车间10 台 80m3|min 空压机 10 台 100m3|min 空压机 仓库原料和成品各占 50% 玉米浆储存池容量 40m3发酵原料 辅助生产工程 酒精储存池容量 2000m 变配电室12 台 5000KVA 变压器 锅炉房10 个 20t|h 蒸汽锅炉 煤场占地面积 1000m3 水塔出水量 600m3|h 循环水池1 个 3200m3兼消防水池 污水处理站1 个调节池 1 个 UASB 反应器 1 个接触氧

19、化池 公用工程 厂区外供电10km 第第 2 章章 工艺流程选择与论证工艺流程选择与论证 2.1 采用的生产方法、工艺技术 上世纪 70 年代初,我国的尹光琳等发明了 VC 二步发酵法新工艺,并很快在国内推 广使用。二步发酵法在莱氏法一步发酵之后又用微生物将 D山梨糖直接发酵转化成 2 酮基L古龙酸(又称 2酮基L古洛糖酸,本文简称 2KLG),大大简化了莱氏 法的生产工序。此外,二步发酵法步使用有毒的化学试剂,产品成本较低,转化率高达 7956, 因此得到国内外 vc 生产商的高度评价,先后在中国、欧洲、日本和美国等申 请了专利,并于上世纪 80 年代向全球最大的维生素生产商瑞士 Roche

20、 公司进行了 技术转让。 分离提纯 2 一 KLG 的工艺有加热沉淀法、化学凝聚法、超滤法。加热沉淀法能耗 多,离子交换树脂容易污染,加热会破坏少量 2 一 KLG,因而生产成本较高。化学沉淀法 虽然使 2 一 KLG 的提取收率比加热沉淀法高出 449,但是发酵液经化学絮凝剂处理 以后,离心所得的上清液中仍含有一定量的蛋白质等杂质,这些杂质可能影响 2 一 KLG 的质量。此外,该方法所使用的化学絮凝剂也可能对环境造成污染。超滤法是一种新兴 的膜处理技术。由于该方法在提高 2 一 KLG 收率、改善生产环境、减少离子交换树脂 损耗、实现自动化连续化生产等方面具有明显优势,因此本设计采用超滤法

21、分离提纯 2 一 KLG 。 由于至今未能找到使葡萄糖直接发酵产生 VC 的微生物菌种,因此发酵产生的重要 中间产物 2KLG 必须通过化学方法转化成 VC。根据所用化学试剂不同将化学转化 方法分为酸转化法和碱转化法。由于前者所用的浓盐酸对设备腐蚀较严重,且易造成环 境污染,因此逐渐为后者所取代。碱转化法的 2 一 KLG 转化率可达到 926 ,对设 备的腐蚀较轻,所以适于 VC 的规模化生产。 本设计即采用两步发酵工艺。维生素 C 的生产包括发酵和后提取两部分。 发酵工艺有连续法和间歇法,但真正工业化的是间歇法,实际过程是：种子培养、种 子扩大培养和发酵。 提取工艺包括： （1）发酵液处理

22、：经离心法、过滤法、酶处理法、次氯酸盐氧化法、过滤及超滤浓缩 法预处理除去菌体细胞和各种不溶性杂质,使维生素 C 中不再含活性的菌体细胞、影响 产品质量的不溶性杂质和色素等,并对发酵液进行浓缩； （2）沉淀反应：用钙盐、铝盐、季铵盐或酸沉淀法制取工业级精制品；用有机溶剂沉 淀法制取食品级精制品； （3）过滤沉淀物并进行洗涤； （4）干燥、粉碎、筛分、成品包装。 2.2 维生素 C 的生产 原料山梨醇按计算量加入一级发酵罐,接入已增殖培养好的菌种、营养物质等进行 发酵,发酵成熟醪为 D-山梨糖溶液,进入二级发酵罐,接入小菌和大菌,进行二次发酵,用 NaOH 调节 PH,发酵所得 2-酮基-L-古

