8万吨每年味精厂发酵工艺设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上唐 山 学 院毕 业 设 计设计题目：8万吨/年味精厂发酵工艺设计 环境与化学工程系07生化2班 系 别：_郭少兵 班 级：_李云凯姓 名：_指 导 教 师：_2010年6月 8 日8万吨/年味精厂发酵工艺设计摘要味精生产全过程可划分为四个工艺阶段：（1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备；（2）种子的扩大培养及谷氨酸发酵；（3）谷氨酸的提取；（4）谷氨酸制取味精及味精成品加工。与这四个工艺阶段相对应，味精生产厂家一般都设置了糖化车间、发酵车间、提取车间和精制车间作为主要生产车间。本设计对全厂进行了物料衡算、发酵车间热量衡算、无菌空气用量计算。对味精发酵车间进行工艺流程的

2、设计和发酵罐的设计与选型计算。关键词：味精 谷氨酸 发酵 工艺设计The design of production 80000/t a year the MSG fermentation workshopAbstractMSG production process technology can be divided into four stages: (1) raw materials and starch hydrolysis pretreatment of sugar (2)seed cultivation and expansion of glutamic acid fermentati

3、on, (3)the extraction of glutamate (4)Glutamate production of monosodium glutamate and MSG products processing. And the four of the corresponding stage, monosodium glutamate manufacturers are generally set up a glycosylated workshop, fermentation workshop, and extraction and refining plant workshop

4、as a major production workshop. Here was the whole plant mass balance, fermentation plant heat balance, sterile air bottle. MSG fermentation workshop conducted on the design and fermentation process design and selection calculation.Key words: MSG glutamate ferment process design目录专心-专注-专业1引言 &#

5、160; 味精，化学名称为L-谷氨酸钠(sodium L-glutamate),全称为L谷氨酸单钠一水化物或L-氨基戊二酸单钠一水化物(monosodium L-glutamate monohydrate,MSG),分子式C5H6O4NNaH2O,具有旋光性,又称谷氨酸,麸酸钠,味素等.它是增强食品风味的增味剂,主要呈现鲜味,也称鲜味剂.味精呈无色或白色柱状结晶性粉末，无臭，有特殊鲜味。易溶于水，微溶于乙醇，不溶于乙醚。无吸湿性，对光稳定，水溶液加温也较稳定.水中溶解度为64.1%(0).于100的温度下加热3h,分解率为0.6%,在120时失去结晶水,155-160或长时间受热,失

6、水而味力降低.12文献综述2.1味精工业发展历程味精不但是人民生活中的主要调味品，而且是食品工业中的一种高利税产品，尤其是受原材料市场充裕，价格便宜的诱发,自80年代以来，它吸引着国内许许多多生产者，整个行业呈现突飞猛进的势态。80年我国味精产量只有3.1万吨到91年已经发展到200多家企业，味精产量达到27.16万吨。年发展速度达到121.81%。在以味精、啤酒、白酒、糖、卷烟、五项农产品为原种的工业品中，味精发展速度最快。最近几年随着社会主义经济由计划向市场经济的转变一方面，由于原材料供应纳入市场调节，原材料价格翻番上涨，导致味精生产成本价格急剧上升；另一方面，由于同行业竞争激烈，致使市场

7、疲软，产品严重积压，从而给整个味精行业带来严峻考验，一些规模较小，效益较低的味精厂面临停产、转产的危机。2.2我国味精工业发展现状21世纪是全球经济发展的重要时代，随着全球经济一体化的进程的加快，我国味精生产企业既要面对国内因近几年盲目建设，产品供过于求，市场出现过度竞争，现已全面进入微利时代的巨大压力；同时也要应对技术国际化、市场竞争全球化的严峻挑战。面对如此环境，各企业必须从战略角度、持续发展角度，积极探索新途径，采取新举措，优化资源配置，全面提升企业的核心竞争力，缩短与国际上的差距。下面我从生产技术角度谈谈味精行业发展思路。一、我国味精技术进展情况 从1923年我国开始生产味精以来，至今

8、已有80年历史。随着科学技术的不断进步，味精生产技术也在不断变革，由创建之初的以面筋、豆粕为原料水解法生产工艺改变为现在以糖质为原料发酵法生产工艺。发酵法制造味精的生产技术进步较大，尤其近几年进展更快，无论菌种还是工艺方法及装备水平，逐步缩小与国际间的差距。 2.2.1工艺技术进展情况 （1）制糖工艺进展： 以淀粉或大米为原料首先要制备葡萄糖，其工艺方法进展历程：酸法水解酶酸法水解双酶法水解。双酶法制糖，糖液质量好（含糖量高，透光率高），淀粉转化率高，有利于发酵和提取。目前水平：透光率85以上，含糖30以上（淀粉原料），糖纯度98以上，转化率95以上。 （2）发酵工艺进展： 发酵类型：亚适量生

