年产1200吨青霉素钠盐发酵车间工艺初步设计

1、 四川理工学院毕业设计年产1200吨青霉素钠盐发酵车间工艺初步设计学 生：学 号：专 业：生物工程班 级：2011.5指导教师： 四川理工学院生物工程学院2015年6月四 川 理 工 学 院毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目： 年产1200吨青霉素钠盐发酵车间工艺初步设计 学院： 生物工程学院 专业： 生物工程 班级： 2011.5 学号： 学生： 指导教师： 教研室主任 （签名）二级学院院长 （签名）1毕业设计（论文）的主要内容及基本要求（1）生产车间工艺论证；（2）生产工艺计算（物料衡算、能量衡算）；（3）车间设备设计选型及车间布置设计；（4）图纸绘制要求：工艺流程图；生产车间带控制点

2、工艺流程图； 生产车间平、立面布置图。（5）撰写设计说明书一份；（6）产品规格： 青霉素钠盐 ；（7）生产安排：年生产天数为 280天 ；（8）淡旺季生产任务比例： 无淡旺季 ； 2指定查阅的主要参考文献及说明（1）吴思方.发酵工厂工艺设计概论M.北京：中国轻工业出版社.2005；（2）梁世中.生物工程设备M.北京：中国轻工业出版社.2005；（3）姚玉英.化工原理(上、下)M.北京：天津大学出版社.1999；（4）陆敏. 化学制药工艺与反应器M.北京：化学工业出版社.2005；（5）季阳萍.化工制图M.北京：化学工业出版社.2009；3进度安排设计（论文）各阶段名称起 止 日 期1查阅资料，

3、初步拟定设计方案03月10日-03月20日2生产工艺论证及工艺参数的选择03月21日-04月12日3工艺计算04月13日-04月24日4车间设备设计、选型及车间布置设计04月25日-05月15日5图纸绘制05月16日-05月29日6设计说明书修订、排版及装订05月30日-06月8日7毕业答辩6月中旬摘要 摘 要 本毕业设计以青霉素G钠为背景，进行年产1200吨青霉素钠盐发酵车间工艺初步设计，为了实现产黄青霉菌种放大培养的平稳过渡，设计采用目前主流的三级发酵工艺进行青霉素的生产，菌种经种子发酵罐扩培后进入二级种子发酵罐再进入发酵罐。经工艺论证，种子罐和二级种子罐培养基一次性加入，发酵罐采用补料分

4、批发酵以保证产黄青霉的健康生长。经工艺计算，设计选用2台一级种子罐、3台二级种子罐、6台发酵罐。厂房采用三层设计，在不同层放置不同类型的罐体，以满足生产需要。在本设计充分考虑了理论设计量的合理性，又兼顾实际生产中的可行性，分析了发酵控制因素，对物料、能量等进行了计算，力求让设计完整及准确无误。关键词：青霉素；发酵；分批；工艺；生产Abstract The design penicillin G sodium as the background, conduct an annual output of 1,200 tons sodium penicillin fermentation plant

5、 preliminary design process, in order to achieve P. Chrysogenum strain amplifying cultured smooth transition, the design with the current mainstream of the three fermentation production of penicillin , strain through seed fermentation seed after expanding culture into the secondary fermentation and

6、then into the fermentation. By craft demonstration, seed pots and secondary seed medium was added in one jar fermentation fed-batch fermentation in order to ensure the healthy growth of P. chrysogenum. By process calculation, design selection 2 seed pots, three two seed pots, six fermentation tanks.

7、 Plant uses three design, put different types of tanks in different layers, in order to meet production needs. In this design, the design fully consider the theoretical amount of rationality, but also take into account the actual production of the feasibility of materials, energy and fermentation co

8、ntrol factors calculations carried out, to let the design is complete and accurate.Key words: Penicillin; fermentation; volume; process; productionI目录目 录摘 要IAbstractII第一章 绪论11.1 青霉素的发现11.2 青霉素发展历程11.3 青霉素市场分析21.4 青霉素分子结构及分类21.5 青霉素的单位31.6 作用机理31.7 青霉素的应用41.8 产品药理4第二章 工艺设计52.1 青霉素的生产原料52.1.1 菌种52.1.2

9、 培养基52.2 青霉素发酵过程52.2.1 菌体生长阶段52.2.2 青霉素合成阶段62.2.3 菌体自溶阶段62.3 生产工艺62.3.1 天然青霉素的生产方法62.3.2 半合成青霉素的生产方法72.4 常见发酵方式72.4.1 分批发酵82.4.2 连续发酵82.4.3 补料分批发酵92.5 工艺特点102.6 工艺流程112.7 发酵过程优化控制112.7.1 发酵过程中温度的控制112.7.2 发酵过程中pH的控制112.7.3 发酵过程中溶解氧的控制122.7.4 发酵过程中菌丝浓度的控制122.7.5 发酵液质量控制13第三章 工艺计算143.1 主要基础数据:143.2 发酵