23、龙酸钠成熟醪液经超滤除去菌体和部分可溶性蛋 白后,进行膜浓缩,将浓度提高一倍后,浓缩液入蒸发结晶装置,进行连续结晶,晶浆进入 筛网导流离心机,分离所得晶体在氮气保护下干燥得到古龙酸钠中间产品。将古龙酸钠 投入甲酯化反应釜,在硫酸催化下,与甲醇反应得到古龙酸甲酯溶液和硫酸钠,滤除硫酸钠 后,古龙酸甲酯继续进行内酯化反应,在碱催化下,古龙酸甲酯实现内酯化,生成 VC-Na,离 心分离出 VC 钠晶体,回收甲醇,VC-Na 晶体溶解后用离子交换膜酸化, 回收 NaOH ,VC 溶液进行蒸发浓缩、脱色和阴离子交换树脂处理,再用 ISMB 模拟流动床分离回收古龙 酸,得到的纯品 VC 溶液进行常温连续结

24、晶,离心分离和低温干燥得到成品维生素 C。 本设计所采用工艺流程维生素 C 工艺流程大致如下图： 图 21 2-KLG 的分离提纯方法 图 22 两步发酵生产维生素 C 工艺流程图 2.2.1 一步发酵 山梨醇 一步一级种子罐 一步二级种子罐 一步发酵罐 二步罐 2.2.2 二步发酵 山梨糖 二步一级种子罐 二步二级种子罐 二步发酵罐 提取 2.2.3 VC 生产的具体总流程： 发酵液 超 滤 上清液 树脂交换液 浓缩液 结 晶 脱 水 烘 干 结晶古龙酸 酯化转化 酸化 浓缩 粗维 C 回收 脱 色 压 滤 结晶 脱 水 干燥 精维 C 2.2.4 生产过程如下： （1）第一步发酵 以 L-

25、葡萄糖为原料,加氢催化生成 L-山梨醇,再加入假单孢杆 菌氧化获得 L-山梨糖。 （2）第二步发酵 L-山梨糖通过小菌氧化葡萄糖酸杆菌和大菌巨大芽孢杆菌、蜡 状芽孢杆菌等伴生菌混合发酵得维生素 C 前体 2-酮基-L-古龙酸。 （3）提取 采用弱碱性离子交换树脂从发酵液中直接提取 2-酮基-L-古龙酸,用甲 醇-硫酸溶液洗脱,将洗脱液直接内酯化、烯醇化为维生素 C。 （4）精制 将上述维生素 C 通过活性炭脱色,于结晶罐内加入晶种结晶,冷乙醇洗 涤,低温干燥,即可获得精品维生素 C。 在生产中,第一步要严格控制反应过程的 pH 为 8.08.5,避免葡萄糖的 C-2 位差向 异构物被还原成甘露

26、醇。整个发菌期间,要保持葡萄糖酸杆菌数量的一定,小菌将 L-山梨 糖转化为 2-KLG,而大菌本身不产酸,是搭配菌,其作用仅是通过刺激小菌的生长而促进 小菌产酸。2-酮基-L-古龙酸首先在甲酯中用浓硫酸催化酯化成 2-酮基-L-古龙酸甲酯,再 加入碳酸氢钠转化成维生素 C 盐,经离子交换树脂酸化,在 5055下减压烘干即得粗 品。 2.3 维生素 C 生产工艺改进方法 二步发酵合成法生产维生素 C 的过程可以分为发酵、提取和转化三大步骤。 发酵 二步发酵法的第步是用假单孢杆菌将山梨醇转化成 L-山梨糖。此外,弱氧化 醋酸杆菌、生黑葡萄糖酸杆菌、恶臭醋酸杆菌、醋酸化醋酸杆菌、拟胶杆菌等细菌也 有

27、此转化功能。发酵第二步采用混合发酵法,即用巨大芽孢杆菌和氧化葡萄糖酸杆菌混 合培养,将 L-山梨糖转化为维生素 C 的前体 2-酮基-L-占龙酸,其中大菌为伴生菌,小菌为 产酸菌。此外,在维生素 C 二步发酵法的生产中发现,能用作氧化葡萄糖酸杆菌的产酸菌 组合的伴生菌还有条纹假单孢菌、蜡状芽孢杆菌和软化芽孢杆菌等。 提取 发酵液的提取工艺是维生素 C 实验生产行业中较为重要的问题。经过二次发酵, 发酵液中 2-酮基-L-占龙酸含量仅为 69,且残留菌丝体、蛋白质和悬浮微粒等杂质, 分离提纯比较困难。后处理的费用占总成本的比例很大,因此研究后处理技术,对降低维 生素 C 的生产成本非常重要。 生

