产吨色氨酸的工厂设计方案

1、命通大學报告书题 目年产2000吨色氨酸的工厂设计分工安排：生物工程102班第一组专 业:生物工程2018.06.20指导教师：金大勇完成日期：分组安排 ： 第一组 1009082046-47 摘要、前言、工艺论证）第二组 1009082050-55 物料衡算、热量衡算、水平衡计算）第三组 1009082040-45 设备选型及计算）第四组 1009082048-49CAD 绘图）第 五 组 1009082056-59 整 理 总 结 ）3 / 41摘要色氨酸是人和动物生命活动中八种必需氨基酸之一 ,对人和动物的生 长发育、新陈代谢起着重要作用。色氨酸的生产方法有多种,其中以微生物直接发酵法最

2、具发展前途。随着色氨酸的需求量日益增加，决定设计一个年产 2000 吨色氨酸的 工厂。本设计以大肠杆菌为生产菌株，利用微生物直接发酵法制备色氨 酸，采用深层发酵的方式，采用过滤、三效浓缩、冷却结晶、离心烘干 的方法，最终获得 99%的色氨酸。本设计对工艺流程进行了物料衡算， 并对主要生产设备进行了选型。关键词：色氨酸，发酵法，工艺，设备选型ABSTRACTTryptophan is one of eight kinds of essential amino acids in human and animal life activity, It is useful for growth of p

3、eople and animal. There are many methods to product tryptophan, and among them the microbial fermentation is the most promising.With the increasing demand of tryptophan , we decided to design an annual output of 2000 tons of tryptophan factory. We design the product with Escherichiacoli strains, usi

4、ng microbial fermentation , the method of deep fermentation, filtration, three-efficient concentration, cooling crystallization, centrifugal and drying, and eventually get 99% degrees of purity of tryptophan. The design perform the material balance based on the technological processes, and select th

5、e main production equipment.Key words: tryptophan, fermentation, process, selection of equipment,目录摘 要 IABSTRACT H前言 .11工艺论证 .21.1无菌空气系统 21.2淀粉的液化和糖 .3II / 411.3发酵工艺.41.4提取工艺 .51.5 总工艺流程图 .62 物料衡算 72.1 生产过程的总物料衡算 .72.2 制糖工序物料衡算 82.3 连续灭菌和发酵工艺物料衡算 92.4 提取工序物料衡算 113 热量衡算 .133.1 液化工序热量衡算 133.2 糖化工序热量衡算

6、 143.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算 153.4 浓缩结晶过程热量衡算 173.5 干燥过程热量衡算 183.6 生产过程耗用蒸汽汇总表 194 水平衡 20.4.1 糖化工序用水量 .204.2 连续灭菌用水量 .204.3 发酵工序用水量 .204.4 提取工序用水量 . 204.5 用水量汇总表 .215 设备计算与选型 .225.1 糖化罐 215.2 发酵罐 .225.3 种子罐 .275.4 无菌空气制备 .305 . 5三效浓缩罐 .315.6 结晶罐 336. 参考文献 30.、八、一前言L-色氨酸是含有吲哚基的中性芳香族氨基酸，为白色或略带黄色叶片状结晶或 粉末，在水中溶

7、解度1014 g25 C),溶于稀酸或稀碱，在碱液中较稳定，强酸中 分解。微溶于乙醇，不溶于氯仿、乙醚。它是人体和动物生命活动中必需氨基酸之 一，对人和动物的生长发育、新陈代谢起着重要作用，被称为第二必需氨基酸，在 生物体内，从L-色氨酸出发可以合成5-羟基色胺的激素以及色素、生物碱、辅酶、 植物激素等生理活性物质，可以预防和治疗糙皮病，同时具有消除精神紧张、改善 睡眠等功效。另外，由于色氨酸是一些植物蛋白中比较缺乏的氨基酸，用他强化食 品和做饲料添加剂对提高植物蛋白质的利用率具有重要的作业，它是继蛋氨酸和赖 氨酸之后的第三大饲料添加氨基酸。目前世界L-色氨酸的年产约为10000多吨，市场增长

