年产6万吨味精厂毕业设计说明书(论文)

本科毕业设计说明书（论文）第65页共65页年产6万吨味精厂毕业设计说明书（论文）绪论

氨基酸的制造是从1820年水解蛋白质开始的。味精俗名又叫味素，英文为MonoSodiumGlutamte简称MSG。其化学名称是a_氨基戊二酸.1950年在实验室用化学方法合成氨基酸.以前1866年德国人Ritthansen利用硫酸水解小麦面筋.最先分离出谷氨酸.1872年Dittener推断出氨基酸的结构。1908年日本人因菊君与铃木合作从海带中提取谷氨酸成功,并开始制造味之素产品.1910年日本味之素公司用水解发生生产谷氨酸.1936年美国人从甜菜中提取谷氨酸,直到1956年和协发酵公司开始以淀粉糖蜜为原料采用发酵法生产谷氨酸成功.1957年发酵法味精投入工业化生产.1966年采用醋酸发酵法生产谷氨酸.60年代后期各国味精工业兴起,均用发酵法生产味精.

我国味精生产开始于1923年,由吴蕴初先生创办了上海天厨味精厂.该厂首先采用盐酸水解面筋生产味精.同年沈阳味精厂开始用豆粕水解生产味精.从1958年开始我国的味精生产进入转换期.开始研究发酵法制GLU的工艺.1964年上海天厨味精厂以黄色短杆菌617为生产菌株,采用发酵法生产GLU中型实验,获得成功,接着投入工业化生产.杭州味精厂与中科院微生物研究所等单位协作进行北京短棒杆菌As,2PP发酵法生产谷氨酸发酵实验1965年获得成功并投入工业生产.

由发酵法生产味精并获得成功.原料由原来的植物性蛋白改变为淀粉质原料.我国淀粉资源丰富,为我国味精工业的发展开拓奠定了广阔的前景,并使得我国的味精工业迅速发展起来,产量占世界总产量的35.1%,我国成为世界上产味精最多的国家之一.

当前我国味精行业提高经济效益的发展对策是:合理利用原料,采用高产酸新品种,采用新工艺,新技术,新设备,提高生产水平,防止噬菌体传染防止染杂菌,节能降耗,逐步实现自动化控制提高劳动生产率,全面降低成本,参与国际竞争,同时搞好废水处理,提高环境与社会效益.

味精分子式与L型,分子量187.13比重1.65无色晶体,有特殊鲜味,味精作为调味品除了能增加食物的美味外,它在人体中具有特别的生理作用,活跃蛋白质代谢,维持细胞机能降低血液中的氨,防止氨中毒等作用

国内味精规格有数种.以谷氨酸钠的含量分类有99%,95%,90%,80%四种.其中三种分别加如了景致的食盐以外观形状可分为结晶味精与粉状味精环境，环境问题是不可忽略的，味精行业是高污染的行业，废液的排出可能会对环境造成污染，污染类型可分为自然环境，生物环境和社会环境，环境是人类和生物赖以生存和发展的所有要素及条件的综合。人类与其它生物一样，通过新陈代谢与周围环境不断的进行物质和能量的交换，现代工业的发展虽然创造了巨大的物质财富，同时人类的环境又为之付出了相当大的代价。人类的自然环境是由生物圈所构成并保持着动态平衡物质世界，人类是环境的产物，又是环境的制造者，要把生产观点与生态观点有机结合起来，控制环境污染，保护和改善环境，认真执行“综合防治，以防为主”的青工环保方针最后,本设计是经过检阅了大量的参考资料，结合所学知识与在山东味精集团实习所的实践经验。并在阮南老师的精心指导下，历时5个月完成的。本设计根据我国的实际情况，尽量适当采用工业生产中的先进工艺和高科技成果，并结合运用所学理论知识有所创新。

第一部分设计总论毕业设计课题“年产6万吨味精厂初步设计”重点车间：发酵车间

一.设计任务和要求

1.年产99%规格的味精占年产量的80%,80%的占20%.采用84%的工业淀粉为原料,生产天数为每年320天,连续生产.

2.气候条件;在极端情况下,最高42最低-23,一般气温条件下10-25.主导风向,西北较多.

3.主要工艺流程的选择舆论正尤其是新工艺要有重点的论证全厂的物料衡算,工艺设计计算,水电气耗用量的计算及安全防火,经济核算.

二.设计要求,技术经济指标.

(一)本设计根据不也设计中的任务要求进行的,在设计注意对毕业实习中缩减的新工艺新设备的合理采用.

