年产9000吨味精工厂的生产工艺设计

年产9000吨味精工厂（以液氨为氮源）的生产工艺设计武汉工程大学化工与制药学院课程设计任务书年产9000吨味精工厂（以液氨为氮源）的生产工艺设计专业班级学生姓名学号日期年月日书面整理与设计:物料计算：绘图部分：目录TOC\o"1-5"\h\z摘要：4Abstract:.……•......•..•......•..•......•..•..........5前曰:••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••••6设讦依据与主要工业设计参数7\o"CurrentDocument"1设计依据7\o"CurrentDocument"—1・1设计任务7\o"CurrentDocument"1・2工艺流程7\o"CurrentDocument"1・3基础数据7\o"CurrentDocument"1・4原（辅）料及动力单耗8\o"CurrentDocument"2.物料衡算8过程的总物料衡算82.1.1生产能力82.1.2总物料衡算92.1.3淀粉的单耗:92.1.4原料及中间体的计算102.1.5总物料衡算结果10\o"CurrentDocument"2.2制糖工序物料衡算11加水量112.2.2液化酶用量112.2.3CaCl2的加入量112.2.4糖化酶用量112.2.5糖化液量112.2.6加珍珠岩量和滤渣量112.2.7生产过程进入的蒸汽和洗水量.122.2.8衡算结果122.2.9糖化过程衡算图12\o"CurrentDocument"2.3连续灭菌和发酵过程物料衡算132.3.1发酵培养的糖液量132.3.2配料132.3.3衡算结果汇总142.3.4发酵过程衡算图15\o"CurrentDocument"2.4谷氨酸提取工序的物料衡算152.4.1发酵液数量152.4.2加98%硫酸量152.4.3谷氨酸产量152.4.4母液数量152.4.5谷氨酸分离洗水量162.4.6母液回收过程中用水以及酸、碱等数量l=Jl=J

wi=j

wl=J

w=JI三」

wl=J

w162.4.7物料衡算结果16\o"CurrentDocument"2.5精制工序的物料衡算16物料衡算汇总表17\o"CurrentDocument"3热量衡算183.1液化工序的热量衡算3・1・2灭酶蒸汽用量i=j3.1.3液化液冷却用水量181919\o"CurrentDocument"3.2糖化工序热量衡算19\o"CurrentDocument"3・3连续灭菌和发酵工序热量衡算203・3・1培养液连续灭菌用蒸汽量203・3・2培养冷却水用量213・3・3发酵罐空罐灭菌蒸汽用量22\o"CurrentDocument"3.4谷氨酸提取工序冷量衡算233・5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算l=J

wl=J

wl=J233.5.1热平衡与计算加热蒸汽量233.5.2冷却二次蒸汽所消耗冷却水量...24\o"CurrentDocument"3.6干燥过程的热量衡算25\o"CurrentDocument"3・7生产过程耗用蒸汽量结果汇总26\o"CurrentDocument"设备的设计与选型26\o"CurrentDocument"1基本参数262发酵罐27I三」l=J\o"CurrentDocument"2.1发酵罐生产能力27\o"CurrentDocument"2・2发酵罐台数27\o"CurrentDocument"2・3设备容积27\o"CurrentDocument"2・4校核28\o"CurrentDocument"2.5冷却管28\o"CurrentDocument"3种子罐31\o"CurrentDocument"3.1种子罐容积31\o"CurrentDocument"3・2种子罐台数31\o"CurrentDocument"3・3冷却面积的计算31\o"CurrentDocument"4种子罐空气过滤器3232333333334.1过滤层直径4・2过滤器宜径4・3过滤器高度i=j4.5分过滤器强数量4.4分过滤器强度的计算33334.6过滤层厚度5连消塔TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"5.1连消塔的主要参数33\o"CurrentDocument"5・2连消塔长度34\o"CurrentDocument"5・3进料管直径34\o"CurrentDocument"5・4连消蒸汽耗量34\o"CurrentDocument"5・5进气管直径35\o"CurrentDocument"5・6出料管直径35\o"CurrentDocument"5・7连消塔外圆尺寸35\o"CurrentDocument"5・8外筒有效长度的校核35\o"CurrentDocument"5・9设备结构的工艺设计36\o"CurrentDocument"6维持罐36持罐的选型36总结：37\o"CurrentDocument"参考文献403233333333i=j4.5分过滤器强数量3333摘要:谷氨酸钠俗称味精是一种重要的鲜味剂，对香味具有增强作用。谷氨酸钠广泛用于食品调味剂，既可单独使用，又能与其它氨基酸等并用。用于食品内，有增香作用。日常生活中很多食品都含有味精。谷氨酸钠(C5H8NO4Na)，化学名a-氨基戊二酸一钠，是一种由钠离子与谷氨酸根离子形成的盐。其中谷氨酸是一种氨基酸，而钠是一种金属元素。生活中常用的调味料味精的主要成分就是谷氨酸钠。过去生产味精主要用小麦面筋水解法进行，现改用微生物发酵法来进行大规模生产。而谷氨酸的通气发酵，是我国目前通气发酵产业中，生产厂家最多、产品产量最大的生产方式，该生产工艺和设备具有很强的典型性。本次设计为年产9000吨谷氨酸钠生产工艺设计，经指导老师的指导和本小组各组员的努力完成。关键词：味精发酵工艺流程图Abstract:MSGismonosodiumglutamateisanimportantflavoragent,hasenhancedtheroleoffragrance.Glutamateiswidelyusedinfoodflavoringagent,canbeusedalone,canalsowithotheraminoacidsandotheruse.Forfood,aflavoringeffect.ManyfoodscontainMSGindailylife.Monosodiumglutamate(C5H8NO4Na),chemicalnameofalphaaminoglutaricacidsodium,iscomposedofasodiumionandglutamateionicsaltsformed.Theglutamicacidisanaminoacid,andsodiumisametalelement.ThemaincomponentofMSGseasoningusedinlifeissodiumglutamate.Thepastproductionofmonosodiumglutamatevitalwheatglutenhydrolysismethod,istousetomakelarge-scaleproductionbymicrobialfermentation.Theventilationandglutamicacidfermentation,iscurrentlyChina'slargestventilationfermentationindustry,productyield,thelargestmanufacturerofmodeofproduction,theproductiontechnologyandequipmenthasastrongtypical.Thedesignfortheannualproductioncapacityof9000tonsofmonosodiumglutamateproductionprocessdesign,bytheguidanceoftheteacher'sguidanceandtheteammemberstofinish.Keywords:MSGFermentationProcesschart前曰:本设计主要内容为，了解味精生产中的原料预处理、发酵、提取部分的生产方法和生产流程，根据实际情况来选择发酵工段合适的生产流程，并对流程中的原料进行物料衡算、热量衡算及设备的选择、管道管径的确定。最后，画出工艺管道流程图和车间布置图。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。另外，为保障生产过程中对蒸汽的需求，同时还设置了动力车间，利用锅炉燃烧产生蒸汽，并通过供气管路输送到各个生产需求部位。为保障全厂生产用水，还要设置供水站。所供的水经消毒、过滤系统处理，通过供水管路输送到各个生产需求部位。本设计利用淀粉为原料，双酶水解制糖后，通过微生物发酵、等电点沉淀提取来生产味精，总工艺流程图如下：