8、率超过10%作为饲料添 加剂使用的色氨酸有数百吨，中国主要是高价格限制了她的应用。世界上主要生产 厂家是日本的昭和电工、协和发酵和三井化学公司采用发酵方法生产色氨酸，赢创 德固赛则兼有发酵法和合成法生产色氨酸。L-色氨酸的最早生产是靠化学合成法和蛋白质水解法，随着对微生物法生产L-色氨酸研究的不断深入，这种方法已经处于主导地位。微生物法大体上可以分为直 接发酵法、微生物转化法和酶法。目前微生物直接发酵法成为色氨酸工业化生产的 主流方式。1 工艺论证1.1无菌空气系统微生物在繁殖和耗氧发酵过程中都需要氧气，通常以空气作为氧源。空气中含有各 式各样的微生物，这些微生物随着空气进入培养液，在适宜的条

9、件下，它们会大量繁 殖，消耗大量的营养物质，以及产生各种代谢产物，干扰甚至破坏预定发酵的正常进 行，使发酵产品的效价降低，产量下降，甚至造成发酵彻底失败等严重事故。为保证纯 种培养，必须将空气中的微生物除去或杀死。此外还要求一定的相对湿度和具有一定的 温度。供给发酵用的无菌空气因需克服过滤介质的阻力、发酵液的静压力和管道阻力， 所以常用空气压缩机加压后供给。过滤除菌是目前生物工业生产中最常用、适用的空气除菌方法。生物加工过程中最 常用的获得大量无菌空气的常规方法：一类是介质间孔隙大于微生物直径，故必须有一定厚度的介质滤层才能达到过滤除菌的目的，称为介质过滤或相对过滤或深层过滤。 这类过滤介质有

10、棉花、活性炭、玻璃纤维、有机合成纤维、烧结材料 烧结金属、烧结陶瓷、烧结塑料）；而另一类介质的孔隙小于细菌，含细菌等微生物的空气通过介质， 微生物就被截留于介质上而实现过滤除菌，有时称之为绝对过滤。但常用介质过滤法。 此外，空气经过压缩和在管道输送及经过滤器时的压力和温度的变化，会引起空气相对 湿度改变，一旦发生凝露析水，就会使过滤介质 如棉花）吸湿，使过滤介质除菌效率 大为降低。因此，应把压缩空气中可能析出的水，在接近过滤介质之前除去。空气过滤除菌流程：图1选用两级冷却、分离、加热的空气除菌流程注：第一级冷却：可使大部分水、油结成较大雾粒 通常冷却到3035 C）；第二级冷却：可使空气析出较

11、小的雾粒 通常冷却到2025 C）；第一次分离：分离直径较大，浓度较大的雾粒 直径在 10 um 以上）；第二次分离：分离直径较小的雾粒 直径在5 um以下）；其优点：a. 比较完善的空气除菌流程，可适应各种气候条件，尤其适用潮湿的地区，其他 地区可根据当地的情况，对流程中的设备作适当的增减。能充分地分离油水，使空气 达到低的相对湿度下进入过滤器，以提高过滤效率。b. 特点：两次冷却、两次分离、适当加热。2 次冷却：可以减少油膜污染对传热的影响，能提高传热系数，节约冷却用水2 次分离：可使油、水、雾分离得比较完全。适当加热：可使除水后的空气相对湿度由 100%降到 50%60%。c .首先将进

12、入空气压缩机的空气粗滤。滤去尘灰等固体微粒，这对空气压缩机正 常运行、介质除菌有很大帮助。d. 为防止往复压缩机产生脉动，在流程中需要设置一个或数个贮气罐。e. 无菌过滤，空气除菌系统一般常用两台总过滤器 便于交叉使用）和分过滤器 每个发酵罐一台）相结合的二级过滤装置，以确保空气的 “无菌”。1.2 淀粉的液化和糖化：色氨酸发酵过程中用的是葡萄糖，而所采用的发酵菌种没有分解淀粉的功能， 所以在微生物发酵之前必须将淀粉分解成葡萄糖。目前采用的是喷射液化法和双酶法葡萄糖 生产工艺。工艺流程包括调浆、液化、糖化和过滤。1.2.1调浆：搅拌速度为10 - 20 r/min，加入工艺水和淀粉原料到淀粉浓