(二)对厂址的选择

1.选择依据

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.

三.生产规模和产品规格;

(一)生产规模

年产两万吨商品味精工厂其中99%的味精占80%,80%的味精占20%(二)产品规格

99%的味精占80%,质量符合GB8967-88.

80%的味精占20%,质量符合GB1500-92

四.生产方法.工作制度,工作车间组成,工作时间.

1.生产方法

采用玉米淀粉为原料

(1)制糖车间:采用一次喷射,双酶法制糖工艺.

(2)发酵车间:亚适量流加糖发酵工艺.

(3)提取车间:去除菌体,低温等电,离子交换法.

(4)精制车间:采用管式结晶罐进行真空浓缩结晶.

(二).工作制度

全年生产320天,三班作业,连续液化.

(三)工作组成

1.糖化车间:A.液化B糖化C过滤

2.发酵车间:A种子B连消C发酵D空气净化

3.提取车间:A等电点提取B离心分离C离子交换

4.精制车间:A中和脱色,除铁过滤B结晶C干燥筛分D包装

5.辅助车间:动力车间,修理车间,水渠,泵房,化验室,净化系统.

6.包装形式:现选用塑料袋

塑料袋的材料有聚乙烯.BOPP多膜聚乙烯符合QB4456-84规定.

现选用机械包装;

包装规格;10g,25g,100g,250g,1kg,10kg,25kg.

允许偏差符合GB88967-88和QB1500-92规定.

第二部分全厂工艺计算设计方案选择论证第一章制糖工艺一、制糖的作用目前为止,所发现的谷氨酸产生菌都不能直接利用淀粉,也不能利用糊精作为碳源.因此,以淀粉为原料时,必须先将淀粉转化为葡萄糖,才能供发酵使用.

在工业生产上将淀粉水解为葡萄糖的过程称为'淀粉的糖化',所得的糖液称为淀粉水解糖.淀粉水解糖液中,主要的糖类是葡萄糖,此外根据水解的条件不同,尚有数量不等的麦芽糖及其他一些二糖,低聚糖等复合糖类.除此之外,原料带来的物质如蛋白质,脂肪等在发酵中易被谷氨酸产生菌利用,而一些复合糖类杂质不能被利用,它们的存在不仅降低了淀粉的利用率,增加粮耗,而且常影响到糖液的质量,降低糖液的可发酵营养成分,在谷氨酸发酵中,淀粉糖浓度的高低,往往直接关系到谷氨酸产生菌的生长速度及在味精的生产中谷氨酸的积累.如何保证谷氨酸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.