HS—育冷2谷纯一-U中和、脱二谷氨酸钠晶体粉体设计依据与主要工业设计参数1设计依据1.1设计任务年产MSG的量：9000t（含7000吨98%MSG,2000吨83%MSG）生产周期V48h，每年生产日=300天，1.2工艺流程味精生产工艺为利用淀粉为原料，双酶水解制糖后，通过微生物发酵、等电

点沉淀提取生产味精的工艺是目前最成熟、最典型的生产工艺。1.3基础数据工艺技术指标和基础参数如下：发酵法生产谷氨酸的工艺技术指标序号生产工序参数名称技术指标1制糖（双酶法）淀粉糖化转化率>98%2发酵产酸率g/100mL>8.03发酵糖酸转化率%504谷氨酸提取提取收率％805精制精制收率％906发酵操作周期h<487倒灌率%11.4原（辅）料及动力单耗味精生产过程的原辅材料及动力单耗（1t99%MSG计算）物料名称规格单耗（t/d）玉米淀粉含淀粉86%2.029硫酸98%0.45液氨99%0.35纯碱98%0.34活性炭0.03水309电2000kwh/t蒸汽11.42.物料衡算2.1生产过程的总物料衡算2.1.1生产能力年产9000吨MSG，设纯度为100%，按每年生产天数300计，日产100%的MSG为30吨。2.1.2总物料衡算1000kg纯淀粉理论上能生产100%MSG的量为：1000kg纯淀粉实际上能生产100%MSG的量为：1000x1.11X98%X50%X80%X90%x1.272=498.1(kg)1000kg工业淀粉(含量86%的玉米淀粉)生产100%MSG的量为：x86%=428.4(kg)2.1.3淀粉的单耗：生产1000kg100%MSG理论上消耗纯淀粉量为：1000/1153.5=0.8669(t)生产1000kg100%MSG理论上消耗工业淀粉量为：0.8669/86%=1.008(t)生产1000kg99%MSG实际消耗纯淀粉量为：1000/498.1=2.008(t)生产1000kg1000%MSG实际消耗工业淀粉量为：1000/428.4=2.334(t)4981总收率：—x100%=43.18%1153.5淀粉利用率：1.008X100%=43.18%2.334生产过程的总损失：100%-43.18%=46.82%物料在生产过程中损失的原因：糖化转化率稍低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；产生其他产物提取收率低，母液中Glu含量高精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等2.1.4原料及中间体的计算72淀粉用量为：30x(—x0.98+—x0.83)x2.334=66.2856(t/d)99糖化液纯糖量为：66.2856x86%x1.11x98%=62.01(t/d)换算成含量24%的糖液量为：黎=258.375(〃d)24%发酵液量的计算——纯Glu的量：62.01x50%=31.005(t/d)浙算为8g/dl31005的发酵液：=387.5625(m3);387.5625x1.05=406.94(t)(1.05为发酵液的相8%对密度)提取Glu量——纯Glu量：31.005x90%=27.9045(t/d)，折算为90%的Glu量：27.9045x90%=25.114(t/d)Glu废母液量(采用等点一新离子回收法，以排出之废母液含Glu0.7g/dl计算):(26.965—24.27)=442.93(m3/d)0.7%2.1.5总物料衡算结果年产9000吨味精生产工艺的总物料衡算结果2-1项目以玉米淀粉为原料(加)66.2856原料淀粉(t)66.285624%糖液量（t）258.37590%谷氨酸量（t）25.115混合MSG量（t）30排除含0.7%谷氨酸废液量（m3）442.932.2制糖工序物料衡算2.2.1淀粉浆量及加水量味精生产过程中，淀粉加水比例为：1：2・5,即1000kg工业淀粉调浆时加水量为2500kg，由此制得的淀粉浆量为3500kg。淀粉浆中干物质（纯淀粉）浓度：1000乂86%=24.57%35002.2.2液化酶用量a-淀粉酶用量为淀粉浆的0.017%，则a-淀粉酶用量为3500x0・017%=0・6（kg）2.2.3CaCl2的加入量Ca2+能使a-淀粉酶的活性大为提高，CaCl2的加入量是淀粉浆量的0.043%，则CaCl2的加入量为3500x0.043%=1.5（kg）2.2.4糖化酶用量糖化酶用量是淀粉浆量的0.043%，则糖化酶用量3500x0.043%=1.5（kg）2.2.5糖化液量淀粉经液化、糖化后，制得24%糖化液量为（kg）24%糖化液的相对密度为1.09,那么糖化液的体积为：3897.95v1.09=3576.1（L）2.2.6加珍珠岩量和滤渣量淀粉经糖化、液化后的糖化液过滤比较困难，需加珍珠岩进行助滤，其加入量为糖化液的0.15%，即：3897・95x0・15%=5・847(kg)过滤后滤渣是含水70%废珍珠岩，则滤渣量为5.847：(1-70%)=19.49(kg)2.2.7生产过程进入的蒸汽和洗水量3897.95+19.49-3500-(1.2x3)-5.847=385.343(kg)2.2.8衡算结果(年产9000吨味精)：根据总物料衡算，日投入工业淀粉66.3t，物料衡算汇入下表制糖工序物料衡算汇总表2-2进入糖化过程的物料离开糖化过程的物料项目物料比例(kg)日投料量(kg)项目物料比例(kg)日投料量(kg)工业淀粉1000663000糖化液3897.95258434.09配料水2500165750滤渣19.491292.187液化酶0.639.78CaCl21.599.45糖化酶1.599.45珍珠岩5.85385.66洗水和蒸汽407.99327049.94累计3917.44259726.27累计3917.44259726.282.2.9糖化过程衡算图以1000kg工业淀粉为基准(下面同理)86%工—液体液化_CaCl.