28、产上应用的提取法主要有加热沉淀法、化学凝聚法和超滤提取 3 种。 加热沉淀法是传统工艺,分离手段较为落后。此工艺通用氢型树脂,调 pH 值至蛋白 质的等电点后加热除蛋白质。采用此工艺容易造成有效成分在高温下降解损失,发酵液 直接通过树脂柱,也会使树脂表面污染,降低树脂的交换容量、收率和使用寿命。另外,发 酵液两次通过树脂柱,带进大量水分,增大了浓缩耗能。 化学凝聚法 采用化学凝聚剂沉淀各种杂质,避免了加热沉淀时有效成分的损失,但是凝 聚后的发酵液在离心后所得的上清液中仍然存在一定量的蛋白质,若发酵液染菌则处理 更不明显,上清液浑浊,严重降低产品质量和收率,且凝聚过程中加入的化学物质加大了环 境

29、污染,于是基于膜分离技术的超滤提取应运而生。 超滤提取具有无相变、节能、操作简便、不造成新的环境污染等优点,现已在生产 中获得广泛应用。有许多将超滤用于发酵液的提取、浓缩等的报道。2酮基-L-古龙酸 钠盐发酵液预处理后通过超滤膜,使 1-酮基-L-古龙酸钠盐溶液与菌丝、蛋白质及悬浮微 粒等大分子杂质分离,大大简化了提取工艺。再经超滤树脂脱盐脱色后浓缩结晶,2-酮基- L-古龙酸超滤工艺收率约为 98,在超滤前后发酵液中 2-酮基-L-古龙酸的钠盐含量几 乎不变。此工艺用膜分离代替传统工艺中的加热除蛋白质,1-酮基-L-古龙酸收率提高近 4。整个过程通过夹套冷却的方法保持在常温下操作,能耗低,成

30、本降低。在用膜除蛋 白质过程中,无任何新化学物质加入,减少了树脂的污染和损耗,降低了酸碱用量,也减少 了“三废”排放。更值得指出的是,超滤法对已染菌的维生素 C 实验发酵液仍可保证最终 成品质量,而其他工艺却难以实现。 超滤技术的重点在于选择合适的膜和膜装置、生产流程和膜清洗方法。随着新型 膜材料技术的进一步开发,如陶瓷膜、不锈钢膜等的应用,选择最适宜的膜设备、膜组件 和膜分离件,可使产品的收率和质量进一步提高。选择抗堵塞的超滤膜组件,可消除发酵 液的预处理步骤,降低成本。膜装置在大规模工业化生产中多采用连续式流程。膜清洗 程序和膜的寿命有很大关系,主要是洗涤剂加入量、pH 值调节、加热温度和

31、冲洗时间等。 此外,提取方法还有仍处于实验阶段的离子交换法和溶媒萃取法。 离子交换法 采用弱碱性离子交换树脂从发酵液中直接提取 2酮基-L-古龙酸,用甲醇 硫酸溶液洗脱,将洗脱液直接用于甲酯转化,省去了浓缩结晶步骤。本法洗脱收率可达 96左右,洗脱液浓度比原始液提高 4 倍。 溶媒萃取法 是采用 05mol升己二酸二辛脂(DOA)20正庚醇醋酸混合溶 剂三级逆流萃取和一级反萃取从发酵液中提取 2-酮基-L-古龙酸,萃取收率达 90以上, 反萃取液与原始发酵液相比,2-酮基-L-古龙酸的浓度可增加 5 倍以上,且反萃取液中除 HCl 以外,杂质很少,可以将反萃取直接用于后续的酸转化,从而省去浓缩

32、结晶步骤,节约 大量能耗。1,3 转化由 2-酮基-L-古龙酸转化为维生素 C 实验,有酸转化和碱转化两种方 法。 酸转化 传统的酸转化法是采用浓 HCI 将 2-酮基-L-古龙酸直接转化成维生素 C 实验。 由于该方法严重腐蚀设备,污染环境,影响产品质量,目前已普遍改用碱转化法。 碱转化 碱转化法是将 2-酮基-L-古龙酸在甲醇中用浓硫酸催化酯化生成 2-酮基-L-古龙 酸甲酯,再用 NaHC03 将 2-酮基-L-古龙酸甲酯转化为维生素 C 实验钠盐,最后用 H2SO：酸化成维生素 C 实验。此法可避免酸转化的缺点,且操作简单,适用于维生素 C 实验的规模化生产。目前也有试验改用甲醇甲醇钠