9、物素水平（产酸46gdl）改良型亚适量生物素水平（产酸58gdl）高生物素水平（添加青霉素、表面活性剂、采用温度敏感型菌株，产酸1215gdl）。 投糖方式：一次投糖发酵（中、高糖）中糖及中后期补糖发酵 中糖或低糖及中后期连续流加糖发酵。 （3）提取工艺进展：生产工艺直接等电点方法（少数锌盐法）等电离交方法浓缩连续等电点法（少数厂家采用）。分离方式：间歇三足式离心机连续锥兰式分离机、沉降式分离机、带式滤过机。 精制工艺进展：脱色除铁方式：全粉炭脱色、硫化碱除铁颗粒炭脱色、树脂除铁。 结晶方式：夹套式结晶罐内循环式结晶。2.2.2技术指标进展情况：进入90年代，尤其95年后，技术进步较快，目前行

10、业最好水平是（仅少数厂家）制糖收率99以上、发酵产酸1112、转化率5962，提取收率9698、精制收率96。与80年代比较全行业平均制糖收得率提高了10，发酵产酸率提高了117，转化率提高了43，提取收率提高了20，精制收率提高了88，综合技术指标淀粉消耗下降了1662.3我国味精行业发展趋势通过分析可以明显感觉到，近几年，我国味精行业通过技术改造，内部挖潜以及新工艺，新技术的广泛应用各项技术经济指标确实有了很大程度的提高。但我们也应该清楚的看到目前我国味精生产企业总体技术水平、生产规模、设备性能以及自动化水平与外国或台湾等味精生产企业相比仍存在很大差距。这些差距所在也就是潜力所在，潜力一旦

11、得到挖掘就可以转换成为生产力，就意味着生产经济效益，在这方面，国内许多味精厂已经积极探索，有的通过厂际联合；有的与科研单位搞联营；有的还希望通过合资的路子来解决。比如：兰溪味精厂与韩国味元公司合资；武汉味精厂与台湾味全合资等等。可以说，几乎国外比较有实力的味精厂都在国内找到了合作伙伴通过合资合作或技术经营联营，国内的技术管理水平将会得到实质性的提高，甚至赶超国外的先进水平。3流程工艺设计3.1味精发酵总流程图（见下页图1）3.2原料及其预处理3.2.1原料的种类发酵生产谷氨酸的原料主要是淀粉，其次还有非粮食淀粉原料。淀粉来自粮食原料，通常利用各种各样的淀粉，如北方常用玉米淀粉，南方常用番薯淀粉

12、等。非粮淀粉原料主要指甜菜或甘蔗蜜糖、醋酸、乙醇、正烷烃等。3.2.2原料预处理非粮食原料除蜜糖外，一般均不需要预处理，可直接用来配制培养基；而蜜糖中色素含量过高，虽然生产菌可以良好生长，但采用一般谷氨酸，在采用蜜糖为原料进行谷氨酸发酵生产时，常要对蜜糖进行预处理。大多数谷氨酸发酵菌种都不能直接利用淀粉和糊精，因此用淀粉质原料进行谷氨酸发酵生产时，必须先将淀粉水解成葡萄糖，才能供发酵使用。3.3淀粉水解糖制备淀粉的水解方法有：酸水解法、酶水解法和酸酶水解法等3种。在工业生产上，淀粉的处理主要是指糖化，制得的水解糖叫淀粉糖。可以用来制备淀粉糖的原料很多，主要有薯类、玉米、小麦、大米等。我国味精生

13、产厂有的是采用酸水解法进行淀粉水解，既是以无机酸为催化剂，在高温高压下使淀粉快速水解成葡萄糖，还有的更多的再生产上采用了酶水解法对淀粉进行水解。先用-淀粉酶将淀粉水解成糊精和低聚糖，然后再用糖化酶将糊精和低聚糖进一步水解成葡萄糖的方法，称为酶水解法。这里我们主要介绍酶水解法。3.4 种子扩大培养种子扩大培养为保证谷氨酸发酵过程所需的大量种子，发酵车间内设置有种子站，完成生产菌种的扩大培养任务。从试管斜面出发，经活化培养，摇瓶培养，扩大至一级乃至二级种子罐培养，最终向发酵罐提供足够数量的健壮的生产种子。3.4.1影响种子质量的主要因素种子培养基的氮源、生物素和磷盐的含量要适当高些，而葡萄糖的含量

14、必须限制在2.5%左右，这样可以得到活力强的种子，避免由于糖多产酸，引起pH下降而引起种子老化12。发酵菌种斜面培养摇瓶扩大培养种子罐扩大培养原料预处理水解淀粉水解糖配料空气空气压缩机冷却气液分离过滤除菌等电点调节沉淀离心粗谷氨酸溶解中和制味精 母液离子交换处理粗谷氨酸溶液细谷氨酸除铁过滤脱色浓缩结晶离心小结晶干燥拌盐粉碎粉状味精大结晶干燥过滤成品味精图1 味精生产总工艺流程图(1)种子对温度变化敏感。因此，在培养过程中温度不宜太高和波动过大，以免种子老化。(2)在种子培养过程中通风搅拌要恰当。溶氧水平过高，菌体生长受抑制，糖的消耗十分缓慢，在一定的培养时间里，菌体数达不到所需求的数量，氧不足