———液体2糖化滤渣19.49k歆t珍珠岩5.E47kgp糖化液#3S97.9?」2.3连续灭菌和发酵过程物料衡算2.3.1发酵培养的糖液量1000kg的工业淀粉经水解后，得到24%的糖液3897.95kg，发酵培养基的初糖浓度为16・4g/dL，则接种前发酵培养基的糖液量为3*X24%=5704.3(L)16.4%(W/V)发酵培养的糖液量质量为：5704.3x1.06=6046.6(kg)，(16.4g/dL糖液的相对密度为1.06)2.3.2配料发酵培养基的组成为：水解糖16.4%，糖蜜0.30%，硫酸镁0.06%，氯化钾0.08%，尿素4.0%，磷酸氢二钠0.02%，玉米浆0.20%，泡敌0.05%，硫酸锰0・2mg/100mL，硫酸亚铁0.2mg/100mL，植物油0・10%，接种量1%。按放罐发酵液体积计算：5704.3x廉%=5846.90)16.0%玉米浆：5846.9x0.2%(W/V)=11.69(kg)甘蔗糖蜜：5846.9x0.3%(W/V)=17.54(kg)无机盐(P,Mg,K):5846.9x0.2%(W/V)=11.69(kg)配料时培养基中的含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量:3897.95x24%*3897.5=1025.78(kg)19%灭菌过程加入蒸汽量及补水：-3897.95-1025.78-11.69-17.54-11.69=1081.95(kg)发酵零小时数量验算：3897.95+11.69+17.54+11.69+1025.78+1081.95=6046.6(kg)其体积为：6046.6/1.06=5704.3(L)，与以上计算一致。接种量：5846.9x1%(W/V)=58.469(L)58.469x1.06=61.98(kg)发酵过程加液氨数量，为发酵液体积的2.8%：5846.9x2.8%(W/V)=163.71(kg)，液氨容重为0.62kg/L,165.4/0.62=264.05(L)加消泡剂量，为发酵液的0.05%：5846.9x0.05%(W/V)=2.92(kg)，消泡剂的相对密度为0.8，2.95/0.8=3.65(L)发酵过程从排风带走的水分：进风25°C,相对湿度9=70%，水蒸气分压18mmHg(1mmHg=133.322Pa)，排风32C,相对湿度9=100%，水蒸气分压27mmHg。进罐空气的压力为1.5atm(表压)，排风0.5atm(表压)，则出进空气的湿含量差：v—V_062227x100%18x70%出进.1.5x760—27x100%.“2.5x760-18x70%=0.015-0.0042=0.01(kg水/kg干空气)通风比1:0.2,则带走水量5846.9x0.2x60x36x1.157x0.001x0.01=29.2(kg)(其中1.157为32C时干空气密度(kg/m3))过程分析、放罐残留及其他损失：52kg发酵终点时发酵液质量：6046.6+61.98+163.71+2.92-29.2-52=6194.0(kg)2.3.3衡算结果汇总：年产9000吨商品味精日投工业淀粉66.3t连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总如下连续灭菌和发酵工序物料衡算2-3项目进入系统离开系统1t工业日投料项目1t工业日投料

淀粉之匹配物料(kg)量(t/d)淀粉之匹配物料(kg)量(t/d)24%糖液3897.95258.434发酵液6194.0410.662玉米浆11.690.775空气带走水量29.21.936甘蔗糖蜜17.541.163过程分析、放罐残留及其他损失523.448无机盐11.690.775配料水1025.7868.009灭菌过程进蒸汽及水1081.9571.730接种量61.984.109液氨163.7110.854消泡剂2.920.194总计6275.2415.506总计6275.2415.5062.3.4发酵过程衡算图11.6P63.71P11.6P63.71P8g/dl谷氨酸2.4谷氨酸提取工序的物料衡算采用冷冻等点及其新离交回收工艺（按1000kg工业淀粉之匹配量计）2.4.1发酵液数量：5846.9L，6194.0kg2.4.2加98%硫酸量：为发酵液的3.6%（W/V）5846.9x3.6%=210.5（kg）98%H2SO4的相对密度1.84.，故210・5/1・84=114・4（L）2.4.3谷氨酸产量分离前谷氨酸量——Glu量：5846.9x8%（W/V）=467.8Z（kg）分离后谷氨酸量——纯Glu：467.8x0.8=374.2（kg）（80%为Glu提取收率）90%的Glu沉淀：374.2/90%=415.8（kg）2.4.4母液数量：母液含Glu0.7%g/dl467.8-374.2