10、罐设计技术指标153.3 物料衡算153.4 能耗计算193.4.1 水193.4.2 蒸汽213.4.3 空气21第四章 设备设计及选型234.1 主要设备设计及选型234.1.1 发酵罐234.1.2 二级种子罐304.1.3 一级种子罐364.2 附属设备设计及选型414.2.1 贮罐414.2.2 液体输送设备选型444.2.3 空气粗过滤器454.2.4 空气压缩机选型454.2.5 发酵罐物料管道选型464.2.6 二级种子罐物料管道选型484.2.7 一级种子罐物料管道选型50第五章 车间布置535.1 生产车间布置说明535.2 设备安装54第六章 环境保护556.1 生产过程

11、中“三废”排放情况556.2 处理方案556.3 噪声控制55参考文献56致谢57I第一章 绪论第一章 绪论1.1 青霉素的发现 青霉素是一种高效、低毒、临床应用广泛的重要抗生素。它的研制成功大大增强了人类抵抗细菌性感染的能力，带动了抗生素家族的诞生。20世纪40年代前，人们一直未能掌握一种能高效治疗细菌性感染且副作用小的药物。为改变这种局面，科学家进行了长期探索，然而在这方面所取得的突破性进展却源自一次意外发现。1928年，英国细菌学家弗莱明发现一个与空气意外接触过的金黄色葡萄球菌培养皿中长出了一团青绿色霉菌。用显微镜观察培养皿时发现，霉菌周围的葡萄球菌菌落已被溶解。这意味着霉菌中某种分泌物

12、能抑制葡萄球菌。此后的鉴定表明，上述霉菌为点青霉菌，因此弗莱明将其分泌的抑菌物质称为青霉素。1940年，英国弗洛里和钱恩进一步研究此菌，并从培养液中制出了干燥的青霉素制品。经实验和临床试验证明，它毒性很小，并对一些革兰氏阳性菌所引起的许多疾病有卓越的疗效。此后一系列临床实验证实了青霉素对白喉杆菌、链球菌等多种细菌感染的疗效。在这些研究成果的推动下，美国制药企业于1942年开始对青霉素进行批量化生产。到了1943年，制药公司已经发现了批量生产青霉素的方式。当时美国和英国正在和纳粹德国交战。这种新的药物对控制伤口感染有显著疗效。到1944年底，青霉素药物的供应已经足够治疗第二次世界大战期间所有参战

13、的盟军士兵。1945年，弗莱明、弗洛里和钱恩因“发现青霉素及其临床效用”而共同荣获诺贝尔生理学或医学奖。1.2 青霉素发展历程1953年5月，中国第一批国产青霉素诞生，揭开了中国生产抗生素的历史。在1996年得到迅速扩展，当时全球青霉素原料药年产销量达4万吨左右，其中中国的青霉素在国际市场的份额占到30%，且出口量猛增。上世纪80年代以后，世界青霉素生产格局悄然发生了变化，这缘于中国与印度抗生素工业的崛起。在此之前，欧洲根本不把亚洲制药工业放在眼里，因为当时亚洲尚无现代化工业可言，更何况制药工业了。1978年，我国实行以市场化为导向的改革开放新政策，我国的制药工业以前所未有的速度高速发展，到2

14、0世纪80年代末、90年代初，我国生产的青霉素工业盐已占了世界总产量的三分之一。1.3 青霉素市场分析 目前世界青霉素年需求量为5万吨左右，但直接作为注射剂使用的青霉素G和作为口服剂使用的青霉素V仅占全部青霉素产品的20%，另外3%5%作为饲料添加剂或兽药使用外，大部分青霉素是作为制备7-氨基脱乙酰氧基头孢烯酸、6-氨基青霉素烷或氯亚甲基头孢烯母核的原料，通过这些母核中间体转化成高附加值产品推向市场。上述三种产品占抗感染药物原料药的78%，用于生产这些半合成产品所需消耗的青霉素约占全部产量的四分之三。 青霉素是中国化学原料主要品种之一。上世纪80年代后，世界青霉素生产格局发生了翻天覆地的变化。

15、中国青霉素工业盐的产量从90年代的初的约占世界总产量的三分之一逐步增加到目前的90%以上。中国青霉素行业发展迅速。目前中国青霉素工业盐产能已达10万吨/年，而每年全球需求量也只有56万吨，将青霉素作为制备其他抗生素母核的原料，让绝大部分抗生素品种摆脱了依赖进口的局面。面对国际市场对青霉素产品的需求的减弱和国内市场抗生素产品的升级，可知我国的青霉素需求量还是呈上升趋势。1.4 青霉素分子结构及分类青霉素是6氨基青霉烷酸（6-aminopenicillanic acid， 6-APA）苯乙酰衍生物。侧链基团不同，形成不同的青霉素，主要是青霉素G。工业上应用的有钾、钠、普鲁卡因、二苄基乙二胺盐，其在

16、水中溶解度很小，且很快失去活性。青霉素的分子通式为：RC9O4H11 N2 S结构通式可表示为下图：图1-1 青霉素结构通式然而青霉素发酵液中含有5种以上天然青霉素（如青霉素F、G、X、K、F和V等），它们的差别仅在于侧链R基团的结构不同，其中青霉素G在医疗中用得最多，它的钾或钠盐为治疗革兰氏阳性菌的首选药物，对革兰氏阴性菌也有强大的抑制作用。1.5 青霉素的单位目前国际上青霉素活性单位表示方法有两种：一是指定单位（unit）；二是活性质量（g），最早为青霉素规定的指定单位是：50mL肉汤培养基中恰能抑制标准金葡萄菌生长的青霉素量为一个青霉素单位。在以后，证明了一个青霉素单位相当于0.6g青霉