15、菌体生长缓慢，为了达到发酵所需菌体数，必须延长发酵时间。(3)正处在对数期的细胞，其活力最高，一般以此阶段的细胞做种子，因此这就需要掌握好种子的培养时间。种龄过短，种子稚嫩，对环境的适应能力差；种龄过长细胞的活力已下降，当接入发酵培养基后会出现调整期延长现象。3.5谷氨酸发酵谷氨酸发酵属细菌发酵，培养基的主要成分时葡萄糖、尿素和磷酸盐等，因此发酵液较稀薄，不粘稠。放罐时的发酵温度在34左右。发酵液内主要有菌体、细菌的代谢产物和培养基的残留成分，这些物质的量因菌株和发酵工艺条件的不同而不同，通常发酵液中谷氨酸铵盐含量5%8%,其他氨基酸（天冬氨酸、丙氨酸等）的含量不超过0.5%，残糖低于1%铵盐

16、在0.8%左右，钠离子，镁离子、钾离子、氯离子、硫酸根离子和磷酸根离子等的含量很少，湿菌体占2%以上，同时含有一定量的有机酸、色素以及残存的消泡剂。3.5.1谷氨酸生物合成途径1谷氨酸合成方式（1）氨基转移作用在氨基转移酶的催化下，除甘氨酸外，任何氨基酸都可以与-酮戊二酸变成谷氨酸。转化过程如图2图2氨基转移作用（2）还原氨基化作用 NH4+和供氢体还原性辅酶II（NADPH2）存在的条件下，一酮戊二酸在谷氨酸脱氢酶的催化下形成谷氨酸 。转化过程如图3图3还原氨基化作用2谷氨酸合成途径谷氨酸生物合成途径主要有糖酵解途径（EMP途径）、磷酸己糖途径（HMP途径）、三羧酸循环（TCA）、乙醛酸循环

17、、伍德-沃克反应（二氧化碳的固定反应）等。由葡萄糖生物合成谷氨酸的代谢途径如图43.5.2谷氨酸发酵工艺1发酵培养基谷氨酸发酵培养基主要成分有碳源、氮源、生长因子和无机盐等。（1） 碳源：淀粉水解糖、糖蜜、乙醇、烷烃。这里的碳源主要指葡萄糖由葡萄糖合成谷氨酸的反应如下式：C12H12O6+NH3+O 2 C5H9NO4+CO2+3H2O上面反应式表示，一分子葡萄糖生成一分子谷氨酸，两者之间存在定量关系。其理论转化率89.7%，因此从理论上讲糖浓度越大，谷氨酸产量越高。但实际上，糖的浓度超过一定范围时反而不利于细菌细胞的增殖和谷氨酸的合成。反之，培养基中葡萄糖的浓度过低虽能提高糖酸转化率，但谷氨

18、酸总量上不去。所以在配制培养基时，应综合考虑以上问题，选择适当浓度。（2）氮源：铵盐、尿素、氨水。通常工业发酵（C/N）为100：（0.52）而谷氨酸发酵为（C/N）100：（1521），实际高达100：28原因有以下两方面：a:用于调整pH。b:分解产生的NH3从发酵液中逸出。产酸阶段：NH4+不足：使a-酮戊二酸蓄积而很少有谷氨酸生成。NH4+过量：促使谷氨酸生成谷氨酰胺。（3）无机盐：磷酸盐、镁、钾、钠、铁、锰、铜，其中磷酸盐对发酵有显著图4由葡萄糖生物合成谷氨酸的代谢途径影响。不足：糖代谢受抑制，菌体生长不足。过多：a.细胞膜磷脂生成量多，不利于谷氨酸排出。b.促使丙酮酸和乙醛（由丙酮

19、酸脱羧生成）缩合生成缬氨酸的前体物a乙醛乳酸，使缬氨酸在发酵液中蓄积。(4)生长因子：生物素。作用：影响细胞膜通透性和代谢途径。 a:作为催化脂肪酸生物合成最初反应的关键酶乙酰CoA的辅酶，参与脂肪酸的生物合成，进而影响磷酯的合成。 b:浓度过大：促进菌体生长，谷氨酸产量低。因为：a.乙醛酸循环活跃，a-酮戊二酸生成量减少。b.转氨酶活力增强，谷氨酸转变成其它氨基酸。2培养基灭菌谷氨酸发酵培养基一般采用淀粉水解糖为主要碳源，实罐灭菌条件是105110保温6min。连续灭菌所采用的灭菌条件是，连消塔灭菌温度为110115，维持罐温105110,约610min。培养基灭菌后冷却至30左右，即可接入