07%=13371.4（kg）2.4.5谷氨酸分离洗水量x20%=83.2467.8-374.2

07%=13371.4（kg）13371.4-5846.9-83.2-114.4=7326.9（L）=7326.9（kg）2.4.7物料衡算结果根据以上计算，再乘以66.3t（日投工业淀粉数）即得出每日之物料量谷氨酸提取工序物料衡算汇总表2-4进入系统离开系统项目1t工业淀粉及匹配物料（kg）t/d项目1t工业淀粉及匹配物料（kg）t/d发酵液6194.0410.66290%谷氨酸415.813.3H2SO4210.513.956母液13371.4401.1分离用洗水83.25.516回收加水等7326.5485.773累计13787.2821.27113787.2821.2712.5精制工序的物料衡算2.5.1谷氨酸数量99%Glu374.2kg；90%Glu415.8kg2.5.2Na2CO3量x36.6%=152.2（kg）2.5.3加活性炭量472.5x3.1%=12.9（kg）2.5.4中和液数量415.8x415.8x1.272

40%（W/V）=1322.2（L）1322.2x1.16=1533.8（kg）（1.16为含40%（W/V）MSG溶液的相对密-415.8-12.9-152.2=952.9(kg)产MSG量产MSG量——精制收率90%,产量为415.8x1.272x90%x99%=471.2(kg)415.8x1.272x8%

25%2.5.7产母液量：母液平均含MSG量25%(W/V)二169.2(L),母液的相对密度1.1，则:415.8x1.272x8%

25%x1.1=186.2(kg)2.5.8废湿活性炭数量：湿炭含水75%129、——.—=51.6(kg)(1-0.75)2.5.9MSG分离调水洗水量x5%=23.6(kg)2.5.10中和脱色液在洁净蒸发过程中蒸发出的水量+23.6-471.2-186.2-5.4=894.6(kg)物料衡算汇总表精制工序物料衡算汇总表2-5进入系统离开系统项目1t工业淀粉及匹配物料(kg)t/d项目1t工业淀粉及匹配物料(kg)t/d90%Glu415.827.5799%MSG471.231.24Na2CO3152.210.09母液186.212.35活性炭12.90.86废炭51.63.42中和加水952.963.18蒸发水量894.659.31分离洗水23.61.57累计1603.6136.32累计1603.6136.322.5.12谷氨酸精制过程衡算图

90%谷氨酸NaCO1590%谷氨酸NaCO1523废炭］」40g/dl中和活性炭25g/dl母100%谷氨3热量衡算3.1液化工序的热量衡算3.1.1液化加热蒸气量加热蒸气消耗量D=G((2—'1)，式中：g-淀粉浆量(kg/h),C-淀粉浆比热荣［kI—人J/(kg.K)］,t1-浆料初温(293K)，t2-液化温度(363K)，I—加热蒸气焓2738kJ/kg(0.3MPa，表压)，人-加热蒸汽凝结水的焓，363K时为377kJ/kg淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉30^连续液化，30t/24=1.25t/h加水量1：2・5，淀粉浆量为1250x3.5=4375(kg)粉浆干物质浓度1250x86%43751250x86%4375x100%=24.6%淀粉浆比热CC=C—+C100-X0100水100%-淀粉质比热容，1.55kJ/(kg.K)，X-粉浆干物质含量，24.6%，C永水的比热容，4.18kJ/(kg.K)—c100—24.6C=1.55+4.18=3.53[KJ/(kg•K)]100100蒸汽用量D=牝75殍53(90-20)=457.9(kg/h)2738-3773.1.2灭酶蒸汽用量灭酶时将液化液由90C加热至100C，在100C是的人为419kJ/kgD=4375好53(100一90)=66.6(kg/h)(2738-419)要求在20mn内是液化液从9°笆升至100C，则蒸汽高峰量为66.6瑁=199.8(kg/h)以上两项合计：平均量：457・9+66・6=524・5(kg/h)524.5x24=12.59(t/h)高峰量：457.9.3+199.8=657.7(kg/h)3.1.3液化液冷却用水量使用板式患热器，将物料由100°C降至65°C,使用二次水，冷却水进口温度20°C,出水温度58.7C，需冷却水量W(58.7-20)x4.18W=(4357+339.85)x353(100-65)=3587.3(kg/h)即86.10(t/d)3.2糖化工序热量衡算(58.7-20)x4.18日产24%糖液116.94t,即116.94/1.09=107.3m3糖化操作周期30h，其中，糖化时间为25h。装料系数75%（100m3糖化罐装料75m3），则需糖化罐105^x|4=1.78（台），取2台。使用板式换热器，使糖化液（经灭酶后）由85C降至60C,用二次水冷却，冷却水今口温度20笆，出口温度45C，平均水量为：(45-20)x4.18(4375+339.85)x3.53(85-60)=(45-20)x4.18要求在2h内把75m3糖液冷却至40C，高峰用水量为

