年产50万吨制糖厂初步设计——毕业设计

1、第一章 厂址选择论证对厂址的选择： 厂址选择得当与否,直接关系到投资费用和投资后的生产成本等,还直接影响工农关系,城乡关系并影响基建速度等.对于职工的劳动环境,厂区卫生条件,产品质量也都有影响,所以选择厂址时应全面考虑,慎重仔细.厂址选择应在当地建委和城建规划部门的统筹安排下,由建设单位负责并组织力量进行;也必须严格遵守党和国家的基本建设方针政策,服从全国的工业布局.应考虑以下几点;(1) 建厂尽量靠近原料产地和交通方便的地方,厂址选择应积极利用坡地,瘠地,不占或尽量少占良田,同时要留有厂区进行扩建的余地.(2) 根据味精厂的生产特点,厂址应选在周边的自然环境良好,大气的含尘量低的地区,同时尽

2、可能选在城市主导风向的上风侧.(3) 厂址尽量靠近电厂或电线输送网,以保证生产用电.(4) 要有充足的水源,水质必须符合生产饮水标准.(5) 要有合理的三废处理设施.(6) 除生产协作外,一般应考虑以下协作项目;修理,动力,给排水,运输,施工,消防,公共仓库,公共福利,场地工程准备,设施,费料的堆存和处理设施.第二章 工艺论证一 制糖是本设计的重点，后面详叙二 发酵工段1 菌种FM415，备用菌种：7338现有谷氨酸产生菌主要有以下特征：（1） 形态：呈球形，棒状或短杆状，无芽孢，无鞭毛，不运动；（2） G-，需氧微生物；（3） 生物素缺陷型，具有一定的谷氨酸发酵能力；（4） 酮戊二算氧化能力

3、微弱；（5） 谷氨算脱氢酶活力大，DADPH氧化能力弱；（6） CO2固定反应强，不分解利用谷氨算；（7） 细胞膜渗透谷氨算性好。本设计所利用的菌种FM415是天津短杆菌T613的诱变菌种，其优点：（1） 产酸较高，糖酸转换率高；（2） 耐高温；（3） 脲酶活力高；（4） 发酵周期短；（5） 需生物素作为生长因子；（6） 后劲补角强等。 根据石家庄的气候条件及工艺要求，本设计采用的菌种是FM415，所配用的军种是7338，这两种菌种感染噬菌体的类型不同，如果感染则可以互换使用，从而不影响生产。 2 工艺流程目前较为先进的工艺主要有：（1） 高糖发酵工艺；（2） 谷氨酸后期流加糖工艺；（3） 添

4、加青霉素流加糖工艺；（4） 低糖流加等等。 本设计采用的是高生物素添加青霉素流加糖发酵工艺，该工艺已在国内一些味精厂得以推广和利用，提高了产酸与转化率及提高了设备利用率，经济效益猛增。 该发酵工艺条件：（1） 菌种FM415，备用7338；（2） 生产斜面与一级种子，为促进菌种生长，此“亚适量法”增加0.5%酵母膏；（3） 二级种子培养基：糖液，尿素，Na2HPO4，KCl，MgSO4，玉米浆，糖蜜，消泡油。PH：6.7-7.0，温度：33-34，培养时间：7-8小时；（4） 发酵培养基：糖液，玉米浆，糖蜜，纯生物素，维生素B1，Na2HPO4，MgSO4，消泡油，PH：7.0-7.2；（5）

5、 接种量：10%；（6） 流加糖浓度：30%；（7） PH值控制：发酵过程用液氨调节PH值；（8） 发酵控制剂：发酵3.5-4.5小时添加青霉素，3-5国际单位/ml。发酵液采用液氨代替尿素的好处：（1） 发酵过程PH值控制稳定，有利于提高产酸率和转化率；（2） 发酵液中含氨量比较低，有利于提取；（3） 提高了发酵液的装量，提高了设备利用率，相应的产量也提高；（4） 节约氨流成本；（5） 节省了尿素，灭菌所需的蒸汽和冷却。3 连消系统谷氨酸发酵工业要求纯种培养，纯种发酵，培养基的彻底无菌是防止污染，确保生产的正常化，连续化的关键。处理大量的培养基时，采用蒸汽加热并且高温短时间的连续蠛军方法，连