20、种子进行发酵。3谷氨酸发酵谷氨酸发酵开始前，首先必须配制发酵培养基，并对其作高温短时灭菌处理。用于灭菌的工艺除采用连消塔维持罐一喷淋冷却系统外，还可采用喷射加热器维持管真空冷却系统或薄板换热器灭菌系统。但由于糖液粘度较大，流动性差，容易将维持管堵塞，同时真空冷却器及薄板加热器的加工制造成本较高，因而应用较少。发酵设备，国内味精厂大多采用机械搅拌通风通用式发酵罐，罐体大小在50m3到200m3之间。对于发酵过程采用人工控制，检测仪表不能及时反映罐内参数变化，因而发酵进程表现出波动性，产酸率不稳定。由于谷氨酸发酵为通风发酵过程，需供给无菌空气，所以发酵车间还有一套空气过滤除菌及供给系统。首先由高空

21、采气塔采集高空洁净空气，经空气压缩机压缩后导入冷凝器、油水分离器两级处理，再送入贮气罐，进而经焦炭、瓷环填充的主过滤器和纤维分过滤器除菌后，送至发酵罐使用。在北方地区由于空气湿度小、温度低，还可采用空气压缩、冷却过滤流程，省去一级冷却设备23.5.3发酵条件控制（1）温度的控制发酵过程中，谷氨酸产生菌的生长繁殖与谷氨酸的合成都是在酶的催化下进行的酶促反应，不同的酶促反应其反应温度不同。国内常用菌株的最适生长温度为3034， 产生谷氨酸的最适温度为3436。012h的发酵前期，主要是长菌阶段；发酵12h后，菌体进入平衡期，增殖速度变得缓慢；温度提高到3436，谷氨酸的生成量就增加。（2）pH的控

22、制 发酵过程中pH的变化是微生物代谢情况的综合标志。一般发酵前期pH控制在7.5-8.5左右，发酵中、后期pH控制在7.07.2，调低pH的目的在于提高与谷氨酸合成有关的酶的活力。尿素被谷氨酸生产菌细胞的脲酶所分解放出氨，因而发酵液的pH会上升。发酵过程中，由于菌体不断利用氨，以及有机酸和谷氨酸等代谢产物进入发酵液，使N源不足和发酵液pH下降，需再次流加尿素 。（3）溶解氧的控制 谷氨酸产生菌是兼性好氧性微生物，供氧不同菌体代谢产物不同。在实际生产中，搅拌转速固定不变，通常用调节通风量来改变供氧水平。通风比（ m3 /m3 .min ）：每分钟向1m3的发酵液中通入0.1m3无菌空气，用1:0

23、.1表示。 （4）OD值的控制OD值是细菌个数、菌体大小和发酵液色泽深浅的综合反应。以B9和T6-13菌株为例，当初糖为12.514%时，长菌期的OD净增值在0.70.9。当细胞进入平衡期后，OD值已达到最大值，此时细胞数不再增加，但因为细胞个体还会继续伸长增大，所以OD值会略有上升。生物素是谷氨酸生产菌不可缺少的生长因子。当培养基的生物素将被耗尽时，细菌就停止增殖。提高生物素的含量，OD值会上升，但一方面细胞的膜通透性会变差，影响谷氨酸从胞内往胞外渗出；另一方面，在高生物素环境下，菌体只进行增殖并不生成谷氨酸。因此，控制OD值的增长，是保证菌体在胞外大量蓄积谷氨酸的重要手段（5）泡沫的控制

24、泡沫过多培养基溶解氧减少，气体交换受阻，影响菌的呼吸和代谢，还影响装料系数等。生产上为了控制泡沫，除了在发酵罐内安装机械消泡器外，还在发酵时加入消泡剂。目前谷氨酸发酵常用的消泡剂有：花生油、豆油、玉米油、棉子油、泡敌和硅酮等。天然油脂类的消泡剂的用量较大，一般为发酵液的0.1%0.2%(体积分数)，泡敌的用量为0.02%0.03%(体积分数)。 3.6 谷氨酸的提取从谷氨酸发酵液中提取谷氨酸制成味精要经过以下工艺过程：谷氨酸加水溶解，用碳酸钠或氢氧化钠中和，经脱水，除铁、钙、镁等离子，再经蒸发浓缩、结晶、分离、干燥、筛选等单元操作，得到高纯度的晶体粉末或粉末味精。这个生产过程称为“制造味精”，

25、精制得到的味精称为“散味精”。谷氨酸制造味精生产工艺流程如图53.7 谷氨酸制取味精及味精成品加工精制车间加工的谷氨酸产品为谷氨酸单钠，即味精。粗品经提纯、加工、包装，得到成品。味精中和液的脱色过程，除使用碳柱外，还可使用离子交换柱，利用离子交换树脂的吸附色素。味精的干燥过程，国内许多厂家还采用箱式烘房干燥，设备简单，投资低，但操作条件差，生产效率低，不适应大规模生产的要求。也有的厂家使用气流干燥技术，生产量大，干燥速度快，干燥时间短，但干燥过程对味精光泽和外形有影响，同时厂房建筑要求较高，这样均不如振动式干燥床应用效果更好些。湿味精味精母液筛选包装晶体味精粉碎包装粉体味精混盐报装含盐味精谷氨