=34518.5(kg/h)3981.775000x1.09x(4375+=34518.5(kg/h)每日糖化罐同时运转：1.15x癸=0.96(罐)30=1.43,需2罐次每日冷却水用量：2x34.5x0.96=66.24(1/d)3.3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选罐问题：若选100m3的罐，发酵罐公称容积为100m3,装料系数0.7，每罐产MSG量：100x0.7x8%x86%x90%x1.25=5.42(t)年产9000t商品味精，日产MSG28.4t28448,发酵操作时间姗，其中发酵时间38h，需发酵罐台数:-x京=以47(台)，取11台。,.…284…每日投料罐次—=5.24取6罐日运转：10x竺日运转：10x竺=487.92(罐)取8罐唐浓度为16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其含量为每罐初始体积70m3，70x16.4%唐浓度为16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其含量为19%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°C升至75°C，再加热至120°C。冷却水由20^升至45°C。每罐灭菌时间3h，输料流量:604=20.1(t/h)、酒主‘曹性、心eu「40300x3.7(120-75)x1.07消毒灭菌蒸汽用量D==3212(kg/h)=3.2(t/h)2743-120x4.18其中糖液比热容为3.7kJ/(kg.K)192每天用蒸汽量：3.2x3x2=19.2(血)，高峰量3・2t/h，平均量:二-=0.8(t24/h)与下面20&相比，每天平均耗费的蒸汽量增大，罐的个数也增大。另一方面，因又为200的罐比100的罐难于维修，所以，综合考虑，选200的发酵罐。发酵罐公称容积为200m3，装料系数0・7，每罐产100%MSG量：200x0.7x8%x86%x90%x1.25=10.84(t)年产9000t商品味精，日产100%MSG28.4t28448-发酵操作时间48h,其中发酵时间皿需发酵罐台数:向x-井24(台)，取6台。每日投料罐次竺4=2.610.84日运转：5.24x38=4.1448每罐初始体积140m3,唐浓度为16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其含量为140x戚4%=120.8(t)19%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°C升至75°C，再加热至120°C。冷却水由20°€!升至45°C。每罐灭菌时间3h，输料流量:些08=40.3(t/h)3、酒言八40300x3.7(120-75)x1.07消毒灭菌蒸汽用量D==3212(kg/h)=3.2(t/h)2743-120x4.18其中糖液比热容为3.7kJ/(kg.K)每天用蒸汽量：3.2x3x1=9.6(队)，高峰量3.2t/h，平均量:96=0.4(t/h)243.3.2培养冷却水用量120C热料通过与生料热交换，降至80C，再用冷却水冷至35C，冷却水由20^升至45C，计算冷却水用量(W)W=40300x3.97(80-35)=68896(kg/h)=69(t/h)(45—20)x4.18全天用水量:69x3x1=207(t/h)3.3.3发酵罐空罐灭菌蒸汽用量1)发酵罐体加热设所用罐体为1Cr18Ni19材质的发酵罐，罐体重34.3们冷却排管重有6们不锈钢的比热容是0.5[kJ/(kgK)，用0.2Mpa(表压)蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15Mpa(表

压)下，由20°C升温至127°C,0.15Mpa蒸汽(表压)I=2718kJ/kg，蒸汽的用量为:=986(kg)(34300+6000)x0.5x(127—20)2718-127x4.182)充满发酵罐空间需要的蒸汽量因为200m3的发酵罐的容积实际上大于200m3,考虑到罐内有排管、搅拌器等配件=986(kg)°蒸汽=匕酵罐P蒸汽=200x1.622=324.4(kg)式中，V发酵罐自由空间，即全容积(m3)；p-加热蒸汽的密度(kg/m3),0.2Mpa(表压)蒸汽密度为1.622kg/m3。3)灭菌过程中的热损失设发酵罐的外壁温度为70C，此时辐射与对流的联合给热系数a为a=33.9+0.19x(70-20)=43.4[kJ/(m2*h*K)]200m3的发酵罐的表面积为201m2,耗用蒸汽量为：D蒸汽2718—127x4.18199(kg)4)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗201x0.001x1000(127—20)x4.18八D蒸汽2718—127x4.18199(kg)4)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗201x0.001x1000(127—20)x4.18八*、=41(kg)空罐灭菌时蒸汽消耗量为:蒸汽T=1632(kg/h)986蒸汽T=1632(kg/h)1-0.05每次空罐灭菌的时间是1・5h,用蒸汽量:1632x1.5=2448(kg/罐)则每日蒸汽耗用量为：2448x1=2448(kg/d)平均耗汽量：2448/24=102(kg/h)3.3.4发酵过程冷却水用量根据实测数据，谷氨酸的发酵热约为3.0x104(kJ/m3h),200m3谷氨酸发酵罐，装料量140m3,使用新鲜的冷却水冷却，冷却水的进口温度是10C，出口温度为20C，冷却水的用量就可按下式进行计算：W=3.0x10000x140(20-10)x4.18因为每天运转的发酵罐是4.14罐次，高峰用水量为100x4.14=414(t/h)日用水量为414x0.8x24=7948.8(t/d)，0.8--各罐发热状况均衡系数一79488平均用水量：詈8=331.2(询)3.4谷氨酸提取工序冷量衡算等电罐200m3,装液量146m3，相对密度1.06，由30°C降至5°C,降温速度2°C/h。其冷量为：146x103x1.06x2x3.97=1.2x106(kJ/h),发酵比热容为3.97[kJ/(kg・K)]中和时，H2SO4对水的溶解热为92kJ/mol,6h加98%H2S045100kg，其溶解热为:5100x98%x92x103=782x103(kJ/h)6x98每天运转4.14罐。总制冷量：(1.2x106+7.82x105)x翌4=2250(kw)36003.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算年产9000吨商品味精，日产100%MSG28.4t，选用25m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期24h，其中辅助时间4h。每罐产100%MSG10t，需结晶罐台数:,：8土、=3.38，取4台1.6为每罐投入的晶种量(10-1.6)3.5.1热平衡与计算加热蒸汽量每罐投入40g/dl的中和脱色液(俗称原液)23皿3，流加30g/dl母液32m3，过程中加水6m3,在70°C下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量2M。1)热量衡算来料带入热量：Q来料=(23x1.16+32x1.13)x3.5x35x103=7.7x106(kJ)加水代入热量：Q加水=6x4.18x35x103=8.8x105(kJ)晶种带入热量：Q来晶=1600x1.67x20=5.3x104(kJ)，1.67[kJ/(kg・K)]为MSG比热容结晶放热：Q晶执=(10T.6；；；06,12.7=5.7x105(kJ)MSG结晶热为12.7kJ/mol母液带走量：分离母液12m3，折算为相对密度1.26时，15t比热容为2.83[kJ/(kg・K)]Q=15x103x2.83x70=3.0x106(kJ)随二次蒸汽带走热量：Q次=(23+32+6-20)x2626x106=1.077x108(kJ)结晶罐放罐时的结晶液量为20m3随结晶MSG带走热量：电=10x105xL67x70=1-17x108(kJ)需外界供给热量：Q=(Q走+Q一次+Q出日)-(Q来料+Q来水+Q来/Q晶热)=(3.0x108+1.077x108+1.17x108)-(7.7x106+8.8x105+5.3x104+5.7x105)=9.5x107(kJ)2)计算蒸汽用量每罐次用汽量：热损按5%计算D=9.5x107=45830(kg/罐)(2717-535)x0.95每罐浓缩结晶时间20h，每小时耗蒸汽高风量：45830/20=2292(kg/h)4.14台罐同时运转，高峰用蒸汽量：4.14x2292=9488.88(kg/h)每日用蒸汽量：4.14x45830=189736.2(kg/d)=189.7(t/d)每小时平均用蒸汽量：189.7/24=7.9(t/h)3.5.2冷却二次蒸汽所消耗冷却水量1）二次蒸汽数量，即水蒸发速度23+32+6—20=2.05（m3水/h）202）冷却水用量：使用循环水，进口温度30°C，出口温度45°C,70°C水蒸气焓2626.8（kJ/kg），需冷却水量（W）W=2.05x103x（2626.8-45x心8）=80000宜）=80（血）（45-30）x4.182台罐，高峰用水量：80x2=160（t/h）全日用水量：80x20x4.14=6624（t/d）平均用水量：662424=276（血）