17、素钠。因此青霉素的质量单位为: 0.6g青霉素钠等于1个青霉素单位。由此，1mg青霉素钠等于1667个青霉素单位(unit)。1.6 作用机理 有研究认为，青霉素的抗菌作用与抑制细胞壁的合成有关1。细菌的细胞壁是一层坚韧的厚膜，主要由多糖组成，也含有蛋白质和脂质，用以抵抗外界的压力，维持细胞的形状。细胞壁的里面是细胞膜，膜内裹着细胞质，青霉素作用于-内酰胺类细菌的细胞壁。革兰氏阳性菌细胞壁的组成是肽聚糖占细胞壁干重的5080（革兰氏阴性菌为110）、磷壁酸质、多糖、脂蛋白和蛋白质。其中肽聚糖是一种含有乙酰基葡萄糖胺和短肽单元的网状生物大分子，在它的生物合成中需要一种关键的酶即转肽酶。青霉素作用

18、的部位就是这个转肽酶。现已证明青霉素内酞胺环上的高反应性肽键受到转肽酶活性部位上丝氨酸残基的羟基的亲核进攻形成了共价键，生成青霉噻唑酰基-酶复合物，从而不可逆的抑制了该酶的催化活性。通过抑制转肽酶，青霉素使细胞壁的合成受到抑制，细菌的抗渗透压能力降低，引起菌体变形，破裂而死亡。即作用机理是干扰细菌细胞壁的合成。因为青霉素的结构与细胞壁的成分粘肽结构中的D-丙氨酰-D-丙氨酸近似，可与后者竞争转肽酶，阻碍粘肽的形成，通过抑制细菌细胞壁四肽侧链和五肽交连桥的结合而阻碍细胞壁合成而发挥杀菌作用。造成细胞壁的缺损，使细菌失去细胞壁的渗透屏障，对细菌起到杀灭作用。对革兰阳性球菌及革兰阳性杆菌、螺旋体、梭

19、状芽孢杆菌、放线菌以及部分拟杆菌有抗菌作用。对溶血性链球菌等链球菌属，肺炎链球菌和不产青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。对肠球菌有中等度抗菌作用。对流感嗜血杆菌和百日咳鲍特氏菌亦具一定抗菌活性，对梭状芽孢杆菌属、消化链球菌、厌氧菌以及产黑色素拟杆菌等具良好抗菌作用。 1.7 青霉素的应用临床应用：40多年来，主要控制敏感金黄色葡糖球菌、链球菌、肺炎双球菌、淋球菌、脑膜炎双球菌、螺旋体等引起感染，对大多数革兰氏阳性菌（如金黄色葡萄球菌）和某些革兰氏阴性细菌及螺旋体有抗菌作用。优点：毒性小，但由于难以分离除去青霉噻唑酸蛋白（微量可能引起过敏反应），需要皮试。1.8 产品药理青霉素为内酰胺抗生素对

20、革兰阳性菌及某些革兰阴性菌有较强的抗菌作用，金黄色葡萄球菌(金葡菌)、肺炎球菌、淋球菌及链球菌等对本品高度敏感；脑膜炎双球菌、破伤风杆菌、白喉杆菌及梅毒螺旋体也很敏感。主要用于敏感菌引起的各种急性感染，如肺炎、支气管炎、脑膜炎、腹膜炎、心内膜炎、脓肿、败血症、蜂窝组织炎、乳腺炎、淋病、回归热、钩体病、梅毒、白喉及中耳炎等。对溶血性链球菌等链球菌属，肺炎链球菌和不产青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。对肠球菌有中等度抗菌作用，淋病奈瑟菌、脑膜炎奈瑟菌、白喉棒状杆菌、炭疽芽孢杆菌、牛型放线菌、念珠状链杆菌、李斯特菌、钩端螺旋体和梅毒螺旋体对本品敏感。本品对梭状芽孢杆菌属、消化链球菌厌氧菌以及产黑色

21、素拟杆菌等具良好抗菌作用，通过抑制细菌细胞壁合成而发挥杀菌作用。3第二章 工艺设计第二章 工艺设计2.1 青霉素的生产原料2.1.1 菌种 常用菌种为产黄青霉（ Pen chrysogenum ）。当前生产能力可达5000090000/ml。按其在深层培养中菌丝的形态，可分为球状菌和丝状菌。今常用绿色丝状菌为代表。2.1.2 培养基培养基成分为： 碳源  青霉菌能利用多种碳源和乳糖、蔗糖、葡萄糖等。目前普遍采用淀粉经淀粉酶水解的葡萄糖糖化液（DE值50%以上）进行流加。 氮源  选用玉米浆、玉米饼粉等并补加无机氮源。 前体  微生物合成含有苄基基团的青霉素G，需在