33、法转化,转化率为 926,对 设备腐蚀小,操作简便,树脂可以循环套用,适合于大量生产。但产品质量较差,且甲醇钠 贵,转化成本高。其中维生素 C 实验钠盐转化成维生素 C 实验,原用 H2SO4 酸化,现经改 进采用氢型离子交换树脂酸化。但离子交换法仍存在需要经常用酸再生树脂,设备庞大, 操作复杂,耗酸量大,废液大量排放等缺点。目前已有试验尝试用双极性膜电渗析法来取 代传统酸化工艺。它是利用在直流电场作用下,双极性膜中的水被离解成 H+和 OH-,H+ 和维生素 C 实验钠盐中的维生素 C 实验酸根结合成离解度小的维生素 C 实验,维生素 C 实验钠盐中的 Na+在电场中通过阳离子交换膜从维生素

34、 C 实验钠盐中分离出来,并和 双极性膜侧出来的 OH-结合生成 NaOH。双极性膜电渗析法可以在无外加物料的条件 下,将维生素 C 实验钠盐转化成维生素 C 实验,过程简单能耗低,设备体积小,投资少,操作 简单,转化率可高达 99,其副产品 NaOH 稀溶液可有效利用,无环境污染。此法目前试 验者较多,有望推广到各种有机酸制备的使用中。 第第 3 章章 工艺车间核心设备及设备的选型与设计工艺车间核心设备及设备的选型与设计 3.1 项目主要的生产设备 （1）生化反应器 a.发酵罐 发酵罐设计为气升型发酵罐,材质选用不锈钢板,取罐的径高比为 5,即 H=5D。 b.种子罐 （2）换热器：罐外冷却

35、夹套； （3）过滤设备：真空转鼓过滤机； （4）离子交换罐：离子交换柱； （5）转化罐； （6）干燥设备：真空干燥； （7）结晶罐； （8）离心泵； （9）空压机。 3.2 设备的选型与设计 （1）种子罐 每次培养的种子供一次发酵周期 14 罐用,接种量按 10%计,需种子液体积： 1500.751410%=157.5 m3,种子罐装液系数 0.75,则种子罐体积为：157.5/0.75=210 m3, 故选 30 m3的种子罐 10 个。实际产量验算为 300.7510=225210,富裕量足够使用。 （2）发酵罐 每天发酵液量 459.34 m3,发酵罐装液系数 0.70,生产周期 80h

36、,故发酵罐总体积 459.3480/(0.7024)=2187.33m3,可选用 150m3的发酵罐 15 个。维生素 C 生产粘度较大, 材质为不锈钢,控温精确,容氧合适。 （3）发酵液贮罐 每天生产的发酵液体积为 459.34 m3,要求提取处理量为 600 m3/d,所以发酵液贮罐可 选择 150 m3的 4 个、100 m3的 1 个。 （4）板框过滤机 提取过程为连续进行,每天只需处理发酵出的量,过滤能力：600/24=25.0 m3/h,故选 用生产能力为 10 m3/h 的过滤机 4 台。 （5）中空纤维式超滤机 过滤得率为 98%,对于较大的发酵液体积期间少量可忽略不计。生产能

37、力为： 459.34/24=19.14 m3,故选用生产能力为 8 m3/h 的中空纤维式超滤机 3 台。 （6）萃取罐 超滤浓缩后体积为：459.34(1/3)=153.11 m3,加入酒精的量为 1:1,总体积 400 m3 , 装液 90%,罐体积 400/90%=444 m3,萃取周期为 6h,罐可循环使用,每次需发酵罐体积 444/4=111 m3,故选 15 m3萃取罐 8 个。 （7）洗脱罐 沉淀得到的维生素 C 量为 18.6t 左右,体积大约为：18.6103/1000=18.6 m3,加入酒精 量为 60 m3,共需 80 m3左右,洗脱周期为 4h,需罐体积：80/6=1