26、酸中和谷氨酸中和脱色除铁浓缩结晶分离干燥次品味精食盐谷氨酸水纯碱图5精生产工艺流程图4工艺计算物料衡算是根据质量守恒定律而建立起来的。物料衡算是进入系统的全部物料重量等于离开该系统的全部物料重量，即：F=D+W式中F进入系统的物料量（kg）D离开系统的物料量（kg）W损失的物料量（kg）4.1生产过程总物料衡算4.1.1生产能力以年产商品MSG10000t为实例。折算为100%MSG9900t/a日产商品MSG：10000/320=331.25（t/d）日产100%MSG：9900/320=30.9375（t/d）4.1.2总物料衡算（1）1000kg纯淀粉理论上产100%MSG量：1000&

27、#215;1.1×81.7%×1.272=1153.5（kg）（2）1000kg纯淀粉实际上产100%MSG量：1000×1.11×98%×50%×86%×92%×1.272=547.4（kg）（3）1000kg工业淀粉（含86%的玉米淀粉）产100%MSG量：547.4×86%=470.8（kg）（4）淀粉单耗1）1t100%MSG消耗纯淀粉量：1000/547.4=1.827（t）2）1t100%MSG实际消耗工业淀粉量：1000/470.8=2.124（t）3）1t100%MSG理论上消耗纯淀粉量：

28、1000/1153.5=0.8669（t）4）1t100%MSG理论上消耗工业淀粉量：0.8669/86%=1.008（t）（5）总收率计算实际产量（kg）/理论产量（kg）×100%=547.4/1153.5×100%=47.45%（6）淀粉利用率：1.008/2.124×100%=47.45%（7）生产过程总损失：100%47.45%=52.55为什么这么损失这么大%物料在生产过程中损失原因：a糖化转化率低。b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。c提取收率低母液中Glu含量高。d精制加工过程损耗及生产焦谷氨酸钠等。（8）原料

29、及中间计算：1）淀粉用量：30.9375×2.124=65.71（t/d）2）糖化液量：纯糖65.71×86%×1.11×98%=61.52（t/d）折算为24%的糖液：61.51/24%=256.29（t/d）3)发酵液量：纯Glu量：61.51×50%=30.76（t/d）；折算为8g/dl的发酵液30.76/8%=384.44m3;384.44×1.05=403.66(t)(1.05为发酵液的相对密度)4）提取Glu量：纯Glu量30.76×86%=26.45（t/d）；折算为90%的Glu量：26.45 /90%=2

30、9.39（t/d）5）Glu废母液量（采用等电点离子回收法，以排出废母液含Glu0.7g /dl计算）：（30.7629.39）/0.7%=614.73（m3/d）4.1.3总物料衡算结果由上述生产10000t味精厂全厂的物料衡算结果，可求得80000t/a味精厂全厂的物料平衡衡算结果。工业原料，淀粉含量86%。具体计算结果如表1表1总物料衡算结果物料名称生产1t味精（99%）的物料量生产80000t味精（99%）的物料量每日物料量工业原料（t）2.12416427.5糖液（t）8.2864072.5谷氨酸（90%）（t）0.957347.5MSG(100%)（t）1.07735排除含0.7%

31、谷氨酸废母液（m3）19.87.5 4.2谷氨酸发酵车间物料衡算4.2.1谷氨酸发酵工艺流程图谷氨酸发酵采用淀粉原料，双酶法糖化，中糖发酵，一次等电点提取工艺，其工艺流程示意图如图6所示水解糖预热器连消塔维持罐冷却器空气压缩机过滤除菌灭菌培养基无菌空气成熟发酵液发酵罐灭菌灭菌尿素消泡剂等电点罐分离机谷氨酸母液图6谷氨酸发酵工艺流程示意图4.22 工艺技术指标及基础数据 （1）查发酵工厂工艺设计概论P326表3 味精行业国家企业标准3，选用主要指标如表2（2）主要原材料质量指标 淀粉原料的淀粉含量为80%，含水14%。 （3）二级种子培养基（g/L） 水解糖25，糖蜜20，尿素3.5，磷酸氢二钾

32、1.0，硫酸镁0.6，玉米浆510，泡敌0.6，硫酸镁0.002，硫酸亚铁0.002。 （4）发酵培养基（g/L） 水解糖150，糖蜜4，硫酸镁0.6，氯化钾0.8，磷酸氢二钠0.2，硫酸亚铁0.002，硫酸锰0.002，尿素（总尿）40，泡敌0.6，植物油1.0。（5）接种量为2% 。 4.2.3 谷氨酸发酵车间的物料衡算 首先计算生产1000kg纯度为100%的味精需耗用的原辅材料及其他物料量。表2 味精发酵工艺技术指标指标名称单位指标数生产规模t/a80000（味精）生产方法中糖发酵，一次等电点提取年生产天数d/a320产品日产量t/a250产品质量纯度%99倒灌率%1.0发酵周期h48