二制糖的方法

目前制糖的方法有四种;酸法酶酸法酸酶法双酶法,其基本原理为：在催化剂的作用下淀粉的颗粒结构被破坏r-1.4及r-1.6糖苷键被切断,转变成葡萄糖

(一)酸解法

酸解法又称酸糖化法，它是以酸（无机酸或有机酸）为催化剂，在高温高压下将淀粉水解转化为葡萄糖的方法。用酸解法生产葡萄糖，具有生产简易，由淀粉逐步水解为葡萄糖的整个化学过程仅仅在一个高压容皿中进行，对设备要求简单，水解时间短，设备生产能力大等特点。由于水解作用是在高温高压及一定酸浓度条件下进行的，因此酸解法要求有耐腐、耐高温、高压的设备，况且淀粉在酸水解过程中所发生的化学变化是很复杂的，除了淀粉的水解反应外，尚有副反应的发现，这将造成葡萄糖的损失而使淀粉转化率降低，酸水解法对淀粉原料要求严格，淀粉颗粒不易过大，大小要均匀，颗粒大，易造成水解不彻底。淀粉乳浓度也不易过高，浓度高，转化率低。（二）酸酶法即事先将淀粉酸水解成糊精或低聚糖，然后再用糖化酶将其水解为葡萄糖的工艺。用酸酶水解淀粉制糖，具有酸液化速度快，切糖化是由酶来进行的，对液化液要求不高，可采用较高淀粉乳浓度，提高生产效率。此法用酸量较少，产品颜色浅，糖液质量高。（三）酶酸法是将淀粉先用γ-淀粉酶液化到一定程度，然后用酸水解成葡萄糖的工艺，能采用粗原料淀粉，淀粉浓度较酸纯高，生产较易控制，时间短，而且酸水时PH稍高，可以减少淀粉水解副反应的发生，糖液色泽较浅。总之酶酸法也存在不足之处。（四）双酶法双酶法是用淀粉酶将淀粉水解为葡萄糖，双酶法制葡萄糖可分为二步：第一步是利用γ-淀粉酶将淀粉液化转为糊精及低聚糖，使淀粉的可溶性增加，这个过程称为“液化”。第二步是利用糖化酶将糊精或低聚糖进一步水解，转变为葡萄糖的过程。在生产上称为“糖化”，淀粉的“液化”和“糖化”都是在微生物酶的作用下进行的，故也称为双酶水解法。优点：（1）淀粉水解是在酶的作用下进行的，酶解的反应条件温和，因此耐高温高压耐腐蚀的设备，便于就地取材，易上马。（2）微生物酶作用的专一性强，淀粉的水解副反应少，而且水解的糖液纯度高，淀粉转化率高。（3）可在较高淀粉乳浓度下水解30-23ºBe¹，可用粗原料。（4）由于微生物酶制剂中菌体细胞的自溶，糖液营养物质丰富，可使发酵培养基简化。（5）用酶法制的糖液颜色浅，较纯净，无苦味，质量高，有利于糖液的精制。缺点：时间长，社别多，易造成过滤困难。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（%）蛋白质（%）0.10.080.08羟甲基糠醛（%）0.030.080.3颜色（在2°Be‘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三、工艺选择现在综合考虑水解糖液的质量及降低糖耗，提高原料利率等方面考虑，则是双酶法最好，故本设选用双酶法制糖工艺。2节、工艺流程及工艺控制一、工艺流程淀粉+水+γ-淀粉酶——调浆罐——一次喷射——层流维持罐——闪蒸罐——糖化罐——灭酶——压滤——糖化液贮罐——发酵车间二、工艺控制调浆淀粉乳浓度调为17ºBe¹，PH=6.-6.2（加碳酸钠），Ca2+超过50mg/l不再加Cacl2，加入γ-淀粉酶。一次喷射105℃0.4Mpa（表）蒸汽层流维持100℃维持90min灭酶130℃25min闪蒸90℃糖化57-60℃灭酶85℃过滤用板框过滤机正压过滤，然后到糖贮罐中，应保持在60-70℃，防止糖液变坏，及时用完。糖液含汤量28.5℅kg/l