38、3.4 m3,选和萃取罐体积相 同的 15 m3罐 2 个,备用 2 个,这样萃取罐和洗脱罐可通用,共需 12 个。 （8）干燥机 洗脱分离后含水 18%左右,量 20t 左右,需降低水分至 10%,则需干燥机除水能力为 20(18%-10%)/24=0.07t/h,故选用气流干燥机,可实行自动化生产,是连续式干燥设备。其 干燥速度快,温度低（物料温度为 4060）,能保证生产质量。 （9）粉碎机 干燥后的质量 17t 左右,由于产品量较少,要求二班完成。粉碎机的处理能力为： 17/16=1.0625 t/h,且要求粉碎粒度0.180mm。故选 B 型系列吸尘粉碎机组的粉碎机。 （10）筛分机

39、 其生产能力和粉碎机相似,选用 ZS 系列高效筛粉机 ZS-600。 （11）酒精储罐 每天需酒精量 200 m3,则需 80m3储罐 3 个。 （12）CIP 清洗设备 图 31 维生素 C 发酵车间外部图 图 32 维生素 C 发酵车间发酵罐图 图 33 维生素 C 发酵后续过滤设备图 3.3 设备一览表 表 31 设备清单一览表 名称规格/型号数量 一级种子罐MSF-L51 二级种子罐MSF-L203 发酵罐MSF-L10015 发酵液贮罐100m35 板框过滤机KT-BF4 中空纤维式超滤机C144 萃取/洗脱罐15 m312 气流干燥机XFO0.2522 粉碎机30BIV.V.VI2

40、 筛分机ZS-6002 酒精储罐80m33 CIP 清洗设备1 第第 4 章章 工艺计算工艺计算 4.1 物料平衡计算 4.1.1 培养基的配料 表 31 培养基的配料 碳源葡萄糖山梨醇 氮源尿素玉米浆酵母浸膏 微量元素 及无机盐 KH2PO4MgSO4CaCO3 消泡剂泡敌乳化硅油 4.1.2 计算过程 维生素 C 发酵工艺技术指标：生产规模为 5000t/y ,年生产天数为 300d。维生素 C 的发酵时间为 76h,加上发酵罐的清洗、灭菌、进出物料等辅助操作时间,故生产周期为 80h。一步发酵生黑醋酸杆菌对山梨醇的的转化率为 92%。二步发酵对山梨糖的的转化 率为 98%,2-酮基-L-

41、占龙酸转化生成维生素 C 得率为 90% ,则维生素 C 总得率为 92%(98%90%)=0.81 。 （1）原料的用量 每天产维生素 C 成品量为：5000/300=16.7t/d ,维生素 C 得率为 81%,每天发酵液中 需含维生素 C：16.7/0.81=20.6t ,维生素 C 生产菌对山梨醇的转化率为 92%,则发酵培养 基中山梨醇的添加量为 20.6/0.92=22.39t/d 。 若发酵培养基的配方山梨醇添加量为 4.87%,则发酵培养基量为 22.39/(4.87%) =459.34m3/d 。 发酵培养基其他物质的量： 山梨醇： 459.3418%=82.68 t/d 玉

42、米浆：459.340.25%=1.15t/d 尿素： 459.340.5%=2.30t/d KH2PO4：459.340.01%= 4.59t/d MgSO4：459.340.02%=0.09 t/d CaCO3：459.340.01%=0.046t/d 二级种子液量：459.3410%=45.93m3/d（8%为接种量） 按种子培养基的配方得原料用量： 山梨醇：45.9316%=7.35 t/d 玉米浆：45.930.25%=0.12 t/d 酵母膏：45.930.3%=0.14t/d 葡萄糖：45.930.01%=0.005 t/d KH2PO4：45.930.5%=0.24 t/d Mg

43、SO4：45.930.01%=0.005 t/d CaCO3：45.930.01%=0.005t/d 则各原料的用量为二者之和,即 山梨醇：82.68+7.35=90.03 t/d 玉米浆：1.15+0.12=1.27 t/d 酵母膏：0+45.930.3%=0.14t/d 葡萄糖：45.930.01%=0.005 t/d 尿素： 0+459.340.5%=2.30t/d KH2PO4：4.59+0.24=4.83 t/d MgSO4：0.09+0.005=0.095 t/d CaCO3：0.046+0.005=0.051 t/d （2）消泡剂的用量： 泡敌的添加量按 0.2%计算,每天用量：