33、发酵初糖Kg/m3150淀粉糖转化率%95糖酸转化率%48麸酸谷氨酸含量%90谷氨酸提取率%80味精对谷氨酸产率%112（1）发酵液量V1 式中 150发酵培养基初糖浓度（kg/m3） 48%糖酸转化率80%谷氨酸提取率 99%除去倒灌率1%后的发酵成功率 112%味精对谷氨酸的精制产率（2）发酵液配制需水解糖量G1 以纯糖算，（3）二级种液量 V2 式中 2%接种量（4）二级种子培养液所需水解糖量 G2 式中 25二级种液含糖量（kg/m3）（5）生产1000kg味精需水解糖总量G为： （6）耗用淀粉原料量 理论上，100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg，故理论上耗用的淀粉量G淀粉为：式

34、中 80%淀粉原料含纯淀粉量 95%淀粉糖转化率（7）尿素耗用量 二级种液耗尿素量为V3式中 3.5为尿素含量（kg/m3）发酵培养基耗尿素为V4故共耗尿素量为627.5kg（8）甘蔗糖蜜耗用量 二级种液耗用糖蜜量V5发酵培养基耗糖蜜量V6合计耗糖蜜69.9kg（9）氯化钾耗量GKCl （10）磷酸氢二钠（Na2HPO4·7H2O）耗量G3 （11）硫酸镁（MgSO4·7H2O）用量G4 （12）消泡剂（泡敌）耗用量G5 （13）植物油耗用量 G6 （14）谷氨酸（麸酸）量 发酵液谷氨酸含量为：实际生产的谷氨酸（提取率80%）为：4.2.4 80000t/a味精厂发酵车间的

35、物料衡算结果 由上述生产1000kg味精（99%纯度）的物料衡算结果，可求得80000t/a味精厂发酵车间的物料平衡计算。具体计算结果如表34.3发酵车间无菌空气用量衡算4.3.1谷氨酸发酵无菌空气平衡示意图如图7所示空气压缩过滤除菌种子罐发酵罐灭菌培养成熟发酵醪送提取灭菌消泡剂灭菌尿素图7谷氨酸发酵无菌空气平衡示意图4.3.2谷氨酸发酵工艺技术指标及基础数据80000t/a味精发酵工艺技术指标物料平衡计算结果详见4.2.3根据表2和表3给出的基础数据及物料衡算结果，列出与空气消耗有关的基本数据有：生产1t味精的发酵液量为15.66（m3）二级种液：0.313（m3）发酵时间：34h发酵周期（

36、含清洗、灭菌等）：48h发酵罐公称容积：200（m3）（50个）发酵罐装料系数：70%物料名称生产1t味精（99%）的物料量80000t/a味精生产的物料量每日物料量发酵液（m3）15.662.35×105783二级种液（m3）0.313469515.65发酵水解用糖（kg）23493.52×1071.17×105二级种培养用糖（kg）7.831.18×105391.5水解糖总量（kg）2356.83.53×1071.18×105淀粉(kg)2793.74.19×1071.40×105尿素（或液氨）627.59.4

37、1×1063.14×104糖蜜（kg）69.91.05×1063495氯化钾（kg）12.531.88×105626.5磷酸氢二钠（kg）3.134.70×104156.5硫酸镁（kg）9.581.44×105479泡敌（kg）9.41.40×105470植物油（kg）23.53.53×1051175表3 80000t/a味精厂发酵车间的物料衡算4.3.3发酵过程无菌空气用量计算发酵车间无菌空气消耗主要用于谷氨酸发酵过程通风供氧，其次为种子培养的通气以及培养基的压料输送也需要压缩空气无菌空气如何制得？如何改进？。此

38、外，因设备和管路、管件等的消毒吹干以及其他损耗构成无菌空气的消耗用量。1.单罐发酵无菌空气用量200 m3规模的通气搅拌发酵罐的通气速率vvm=0.110.18取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11进行计算。单罐发酵过程空气用量（常压空气）V=200×70%×0.11×60=924（m3/h）单罐年用气量Va=V×34×=290= （m3）式中 290每年单罐发酵批次2.种子培养等无菌空气耗量二级种培养是在种子罐中进行的，可以根据接种量、通气速率、培养时间等进行计算。但通常的设计习惯，是把种子用气、培养基压送及管路损失等算作一次，