6、消与实消相比较好处是：营养物质受热时间短，破坏性小，受热均衡，可采用自身控制，劳动强度低，物料利用率低等。采用蛇管冷却。连消 工艺流程如下：配料喷射塔维持罐冷却发酵液进发酵罐三 提取工段 谷氨酸是发酵的目的产物，它溶解在发酵液中。在发酵液中还存在着菌体，残糖，色素，胶体物质等，而这些必须采取适当的方法将其除去。本设计采用的是等电离交工艺。 新鲜的发酵液经过离心机除菌（蝶式）进入等电罐进行等电提取，用高流分或老母液处理液或硫酸调PH，控制好速度，最后至3.0左右，温度为2-5。在此期间有加晶种的时间段等等一系列过程。最后将上清液打入贮罐后进入离交柱，得高流分，调PH为1.5，进入等电罐，另外将其

7、中的沉淀利用离心机分离得到半成品和甩出液，甩出液再打回离交柱处理浓缩后再打入等电罐使用，从而使提取收率提高。本工艺采用低温等电提取。四 精制工段 从提取过来的半成品是湿的谷氨酸钠，它与纯碱进行反应，生成谷氨酸钠盐，具有鲜味，但由于粗谷氨酸中含有色素，铁等杂质，如不除去，将会影响到味精的质量，因而采用混合离交柱进行脱色除铁，真空浓缩结晶，离心分离，流化床干燥，过筛分目等一系列操作，才得到纯净味精成品，最后是包装等。1 脱色除铁采用工艺：粉末炭脱色板框过滤树脂除铁颗粒炭脱色其中树脂采用通用1号树脂，颗粒炭采用K15。粉末炭脱色时，加炭量为0.2-0.5%（w/v），PH控制在6.6-6.8，温度控

8、制在55-60，时间30分，浓度在21-23Be，采用板框压滤，透光度达60%以上。采用树脂除铁，离交柱需要预热，其温度为40-50，这有利于避免谷氨酸钠析出，注意控制好流速，一般为树脂体积的-2倍，检查除铁的情况，取流出液，滴加硫化钠溶液，有黑色出现，证明有铁存在。操作过程中，不要使用干柱，本工艺采用的是混合柱，即除铁和脱色一体化。脱色液的质量要求：透光率：90%以上，谷氨酸钠：38-428g/dl，波美：18-20Be/35，PH：6.6-6.8，Fe2+：1-2mg/L。此柱的再生：正反水洗碱洗正水洗（PH：8-10）酸洗反水洗（PH：5-6）备用2 味精溶液的浓缩结晶由于味精水溶液长时

9、间受热会部分失水生成焦谷氨酸，即从此失去鲜味，温度越高，时间越长，失水越多，因此为了保证味精产品的质量要求，采取真空蒸发浓缩。 本设计采用的是机械搅拌内热式真空结晶罐，当溶液蒸发至饱和时，二次蒸汽通过分离液后进入冷凝器，后接真空系统，加入晶种长大后所形成的假晶种通过同温度的蒸馏水进行洗晶，杂晶控制，结晶结束后，唷底阀排出到育晶槽中，育晶槽中由保温夹套然后进行离心分离流化床干燥筛分过目包装成品。3 味精的干燥分离 分离时采用三足式离心机，根据结晶颗粒的大小，控制分离的时间以及含水量，故一般情况下，99%的味精分离30分钟，离心后的含水量为：0.2-0.4%。 根据味精产品的性质，味精结晶含有一个

10、结晶水，晶体在120就失去结晶水，故采用流化床干燥时的温度严格控制在80以下，干燥后的成品含水在0。2%左右，再通过不同的筛分过目，把不同的颗粒的结晶分开。一般成品在10-20目之间，这时的成品为99%的味精。 第三章 制糖工段工艺计算一 制糖的作用 到目前为止，所发现的谷氨酸产生菌都不能直接利用淀粉，也基本上不能利用糊精作为碳源。因此，当以淀粉为原料盛产味精时，必须预先将淀粉转化为葡萄糖，才能提供将来发酵使用。本设计工艺都是采用双酶法将淀粉转化为葡萄糖，其中的葡萄糖为谷氨酸发酵最基本的碳源，是谷氨酸产生菌生长和繁殖的能量和碳素来源。也是组成谷氨酸分子结构的碳架成分。在工业生产上将淀粉转化为葡