44、0.2%459.34=0.919m3 。 乳化硅油的加入量为 1%（质量浓度）,则用量：5000/0.91%=55.56t（即每天用量 0.1852t） 。 （4）酒精用量： 发酵液经浓缩后多糖的质量分数由原来的 2%3%提高到 8%10%,可按浓缩倍数 3 计算,则浓缩后发酵液的体积为 459.34(1/3)=200m3,酒精的总添加为发酵液的 1.2 倍, 即 2001.2=240m3。分离后进行酒精回收,酒精回收率为 98%,则每天需补加酒精为(1-98%) 240=4.8m3,一年的补加量为 4.8300=1440m3,第一年的用量为 1440+240=1680m3。 （5）包装材料

45、每 25Kg 装为一袋,共需包装袋/25=个。 4.1.3 计算结果 表 32 5000t/y 维生素 C 工厂物料衡算 物料名称5000t/y 维生素 C 物料量每日物料量 发酵液（m3）459.34 二级种液（m3）1377945.93 发酵用玉米浆（t）3451.15 种子用玉米浆（t）360.12 山梨醇（t）2700990.03 玉米浆总量（t）3811.27 葡萄糖（t）1.50.005 酵母膏（t）420.14 KH2PO4（t）14494.83 MgSO4（t）390.13 FeSO4（t）28.50.095 CaCO3（t）15.30.051 尿素（t）6902.30 95%

46、食用酒精（m3）1680240 包装袋（个）667 4.2 热量衡算 4.2.1 种子罐中的热量衡算 种子罐的培养基温度可以看作是室温（即 18）,培养基带入的热量为 Q1,培养基 湿热灭菌的方法为将培养基加热到 121,并维持 30min,此过程的热量消耗为升温所需 热量 Q2和维持所需热量 Q3,然后将培养基降温到发酵温度即 29,恒温培养 24h,此过程 的热量为 Q4和 Q5,最后物料带走的热量为6。 物料带入的热量 Q1和物料带出的热量 Q6,据 Q=mct,设物料温度 18,水温 18。 根据经验公式 c谷物=0.01(100-w)*C0+4.18w 进行计算。式中 w 为含水百分

47、率； 为谷物比热容,C0取=1.55 KJ/(Kg.K)。 c0 c 山梨醇= 0.01(100-6) 1.55+4.186=1.71 KJ/(Kg.K) c 玉米浆 = 0.01(100-78) 1.55+4.1878=11.34 KJ/(Kg.K) Q1 =mct=（m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水）t1 =（2.11.71+2.311.34+70.74.2）18=（3.59+26.08+297）18 =327.0318 = 5886.54 KJ Q6 =mct=（m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水）t2 =（2.11.71+2.311.34+70.74.2）32 =

48、（3.59+26.08+297）32 =10465 KJ 由 18升到 121需加热,耗热量的计算如下： = （m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水 ）/ （m山梨醇+m玉米浆+ c发酵液 m 水 ） =327.03/74.47 = 4.39 KJ/(Kg.K) Q2 = c发酵液M发酵液（121-18）=33673.1 KJ 121维持 30min 所需热量计算：此阶段散失的热量即为所需要的热量。 Q3 散失= F aT (tw-ta) F设备的总表面积,粗劣计算其表面积为 2.7m2； aT壁面对空气的给热系数为 14.05（W/（m2*） ） ； tw、ta分别为壁面温度和环境温

49、度；操作时间（s） 。 Q3=Q3 散失=2.714.05（121-18）3060=7.0335103 KJ 121降温到 32散失的热量为 Q4,其计算方法如下： Q4= c发酵液M发酵液（32-121）= -29096.17 KJ 子培养过程效应热 Q5：主要包括发酵热 Qb和搅拌热 Qs等。 Qb=4953KJ/Kg3.3kg95%=1.55105 KJ Qs=3600Pt=36000.920.47kw6=9340 KJ 式中：4953 KJ/Kg发酵热； 95%葡萄糖发酵利用率； 为搅拌功热转换系数,为 0.92； P 为搅拌轴功率。 Q产热= Qb+ Qs = 1.65105 KJ