13、度为 25%,升温到 50-55 C,调节pH保持在6.0-6.5之间，加入耐高温的 a淀粉酶，用量为10U/（g淀 粉）。1.2.2液化：通入蒸汽到喷射器和维持柱中，预热到 90-95 C后，将淀粉乳泵入喷射器，调节 物料与蒸汽的压力，保持平衡。保持出口的温度在 100-105 C之间，液化的淀粉乳由 喷射器下方卸出，弓I入维持罐。维持过程的温始终要控制在 95-98 C之间，持续时间 为 30 分钟，最终淀粉乳的碘反应呈棕红色，且能迅速扩散。1.2.3糖化：淀粉乳经糖化后，通过螺旋版换热器降温，降至60-62 C,然后进入糖化罐，用10%的硫酸调节来 pH 至 4.2-4.5，再加入糖化酶

14、，其用量为 100U/（g 淀粉）。糖化时 间约为24-48小时，终点前DE值达到最高，提前15-20 min升温至85 C,灭酶5-10 min.1.2.4过滤： 由于糖化过程中的条件比较温和，所以脂肪、蛋白质基本没发生变化，可以用板 框压滤机配上 12-16涤纶过滤布加以过滤。1.3 发酵工艺 色氨酸发酵采用大肠杆菌深层发酵的方式 1.3.1工艺流程斜面培养 f三角瓶麸曲f抱子悬浮液f种子罐f发酵罐f升温絮凝蛋白f发酵 液贮罐1.3.2培养基成份原料a :斜面培养基g/l）牛肉膏3g,蛋白胨10g,Nacl 10g琼脂1520g,PH7.47.6b : 麸曲培养基 麸曲：水 = 1：1c:

15、种子培养基 （NH42SO4 50,淀粉糖50,玉M浆4ml，豆饼水解液2ml， MgSO4 7H2O4, KH2PO4 0.1 ,，FeSQ 7H2O 0.01，MnSO4.H2O 0.01， PH 7.07.2d :发酵培养基 淀粉糖 50，玉 M 浆 22ml，（NH42SO4 40，Phe 0.15，Tyr 0.15，MgSO4 7H2O 0.4，MnSO4 H2O 0.01，FeSO47H2O 0.01，VB1 100 1.3.3工艺条件：制备抱子悬液：在1000 ml三角瓶内装入麸皮40 g和水40 ml，混匀，121 C灭菌30 min。然后接 种，再放入30 C培菌室内进行培养

16、3-4 d，前2天每天混匀2次，抱子完全成熟时就不 用混匀。使用前用无菌水将麸曲中的抱子洗去，倒入接种瓶，接入种子罐。种子罐：灭菌条件121 C、10 min。罐溫冷却至37.5C接入抱子悬浮液。 培养条件：风量0.3 m3/（m3 mi n搅拌转速 200r/min温度37.5C罐压 0.03 MPa移种条件：培养时间为18 h; pH下降到2.0以下，产酸50 g/l ;镜检菌丝，保证生长良好，无 孢子、无杂菌发酵罐：先投料，再间接用蒸汽加热，等罐溫升至80-90 C后，改用3路直接蒸汽，85C保持10 min，待料液温度至37.5C接入种子，接种量4%。培养条件：风量0.18 m3/搅拌