11、萄糖的过程被称为糖化，所制得糖液被称为双酶糖液。此糖液中最重要得成分是葡萄糖。此外，由于生产时控制条件的不同，含有少量的麦芽糖及二糖，低聚糖等复合糖类。所以说，淀粉糖或双酶糖液的质量高低与发酵结果密切相关。因此，在生产中要力求糖液的质量好，而且转化率也要高。同时，原料本身中的其他成分，例如：蛋白质，脂肪等以及其他副产物也存在于糖液中。所有这些，除了葡萄糖能被谷氨酸产生菌很好利用外，其他的都很困难，它们的存在，不仅降低了淀粉的转化率，增加糖耗，而且常常影响糖液的质量，降低了糖液的可发酵性营养成分。在谷氨酸发酵中，淀粉水解糖液质量的高低，直接关系到谷氨酸菌的生长繁殖，及谷氨酸的大量积累。在味精生产

12、中，如何保证水解糖液的质量，以满足发酵产酸的要求，是一个不可忽视的重要环节，就好比一座大楼拨地而起，这座楼是否牢固耐用，要看它的地基打的如何，同时，也应配合其他工段的努力。二 制糖的方法1 截止到目前为止，制糖水解的方法主要有四钟：（1） 酸法；（2） 酸酶法；（3） 酶酸法；（4） 双酶法。 其基本原理是：在加酸高温水解或受酶的作用下，淀粉的颗粒结构被破坏，-1，4，-1，6糖苷键被破坏，切断，分子量逐渐变小，由糊精麦芽糖葡萄糖。现将几种方法分别介绍如下：（1） 酸法 是传统的水解方法，它用无机酸作为催化剂，在高温高压的条件下，将淀粉水解为葡萄糖的过程。 优点：工艺简单，水解生产周期短，设备

13、周转快。 缺点：副产物多，糖液纯度低，淀粉转化率低，糖液的色泽太混，且对原料要求比较严格，不能用粗淀粉，应用纯度高，精制淀粉，况且DE值低，对设备 腐蚀的厉害。（2） 酸酶法先将淀粉乳用酸水解为糊精，低聚糖，然后再用糖化酶将其转化为普通同的过程。优点：液化快，并且糖化段用酶法来完成，因而可采用较高的淀粉乳浓度，提高生产效率。缺点：时间长，设备腐蚀严重。（3） 酶酸法首先，淀粉乳早酶（-淀粉酶）的作用下液化，然后再用酶将其转化为葡萄糖的过程。优点：适用于大米的粗制原料，省去了精制的步骤，可提高原料的利用率。缺点：对设备的腐蚀还很严重。（4） 双酶法它是通过淀粉乳液化和糖化酶糖化将淀粉转化为葡萄糖

14、的工艺。双酶法可分为两步，第一步是液化过程，用-淀粉酶将淀粉液化，转化为糊精及低聚糖，是淀粉的可溶性增加。第二步是糖化，利用糖化酶将糊精及低聚糖进一步水解，转变为葡萄糖。优点： 由于酶具有很高的专一性，淀粉的水解副产物少，因而水解糖液的纯度高，DE值可达98%以上，是糖液得到充分利用； 可以在较高的浓度下水解，水解糖液的还原糖含量可达30%左右，这便于后期发酵的流加糖工艺； 由于酶解反应条件温和，没有高温高压，水解副产物少，因此，淀粉转化率高； 双酶法制取的糖液营养物质丰富，可以简化发酵培养基，有利于发酵的稳定性，有利于提高糖酸转化率，也有利于后面的提取； 双酶法可以避免淀粉在加工过程中的大量

15、流失，减少粮耗。缺点：生产周期长，夏天糖液容易变质。本设计工艺制糖采用的是双酶法制糖，由下表可知双酶法制糖的优越性。项目 糖化方法双酶法酶酸法酸法糖液DE值989590葡萄糖含量（%干基）979386灰分（%）0.10.41.6蛋白质（%）0.10.080.08羟甲基糠醛（%）0.030.080.3颜色（在2Be浓度下）0.20.310.0淀粉对糖转化率（%）989590工艺条件/能耗温和/少加压高温/多加压高温/多副产物少中多生产周期长中短设备规模/防腐要求大/一般中/中小/较高原料适应情况各种淀粉，大米大米淀粉是否有利于发酵和提取有利中差2 双酶法制糖工艺流程 -淀粉酶 淀粉乳调浆罐一次喷