3.6干燥过程的热量衡算分离后之湿MSG含水2%,干燥后达到0.2%，进加热之空气为18°C，相对湿度4=70%,通过加热器使空气升至80C,从干燥器出来的空气为60C。年产9000吨商品味精，日产湿味精3此二班生产，即30/16=1.88(血)30000x2%-30000x0.2%.16干燥水分量：=41.3(kg/h)1618C空气湿含量。=70%,X0=0.009kg/kg干空气，I0=41.8kg/kg干空气；加热89C,I1=104.5kJ/kg干空气q物料=1.76x103x(60—18)x0.4x4.18/34=3635(kJ/kg水)Q损失=0.1(595x4.18+0.47x60x4.18+1198-18x4.18)=373(kJ/kg水)A=18x4.18-3635-373=-3932.76(kJ/kJ水)设X2=0.0108I2=%+A(X2-X1)=104.5+(-3932.76)(0.0108-0.009)=97.42(kJ/kg空气)空气耗量为：31.6/0.0108-0.009=2925.9(kg/h)80C时空气的比容0・83m3/kg实际消耗空气量为：2925.9x0.83=2428.5(m3/h)耗用蒸汽量(D)：使用0.1MP(表压)蒸汽加热，热损失按15%计：=95.8(kg/h)(104.5-41.8)x2925.9x=95.8(kg/h)每日用蒸汽量：95.8x16=1532.9(kg/d)平均每小时用蒸汽量：1532.9/24=63.9(kg/h)3.7生产过程耗用蒸汽量结果汇总生产过程耗用蒸汽量表生产工序日用量t/d平均量t/h高峰量t/h液化糖化12.590.520.66