17、转速 80-90 r/min培养温度375C罐压 0.07 MPa放罐条件： 发酵后期进行两次产酸测定，如果相近或有下降趋势即可;且还原糖基本耗完 或者不再消耗还原糖。1.3.4生产技术指标：糖化过程中淀粉糖转化率 %) ：108发酵周期 ：45发酵糖酸转化率 %)：12-15发酵液产酸量 g/l)：80提取收率 %)： 85精制纯度%)： 99每吨成品消耗淀粉量 ： = 1000 1.0X8 X0.57= 615.6kg2）1 t 纯淀粉实际产 100%的色氨酸的量：1000 X108% X15% X85% = 137.7 kg3） 1t工业淀粉 含量86%的玉M淀粉）产100%色氨酸的量：

18、137.7X 86%=118.422 kg3）淀粉单耗：1 t 100%的色氨酸消耗工业淀粉的量 1000 418.422 = 8.444 t1 t 100%的色氨酸理论上消耗纯淀粉的量 1000 415.6= 1.62t4）总收率：137.74615.6= 22.37%5）淀粉利用率：1.62 48.444 = 19.19%6）生产过程总损失：100% - 19.19% = 80.81%7）原料及中间品计算：日淀粉用量 ：8.444 6X.6 = 55.73 t/d日糖化液量 ：55.73 8X6% X108% = 51.76 t/d折合为24%的糖液51.76 424% = 215.67t

19、/d日发酵液量 ： 纯色氨酸量 51.76 X15% = 7.76 t/d折算为80 g/l的发酵液7.76 84 = 97 m3提取色氨酸的量 ：3(7.76 6.6 .4% = 290m32.1.3总物料衡算结果总物料衡算结果 年产10000吨色氨酸)表1总物料衡算结果原料淀粉质原料 玉M淀粉)工程生产1 t 100%色氨酸t/d工业原料8.44455.73糖液 24%) t)32.68215.67色氨酸99%) t)1.016.67色氨酸100%) t)1.006.6发酵液m3)14.7097排出含0.4%色氨酸废母液m3)43.942902.2制糖工序的物料衡算2.2.1淀粉浆量及加水

20、量：淀粉加水比例 125, 1 t1000 kg)工业淀粉产生淀浆量1000X 0.25% = 8.75 kg2.2.4CaCb 量：3500 X0.25% = 8.75 kg2.2.5糖化酶量：用液体糖化酶3500 X.25% = 8.75 kg2.2.6糖化液产量1000 X86% X108% 4% = 3870 kg24%糖液的相对密度为1.093870 T09 = 3551 L227脱色用活性炭用量：为糖液0.15%3870 0.15% = 5.8 kg2.2.8滤渣产量 含水80%的废活性炭)：5.8 (1 - 80%) = 29 kg2.2.9生产过程进入蒸汽和洗水量：3870 +

21、 29 3500 8.75 + 8.75 + 8.75 + 5.8 = 366.95 kg 2.2.10衡算结果：根据总物料衡算，日投入淀粉55.73 t,物料衡算汇总表如下表2制糖工序物料衡算汇总表进入系统离开系统工程物料比例Kg)日投料量Kg)工程物料比例Kg)日产料量1000 kg淀粉，得到24%的糖液3870 kg。发酵初始糖浓度为170 g/l,其数量为3870 4% (7% .06 = 5792 kg(2配料：按放罐发酵液体积计算5464*17%/13.3%） =6984 L133 g/l 为终糖浓度）玉 M 浆6984 0.2% = 21.0 kg无机盐6984 0.75% X

22、52.4 kg配料用水：配料时培养基中含糖量不低于 19%，向24%的糖液中加水量24%） /19%-3870 =1018.5 kg（3灭菌过程中加入蒸汽量及补水量：5792 3870 1018.5 14.0 21.0 52.4 = 816.1kg2.3.2接种量：6984 X1%W/V） = 69.84 L69.84 X.06 = 74 kg2.3.3发酵过程中pH调节用HNO3,为发酵液体积的1.5%6984 X1.5% = 104.8 kg2.3.4加消泡剂的数量为发酵液的0.05%6984 X.05% = 3.5 kg消泡剂的相对密度为0.83.5 .8 = 4.375 L2.3.5发