第二章发酵工艺第一节工艺选择选用亚适量生物素流加糖发酵工艺，该工艺具有产酸高，转化率高，周期短，糖耗速率快等特点。菌种选择（选用FM-415，备用菌S9114）FM-415的优点：产酸率高，糖酸转化率高，转化率达45℅以上。耐高温，前期控制在32-34℃，中后期可控制在36-38℃。脲酶活力强，一般初尿为0.5-0.6℅。发酵周期短，对营养要求粗放。生物素用量低菌种的扩大培养国内谷氨酸发酵种子扩大培养普通采用二级种子扩大培养的流程：斜面培养——一级培养——二级培养——发酵罐一、菌种的培养培养基：葡萄糖0.1℅，蛋白胨1.0℅，牛肉膏1.0℅，Nacl0.5℅，琼脂2.0-2.5℅，PH=7.0-7.2培养每支试管中装培养基4-5ml，灭菌冷却55-60℃。斜面凝固后防于37℃下恒温48h，检查无杂菌繁殖。经分离后，并活化至第三代的斜面菌种，在无菌情况下接种。32-33℃，恒温培养22-26h作生产用培养48h保存。二、一级种子培养培养基：GluCose2-5℅，尿素0.5℅，MgSO40-0.4℅，K2HPO40.1℅，玉米浆2.5-3.5℅，FeSO42PPm，MnSO42PPmPH7.0培养条件：用1000ml三角瓶装入培养基200ml，灭菌后置于冲程33-34℃，培养时间7-8h，通风量1：0.2，搅拌转数80r/min。谷氨酸生物合成途径合成GluGlu：γ-酮戊二酸+NH3+NADH-Glu+H2O+NADP转氨酶催化：γ-酮戊二酸+γ-氨基酸——Glu+γ-酮酸Glu合成酶：γ-酮戊二酸+Glu——2Glu菌种选育模型生物素缺陷型2、油酸缺陷型3、甘油缺陷型4、温度敏感突变株第七节发酵工艺1、一次性高糖发酵2、亚适量生物素流加糖发酵工艺3、高生物素加青霉素流加糖工艺4、温度敏感型本设计采用亚适量生物素流加糖发酵工艺第8节工艺控制微生物发酵动力学分批培养：是一种非恒态的培养法。补料分批培养：是粉皮培养和连续培养之间的一种过度培养方式，间歇或连续地补加新鲜培养基的培养方法。优点：（1）解除底物的抑制，产物反馈抑制和葡萄糖分解阻遏效应（2）减少菌体生成长量，提高有用产物的转化率。连续培养本设计选用补料分批培养工艺控制初糖、接种量和生物素采用较高的初糖14.5℅，生物素用量较高，接种量大10℅，使菌种快速成长，无度空话子在32-34℃，PH值前期7.0-7.1，8h后提高到7.2-7.3，放罐时降为PH=6.5-6.6。风量一般前期，后期小，中间大，提高溶氧效果。流加糖流加糖一般在发酵10h后补加，浓度为28.5℅第9节灭菌与空气净化灭菌原理：加热使微生物本身蛋白质在高温下凝固变性无菌室接种前，先把接种瓶皿，吸管等用75℅酒精灭菌，打开紫外灯消毒20-30min。操作前必须先洗手，换上无菌衣帽和鞋子，戴上口罩，用75℅酒精擦双手。操作不得随便讲话，行动要作到轻手轻脚。接种要充分利用火焰灭菌，尽可能保持在焰口操作，动作迅速，时间不宜过长。进入无菌室前后，打开紫外灯消毒20-30min。室内无菌空气检查，每周一次，方法采取在接种操作的同时打开平板10min，经37℃无菌培养24h，菌落不超过2个。影响因素温度：开始温度33-34℃，不超过35h，并超过△OD，12h以后36-37℃为宜，28h后可提高到37-38℃。PH值：发酵前期控制PH=7.0-7.1，8h后提高到7.2-7.3，以保持一定的NH4+/GA比，放罐时PH=6.5-6.6，以利于提取。通风量和OD值的控制：采用梯形控制通风，两头小，中间大。定容控制：开始时定容45-50℅，以便留出较大的流加糖室间，最后定容75℅CO2的控制泡沫控制：加消泡剂进行控制，加入量与时间以产生泡沫量为依据。糖耗控制：谷氨酸发酵过程中前期糖耗不宜过快，进入产酸期后，其他因素控制能跟的上，转化率达50℅以上，可加快它的糖耗速率。发酵罐灭菌种子罐灭菌三空气除菌加热灭菌2、介质过滤除菌3、静电除尘现介绍介质过滤除菌第10节工业发酵染菌防治染菌的危害种子培养期染菌：染菌后将造成发酵罐染菌。发酵前期染菌：与生产菌争夺营养成分和养分，严重干扰生产菌的生长繁殖和产物生成。发酵中期染菌：将严重干扰生产菌的代谢，影响产物的生成发酵后期染菌：影响产量，产物提取和产品质量。防治原因：1、培养基灭菌不彻底2、菌种在移接过程中受污染3、菌种在培养过程或保藏过程中受污染4、无菌空气带菌5、培养基和设备灭菌不彻底6、设备渗漏引起染菌以及防治7、操作问题。解决方法：1、种子培养期染菌：弃去，并对种子罐，管通进行检查和彻底灭菌。2、发酵前期染菌：应迅速重新灭菌，补充必要的营养成分，重新接种进行发酵。3、发酵中期染菌：可加大风量，加速产酸，降低PH值4、发酵后期染菌：提前放罐。废液和尾气处理废气因生产中使用的工艺过程中产生的Hcl、H2S、NH3、HOHO、H2SO4等气体通过使设备密闭，使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其逸出，对于泄露的少量废气通过机械排风和风筒高空排放。废液味精企业的废水分为低，中，高三种浓度，其中谷氨酸母液属高浓度有机废水是味精厂主要污染源，冷却水是低浓度废水，其它为浓度有机废水。第三章提取

提取工艺选择

一.目的

谷氨酸酸是发酵的目的产物,但它溶解在发酵液当中,在发酵液中有多种副产物,因此要想提取,必须采取适宜的工艺.

二提取方法论证

提取谷氨酸方法;等电点法.离子交换法.锌盐法.盐酸法.渗透膜分离法.溶剂提取法.

1等电点法

将发酵液和硫酸调PH值到Glu的等电点,使其析出其收率可达50%-80%,一般有常温等电法,低温等电法及浓缩等电法.

其特点;工艺简单,操作方便,设备简单,环境污染不大,利于三废处理.

2离子交换法

根据谷氨酸与发酵液中其它同性离子的性质不同,树脂对这些离子的吸附能力的差别,采用不同树脂进行选择性吸附,再用洗脱剂洗脱以达到收缩的目的.

其特点:工艺操作难度大,需耐酸的设备,上柱不易控制,收率高.