液化糖化12.590.520.66联消9.60.43.2发酵罐空消2.450.11.6精制81.423.44.2干燥0.510.0210.03中和脱色略略略空气净化及其他略略略累计106.574.4419.69设备的设计与选型1基本参数年产9000吨味精(7000t98%和2000t83%)厂设备设计与选型4-1名称单位数量生产规模t/a9000生产方法发酵年生产天数d/a300产品日产量t/d30倒灌率%1.0发酵周期h48发酵培养基初糖浓度%15发酵转化率%50谷氨酸提取率%80产品纯度%2.1发酵罐生产能力选用公称容积为200皿的发酵罐，其总容积为230m3,装料系数为0.7,那么该罐生产100%味精的能力为：每罐生产100%MSG的量=200X0.7X8%X86%X90%X1.25=10.842.2发酵罐台数由前面的物料衡算中巳知年产9000吨商品味精的工厂，日产28.4t100%味精。发酵的操作时间需要48h(其中发酵时间38h)，这样生产需要的发酵罐应为：Zt.N=Gr=(28.^10.84)*(48/24)=5.24台取整后需6台。每日投(放)罐次为28.4/10.84=2.62罐。2.3设备容积由前面的物料衡算中已知年产9000吨商品味精的工厂,日产纯28.4t，所需发酵液：V0=10.84/(1.25X90%X80%X8%)=150.6m3/d所需设备总容积：V=里=150.6*48/(24*0.7)=430.3m324平主要尺寸的计算及搅拌轴功率(查表)4-2公称容积VN/m3罐内径D/mm圆筒高H0/mm封头高h0/mm罐体总高H/mm不计上全容积搅拌器直径D1/mm搅拌W速nr/min电动机功率N/kW封头容积/m3/m3200460011500120013900204.621811001422152.4校核查表公称容积为200皿的发酵罐，总容积为218皿。则2台发酵罐的总容积为：218*3=436m3>430.3m3,可满足需要。2.5冷却管按发酵生成热高峰、一年中最热的半个月的气温、冷却水可能到最高温的条件下，设计冷却面积。q=4.18x6000kJ/(m3-h)采用竖式列管式换热器，取经验值K=4.18x500kJ/(m3•h•^),换热温度发酵液保持32。冷却水，进口20oC，出口27oC,△t1=32-20=12oC,△t2=32-27=5°C对数平均温差△:=凹-普=导=8cln―iln—At52每天装1罐，每罐实际装液量为150・6/1=150・6皿换热面积F=Q/K^tm=4.18*6000*150.6/(4.18*500*8)=229.5m22.51冷却管布置最高热负荷下的耗水量W=Q/Cp(t2-t1)=4.18*6000*150.6/4.18*(27-20)=35.82kg/s则冷却水体积流量为W’=0.0358m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为v=1m/s，冷却管总截面积S总=W/v=0.0358/1=0.0358m2进水总管直径d总=(S总/0.785)0.5=0.214m冷却管组数和管径设冷却管径为d0，组数为n则：S总=0.785nd2=0.0358m2,根据本罐情况，取n=15，求管径：管径d0=(S总/0.785n)0.5=0.055m查味精工业手册表：10-25q63x3・5无缝钢管，d内=56mm，d内＞d0，可满足要求，d平均=60mm。取竖蛇管端部U型弯管曲率半径为250mm，则两直管距离为500mm，两端弯管总长度!0=»0=3.14*500=1570mm冷却管总长度L已知冷却总面积F=230m2，无缝钢管963x3.5每米冷却面积为：F0=3.14*0.06*1=0.19m2,则冷却管总长度：L=F/F0=230/0.19=1210.5m冷却管体积V=0・785*0・0632*1210・5=3.77(m3)每组管长L0和管组高度每组管长L0=L/n=1210.5/15=80.7m另需连接管8m：L实=1210・5+8=1218・5m可排竖直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占体积为0.5m3,则：V总』液+V管+V附件=150・6+3・77+0・5=154・87m3筒体部分液深(V总-V封)/‘截=(154.87-16.4)/0.785X52=6.81m竖直蛇管总高H=6.81+0.25=7.06m又两端弯管总长10=1570mm，两端弯管总高为500mm则直管部分高度h=H-500=7060-500=6560mm则一圈管长l=2Xh+l0=2X6560+1570=14690mm每组管子圈数n0no=Lo/l=80.7/15=6圈管间距为2.5d外=2.5*0.063=0.16m,竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m,可算出与搅拌器的距离为0.375m>0.25m，在允许范围内。作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现无法排下这么多冷却管，可考虑增大管径，或增加冷却管组数。校核冷却管传热面积F实=nd平均XL实=3.14X0.06X1218・5=229・6m2>FF实〉F,可满足要求。设备材料的选择优先考虑满足工艺要求，其次是经济性。本例选A3钢，以降低设备费用。管直径的大小和有无保温层，一般取100-200mm。接管直径的确定按排料管为例计算管径发酵罐装料150.6m3,1.5小时内排空，体积流量Q=150.6/(3600X1・5)=0・・0279m3/s,发酵液流速为v=1m/s，排料管截面积S料=。/v=0.0279/1=0.0279m2排料管d=(S料/0.785)0.5=0.189m,取无缝钢管6219X9.5，内径200mm>189mm，适用。按通风管为例计算管径通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa,20oC),通风量Q=137.6X0.18=24.77m3/min=0.4128m3/s折算到工作状态下(0・45MPa,30oC)风量Qf=0.4128X0.1/0.45X[(273+30)/(273+20)]=0.088m3/s取风速v=25m/s，则通风管截面积Sf=Qf/v=0.088/25=0.00354m3通风管径df=(Sf/0.785)0.5=(0.00354/0.785)0.5=0.0694m,取无缝钢管6219X9.5也适用。