23、酵过程从排风带走的水分进风 25 C,相对湿度（T = 70% 水蒸气分压 18 mmHg1 mmHg=133.322 Pa）, 排风32 C,相对湿度（T = 100%水蒸气分压27 mmHg。进罐空气的压力为1.5大气 压 表压）1大气压=1.01325 105 Pa）,排风0.5大气压 则带走的水量：6984 X）.18 1000 0 0 X.157 01 = 34.9kg式中1.157为32 C时干空气密度Kg/m3）假设过程分析、放罐残留及其他损失30 kg10 / 415792+ 74+ 104.8+ 3.5 34.9 30 = 5909.4 kg2.3.7衡算结果汇总年产2000

24、吨色氨酸日投工业原料55.73 t，连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总表如下：表3连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表进入系统离开系统物料比例工程物料比例kg)t/d工程kg)t/d24%糖液3870215.67发酵液5909.4329.32玉M浆14.00.78空气带走水分34.91.945M糠21.01.17无机盐52.42.92过程分析、配料水1018.556.76放罐残留及301.67火菌过程进816.145.48其他损失蒸汽及水种量744.124HNO3104.85.84消泡剂3.50.195累计5974.3332.945974.3332.942.4色氨酸提取的物料衡算2.4.1 发酵液数

25、量：6984 L，5909.4 kg2.4.2色氨酸产量：（1分离前100%的色氨酸的量：69848%=558.72 kg（2分离后色氨酸的量：100% 色氨酸的量：558.72 85% = 474.9 kg99% 色氨酸的量：474.9 99% = 479.7 kg2.4.3脱色加入活性炭5%）:479.7 5% = 24.0 kg244废湿活性炭的量 含水75%):24.0 1-75%) = 96 kg2.4.5浓缩时蒸发水量 浓缩后浓度为40%):则558.72 0% = 1396.8 L,蒸发水量 5909.4 1396.8 X16 = 4289 kg2.4.6离子交换除去离子数量 达

26、96%)49.1 96% = 47.14kg2.4.7母液数量 母液含色氨酸4 g/l)558.72 474.9) 0.4% = 20955 kg2.4.8色氨酸分离水洗量：479.7 20% = 95.94 kg2.4.9色氨酸提取回收加水量：20955+ 479.7+ 96 + 47.14+ 4289 5909.4 24.0- 95.94 = 19837.5 kg2.4.10物料衡算结果：根据以上计算，再乘以55.73t日淀粉数及得出每日之物料量，汇总列如下表。表4色氨酸提取工序物料衡算汇总表进入系统工程离开系统工程物料比例Kg)t/d物料比例Kg)t/d发酵液5909.4329.3299

27、%色氨酸479.726.73活性炭241.34母液209551167.78分离洗水量95.945.35湿炭965.35回收加水量19837.51105.51离子47.142.63蒸发水4289239.02累计25866.841441.51256866.841441.513 热量衡算3.1 液化工序热量衡算3.1.1 一次液化加热蒸汽耗量 / (I-入式中：G淀粉浆量kg/h)c淀粉比热容kg/kg?K)ti浆料初温20 + 273 = 293 K)t2液化温度 入加热蒸汽凝结水的焓，在368 K时为398 kJ/kg1)淀粉浆量G：根据物料衡算，日投入淀粉 55.73 t，连续液化55.73

28、/24 =2.32 t/h，加水比为1 : 2.5淀粉浆量为 2320X3.5 =8120 kg/h X 86%X 100% =24.57%X粉浆干物质含量水一水的比热容，4.18 kJ/(kg?K T = 1.55X24.57/100 + 4.18 4)蒸汽用量：D1 = 8120 X3.53X95-20) /(2738 - 611 = 673.80 kg/h以上两次合计，平均量 918.71+ 673.80= 1592.51kg/h每日用量 1.593324 = 38.23t/d3.1.3液化液冷却用水量使用板式换热，将物料有145C降至60 C,使用二次水，冷却水进口温度 20C, 出口