50、Q5 散失= F aT (tw-ta) = 0.99.85（37-17）66060 = 2.9103 KJ 所以 Q5= -1.62105 KJ 根据热量衡算式有 Q1+Q2 +Q3 +Q4 +Q5=Q6 ,Q4 、Q5为负值,过程需冷却,从系统移出热 量。选用冷却介质为自来水,温度为 18。 4.2.2 主发酵罐的热量衡算 主发酵罐的发酵步骤与种子发酵罐基本相同。首先仍然是培养基的灭菌,采用湿热 灭菌法,然后降温到 37发酵约 48h。此过程的热量衡算如下： 带入发酵系统的热量为 Q主 1,发酵液离开发酵罐时所带走的热量为 Q主 2,由上面的 计算得知： c 山梨醇=1.71KJ/(Kg.K

51、) ,c玉米浆=1.89KJ/(Kg.K) Q主 1=mct=（m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水）t1 =（2.11.71+2.311.34+70.74.2）18 = 5886.54 KJ Q主 6=mct=（m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水）t2 =（2.11.71+2.311.34+70.74.2）32 = 10465 KJ 温度有 18上升到 121所需要的热量为 Q主 2： =（m山梨醇c山梨醇+m玉米浆c玉米浆+m水c水 ）/ （m山梨醇+m玉米浆+ c主发酵液 m 水 ） =（2.11.71+2.311.34+70.74.2）/74.47= 4.39 KJ/

52、(Kg.K) Q主 2= c主发酵液M主发酵液（121-18）=33673.1 KJ 温度 121维持 30min 所需要的热量为发酵液向环境散失的热量 有种子罐计算时所使用的公式知 Q主 3=Q3 主散失=F14.05（121-18）246060 取主发酵罐的罐体面积约为 F=15.16m2 Q主 3=2.658104 KJ 培养基要降温到 32,此时需要散热,散热量为 Q主 4 Q主 4= C发酵液M发酵液（32-121）= 33673.1KJ 培养过程效应热 Q主 5：主要包括发酵热 Q主 B和搅拌热 Q主 s等。 Q主 B=4953KJ/kg32.5kg95%=1.55106 KJ Q

53、主 s=3600Pt=36000.907.83kw24=6.16105 KJ Q产热= Q主 B + Q主 s =21.8105 KJ Q5 散失= F aT (tw-ta) =15.169.85（32-18）246060= 1.81105 KJ 所以 Q主 5 = -19.2105 KJ 第第 5 章章 车间布置设计与管道布局设计车间布置设计与管道布局设计 5.1 车间布局设计 5.1.1 厂房的整体布置 厂房的整体布置主要根据生产规模、生产特点、厂区面积以及厂区地形、地质等 条件而定。一般采用集中式或分离式。集中式是指将车间各工段及辅助房间集中合并 在一个厂房内。本设计发酵工厂生产规模较大

54、,车间各工段联系频繁,厂区面积较大,厂区 地势较平坦,且符合建筑防火规范及工业企业卫生标准,综合考虑,采用集中式。 本设计的发酵工厂采用一条生产线,全厂一个发酵车间。厂房整体布置的一个重要 问题是设备露天化问题。本设计发酵罐为通风发酵罐,对无菌要求很严格,布置在室内。 供电、供水等辅助设施布置在车间外,以方便管理。 门位置设计：为了正确地组织人流、车间运输和设备进出以及保证车间的安全疏 散,在厂房设计中要布置好出入口。厂房的安全出入口一般不能少于两个。 窗位置设计：窗是用于室内采光和通风的主要构件之一。工业厂房常用钢窗。本 设计根据需要,采用宽 1400、1600、2000,高 1800、24

55、00等组合规格。 5.1.2 厂房的立面布置 发酵工厂建筑物按厂房的层数分类,可分为单层厂房、多层厂房和层次混合的厂房 三类,主要由生产工艺特点和工艺设备布置要求所决定,同时也要满足建筑上采光、通风 等各方面的要求。本设计中厂房的立面布置根据以上各方面要求设计为单层,其特点是 便于水平方向组织生产工艺流程。 单层厂房的剖面高度：厂房的剖面空间高度尺寸及标高,主要是指厂房的地面标高、 柱顶处的标高等。厂房高度取决于设备的高低,安装的位置,检修要求及安全卫生等条件。 厂房的地面标高,本设计选用室内地面高于室外地面 150,这样可以防止雨水流入车间。 如果室内地面过高,则不但增加土方工作量,而且造成