39、一般取这些取这些无菌空气消耗量之和约等于发酵过程空气耗量的25%。故这项无菌空气耗量为：V、=25%V=231（m3/h）每年用气量为：V、a=25%Va×50=25%××50=（m3/h）式中50发酵罐的个数3.发酵车间高峰无菌空气用量Vmax=50（V+ V、）=50（924+231）=57900（m3/h）4.发酵车间无菌空气年耗量Vt=50×290（V+ V、）×34=5.71×108（m3）4.3.4发酵车间无菌空气单耗根据设计，实际味精年产量为：G=230×0.7×50/（15.66×99%&

40、#215;2）×320=83078.6（t/a）故发酵车间无菌空气单耗为：Vo=Vt/G=6873（m3/t）4.3.5无菌空气衡算表根据以上计算结果，可以得出80000t/a味精厂无菌空气用量衡算表，如表4所示。发酵罐公称容积（m3）单罐通气量（m3）种子培养耗气量（m3/h）高峰耗气量（m3/h）年空气耗量（m3）空气单耗（m3/t味精)200924231579005.71×1086873表4发酵车间无菌空气衡算表注发酵罐装料系数为70%，发酵周期48h，年生产天数320d，实际生产能力83079t/a公称容积200m3全容积230m3。4.4发酵车间的热量衡算通过冷却

41、水带走的热量进行计算。在最热季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进、出口温度，然后就可算出最大发热值Q最大4.4.1培养液冷却水用量1输料流量发酵罐200m3装料系数0.7，每罐初始体积140 m3，糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量：140×16.4%÷19%=120.8t灭菌加热过程中用0.4MPa蒸汽（表压）I=2743KJ/kg，使用板式换热器将物料由20预热至75,在加热至120.冷却水由20升至45。如图8所示图8应用板式换热器灭菌流程图！1板式换热器（冷却段） 2板式换热器（预热段） 3连消塔 4维持管每罐灭菌3h，输料流量：120.8&#

42、247;3=40.3（t/h）=40300(kg/h)2培养液冷却水用量参照图8，120热料通过与生料热交换，降至80，用水冷却至35。冷却水由20升至45，计算冷却水量（W）W=40300×3.97？×（80-35）÷（45-20）÷4.18=68896（kg/h）3.发酵车间热量衡算Q最大=4.18×冷却水流量（kg/h）×(t出-t进)÷发酵液总体积（m3）=4.18×68869×（45-20）÷140=51406kJ/（m3·h）所以全天热量衡算为Q总= Q最大×24

43、×50×140=8.64×109kJ/（m3·h？）5设备设计与选型 5.1 发酵罐 （1）发酵罐的选型 选用机械涡轮搅拌通风发酵罐（2）生产能力、数量和容积的确定 发酵罐容积的确定：选用200m3罐 生产能力的计算：现每天生产99%纯度的味精250t，谷氨酸的发酵周期为48h(包括发酵罐清洗、灭菌、进出物料等辅助操作时间)。则每天需糖液体积为V糖 。每天产纯度为99%的味精50t，每吨100%的味精需糖液15.66m3V糖=15.66×250×99%=3875.85（m3）设发酵罐的填充系数=70%；则每天需要发酵需要发酵罐的总体积

44、为V0（发酵周期为48h）。V0=V糖/=3875.85/0.7=5537（m3）发酵罐个数的确定：公称体积为200m3的发酵罐，总体积为230 m3 N1= V0/（V总·24）=5537×48/(230×0.7×24)=48.15(个)取公称体积200 m3 发酵罐55个，其中5个留作备用。实际产量验算：230×0.7×50/（15.66×99%×2）×320=83078.6（t/a）富裕量 （83078.680000）/80000=3.8%能满足产量要求（3）主要尺寸的计算：取高径比 H：D=2：1

45、6 则有：H=2D；解方程得： 取D=5mH=2D=10m；封头高：封头容积 ：V封=16.4（m3）圆柱部分容积：V筒=197m3验算全容积V全：V全=V全符合设计要求，可行。（4）冷却面积的计算 对谷氨酸发酵，每1m3发酵液、每1h传给冷却器的最大热量约为4.18×6000kJ/(m3·h) 5。采用竖式蛇管换热器，取经验值K=4.18×500 kJ/(m3·h·) 8。平均温差tm： 32 32 20 2712 5代入 对公称容量200 m3的发酵罐，每天装5罐，每罐实际装液量为3875.85/25=155（m3）换热面积 （5）搅拌器计

46、算 选用六弯叶涡轮搅拌器6。其示意图如图9所示图9六弯叶涡轮搅拌器示意图 该搅拌器的各部分尺寸与罐径D有一定比例关系搅拌器叶径取d=1.7（m）叶宽 ：弧长：底距：盘踞 ：叶弦长：叶距 ：弯叶板厚：=12（mm）取两挡搅拌，搅拌转速N2可根据50m3罐，搅拌直径1.05m，转速N1=110r/min。以等P0/V为基准6放大求得：（6）搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。计算Rem8 式中 D搅拌器直径，D=1.7m N搅拌器转速， 醪液密度，=1050 kg/m3 醪液粘度， =1.3×10-3N·s/m2 将数代入上式：视为湍流，则搅拌功率准数N