16、射层流罐二次喷射缓冲罐气液分离器糖化罐压力罐板框过滤机糖液贮池糖液贮罐发酵车间 液化淀粉酶 糖化酶3 工艺条件控制（1） 调浆将淀粉乳的浓度调至17Be左右，用NH4HCO3或是用HCl 调其PH值为5.1-5.5，后加入耐高温-淀粉酶，用量为10/g淀粉，搅拌均匀，室温下操作即可，酶法：20000/g淀粉。（2） 第一次喷射液化P气：2。5-3Kg，P料：4Kg；T气：105，T料：103-104，在层流罐中的时间为60分钟；（3） 第二次喷射液化P气：3Kg，P料：4Kg；T气：130，T料：120-125。 经维持罐进入气液分离器，大约为100，加如液化型淀粉酶，用量为10/g淀粉。酶活

17、：40000/g淀粉，大约维持1。5小时左右（用碘液进行检测，现棕红色即可），继续降温至60，用硫酸调其PH值至4.1-4.4，加入中温糖化酶150/g淀粉，其酶活为/g淀粉，大约糖化时间为2-3小时，用无水乙醇进行检验，无白色沉淀即可。用蒸汽加热至80，进行灭酶30分钟，然后将糖液用NH4HCO3调节PH至4.6-4.8，在这个PH下，蛋白质与氨基酸的溶解度最小，容易凝聚析出，经过滤除去。与此同时，还应该注意：糖液中和的温度不易过高，80即可，否则易产生焦糖，增加色素（同时，如果温度高，则使蛋白质等胶体物质沉淀不完全）。然后打入压力罐中，开始利用位差进入板框过滤，大约6-7小时后，利用风压进

18、入板框，板框过滤的时间大约为10小时，滤液进入糖液贮池中，滤渣进入滤渣稀释池中加水稀释，搅拌，预热后，打入滤渣贮罐中，进行二次过滤。滤液进入糖液贮罐，滤渣去作饲料，所滤得的糖液进入外面的糖液贮罐中。 质量要求： 色泽：淡黄色透明液体； 无糊精反应； 还原糖含量：31%； DE值：98%； 透光率：80%以上； PH：4.6-4.8； 转化率：96%。 第四章 物料衡算由质量守恒定律而来，即进入系统的全部物料重量等于离开系统的全部重量。F=D+W式中：F进入系统物料量（Kg） D离开系统物料量（Kg） W损失的物料量（Kg）一 生产过程中的总物料衡算 （一）。生产能力 年产5万吨的MSG，99%

19、的占80%，80%的占20%，工作日为320天。1 折合成100%的MSG：47600 t/年；2 日产商品MSG：50000/320=156。25（t/d）（其中99%的MSG125t，80%的MSG31。25t）3 日产100%的MSG：47600/320=148。75（t/d） （二）。总物料衡算（以淀粉质原料为实例） 11000Kg纯淀粉理论上产100%MSG的量 1000*1。11*81。7%*1。272=1153。5 （Kg） 21000Kg纯淀粉实际产100%的MSG 参数确定：糖酸转化率 60% 粉糖转化率 99% 提取收率 95% 精制收率 96% 1000*1。11*98%

20、*60%*95%*127。2%*96%=764.88（Kg） 31000Kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产100%的MSG 764.88*86%=657.80（Kg） 4淀粉单耗 （1） 1000Kg100%的MSG实际消耗的纯淀粉量 1000/764.88=1.307t （2） 1000Kg100%的MSG实际消耗的工业淀粉量 1000/657.80=1.520t （3） 1000Kg100%的MSG理论上消耗的纯淀粉量 1000/=0.8669t （4） 1000Kg100%的MSG理论上消耗的工业淀粉量 0.8669/86%=1.008t5总收率 实际产量（Kg）/理论产量（Kg）*

21、100%=764.88/1153.5*100%=66.31%6淀粉利用率 1.008/1.520*100%=66.31%7生产过程总损失 100%66.31%=33.69% 物料在生产过程中损失的原因（1） 糖转化率偏低；（2） 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；（3） 提取收率低，母液中Glu含量高；（4） 精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 （1） 淀粉用量 148.75*1.520=226.1（t/d） （2） 糖化液量 纯糖：226.1*86%*1.11*99%=213.68（t/d） 折算成31%的糖液 213.68/31%=

22、689.29（t/d）（3） 发酵液量纯Glu量：213.68*60%=128.21（t/d）折算成10。5g/dl的发酵液 128.21/10。5%=1221.05（m3）相对密度：=1.066 1221.05*1.066=1301.64（t）（4） 提取Glu量 纯Glu量：128.21*95%=121.80（t/d） 折算成90%的Glu量 121.80/90%=135.33（t/d）（5） GAA废母液量（采用等电点离子交换法排出的废母液含GAA0.6%）（128.21121.80）/0.6%=1068.33（m3 /d）（三）。总物料衡算结果 原料项目 淀粉质原料（玉米）生产1t10