22、发酵中加入前体如苯乙酸或苯乙酰胺。一次加入量不能大于0.1%，并采用多次加入方式。 无机盐  包括硫、磷、钙、镁、钾等盐类。铁离子对青霉菌有毒害作用，应严格控制发酵液中铁离子的含量在30 /ml以下。2.2 青霉素发酵过程 青霉素发酵过程中的代谢变化分为菌体生长、青霉素合成和菌体自溶三个阶段22.2.1 菌体生长阶段 发酵培养基接种后生产菌在合适的环境中经过短时间的适应，即开始发育、生长和繁殖，直至达到菌体的临界浓度。这个阶段主要是碳源（包括糖类、脂肪等）和氮源的分解代谢，以及菌体细胞物质的合成代谢变化，前者的代谢途径和后者有机地联系在一起，碳源、氮源和磷酸盐等营养物质不断被消耗，新

23、菌体不断合成。随着菌体浓度的不断增加，摄氧率不断增大，溶解氧水平不断降低。当达到菌的临界浓度时，摄氧率达到最大，溶解氧降至最小。当营养物质的消耗达到一定程度，菌体生长达到一定浓度，或者溶解氧的供应下降到某一水平，即成为限制因素时，菌体生长速度减慢；同时，由于菌体的某些中间代谢产物的迅速积累、原有的酶活力下降以及出现与抗生素合成有关的新酶等原因，导致生理阶段的转变，发酵就从菌体生长阶段转入青霉素合成阶段。2.2.2 青霉素合成阶段 这个阶段主要合成青霉素，青霉素的生产速率达到最大，并一直维持到青霉素合成能力衰退。在这个阶段，菌体重量有所增加，但产生菌的呼吸强度一般无显著变化。这期间以碳源和氮源的

24、分解代谢和青霉素的合成代谢为主，前者的代谢途径和后者有机地联系在一起，碳源、氮源等营养物质不断消耗，青霉素不断合成。此外，由于存在着抗生素合成和菌体合成二条不同的代谢途径，需要严格控制发酵条件，以利抗生素合成代谢的进行。一般在这个阶段，发酵液中碳源、氮源和磷酸盐等营养物质的浓度必须控制在一定范围内，才有利于青霉素合成；如果这些物质过多，则只会促进菌体生长，抑制青霉素合成；如果这些物质过少，则菌体容易衰老，青霉合成能力也会衰退，对生产不利。除此之外，发酵液的pH 值、温度和溶解氧浓度等都会影响发酵过程中的代谢变化，进而影响青霉素产量，必须予以严格控制。 此阶段一般又称为青霉素分泌期或发酵中期。

25、2.2.3 菌体自溶阶段 这个阶段菌体衰老，细胞开始自溶，合成青霉素能力衰退，青霉素生产速率下降，氨基氮增加，pH上升。此时发酵必须结束，否则不仅会使青霉素受到破坏，还会给发酵液过滤和提炼带来困难。 此阶段一般又称为菌体自溶期或发酵后期。2.3 生产工艺 青霉素的生产方法有产天然青霉素法和青霉素半合成法。2.3.1 天然青霉素的生产方法天然青霉素G生产可分为菌种发酵和提取精制两个步骤。菌种发酵：将产黄青霉菌接种到固体培养基上，在25 下培养710天，即可得青霉菌孢子培养物。用无菌水将孢子制成悬浮液接种到种子罐内已灭菌的培养基中，通入无菌空气、搅拌，在27 下培养2428h，然后将种子培养液接种

26、到发酵罐已灭菌的含有苯乙酸前体的培养基中，通入无菌空气，搅拌，在27 下培养7天。在发酵过程中需补入苯乙酸前体及适量的培养基。提取精制：将青霉素发酵液冷却，过滤。滤液在pH22.5的条件下，于萃取机内用醋酸丁酯进行多级逆流萃取，得到丁酯萃取液，转入pH7.07.2的缓冲液中，然后再转入丁酯中，将此丁酯萃取液经活性炭脱色，加入成盐剂，经共沸蒸馏即可得青霉素G钾盐。青霉素G钠盐是将青霉素G钾盐通过离子交换树脂（钠型）而制得。2.3.2 半合成青霉素的生产方法以6APA为中间体与多种化学合成有机酸进行酰化反应，可制得各种类型的半合成青霉素。 6APA是利用微生物产生的青霉素酰化酶裂解青霉素G或V而得

27、到。酶反应一般在4050 、pH810的条件下进行；近年来，酶固相化技术已应用于6APA生产，简化了裂解工艺过程。6APA也可从青霉素G用化学法来裂解制得，但成本较高。侧链的引入系将相应的有机酸先用氯化剂制成酰氯，然后根据酰氯的稳定性在水或有机溶剂中，以无机或有机碱为缩合剂，与6APA进行酰化反应。缩合反应也可以在裂解液中直接进行而不需分离出6APA。 因产天然青霉素法生产工艺较半合成青霉素法简单，而且采用发酵罐培养，每批次生产效率高，而半合成法对工艺要求较高，且中间物质较多，可能存在生产中中间体转化不完等因素，而且成本较高，所以本设计采用天然青霉素的生产方法。2.4 常见发酵方式 根据操作方