3锌盐法

谷氨酸与Zn²+作用生成难溶于水的沉淀,酸性条件可溶解,PH值为2.4时,谷氨酸溶解度最小,以晶体析出,锌盐法有两条途径:1是在发酵液中直接投锌盐,使生成谷氨酸锌,再把谷氨酸锌用盐酸转化成谷氨酸,即所谓一步锌盐法;二是等电提取后,以上清夜加入锌.

特点:工艺简单,操作方法提取收率稳定,但对环境不利.

4盐酸法

谷氨酸在浓冷HCL中溶解度小,易生成晶体,可提纯再加碱中只至等电点,使其析出

特点:此工艺收率高,但流程长而复杂,碱酸耗量大,设备要求劳动强度大.

5渗透膜分离法

根据渗透膜对各种离子的选择渗透性不同,将谷氨酸分离.如电析法,要求渗析液清,耗电多,且渗透膜质量不稳定.

6溶剂抽提方法

谷氨酸在有机剂中溶解度小,可在除菌的Glu中加某种有机剂而提纯Glu但此法对有机剂的选择和产品食用的安全性尚在研究中.

三提取方法选择

综上所述联系实际,现选用一次等电点,离子交换,全母回流洗脱工艺.本工艺操作简单,设备要求不高.提取收率高,对环境污染小优点,所以选择此新工艺,产生废水少,改变了以从冲工艺中产生大量废水的弊端.

2节工艺流程及工艺控制

一.工艺流程叙述

二.工艺控制

1除菌体

采用碟片式离心机,处理量为每台15M³/h,4台一组,洗水量4M³/h,菌体分离浓度50%.

2等电液

离心后的发酵液打入等电罐中,先使用高流分调PH约为5.0后,缓慢调酸至3.0-3.2,维持稳定,搅拌10h以上,静止7-8h后放料

3上柱母液

用硫酸将上清液调到PH为1.5,准备上柱.

4上柱

上柱量10m³/h,29.4m³/h.

5水洗

用45-60℃水正洗树脂可除去部分杂质和升高树脂温度.

6反冲

用等电母液从下部反冲树脂使树脂稀疏.

7洗脱剂配置

洗脱剂使用液氨+水+后流分配制,调PH值约为11.5—12,洗脱时10m³/h,29.4m³/h.

8洗脱剂的处理

前流:泵回到等电罐或上清液储罐,以备下次重新上柱.

高流:调PHWEI1.5以供下次等电液调酸使用.

9上柱废液的处理

废液泵到废水处理厂,经处理后可制氮肥.

10离心机

离心机处理量8-10m³/h,采用4台并联法,每次加Glu体积20%的洗水,清洗麸酸.

第四章精制工艺

工艺流程:

1中和2脱色除铁3K-15炭柱脱色,4结晶浓缩,5干燥分离

工艺说明及论证

从发酵液中提取到的谷氨酸,仅仅是味精生产中的半成品,谷氨酸与适量的碱进行中和反应,生产谷氨酸钠,其溶液经过脱色,除铁,除去部分杂质,最后经过减压,浓缩,结晶及分离,得到较纯的谷氨酸钠的警惕,不仅酸味消失,而且有很强的鲜味,谷氨酸钠的商业名是味精或味之素.

1节工艺论证

一.中和Glu+NaOH→Glu•Na+H2O

在Glu的中和操作中，先把谷氨酸加如入水中，成为饱和溶解液PH为3.2，然后加碱进行中和，溶液的PH逐渐升高谷氨酸的电离平衡逐渐发生移动。当绝大部分谷氨酸都变成GA±的形式时，即为中和生成谷氨酸钠的等电点。

当中和液PH超过7后，随着PH的升高，溶液中GA离子逐渐变多，生成的谷氨酸二钠也越多，但它是无鲜味的，因此避免此物质的生成，同时中和液PH值超过7后，还会促进L-谷氨酸钠变成DL-谷氨酸钠的消旋反应，使的成品质量下降。

谷氨酸在常温下溶解度很小，因此中和时先底水，加热到65℃碱液加入在谷氨酸之后；如果先加碱后加谷氨酸，若中和温度高会影响谷氨酸钠的形成，故必须严格控制条件。

二.脱色，除碱

味精中含铁离子过量，不符和食品规定标准，味精含铁量高时，影响成品色泽，99%成品味精含铁量控制在5PPm以下。

生产原料原因，特别是设备腐蚀游离出较多的铁离子，此外中和液中还含有锰，锌等离子，一同除去。淀粉制糖，培养基灭菌，发酵液浓缩过程中产生色素，类黑素，带入Glu使中和液色泽较深，因此需脱色处理。