23、0%MSGt/d工业原料（t）1.520226.1糖液（t）4.63689.29Glu90%（t）0.91135.33MSG100%（t）1.0148.75排出含0.6%Glu废母液7.181068.33 （m3 /d）二 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1：1.87）1000Kg工业淀粉产浆：1000*（1+1.87）=2.87（t），加水量为：1870Kg2 粉浆干物质浓度（1000*86%）/2870*100%=30.0%3 （1）液化酶量：10/g，活力20000/g（耐高温淀粉酶） （1*106 *0.86*10）/20000=0.43（Kg） （2）液化型淀粉

24、酶：10/g，活力4000/g （1*106 *0.86*10）/4000=2.15（Kg）4 糖化酶用量：150/g，活力/g（1*106 *0.86*150）/=1.29（Kg）5 糖化液用量：31%的糖液，密度=1.1166（1.1166*1*0.86*1.11*98%*1000）/31%=3.37（t）（纯糖：1000*86%*1.11*99%=945.1（Kg）；理论出糖：954.6（Kg）6 生产过程中，进入蒸汽和洗水量3.404*10002.87*10000.432.151.29=530.13（Kg） 7纯碱用量 按1.6Kg/t纯糖计：1.6*945.1*10-3 =1.512

25、（Kg）8 CaCl2 用量按0.6Kg/t纯糖计：0.6*945.1*10-3 =0.567（Kg）9 滤渣量（以干物质计）1000+0.43+1.29+1.512+0.567954.6=49.199（Kg）10 物料衡算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1000糖液3404.4配料水1870耐高温-淀粉酶0.4397.223液化型淀粉酶2.15486.115糖化酶1.29291.669洗水和蒸汽530.13.393累计3404.4累计3404.4三 连续灭菌和发酵工艺的物料衡算（采用高生物素添加青霉素流加糖工艺） 1设一吨玉米

26、淀粉能得到的最终发酵液的体积为VH，其中，设开始培养基为V1升，流加糖液量为V2升。已知：糖液浓度的百分含量（w/v）与密度的关系如下 10%：1.038 12%：1.046 167%：1.0667 30%：1.11331%：1.1166由于产酸率为10。5%。糖酸转化率为60%，所以最终糖液浓度为10。5%/60%=17。5%一吨玉米淀粉得纯糖：1*1000*0.86*1.11*99%=945.054（Kg）转化为31%的（w/v）糖液质量为：（945.054/31%）*1.1166=3404.0（Kg）17。5%（w/v）*V=945.054V=5400.31（L）其质量为：5400.31

27、*1.0667=5760.5（Kg）2发酵过程从排风带走的水分 进风：25 相对湿度：=70% 水蒸气合压：18mmHg（其中1mmHg=133.322Pa） 排风：32 相对湿度：=100% 水蒸气合压：27mmHg 进罐的空气压力（表压）15个大气压（其中一个大气压：Pa） 排风：0。5（表压）大气压 进出空湿含量差： X出X进=0.622*27*100%/（1.5*76027*100%）0.622*18*70%/（2.5*76018*70%） =0.01（Kg水/Kg 干空气） 通风比1：0.45 故带走的空气量为：5400.31*0.45*60*34*1.157*0.001*0.01=

28、57.36（Kg） 过程分析：放罐残留量及其他损失为：52Kg3 接种量 10%（w/v）5400.31*10%=540.031（Kg） 4流加NH3的量 2。8%（w/v） 5400.31*2.8%=151.209（Kg） 5消泡剂 0.05%（w/v） 5400.31*0.05%=2.700（Kg） 6配料 甘蔗糖蜜：5400.31*0.3%=16.201（Kg） 无机盐：（P，Mg，K） 5400.31*0.2%=10.801（Kg） 纯生物素及VB1 ：5400.31*100*10-9 =5.4*10-4 7.用于发酵培养基各糖液量由题意可得：10%（w/v）V1+30%（w/v）V2