28、式的不同，发酵过程主要有分批发酵、连续发酵和补料分批发酵三种类型。12.4.1 分批发酵 营养物和菌种一次加人进行培养，直到结束放出，中间除了空气进人和尾气排出，与外部没有物料交换。传统的生物产品发酵多用此过程，它除了控制温度和pH及通气以外，不进行任何其他控制，操作简单。但从细胞所处的环境来看，则明显改变，发酵初期营养物过多可能抑制微生物的生长，而发酵的中后期可能又因为营养物减少而降低培养效率，从细胞的增殖来说，初期细胞浓度低，增长慢，后期细胞浓度虽高，但营养物浓度过低也长不快，总的生产能力不是很高。 其优点是：对温度的要求低，工艺操作简单；比较容易解决杂菌污染和菌种退化等问题；对

29、营养物的利用效率较高，产物浓度也比连续发酵要高。缺点是：人力、物力、动力消耗较大；生产周期较短，由于分批发酵时菌体有一定的生长规律，都要经历延滞期、对数生长期、稳定期和衰亡期，而且每批发酵都要经菌种扩大发酵、设备冲洗、灭菌等阶段； 生产效率低，生产上常以体积生产率（以每小时每升发酵物中代谢产物的 g 数来表示）来计算效率，在分批发酵过程中，必须计算全过程的生产率，即时间不仅包括发酵时间，而且也包括放料、洗罐、加料、灭菌等时间。2.4.2 连续发酵所谓连续发酵，是指以一定的速度向发酵罐内添加新鲜培养基，同时以相同的速度流出培养液，从而使发酵罐内的液量维持恒定，微生物在稳定状态下生长。稳定状态可以

30、有效地延长分批培养中的对数期。在稳定的状态下，微生物所处的环境条件，如营养物浓度、产物浓度、pH值等都能保持恒定，微生物细胞的浓度及其比生长速率也可维持不变，甚至还可以根据需要来调节生长速度。连续发酵具有以下优点：可以维持稳定的操作条件，有利于微生物的生长代谢，从而使产率和产品质量也相应保持稳定；能够更有效地实现机械化和自动化，降低劳动强度，减少操作人员与病原微生物和毒性产物接触的机会；减少设备清洗。准备和灭菌等非生产占用时间，I提高设备利用率，节省劳动力和工时；由于灭菌次数减少，使测量仪器探头的寿命得以延长，节约了成本；容易对过程进行优化控制，有效地提高发酵产率。当然，他也存在一些缺点: 由

31、于是开放系统，加上发酵周期长，容易造成杂菌污染；在长周期连续发酵中，微生物容易发生变异；对设备、仪器及控制元器件的技术要求较高；粘性丝状菌菌体容易附着在器壁上生长和在发酵液内结团，给连续发酵操作带来困难。由于上述情况，连续发酵目前主要用于研究工作中，如发酵动力学参数的测定，过程条件的优化试验等等，而在工业生产中的应用还不多。连续培养方法可用于面包酵母和饲料酵母的生产，以及有机废水的活性污泥处理。而新近发展的一种培养方法则是把固定化细胞技术和连续培养方法结合起来，用于生产丙酮、丁醇、正丁醇、异丙醇等重要工业溶剂。 2.4.3 补料分批发酵 补料分批发酵又称流加发酵，半连续发酵，是介于分

32、批发酵和连续发酵之间的一种发酵技术，是指在微生物分批发酵中，以某种方式向培养系统补加一定物料的培养技术。通过向培养系统中补充物料，可以使培养液中的营养物浓度较长时间地保持在一定范围内，既保证微生物的生长需要，又不造成不利影响，从而达到提高产率的目的。如今，流加发酵的应用范围已相当广泛，包括单细胞蛋白、氨基酸、生长激素、抗生素、维生素、酶制剂、有机酸等生产几乎遍及整个发酵行业。流加发酵（补料分批发酵）与分批发酵相比，特点在于使发酵系统中维持很低的基质浓度。低基质浓度的优点：可以除去快速利用碳源的阻遏效应，并维持适当的菌体浓度，使不致于加剧供氧矛盾。避免在培养基中积累有毒代谢物，即代谢阻遏。与连续

33、发酵相比，流加发酵不需要严格的无菌条件，也不会产生菌种老化和变异等问题，因此，其应用范围较广。对于好氧发酵，它可以避免在分批发酵中因一次性投入糖过多造成细胞大量生长，耗氧过多，以至通风搅拌设备不能匹配的状况，还可以在某些情况下减少菌体1生成量，提高有用产物的转化率 在真菌培养中，菌丝的减少可以降低发酵液的粘度，便士物料输送及后处理 与连续发酵相比，它不会产生菌种老化和变异问题，其适用范围也比连续发酵广。青霉素合成阶段，青霉素的生产速率达到最大，菌体重量增加，碳源、氮源等营养物质不断消耗，青霉素不断合成。因为存在着抗生素合成和菌体合成二条不同的代谢途径，需要严格控制发酵条件，以利抗生素合成代谢的

34、进行。一般在这个阶段，发酵液中碳源、氮源和磷酸盐等营养物质的浓度必须控制在一定范围内，才有利于青霉素合成。而且微生物合成含有苄基基团的青霉素G，需在发酵中加入前体苯乙酰胺。因一次加入量不能大于0.1%，所以采用多次加入方式。因此采用补料分批发酵可以使培养液中的营养物浓度较长时间地保持在一定范围内，既保证青霉素的生长需要，又不造成不利影响，还可以避免在分批发酵中因一次性投入糖过多造成细胞大量生长，耗氧过多，以至通风搅拌设备不能匹配的状况，从而提高有用产物的转化率，所以本设计采用补料分批发酵方式进行青霉素的发酵生产。2.5 工艺特点本设计工艺为三级发酵3，一级种子罐二级种子罐发酵罐。一级种子罐、二