硫化碱的加入要适量，不能过多或过少。一般可稍过量，加硫化碱的温度要控制在50℃以下，因为溶液在偏酸或高温时有硫化氢气体逸出，其密度比空气大，是以引起严重中毒。

除铁检测方法：

A.取加过量的硫化钠的中和液滴加硫化钠溶液，若无黑色沉淀说明铁已除净。

B.取加过量的硫化钠的中和液滴加硫酸，若有黑色沉淀说明铁已除净。

中和除铁液泵入板框过滤机，经过滤除去杂质及沉淀以达到除铁的目的。

三.K-15碳粒脱色

经过滤的滤液打入碳柱，进行第二次脱色，活性炭具有很大的表面积，其吸附作用分为物理和化学两种，活性炭表面和色素分子之间范德华引力为物理吸附作用。此种吸附特点速度快，吸附量与温度成正比，吸附热小，容易吸附，另一种化学吸附，吸附速度慢，其速度与温度成正比，吸附热大，吸附具有选择性。

每一次脱色用粉末状活性炭，碳粒里装颗粒碳作最后一次脱色。

四浓缩结晶

结晶是提取的有效方法，只有同类分子或离子才能结合成晶体。由于水合作用，溶液中溶质以一定晶形水合体析出，商品味精带一个结晶水，溶液到晶体生成的过程中，形成饱和溶液，晶核形成，晶体形成。

结晶原理：固体物质溶于溶液中达到饱和，就处于一个相平衡。结晶是一个固相形成过程。不仅包括物质分子的凝结，而且包括这些分子有规律的排列成晶格，这种排列与分子表面化学键力有关，即要结晶就要有表面张力作功，当溶液浓度达到一定饱和度时，使得溶质能相互吸引自然聚在一起形成一种微细颗粒，即晶核，晶核表面吸附溶质分子。

本设计采用较先进完善的真空结晶工艺，为了形成饱和溶液，蒸发部分溶剂，但为了防止谷氨酸钠在高温下形成焦谷氨酸钠，使成品味精易吸潮，变质。因此采用减压真空浓缩法。浓缩时，真空度越高，料液沸点越低，不仅加快了浓缩速度，也使产品质量提高。

本设计采用晶种起晶法这种起晶法可以控制晶体数目和大小。而且溶液受晶种刺激后，晶核可以提早形成，所需过饱和度较自然起晶的过饱和度低。作为晶种投入溶质不会被溶解，也不会产生刺激起晶，全部作为晶核而不产生新晶核，从而达到控制晶体数量的目的。

五干燥分离

本设计采用三足式离心机，进行味精分离，可以以味精的大小控制分离时间和含水量采用震动床，具有设备简单，生产连续化，效率高等优点，而且产品不易破碎，光泽度好，适用于大量结晶干燥，使用硫化床干燥可以控制温度不超过80℃为宜。

粗头大片，＞8目粉碎，制晶种或打粉掺入80%味精

8-12目作晶种粉碎成12-30目

12-30目成品99%MSG

30目以上作为晶种或用结晶锅重新结晶

生产工艺采用直接混合，加食盐得80%MSG

2节.工艺控制

一.中和

1.PH的控制

操作中，先将Glu加到升温至65℃的底水中，成为饱和溶液，酸度接近3.2，溶液中的谷氨酸大部分以GLu±的形式存在，加碱中和，随着碱的不断加入，溶液的PH升高，电离平衡移动GLu±减少，GLU¯±逐渐增加，全部成为上述离子时，即为中和生成谷氨酸钠的等电点。若PH超过7，GLu¯逐渐增多，即PH越高，生成谷氨酸钠越多，而谷氨酸钠有很强的鲜味，谷氨酸二钠却没有，此时PH超过7后，还会促进消旋反应的发生，L-GluNa向DL-GluNa转变，若PH低于7，则溶液中的GLu¯+离子百分率高，造成Glu溶液不彻底，影响精制收率，还造成过滤困难，使后面操作不易进行。

所以PH的控制在中和中很重要。

2中和的速度

中和的速度不应太快，要缓慢进行。

用碳酸钠中和会产生二氧化碳，若中和太快，会产生大量泡沫，可能会导致料液外逸，造成损失。而且加碱过快，导致局部PH过高，发生消旋反应，影响收率和产品质量。

3中和温度

中和温度应控制在70℃以下

温度高时，除会发生消旋反应外，谷氨酸还会脱水发生环化，生成焦谷氨酸，对收率和品质极为不利。

环化反应如下：

4中和加水

中和过程加水过多，中和液浓度低，给结晶带来困难。加水不足，浓度太高，黏度增加，脱色效果差，过滤困难，，故一般控制在中和液浓度21-23ºBe¹，且最好菜盐式盐较少的水。