29、=945.0541038V1+1.113V2=5400.31*1.0667+57.36+540.031+151.209-2.7由上两式可得V1=2425.458（L）V2=2341.694（L）各液质量（作为培养基）：2425.458*1.038=2517.63（kg）（作为流加糖）：2341.694*1.113=2606.31（kg）总发酵液：5400.31*1.0667=5760.51（kg）所以各糖液中含纯糖量（作为培养基的糖液）2517.625*10%（w/v）=251.76（kg）（作为流加糖的糖液）2606.31*30%（w/v）=781.89（kg）（发酵液体积）5760.51*

30、17。5%（w/v）=1008.09（kg）8配料水 配料时培养基中总含糖量V小于12%向31%的（w/v）的糖液中含补水量（251.763/12%）*1.046-（251.763/31%）*1.1166=1287.700（kg）9发酵0小时数量验算（251763/31%）*1。1166+16.201+10.801+1287.700=2221.536（kg）其体积：2221.536/1.038=2140.21（L）10流加糖灭酶加蒸汽及补水量（781.893/30%）*1.113-（781.893/31%）*1.1166=84.49（kg）11发酵终止时V*1.0667-52=5760.51*

31、1.0667-52=6092.737（kg）12衡算结果见下表年产5万吨商品MSG日投工业淀粉226.1吨进入系统离开系统项目1t工业淀粉质匹配物料（kg）T/d项目1t工业淀粉质匹配物料（kg）T/d无菌加蒸汽及补水704.955223.15空气带走水量57.3613.00流加糖灭菌蒸汽补水84.4919.10发酵液6092.7371377.5831%糖液3404.0769.64过程分析损失5211.76甘蔗糖液16.2013.66纯生物素0.000540.VB10.000540.无机盐10.8012.44接种量540.031122.10液氨151.20934.19消泡剂2.70.61配料水

32、1287.7291.15累计6202.0971402.29累计6202.0971402.29四谷氨酸提取工艺除菌体：现采用蝶式离心机，4台一组，处理量15m3/h，洗水量4m3/h，菌体分离浓度50%（1）。除菌体过程中所需洗水量：1291.44/15*4=344.38（m3/d）（2）。菌体含水量和菌体总体积：1291.44*8%/50%=206.63（m3/d）（3）。除菌体后发酵液体积为：1291.44+344.38-206.63=1429.19（m3/d）采用等电离交工艺（按1000kg工业淀粉之匹配量计）1 发酵液数量5400.31-52/1.0667=5013.88（L）2 加98

33、%的硫酸的量5013.88*3。6%=180.50（L）98%的硫酸的相对密度为1.84所以180.50/1.84=98.10（kg）3 Glu产量（1）。100%Glu的量 5013.88*10。5%=526.46（kg）（2）。分离后Glu的量 纯Glu ：526.46*95%=500.13（kg）密度；1.54500.13/1.54=324.76（L）90%的Glu：500.13/90%=555.7（kg）上清液量：5013.88-324.76=4689.12（L）4 母液数量母液含酸：2。0%，高硫含酸：5。0%高流数量：4689.12*2。0%/（5。0%-2。0%）=3126.08

34、（L）母液总量：4689.12+3126.08=7815.2（L）5 谷氨酸分离洗水量555.7*20%=111.14（kg）6 母液回收过程中用水及H+，OH-等数量发酵液+硫酸+洗水量+回收过程用水及H+，OH-量=90%*Glu+母液回收用水及H+，OH-用量555.7+7815.2-6092.737-111.14-180.50=1986.523（kg）7 衡算结果日投料量226.1吨（不包括种子培养基用量）进入系统离开系统项目1t工业淀粉质匹配物料（kg） T/d项目1t工业淀粉质匹配物料（kg） T/d发酵液6092.7371377.5890%Glu555.7125.64硫酸180.

35、5040.81母液7815.21767.02分离用洗水111.1425.13回收用水1986.523449.15累计8370.9892.66累计8370.91892.66五精制工序的物料衡算1 鼓氨酸的数量100%的谷氨酸：526.46（kg）90%的谷氨酸：555.7（kg）2 碳酸钠的数量555.7*36。6%=203.39（kg）3 加活性炭量555.7*0.3%=1.667（kg）4 中和液数量526.46*1。272/40%（w/v）=1674.14（L）1674.14*1.16=1942.01（kg）式中：1.6含40%（w/v）MSG的溶液的相对密度（20Be）5 中和加水量19

36、42.01-555.7-203.39-1.667=1181.25（kg）6 产MSG的量产100%MSG的量，精制收率为96%产526.46*1.272*96%=642.87（kg）7 产母液量母液平均含MSG的量为25%（w/v）526.46*1.272*10.5%/25%=281.26（kg）母液的相对密度1.1则281.26*1.1=309.38（kg）8 废湿活性炭数量湿炭含水：75%1. 667/（1-0。75）=6.668（kg）9 MSG分离调水洗水量642.87*5%=32.14（kg）10 中和脱色在结晶蒸发过程中蒸发出的水量1942.01+32.14-642.87-309.