35、级种子罐培养时间短，一次性投入培养基，中间不补料，发酵罐考虑到各种由于底物浓度过高引起的底物抑制情况以及产物合成期对营养成分的需求，采用中间补料。主要补油、补糖、补氨水调解pH。一级种子罐采用实罐消毒，二级种子罐、发酵罐培养基采用连续消毒。一级种子罐体积小采用夹套换热，二级种子罐采用内蛇管，发酵罐用外盘管加内蛇管换热，内蛇管也作为罐内挡板，以加强罐内料混合程度。2.6 工艺流程 根据工艺设计，初步确定工艺流程，见图2-1.图2-1 工艺流程简图2.7 发酵过程优化控制2.7.1 发酵过程中温度的控制青霉素发酵的最适温度随所用菌株的不同可能稍有差别， 但一般认为应在25 左右。温度过高将明显降低

36、发酵产率 ， 同时增加葡萄糖的维持消耗 ， 降低葡萄糖至青霉素的转化率。对菌丝生长和青霉素合成来说 ， 最适温度不是一样的， 一般前者略高于后者， 故有的发酵过程在菌丝生长阶段采用较高的温度，以缩短生长时间， 到达生产阶段后便适当降低温度 ， 以利于青霉素的合成。在较低的通气条件下，由于氧的溶解度是随温度下降而升高的，因此降低发酵温度对发酵是有利的，因为低温可以提高氧的溶解度、降低菌体生长速率、减少氧的消耗，弥补通气效果差的不足。2.7.2 发酵过程中pH的控制 菌体生长的最适pH和产物合成的最适pH可能不一样，青霉素发酵的最适pH值一般认为在 6.5 左右，有时也可以略高或略低一些，但应尽量

37、避免pH值超过7.0，因为青霉素在碱性条件下不稳定，容易加速其水解。在缓冲能力较弱的培养基中， pH 值的变化是葡萄糖流加速度高低的反映。过高的流加速率造成酸性中间产物的积累使pH值降低；过低的加糖速率不足以中和蛋白质代谢产生的氨或其他生理碱性物质代谢产生的碱性化合物而引起pH值上升。将发酵培养基调节成不同的出发pH进行发酵，在发酵过程中，定时测定和调节pH。 在发酵液pH和氨氮含量都低时，补加氨水，就可以达到调节pH和补充氨氮的目的。补加消泡油的个别情况下，可以提高空气流量来加速脂肪酸的氧化，以纠正由于油脂分解产生大量脂肪酸引起的pH降低。 2.7.3 发酵过程中溶解氧的控制(1) 罐压：

38、罐压直接影响发酵液中氧的分压 ，我们知道氧是一种难溶于水的气体 ，氧在发酵液中的溶解度不仅受培养基成分的影响 ，而且当各类物质浓度增加时 ，氧的溶解度也要降低。根据“亨利定律” 可用提高空气进罐压力来提高氧在发酵液中的溶解度。如果罐压太高影响空气进罐流量 ，同时二氧化碳的溶解度也大幅度上升，因此罐压不能控制太高 ，一般在(0. 20. 5) MPa ，相反当罐压太低时，氧在发酵液中的溶解度更低 ，不利于菌体生长。(2) 搅拌速度： 搅拌速度大与小关系到气泡破碎是否良好 ，空气是否分散溶入液相 ，增加气液接触的有效界面传递面积 ，以利于氧的溶解和空气的利用。(3) 通气流量：通气流量也会影响溶解

39、氧（Do）的溶解度大小。在发酵中后期 ，发酵液里充满了细小的流动性气泡。若通气流量过低，这些泡沫中的气体不能及时交换 ，气泡内的氧气很快被消耗 ，并充满了二氧化碳 ，使菌呼吸受到抑制，直接影响发酵产量。空气流量过高会导致发酵液的液面上升引起逃液和泡沫的增多。2.7.4 发酵过程中菌丝浓度的控制 发酵过程中必须控制菌丝浓度不超过临界菌体浓度， 从而使氧传递速率与氧消耗速率在某一溶氧水平上达到平衡。青霉素发酵的临界菌体浓度随菌株的呼吸强度 (取决于维持因数的大小， 维持因数越大，呼吸强度越高) 、发酵通气与搅拌能力及发酵的流变学性质而异。呼吸强度低的菌株降低发酵中氧的消耗速率，而通气与搅拌能力强的

40、发酵罐及黏低的发酵液使发酵中的传氧速率上升，从而提高临界菌体浓度。2.7.5 发酵液质量控制生产上按规定时间从发酵罐中取样 ， 用显微镜观察菌丝形态变化来控制发酵。生产上惯称"镜检"，根据"镜检"中菌丝形变化和代谢变化的其他指标调节发酵温度， 通过追加糖或补加前体等各种措施来延长发酵时间， 以获得最多青霉素。当菌丝中空泡扩大、增多及延伸， 并出现个别自溶细胞， 这表示菌丝趋向衰老， 青霉素分泌逐渐停止， 菌丝形态上即将进入自溶期， 在此时期由于茵丝自溶， 游离氨释放， pH 值上升， 导致青霉素产量下降， 使色素、溶解和胶状杂质增多， 并使发酵液变粘稠，