29、温度50C,需冷却水量W)W = 8120 + 918.71)3 3.53 3145 - 60)/( = 21627kg/h 即 519.0t/d3.2 糖化工序热量衡算由前面物料衡算知，日产24%糖液215.67 t,相对密度为1.09g儿贝加液体积：V = 215.67/1.09 = 197.86 m3糖化操作周期为 30 h,其中糖化时间24 h,糖化罐100 m3,装料80 m3,需糖化罐197.86/80 33/24 = 3.1个，取4个罐3.2.1糖化后加热灭酶用蒸汽量：在 100 C 时启 419 kJ/kgD灭=8120 3.53 100-60) /2738-419) =494

30、kg/h要求在20 min内使糖化液有60 C升至100 C贝：蒸汽高峰量： 494360/20 =1482kg/h=1.482t/h3.2.2冷却使用板式换热：糖化液有 灭酶后)95 C降至40 C,用二次水冷却，冷却水进口温度 20 C,出口45 C,平均用水量：W =8120 + 918.71 +494)33.53 395-40) /45-20 )34.18) =17711kg/h 3.2.3每日糖化罐同时运转：3.677 325/30 =3.06 罐每日投 放)料罐次：197.86/16 =12.37罐次3.2.4要求在2 h把80 m3糖液冷却至40 C,高峰用水量：17711/81

31、20 + 918.71 +494)3 80000 31.09/2 = 81005.3kg/h每日冷却水量：2卷1.01为2.37= 2004.19 t/d3.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算3.3.1培养液连续灭菌用蒸汽量：发酵罐200 m3，装料系数 0.7，每罐产纯色氨酸的量：230X 0.7X 8% X 85% =10.95 t年产2000 t色氨酸， 日产 6.6 t发酵操作时间40 h其中发酵时间30 h),需发酵罐台数 6.6/10.95X 40/24 =1.005台，取2台每日投放)料罐次： 6.6/10.95=0.60罐日运转： 1.005X 30/40 =0.75罐 每罐初始体

32、积 161m3 ,糖浓度170 g/l, 灭菌前培养基含糖 20%，其数量： 161X 17%/20% =137 t灭菌加热过程中用0.4 MPA表压蒸汽I =2743 kJ/kg,使用板式换热器将物料由20 C升至45 C, 每罐灭菌时间为 1 h，输料流量 137/1 =137 t/h 消毒灭菌用蒸汽量：D = 137000 X 3.97X120-75) /2743-120X 4.18) =10920 kg/h=262.08t/d 注： 3.97糖化液的比热容 kJ/kg?K) 每日蒸汽用量： 262.08X 1 X4=1048.32 t/d平均量： 1048.32 /24 =43.68

33、t/h3.3.2培养液冷却水用量：120 C热料通过与生料热交换降至80 C,再用水冷却至35 C,冷却水由20 C升 至45 C,计算冷却水用量：W = 137000 X 3.97X 80-35) /45-20)X 4.18) = 234211kg/h 5621 t/d 全天用水量： 5621X 1 X4 = 22484t/d3.3.3.1 发酵罐体加热 ：200 m 3 ， 1Cr18Ni9 的发酵罐体重约 34.3 t ，冷却水排 管重约 6 t， 比热容 0.5 kJ/(kg?，用0.2 Mpa表压由20 C升至127 C，其蒸汽量为：34300+6000) X0.5 127-20)

34、/p加热蒸汽密度vkg/m3) ,0.2 Mpa表压下为1.6223.3.3.3 灭菌过程的热损失 ：辐射与对流联合给热系数 a罐外壁温度70 Ca =33.9 + 0.19 7X-20) =43.4 kJ/m2?h?) 200m3发酵罐发酵表面积为157.1 m2，耗用蒸i汽量D损=157.1 43.4 X70-20) /2718-127 X.18) =156 kg3.3.3.4 灭菌过程蒸汽渗漏 ： 去总蒸汽消耗量的 5%，空罐灭菌整齐消耗量为 986+324.4+156)/1-0.05)=1544 kg/h 每空罐灭菌1 h,用蒸汽量：1544X1 =1544 kg罐 每日用蒸汽量： 1