37、38-6.668=1015.23（kg）11 物料衡算汇总进入系统离开系统项目1t工业淀粉质匹配物料（kg） T/d项目1t工业淀粉质匹配物料（kg） T/d90%Glu555.7125.6410%MSG642.87145.35碳酸钠203.3945.99母液309.3869.95活性炭1.6670.377废炭6.6681.51中和加水1181.25267.08蒸发水量1015.23229.54分离洗水32.147.27累计1974.15446.36累计1974.15446.36 第五章 热量衡算热量衡算是根据能量守衡定律建立起来的，热平衡方程式表示如下：Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6式中

38、：Q1物料带入的热量（J）； Q2蒸汽热量（J）； Q3各种热效应，如发酵热，稀释热，溶解热等（J）； Q4物料带走的热量（J）； Q5消耗于设备上的热量（J）； Q6设备向外界散失的热量（J）。一 液化工序热量衡算（一）。液化加热蒸汽量 加热消耗蒸汽量（D）D=GC（t2t1）/I 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（105+273=378K）； I加热蒸汽焓（238 KJ/Kg，103Mpa表压）； 加热蒸汽凝结水的焓在378K时为440。2 KJ/Kg。1 淀粉浆量G根据物料衡算：日投工业淀粉226.1

39、（t）连续液化：226.1/24=9.42（t/h）加水为：1：1。87粉浆量为：9.42*2。87=27035.4（Kg/h）2 粉浆干物质浓度9420*86%/27035.4*100%=29.97%3 粉浆比热C可按下式计算 C=C0X/100+C水（100X）100式中：C0淀粉质比热容，取1.132 X粉浆干物质含量，29。97% C水水的比热容，4.18 （KJ/KgK）；C=1.132*29.97/100+4。18*（100-29。97）/100=3.266（KJ/KgK）4 蒸汽用量 D=27035.4*3.266*（105-20）/（2738-440.2）=3266.28（Kg

40、/h）（二）。灭酶用蒸汽量 灭酶时将液化液由105加热至130，在130时为546.39KJ/KgO灭=27035.4*3.266*（130-105）/（2738-546.39）=1007.22（Kg/h）要求：在20min内使液化液由105升至130，则蒸汽高峰量为：1007.22*60/20=3021.67（Kg/h）以上两项合计平均量：3021.67+1007.22=（Kg/h）日用量：4028.89*24/1000=96.69（t/d）高峰量：4028.89+3021.67=7050.56（Kg/h）（三）。液化液冷却用水量1 物料经物液分离器T从125降至100所损失I在125 21

41、87.75 KJ/KgK在100 419.16 KJ/KgKD= GC（t2t1）/I=（27035.4+4028.89）*3.266*（125-100）/（2187.75-419.16）=1434.14（Kg/h）2 冷却水用量使用竖式蛇管换热器，在糖化罐内将物料由100降温至90，使用二次水，冷却水温20，出口温度37。需冷水量：（W） W1=（27035.4+4028.89-1434.14）*3.266*（100-90）/（37-20）*4.18=13618.36（Kg）T料：由90降至60，T水：由20升至27，W2=（27035.4+4028.89-1434.14）*3.266*（9

42、0-60）/（27-20）*4.18 =99219.48（Kg）二 糖化工序热量衡算日产31%的糖液（t/d），即，769.64/1.1166=689.27（m3）糖化操作周期36个小时左右，糖化25小时，糖化罐100m3，填冲系数：0.75装料量：75m3，要求：2小时把75m3的液化液冷却至60，高峰用水量：1.1166*75000/2*（13618.36+99219.48）*/（27035.4+4028.89）=152.10（t/h）需糖化罐数：689.27/75*36/24=13.78 取14台；糖化液灭酶需蒸汽量：60升至80，D=（27035.4+4028.89-1434.14）*