41、 增加下一步提纯时过滤的困难。因此， 生产上根据"镜检"判断， 在自溶期即将来临之际， 迅速停止发酵， 立刻放罐， 将发酵液迅速送往提炼工段。5第四章 设备设计及选型第三章 工艺计算3.1 主要基础数据:(1) 接种量 一级种子罐至二级种子罐按15%计算； 二级种子罐至发酵罐按15%计算； (2) 培养基灭菌 一级种子罐及二级种子罐培养基采用空消灭菌； 发酵罐培养基采用实消灭菌；(3) 通气量 一级种子罐：0.2（VVM），二级种子罐：0.15 (VVM)， 发酵罐：0.09 (VVM)； (4) 无菌空气处理系统 空气处理量：按设计要求 空压机出口压力：0.250.30（

42、Mpa） 进总过滤器的相对湿度：60% 空气洁净度：100级(5) 发酵周期：一级种子罐：64小时，二级种子罐：56小时，发酵罐：136小时 (6) 装料系数 一级种子罐：65%，二级种子罐：70%，发酵罐：80%(7) 自控要求： 发酵系统：种子罐、发酵罐温度自控，pH控制，罐压指示，溶氧指示，转速显示及变频调速，液位报警； 连消系统：温度、流量连锁控制； 空气系统：温度自动控制； 后处理系统：温度现场显示、手动调节，流量现场显示、手动调节；(8) 水系统 自来水：常温，0.3（MPa），用于配料、夏天实罐灭菌的前期冷却、清洗设备等。循环水：2025(t=5)，0.3（MPa），用于发酵罐和

43、空气冷却。 低温水：914(t=5)，0.3（MPa），用于夏天空气后级冷却及发酵控温冷却。冷盐水：-100(t=10)，0.3（MPa），用于料液冷却保温。 蒸汽： 发酵车间用汽压力 0.3（MPa）。(9) 培养基配方及补料情况： 种子培养基（g/m3）： KH2PO4 592，黄豆饼粉16500，葡萄糖 4930，碳酸钙 150，硝酸钾 150，玉米油 236，油酸甘油酯 4020，豆油 9045，硅油 21. 发酵初始培养基（g/m3）： KH2PO4 1630，黄豆饼粉 45300，葡萄糖 4930，碳酸钙 150，硝酸钾 150，玉米油 790，油酸甘油酯 3420，豆油 7530

44、，硅油 56. 发酵培养基补料（g/m3）：发酵过程中氨水补量按48（L/m3）计算，补料量按320（L/m3）计算，补泡敌按20（L/m3）计算，补消沫油按20（L/m3）计算。 补前体苯乙酰胺，使发酵液中苯乙酰胺浓度为0.05%0.08%，在发酵过程分批加入。3.2 发酵罐设计技术指标 拟设计发酵罐公称容积4：=200m3 年产量：=1200吨年工作日：=280天发酵周期：=7d 发酵周期=发酵培养时间+辅助时间=136hr+32hr=168hr=7d （辅助时间含清洗、进料、消毒、接种时间，不含设备检修）发酵平均单位：=70000单位/毫升 成品效价：=1667单位/毫克发酵液收率：=9

45、0%装料系数: =80%发酵热：=5500kJ/m3·h提炼总系数：=85%3.3 物料衡算(1) 发酵罐台数的确定：由公式：得： (台） 故选择6台发酵罐可满足生产。 经计算后得公称容积186.74m3 ，全容积196.56 m3。(2) 种子罐公称容积及台数：种子罐台数（台）故选择3台二级种子罐可满足生产。（台）故选择2台一级种子罐可满足生产。（即二级发酵罐，即一级发酵罐）取二级发酵罐辅助时间为25 小时，取一级发酵罐辅助时间为30小时（流体损失率取10%）二级种子罐体积 =37.73m3取38m3，计算得公称容积38.83m3，全容积40.86m3 一级种子罐体积 m3取6.8

46、m3，计算得公称容积6.82m3，全容积7.18m3(3) 物料计算：进料=基础培养基（消后）+种子液+补料出料=发酵液+逃液与蒸发损失 发酵罐发酵液=186.74×90%=168.07 m3损失=发酵液体积×3%=168.07×3%=5.05m3 （损失率取=3%）种子液=发酵液体积×接种比=168.07×15%=25.21m3补氨=168.07×48×1×10-3=8.07 m3补油=168.07×20×1×10-3=3.36 m3泡敌=168.07×20×1&

47、#215;10-3=3.36 m3补料=168.07×320×1×10-3=53.82m3消后培养基=出料+损失-种子-补氨-补油-泡敌-补料=168.07+5.05-25.21-8.07-3.36-3.36-53.82=79.3m3 二级种子罐 出料=发酵罐种子=25.21m3损失=25.21×3%=0.76 m3 （损失率取=3%）种子=25.21×15%=3.78 m3消后培养基=出料+损失-种子=25.21+0.76-3.78=22.19m3 一级种子罐 出料=二级种子罐种子=3.78 m3损失=3.78×3%=0.113 m