47、p=4.7吴思芳发酵工厂工艺设计概论计算不通气时的搅拌轴功率P0：式中 Np在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N搅拌转速，N=80r/min=1.33r/s D搅拌器直径，D=1.7m 醪液密度，=1050kg/m3 代入上式：两挡搅拌：计算通风时的轴功率Pg 式中 P0不通风时搅拌轴功率（kW），N轴转速，N=80r/min D搅拌器直径（cm），D3=1.73×106=4.9×106 Q通风量（ml/min），设通风比VVm=0.110.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11；则Q=155×0.11×106=1.7×10

48、7（ml/min） 代入上式：求电机功率P电：采用三角带传动1=0.92；滚动轴承2=0.99，滑动轴承3=0.98；端面密封增加功率为1%7；代入公式数值得：（7）设备结构的工艺计算 空气分布器：本罐采用单管进风，风管直径133×4mm。 挡板：本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管，故不设挡板 密封方式：本罐采用双面机械密封方式，处理轴与罐的动静问题。冷却管布置：采用竖式蛇管7 最高负荷下的耗水量W式中 Q总每1m3醪液在发酵最旺盛时，1h的发热量与醪液总体积的乘积 cp冷却水的比热容，4.18kJ/（kg·K） t2冷却水终温，t2=27 t1冷却水初温，t1=20 将各值代入上

49、式冷却水体积流量为3.69×10-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s，根据流体力学方程式，冷却管总截面积S总为：式中 W冷却水体积流量，W=3.69×10-2m3/s V冷却水流速，v=1m/s代入上式：进水总管直径 ： 冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为S总，管径d0，组数为n，则：取n=8，求管径。由上式得：查金属材料表选取89×4mm无缝管9， ，认为可满足要求，。现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为300mm，则两直管距离为600mm，两端弯管总长度为： 冷却管总长度L计算：由前知冷却管总面积现取无缝钢管89×4mm，每米长冷却面积为则

50、:冷却管占有体积： 每组管长L0和管组高度：另需连接管8m：可排竖式直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占有体积为0.5m3，则：总占有体积为则筒体部分液深为：竖式蛇管总高 又两端弯管总长，两端弯管总高为600mm，则直管部分高度：则一圈管长： 每组管子圈数n0：现取管间距为，竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m，则可计算出搅拌器的距离在允许范围内（不小于200mm）。.校核布置后冷却管的实际传热面积：而前有F=232.5m2，可满足要求。（8）设备材料的选择10选用A3钢制作，以降低设备费用。（9）发酵罐壁厚的计算计算法确定发酵罐的壁厚S （cm）式中 P设计

51、压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.4MPa D发酵罐内经，D=500cm A3钢的应用应力，=127MPa 焊接缝隙， =0.7 C壁厚附加量（cm）式中 C1钢板负偏差，现取C1=0.8mm C2为腐蚀余量，现取C2=2mm C3加工减薄量，现取C3=0选用14mm厚A3钢板制作。封头壁厚计算：标准椭圆封头的厚度计算公式5如下： （cm）式中 P=0.4MPa D=500cm=127MPaC=0.08+0.2+0.1=0.38（cm）=0.7（10）接管设计接管的长度h设计：各接管的长度h根据直径大小和有无保温层，一般取100200mm。接管直径的确定：按排料管计算：该罐实装醪量

52、155m3，设4h之内排空，则物料体积流量发酵醪流速取v=1m/s;则排料管截面积为F物。管径：取无缝管133×4mm，125.mm118mm，认为合适。按通风管计算，压缩空气在0.4MPa下，支管气速为2025m/s。现通风比0.10.18vvm，为常温下20，0.1MPa下的情况，要折算0.4MPa、30 状态。风量Q1取大值，。利用气态方程式计算工作状态下的风量Qf取风速v=25m/s，则风管截面积Ff为则气管直径d气为：因通风管也是排料管，故取两者的大值。取133×4mm无缝管，可满足工艺要求。排料时间复核：物料流量Q=0.0108m3/s，流速v=1m/s；管道截面积：，在相同的流速下，流过物料因管径较原来计算结果大，则相应流速比为排料时间：（11）支座选择选用裙式支座 6谢辞本次毕业设计是在敬爱的导师李云凯的悉心指导下完成的，在设计的准备、进行及设计的写作过程中，李老师都付出了大量的时间和精力，李老师严谨的治学态度、渊博的学科知识、高度的责任心，使我受益匪浅，让我不仅学到了许多知识，更学到了许多做人做事的道理。在此我要向一直以来辛苦工作的李云凯老师表示我最衷心的感谢和最崇高的敬意! 7参考文献1张克旭氨基酸发酵工艺学，中国轻工业出版社，1992：279-2802王旭 禹郑超味精发酵生产工艺及其主要设备，高等函授学报（自然科