35、544 X4 =6176 kg/d3.3.4发酵过程产生的热量及冷却水量 通过冷却水带走的热量进行计算。 在最热的季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进出口温度，然后即可算出最大发酵热Q最大=4.18冷却水用量kg/h) t出-t进)/发酵液总体积以200 m3发酵罐，装液量161m3,使用新鲜水，冷却水进口温度15 C,出口温度20 C,冷却水用量W = Q 最大 161/20-15)X 4.18) =1.75 104 X161/5 來18 ) =1.35 X105kg/h=135 t/h日运转0.75台，高峰用水量135 X0.75=101.25t/h日用水量：101.25 0.8 24

36、=1944 t/d注： 0.8各罐发热状况均衡系数3.4 色氨酸浓缩结晶的热量衡算年产2000t色氨酸，日产100%的色氨酸6.6t，选用8吨机械搅拌内热式真空结晶 罐，浓缩操作周期为20 h，其中辅助时间为4h，每罐产100%色氨酸3吨，需结晶罐台 数：6.6/3-0.4)= 2.54台，取3台注：0.4每罐投入晶种数t) Q来料=1.16 + 11 便3) X3.5 35 为0 3=2.23 采06 kJ 加水带入热量q来水=1.6 X.1835 X03=2.34 X05 kJ 晶种带入热量：晶种比热容1.6kJ/kg?Q来晶=400 X1.620 =1.28104kJ 结晶放热：结晶热为

37、12kJ/molQ 晶热=3-0.4)X 105 X12 /130 =2.4105kJ 母液带走热量：分离母液3.84m3折算为相对密度1.26时，4.84t,比热容为2.8kJ/(kg?Q母=3.84 103 X2.8 K26 70 =9.48 105 kJ 随二次蒸汽带走的热量37Q二蒸=10 = 2.9410 kJ 随结晶色氨酸带走热量Q出晶=3 X1000 1.6770 =3.51 105kJ需外界供给热量：Q =Q母+Q二蒸+Q出晶)-Q来料+Q来水+Q来晶+Q晶热)= 9.48105+2.94107+3.51 105) -107/2717-53.5 0.95) = 10577 kg

38、/罐次每罐浓缩结晶时间16 h,每小时耗蒸汽高峰值：10577/16 = 661.1kg/h 3台罐661.1=1679 kg/h每日用蒸汽量： 10577 2.54=26865.58 kg/d = 26.87t/d 平均每小时用蒸汽量： 26865.58/24=1119.4kg/h=1.12t/h3.4.2冷却二次蒸汽所消耗冷却水量3.4.2.1 二次蒸汽数量,即水蒸发速度 1000 (2626-45 4.18/ 4.18=27000 kg/h = 27 t/d 3台罐高峰用水量： 27 3 = 81 t/h 全日用水量： 27 16 12.69 = 5482 t/d平均用水量： 5482/

39、24 = 228.42 t/h3.5 干燥过程热量衡算 5分离后湿色氨酸含水2%,干燥后达到0.2%4，进加热器空气为20 C,相对湿度 70%,通过加热器使空气升至70 C,从干燥器出来的空气为55 C。年产2000吨色氨酸,日产湿色氨酸 6.67吨,两班生产 16 h, 6.67/16 = 0.42 t/h 干燥水分量： 1000 2% - 6.6 10000.2%) /16 = 7.5kg/h注2: 20 C空气湿含量 =70% ,X0 =0.012 kg/kg干空气，10 =50 kJ/kg干空气，加 热到 70 C, I1 = 98.5kJ/kg干空气用公式： =Q物料+Q损失-Q初