48、3 （损失率取=3%）种子=3.78×15%=0.576 m3消后培养基=出料+损失-种子=3.78+0.113-0.576=3.317m3各阶段物料添加量及损失，见图3-1. 图3-1 物料流程图表3-1 原料消耗表原料名称规格批次用量（吨）年用量（吨）黄豆饼粉含蛋白质45%9687741葡萄糖含量99%以上118938碳酸钙工业用含量99%以上429KH2PO4含量99%以上35279苯乙酰胺工业用含量99%以上1296氨水工业用含量28%28220油酸甘油酯工业用含量99%以上81645豆油工业用含量95%以上1851480硅油工业用含量99%以上859玉米油工业用含量85%以

49、上17133泡敌工业用含量89%以上426硝酸钾工业用含量99%以上4293.4 能耗计算3.4.1 水(1) 发酵热效应5 Q=QF× 发酵罐=5500×186.74×80%=8.2×105 kJ/m3·h 二级种子罐=5500×38.83×70%=1.50×105 kJ/m3·h一级种子罐=5500×6.82×65%=2.44×104 kJ/m3·h(2) 循环冷却水（水温 2025，t=5，0.3MPa）循环水用量（c=水的比热容4.2kJ/kg·）

50、： 以工作状态6个发酵罐，3个二级种子罐，2个一级种子罐计，并取安全系数1.2，则循环冷却水总量为： =1.2×（39047×6+7143×3+1162×2）×10-3 =1.2×258.035 =309.642t/hr 考虑到一级种子罐实消所需冷却水：取夹套传热系数K=400 kcal/·h·，冷却水进口温度20，冷却水出口温度25，取冷却时间2.5hr，计算可得所需冷却水量则冷却水高峰用量：(3) 低温冷却水（水温914，t=5，0.3MPa，夏季使用）低温水用量（c=水的比热容4.2kJ/kg·）

51、以工作状态6个发酵罐，3个二级种子罐，2个一级种子罐计，并取安全系数1.2，则低温冷却水总量为：W总 =1.2×（×6+×3+×2）×10-3=1.2×（39047×6+7143×3+1162×2）×10-3 =1.2×258.035 =309.642t/hr(4) 自来水 洗涤用水：采用浸泡式清洗，用水量取设备公称容积的80% 也可以采用喷淋式清洗，用水量约为罐体积的10%15%。 配料用水：培养基原料大多为固体配料用水量消后培养基体积 79.30m3 自来水用量：取安全系数1.2，

52、则自来水总用量： =1.2×（×2+×2+）=1.2×（149.392×2+31.064+5.456+79.30×2+22.19+3.317） =623.2932m33.4.2 蒸汽（121，发酵温度=27，=1.729kg/m3，焓=653.31kcal/kg，汽化热517.51kcal/kg） (1) 发酵罐、二级种子罐空消所用蒸汽：（按5倍罐全容积计算） (2) 一级种子罐、补料罐实消所用蒸汽：（以直接加热之后保温计算，料液比热Cs均取1kcal/kg·）直接蒸汽加热气耗： （取10%）保温阶段气耗： S2=(30%5

53、0%)×S1 取40%实消气耗： 高峰用汽时段时，考虑两发酵罐，一个二级种子罐空消、一个一级种子罐和各补料罐同时实消，并取安全系数1.2， =kg3.4.3 空气(1) 通气消耗压缩空气量： 发酵罐 二级种子罐一级种子罐(2) 压料用压缩空气量： 经验数据为：(3) 总计：取安全系数为1.05，假设最大工作量为6发酵罐、3二级种子罐、2一级种子罐通气，两发酵罐、一个二级种子罐、一个一级种子罐压料，则高峰空气用量为： =162.409要求配套设计空气系统供给162.409的压缩空气量。第四章 设备设计及选型4.1 主要设备设计及选型4.1.1 发酵罐(1) 选型6：图4-1 发酵罐示意

54、图根据生物工程设备常见的机械搅拌通风种子罐的几何尺寸比例H/D =2.03.5 取 H/D=3Di/D =1/21/3 取 Di =0.5DHO/D =2 HO =2D h=0.44D C/Di=0.81.0 取 C =0.8Di根据封头形状、直径查阅化工容器设计手册得公式：公称容积 H=12.952 D=4.317圆整 H=13000mm D=4500mm则公称容积全容积查表7得：封头内表面积F=22.5162，容积V=2.2417人孔取800mm，视镜200mm，查表8选取Ds=4500mm的支腿式支座，并根据工厂实际情况做适当的改变。(2) 料液高度：(3) 传热面积计算 蛇管传热系数取900 kcal/.h. 发酵温度为 27，循环水为 2025，低温水为914，则传热温差： 设计计算时均取传热温差较小的循环水数据则传热面积为：取230m2(4) 冷却水管计算最大热负荷下耗水量：冷却水流速 1.53m/s，取 2 m/s冷却水管总截面积：进水总管直径：取(d总：内直径，外径：95mm，水管壁厚：5mm) 内蛇管（选冷拔无缝钢管 GB8163-88） 取冷却管竖直蛇管组