56、车间内外地面运输的困难。 5.1.3 厂房的平面布置 厂房的平面布置形式,需按生产车间的组成和工艺要求以及建筑本身的可能性和合 理性综合考虑。厂房的平面设计,同样应力求简单,为设备布置的可变性、灵活性和建筑 的定型化创造有利条件。 本发酵工厂厂房外形设计为长方形。长方形便于总平面图的布置,节约用地,有利于 设备排列,缩短管线,便于安排进出口和交通,有较多可供自然采光和通风的墙面,造价低, 施工快。 5.1.4 设备布置形式 发酵设备布置：本设计发酵设备为气升式酵罐,布置在室内,罐离墙距离1000,罐 顶人孔距楼面高度 800为宜。 风机布置：所有通风发酵罐需配置空气压缩机,因此,普遍存在风机的

57、车间布置问题。 风机布置在封闭式厂房内时,应配置必要的消音设施或安装在隔断的鼓风机房内,以减少 对周围的影响,其安装位置要考虑操作和维修的方便,并与建筑物的基础脱开,鼓风机的监 控仪表宜设在集中的控制室内。 压缩机布置：压缩机通常布置在专用的压缩机房中,以利于维修和巡回检查,并有效 控制噪音对其他车间的影响。压缩机的安装位置应靠近与它相连的主要工艺设备,并与 厂房的基础脱开。通风发酵需要洁净卫生的空气,所以空压机的采风引至建筑物的高空, 离地面 10m 以上。 产品贮罐：贮罐为立式贮罐,按罐外壁取齐,罐与罐之间的距离不小于 750。 5.1.5 车间辅助工程设计 车间辅助工程设计是指分布在车间

58、总体建筑内的非生产性或非直接工艺生产性用 房。包括： 辅助生产房间的配置,如车间变电所或配电室、空气压缩机室等； 工艺辅助房间的配置,如质量检查室、保全及检修室、车间贮藏室等； 生活用房配置：如设车间内的办公室、更衣室、休息室、卫生间等。 5.2 管道布局设计 5.2.1 工艺管道的设计 在管道设计中,根据使用要求需要正确选择管子、管件和阀门的类型、规格和材料 等,这是管道设计中一项细致而重要的工作。 管材选择：根据本设计中输送介质温度、压力及腐蚀情况等选择所用管子材料。 本设计中管道主要用于输送工艺物料、蒸汽、压缩空气等,故选用无缝钢管,材料为碳钢。 管件与阀门：管道中除管子以外,为满足工艺

59、生产和安装检修等需要,还有许多其它构件, 即管路附件,简称管件,如短管、弯头、三通、法兰、阀门等。阀门在管道中用来调节流 量,切断或切换管道,或对管道起安全、控制作用。阀门的选择根据工作压力、介质温度、 介质性质和操作要求进行的。 阀门选用：发酵系统所用阀门除自控系统外,公用工程管路的手动阀门一般宜选用 隔膜阀。这是由于其它类型的阀门阀体较大,阀较重,加重了管路负担,而隔膜阀阀体小, 重量轻,操作方便,易于维护。空气阀门在进入总空气过滤器前选用蝶阀。由于生产的连 续性及要满足管路灭菌要求,一般公用系统分支管路根部设置截止阀,以便于故障处理,而 工艺物料放料及移种管路一般设置双阀以利设备和管路分

60、别灭菌操作。 5.2.2 工艺物料管路 本设计中发酵罐及种子罐培养基采用实罐灭菌,即将培养基直接配制在罐内,通入饱 和蒸汽进行加热保温,使培养基连同罐体一起灭菌,此种设计方法减少了培养基进料管路 的设计。在本设计中的工艺物料管路主要是移种管路。 移种管路：从一级种子罐至次级种子罐及至发酵罐间移种管道,其配置方式为管路 两端均设置双阀,并于两阀之间接入灭菌蒸汽和放净口,接种管路靠近罐体的阀门与罐体 内物料同时灭菌,操作时,灭菌蒸汽从双阀之间进入罐体。每一次种子罐间及种子罐至发 酵罐移种操作前,均需对移种管路进行灭菌。 5.2.3 管道连接 除上下水管可以用螺纹连接外,其余管道以焊接和法兰连接为宜