排料时间复核物料流量Q=150.6/(3600X2)=0.0209m3/s，流速为v=1m/s管道截面积S=0.785X0.22=0.0314m2相应流量比P=Q/Sv=0.0209/(0.0314X1)=0.67排料时间t=2X0・67=1・34hV1・5h支座选择一一裙式支座3种子罐3.1种子罐容积种子罐容积=发酵罐计量体积x接种比x(i+液体损失率)/种子罐装料系数故:种子罐容积V种=218X1%/0.7=3.11m33.2种子罐台数种子罐台数=发酵罐台数x种子罐周期(天)/发酵罐周期(天)故:种子罐台数n种=6*18/48=2.25(个)圆整取3个3.3冷却面积的计算每罐实际装液量为150.6m3，则接种量=150.6X1%=1.506m3发酵产生的热量Q=4.18X6000X1.506=3.78X104kJ/(m3.h)取K=4.18X220kJ/(m3.h.oC)'换热温度发酵液保持32°C,冷却水，进口20oC,出口27°C,△t1=32-20=12°C,△t2=32-27=5°C平均温差^t=(△t1+^t2)/2=(12+5)/2=8.5°C需要的换热面积F=Q/(K・^t)=3.78X104/(4.18X220X8.5)=5m2核算夹套冷却面积：按静止液深确定夹套高度静止液体浸没筒体高度少罐-V封)/‘罐=(1.4-0.48)/0.785X1・52=0・52m液深H=H封+H0=0.4+0.52=0.92m夹套可实现的冷却面积S实=，罐+S封=nd平均H0+S封=3.14X1.5X0.52+2.5568=5.006m2需要的换热面积F=4.415m2,S实＞F，可满足工艺要求。4.3.4设备材料选择一一不锈钢材料罐4.3.5壁厚计算4.3.6设备结构的工艺计算4.3.7.1挡板4.3.7.2搅拌器4.3.7.3进风管(进出料管)，管底距罐30mm，向下单管按通风管计算管径通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa，20oC)，通风量Q=1.4X0.18=0.252m3/min=0.0042m3/s折算到工作状态下(0.45MPa,32oC)下的风量风量Qf=0.0042X0.1/0.45X[(273+32)/(273+20)]=8.97X10-4m3/s取风速v=20m/s,通风管径df=(8.97X10-4/0.785X20)0-5=0.0076m=7.6mm按排料管计算管径种子罐装料1.506m3,20min内排空，体积流量Q=1・506/(60X20)=0.00126m3/s,物料流速为v=0.5m/s，排料管截面积S料=。/v=0・00126/0・5=0・0025m2排料管d=(0.0025/0.785)0-5=0.056m=56mm取df、d中的较大者作为进气管，取管径D=56mm，查表知取676X5.5无缝钢管冷却水管管径的计算需冷却热量Q=3.78X104kJ/(m3.h)，冷却水温变化23oC-27oC耗水量W=Q/[Cp(t-t)]=3.51X104/[4.18X21(27-23)]=2100kg/h=0.000628m3/s水的流速为v=1m/s，冷却管管径d=(0.000628/0.785)0-5=0.0282m查金属材料表取焊接管Dg=32mm可满足要求取冷却水接管长度h=100mm4.3.8支座选择一一支撑式支座，将种子罐置于楼板上4种子罐空气过滤器4.1过滤层直径通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa,20oC)，折算到工作状态下(0.45MPa,32°C)下的风量风量：1.4X0.18X0.1/0.45X305/293/60=0.00097m3/s，流速为v=0.2m/s贝"D滤层=(V/0.785v)0.5=(0.00097/0.785X0.2)0.5=0.078m=78mm，取D滤层=80mm4.2过滤器直径D过滤器=1.1~1.3D滤层，取D过滤器=1.3D滤层，则D过滤器=1.3*80=104mm，圆整后D过滤器=110mm4.3过滤器高度筒体高度h=1.5D滤层=1.5X80=120mm锥体部分高度h锥=1.5XD过滤=1.X110=165mm过滤器4.4分过滤器强度的计算进出气管，与种子罐配合，取676X5.5无缝钢管4.5分过滤器强数量与种子罐相配合，种子罐数量为3台，配3台空气分过滤器4.6过滤层厚度5-6层超细玻璃纤维滤纸5连消塔5.1连消塔的主要参数类型：喷孔型生产能力：8h处理334m315%的糖液，其重度为1・06t/m3数量：一套灭菌时间10min,在连消塔中的停留时间10-30S,培养基流速0.3-0.6m/s5.2连消塔长度取培养基流速v=0.3m/s，在连消塔中的停留时间t=10s，连消塔长度：L=vt=0.3x10=3(m)5.3进料管直径进料体积流量V=334/8=41.75m3/h物料流速范围0.3-0.6m/s,取v=0.42m/s进料管截面积S=V/v=41.75/(3600X0.42)=0.028m3进料进料管直径直径d料=(S进料/0.785)0・5=(0.028/0.785)0.5=0.188m查材料手册取6219X3的无缝钢管，e=213mm，可满足要求。5.4连消蒸汽耗量8h处理334m315%的糖液，其重度为1.06t/m3质量流量G=334X1.06/8=44.26t/h=44260kg/h15%的糖液比热容为Cp=[0.37X15/100+(100-15)/100]X4.18=0.91X4.18kJ/(kg.oC)连消初温t1=70°C，终温t2=115oC，加热蒸汽的表压为0・42Mpa，温度为145oC,热焓值入=654.3X4.18kJ/kg，比容u=0.45m3/kg,115oC加热蒸汽的热焓I=115.2X4.18kJ/kg,蒸汽的消耗量计算如下D=G・CpX(t2-t1)/(入-1)=44260X0.91X4.18X(115-70)/4.18/(654.3-115.2)=3362kg/h蒸汽的体积流量V=Dxu=3362X0.45=1513m3/h因热损失蒸汽消耗量增加10%蒸汽的质量流量D=3362X1.1=3698kg/h蒸汽的体积流量V=1513X1.1=1664m3/h5.5进气管直径蒸汽压力为0.42Mpa下，气速范围为20-50m/s，取气速为42m/s进气管截面积S=v/v=1664/(3600X42)=0.011m3进进气管直径d料=(S进/0.785)0-5=(0.011/0.785)0-5=0.12m查材料手册，取无缝钢管6133X3,6=127inm，可满足要求。5.6出料管直径出料量G=G+D=44.26+3.69=47.95t/h出换算为体积流量V出4出/P=47.95/1.06=45m3/h取气速为42m/ss=V/v=45/0.42/3600=0.03m3出出出料管管径d出=(S出/0.785)0-5=(0.03/0.785)0-5=0.195m查材料手册，取无缝钢管e219X3，6=213mm，可满足要求。5.7连消塔外圆尺寸已知出料的体积流量V出=45m3/h，物料在连消塔内移动速度取0.1m/s连消塔s环』出/v=45/0.1/3600=0.125m3S环=0.785(d外内2-d内外2)，联立两式外圆直径d外内=(S环/0.785+d内外2)0-5=(0.125/0.785+0.1332)0-5=0.42m查表，取D=0.45m5.8外筒有效长度的校核由于连消塔内径因圆整而尺寸变大，应重新确定有效长度。。=420mm时，S环1=0.125m3，有效长度为L16=450mm时，S环2=0.145m3，有效长度为L2L2=S环］L1/S环2=0・125X3/0・145=2・6m连消塔设计的