二脱色

1粉碳脱色控制操作：

⑴温度

在一定范围内，温度升高，分子运动加快，溶液黏度降低，有利于吸附，当温度高时分子运动加剧，反而使解析色素速度增大，综合温度对吸附解吸的影响，一般控制在65℃左右。

⑵PH值

PH对脱色效果影响很大，PH在4.5-5.0脱色效果较好，但在此PH范围内溶液尚有40%的谷氨酸来生成谷氨酸钠，Glu溶解不完全，既影响收率又影响质量，生产上一般控制在PH6.6-6.8，当控制在6.0-6.2时，脱色较好，但脱色后需加碱调PH值。

⑶时间

色素分子向活性炭表面扩散及吸附均需一定量时间，只有充分接触，才能充分发挥脱色效力。但达一定时间后，随时间延长脱色并不增加。那样就影响了设备的利用率，生产中控制加碳后搅拌30分钟达脱色饱和。

2颗粒碳脱色

⑴进料速度

碳的吸附量与进料速度密切相关，颗粒碳吸附色素需一定时间，流量大，物料停留时间短。吸附效果差，经验认为进料为碳体积的2-3倍，效果好，速度2-3M³料/M³碳.h

⑵上柱液质量对碳柱影响

若透光率低，色素杂质多，碳交换量显著下降，因此一般先粉碳脱色除去大部分杂质，透光率达60%以上再上柱。

⑶颗粒碳再生

用氢氧化钠水溶液作洗脱剂解吸吸附的色素，用盐酸解析铁离子作再生剂。洗脱剂和再生剂浓度低时，效果增加不明显，造成浪费。由实践经验，可采用3%±NaOH和HCL

溶液再生较为理想。

⑷温度

温度适当提高，有利于搅拌，有利于脱色，过高，吸附效果反而下降，同时颗粒碳易粉碎，若温度太低，黏度大，影响流速，同时易结柱，生产一般控制在40-50℃

⑸PH值

同粉状碳，控制在6.0-6.8

三．真空浓缩结晶

1浓缩：选用真空度200-250mHg，温度70℃.

2结晶：

⑴结晶原理：谷氨酸钠在不同温度下水中的溶解度可按经验式计算：

Scl=35.30+0.098t+0.0012t²

Scl-GluNag/100g溶液t-温度℃

含结晶水的可按下式：

Sc=39.18+0.109t+0.0013t²

Sc-MSGg/100g溶液t-温度℃

可用饱和曲线表示

由实验得关系图可分为三个区但关系不明显

⑵结晶与影响结晶的因素

a结晶过程包括形成饱和溶液，晶核形成（本设计采用加晶种）和晶体成长三阶段。

晶核形成有三种方法：自然起晶法，刺激起晶法，晶种起晶法

b影响结晶速度的因素：

过饱和度，液膜厚度，溶液黏度，溶液浓度，温度，真空度；稠度，晶种质量

⑶结晶工艺条件控制

投入结晶罐内一定量脱色液进行浓缩，达到浓度后，加入晶种。结晶过程不断补充物料，控制适宜的过饱和度，尽量避免假晶。当出现假晶时加温水杀晶。

真空度200mmHg温度60-70℃，底料55-65%，取3m²（60%），浓缩液浓度29.5-30.5ºBe¹，时间2-4h.投种温度65-70±.投种后整晶，蒸汽操作压力0.25-0.35Mpa。

补料：应使蒸发速度，结晶速度协调一致，使浓度控制在介稳区。

放罐浓度：放罐前用结晶水调整29.5-30.5ºBe¹，成品得率50%第五章空气净化系统

Glu发酵液态深层好气性发酵,产生菌是好氧性微生物,在培养过程中需要大量无菌压缩空气,一般工业生产以大气中空气作氧源,但空气中喊有多种微生物及灰尘,泥土等,在适宜条件下,其中的杂菌也会大量繁殖,消耗大量营养物质,产生各种代谢产物,影响发酵正常进行,因此净化是一相当重要的环节.