40、温式中： 空气经干燥后的热量变化, kJ/kg11 出空气加热器之空气热焓, kJ/kg12 出干燥器之空气热焓, kJ/kgl0 冷空气热焓, kJ/kgX 0 空气湿含量，kJ/kg干空气X1 进干燥器之空气湿含量，kJ/kg干空气X2 出干燥器之空气湿含量，kJ/kg干空气Q物料物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量，kJ/kgQ损失加热物料所耗热量，kJ/(kg水Q初温一损失热量，为有效热量的10%Q物料=2.1 X10 X55-2O)X 0.4 4.18/7.5 =163.86 kJ/kg水Q损失=0.1 4595 X.18+0.47 X X.18 +324 -.18 X0=283

41、.6 kJ/kg水 =20 418 -63.86-283.6= 63.86 kJ/kg水设 X2 =0.017，I2 = I1 + XX2-X1) =98.5+-363.86) 0.017-0.012) =96.68kJ/kg干空气空气耗量:7.5/0.017-0.012) = 1500 kg/h耗用蒸汽量：使用0.1Mpa表压蒸汽加热，损失按15%计算D =1.15/2705.8-503.8) =37.99kg/h每日用蒸汽量：37.99 X16 =607.84kg/d=0.61t/d平均每小时用蒸汽量：607.84/24 =25.33kg/h=0.026t/h3.6生产过程耗用蒸汽衡算汇总

42、表5生产过程耗用蒸汽汇总表生产工序日用量t/d平均量t/h液化38.231.593糖化35.571.482精制26.871.12干燥0.610.0264.水平衡4.1 糖化工具用水4.1.1配料用水日投淀粉 55.73 t,加水比为 1: 2.5,用水量：55.73X 2.5/3.5） =39.81 t/d因连续生产，平均用水量 =高峰用水量=39.81/24=1.66 t/h（用新鲜水 4.1.2液化冷却水用水量平均量=高峰用水量=519.0 t/d用二次水）4.1.3糖液冷却用水量：每日冷却用水量 2004.19 t/d, 平均量 2004.19/24=83.51 t/d4.2 连续灭菌工

43、序用水量4.2.1配料用水：糖液含糖24% ,加水配成20%糖液137t/h,每罐料需加水 新鲜水）137XV1- 20%/24%） = 22.83 t。每日投料按 0.75罐次计算，需水 0.75X 22.83=17.12 t/d，平均量：17.124 /24=0.71 t/h。要求在 20 min 内加水 22.83t,所以高峰量：22.83X 60/20=68.49 t/h4.2.2冷却水用量 用二次水）高峰量5621 t/d,日用量22484 t/d,平均量936.83t/h4.3 发酵工序用水量 使用新鲜水）日用水1944 t/d,平均量81t/h,高峰量101.25 t/h。4.4

44、 提取工序用水量4.4.1色氨酸分离及冲洗水日用量 ： 5.35t 4.4.2洗交换柱用水：用二次水）配稀酸碱用水365t/d ,洗低馏分用水230t/d ,再生处理柱用水 1365t/d，合计 1960 t/d.4.4.3洗废炭用水 用二次水）： 45 t/d 4.4.4接近过程加水 食用冷凝水）：3台罐每台加水1.6t，共3X 1.6=4.8t/d4.5 动力工序用水量：锅炉用水 新鲜水)550t/d，空压机，冷冻机及其他循环水1850t/d4.6用水量汇总新鲜水只供配料和发酵冷却用，由发酵冷却后之水称为二次水，供洗柱、配稀酸稀碱和补充于循环水中。精制及动力冷却水采取循环使用方法。耗水量计算汇总：新鲜水：高峰量：1.66 + 68.49 + 101.25 +5.35+ 550/24 =199.7 t/h平均量：1.66 + 0.71 + 81 + 5.35+ 550/24 = 111.6 t/h日用量：2678.4 t/d循环水：高峰用水81 t/h,日用水5482 t/d,平均用水228.42 t/h凝结水：4.8 t/d,平均0.2 t/h表6用水量衡算汇总表工序设备新鲜水10 C)二次水20 C)循环水30 C)配料39.81液化冷却519.0糖化冷却83.51火菌配料68.49冷却22484发酵冷却1944