43、3.266*（80-60）/（2783-356）=812。53（Kg/h）=19.5（t/d）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（105+273=378K）； I加热蒸汽焓（238 KJ/Kg，103Mpa表压）； 加热蒸汽凝结水的焓每日糖化罐同时运转：13.78*25/30=11.48（罐）每日投料量，放料罐次：689.27/75=9.19（罐次）每日冷却水用量：2*11.48*34.96=802.68（t/d）三 连续灭菌和发酵工序热量衡算（一）。培养液连续灭菌蒸汽量发酵罐：200m3，装料量：150m3

44、，装填系数：0。75，每罐产100%MSG的量：200*0.75*10.5%*95%*96%*1.272=18.27（t）年产5万吨商品味精，日产100%MSG：148.75t总料数：150m3/罐， 重量：150*1.0667=160（t/罐）发酵操作周期：40小时（发酵时间32小时），需罐数：148.75/18.27*40/24=13.57 取14台每日投放料罐数：148.75/18.27=8.142（罐）日运转：13.57*32/40=10.856（罐）1 每罐料液体积每罐料液体积：150m3，糖液浓度：16.7g/dl，灭菌前培养基含糖量945.054/（V1+V2）=945.054/

45、（2425.458+2341.694）=19.82（g/dl）其数量：150*16.7%/19.82%=126.39（t）灭菌加热过程用0。4Mpa蒸汽（表压），I=2473KJ/Kg每罐灭菌3小时，输料流量：126.39/3=42.13（t/h）2 消毒灭菌所用蒸汽量D=42130*3.97*（120-75）/2743-120*4。18=3357.96（Kg）=3.358（t/h）（式中：3。97为糖液比热容）3 每天蒸汽量3.358*3*9=90.67（t/d）平均量：90.67/24=3.78（t/h）高峰量：3.358（t/h） （二）。培养液冷却水用量 120热料液与生料热交换降至8

46、0，再用20水冷却至32，而水温升至45，则冷水用量：W=42130*3.97*（80-32）/（45-20）*4。18=76825.17（Kg/h）=76.83（t/h）全天用水量：76.83*3*9=2074.41（t/d）（三）。发酵罐空罐灭菌所需蒸汽1 发酵罐体加热200m3，1Cr18Ni9Ti的发酵罐体重34。3t；冷却排管重6t，1Cr18Ni9Ti的比热容0。5 KJ/KgK，用0。2Mpa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐早0。15Mpa（表压）下由20升至127。其蒸汽用量：（34300+6000）*0.5*（127-20）/（2718-127*4。18）=985。79（Kg）2

47、填充发酵罐空间所需要的蒸汽量，因200m3的发酵罐的全容积大于200m3考虑罐内的排管，搅拌器等所占空间，罐的自由空间仍按200m3计算，填充空间需要蒸汽量： D空=V=200*1.622=324.4（Kg） 式中：V发酵罐的自由空间即全容积（m3） 加热蒸汽的密度（Kg/m3），0。2Mpa的表压为1.622。3 灭菌过程的热损失辐射与对流联合给热系数，罐外壁T：70=33.9+0.19*（70-20）=43.4（KJ/m3hk）200m3发酵罐的表面积为201m2，耗用蒸汽量D损=201*43.4*（70-20）/（2718-127*4.18）=199.42（Kg）4 罐壁附着洗涤水升温的

48、蒸汽消耗201*0.001*1000*（127-20）*4。18/（2718-127*4。18）=41。1（Kg） 式中0.001附壁水平均厚度（1mm ）5 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量底5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为（985.79+324.4+199.42+41.1）/（1-0.05）=1632.33（Kg/h）每空罐灭菌1。5h，用蒸汽量：1632.33*1.5=2448.5（Kg/罐）每日用蒸汽量：2448.5*9=22036.5（Kg/d）平均量：22036.5/24=918.19（Kg/h）（四）。发酵过程产生的热量及冷却水用量 通货计算冷却水带走的热量进行计算发酵热 Q最大=4.18*冷却水流量（Kg/h）（t出-t进）/发酵液总体积（m3）200m3的发酵罐，装料量150m3，使用新鲜水冷却，进口T为10，出口为20，冷却水用量W=3.0*104*150/（20-10）*4。18=1。077*105（Kg/h）=107。7（t/h）式中：3.0*104是Glu的发酵热高峰值。日运转10.856罐，高峰用水量：107.7*10.856=1169.19（t/h）日用水量：1169.19*0.8*24=22448.47（t/d）（0. 8为发热状况均衡系数）平均用水量：22448.47/24=935.35（t/h）四 Glu提取工序