一般考虑以下几条:

1减少进口空气杂菌数目:采风口应设在主导风上方;空压站与发酵车间尽可能远些,防止染菌,同时原理提取车间;采用进空压机前粗过滤手段;采风口位置一般高于30m

2设计安装除菌效果交好的过滤器

3保证过滤介质在干燥情况下过滤

4合理设计空气过滤系统流程

第三部分全厂物料衡算

一物料衡算

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—进入系统物料量（kg）

D—离开系统的物料（kg）

W—损失的物料量

生产过程中总物料衡算

（一）生产能力

年产6万吨MSG，99%的MSG占80%，80%的MSG占20%，工作日为320天

1折合100%的味精

60000×80%×99%+60000×20%×80%=57120t/年

2日产商品MSG

60000／320=187.5t/d其中99%的MSG187.5×80%=150t/d

80%的MSG187.5×20%=37.5t/d

3日产100%的MSG：57120/320=178.5T/d

（二）总物料衡算

1.1000Kg纯淀粉理论上产100%的MSG的量：

淀粉×111%→葡萄糖×81.7%→谷氨酸×127.2%→MSG（理论值）

1000×111%×81.7%×127.2%=1153.5kg

2.1000kg纯淀粉实际产100%的MSG

参数确定：糖酸转化率：58%；粉糖转化率：98%；提取收率；95%；精制收率：95.5%；

1000×1.11×98%×58%×95%×127.2%×95.5%=728.10kg

3.1000kg工业淀粉（含量84%的玉米淀粉）产100%的MSG：

728.10×84%=616.60kg

4.淀粉单耗

1000kg100%的MSG实际消耗纯淀粉量

1000/728.10=1.395t

1000kg100%的MSG实际消耗工业淀粉量

1000/616.60=1.622t

1000kg100%的MSG理论上消耗纯淀粉的量

1000/115305=0.8669t

1000kg100%的MSG理论上消耗工业淀粉量

0.8669/0.84=1.032t

5.总收率728.10/1153.5×100%=63.12%

6淀粉利用率1.032÷1.622×100%=63.12%

7.生产过程中总损失：100%-63.12%=36.88%

8.原料及中间品计算

⑴淀粉用量日产量178.5t/d×1.622=289.53t/d

⑵糖化液量

A：纯糖量：289.53×84%×1.11×98%=264.56t/d

B：折算成28.5%的糖液264.56/28.5%=928.28t/d

⑶发酵液量

A纯GLU量：264.56×58%=153.44t/d

B折算成90%的GLU量：153.44/10.5%=1461.38m³

C．28.5%的糖液的相对密度：查附表4—1P=1.108

⑷提取GIU量

A纯GLU量：153.44×95%=145.77t/d

B折算成90%的GLU的量：145.77/90%=161.96t/d

⑸GLU费母液量（153.44-145.77）÷0.2%=3835m³/d

总物料衡算结果，原料/项目淀粉质原料（玉米淀粉）生产两万吨100%MSG（t）t/d工业原料（t）9.26×104289.53糖液（28.5%）（t）2.97×105928.28Glu（90%）（t）5.18×104161.96MSG（100%）（t）5.71×105178.50排出含0.2%GLu废液m³1.23×1063835.06

二.制糖工序的物料衡算

1淀粉浆量及加水量

淀粉乳浓度为17ºBe¹，由附表3可得其干基淀粉浓度为30.209%，则1000kg工业淀粉产淀粉乳：1000×84%/30.209%=2780.63kg

设淀粉与水比为X则100×（1+X）=2780.63kgX=1.78

即淀粉加水比例为1：1.78加水量为2780.63-1000=1780.63kg

2加酶量

（1）选高温γ-淀粉酶，活力20000u/g用量为12u/g干淀粉

1000×84%×1000×12/20000=504g

中温液化酶：活力4000u/g，用量1.25u/g干淀粉

1000×84%×1000×1.25/4000=262.5g

2）糖化酶，活力100000u/g用量115u/g干淀粉

1000×84%×1000×115/100000=966g

3糖化液产量1000×84%×1.11×98%/28.5%=3206.15kg

28.5%的糖液的相对密度为1.108，糖液体积为：

3206.15/1.108=2893.64L

4.生产过程中进入的蒸汽和洗水量

3206.15-2708.63-（504+262.5+966）×10¯³-2.1-1.6+14.47×70%=430.22kg

5.氯化钙的用量：1000×84%×0.25%=2.1kg6纯碱用量：按1.6kg/1t纯糖计7加珍珠岩量：为糖液的0.15%，2893.64×0.15%=4.34kg8滤渣产量：含水70%的废珍珠岩，4.34/1-0.7=14.47kg制糖工序物料衡算汇总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）日产料量（kg）工业淀粉1000289530糖液3206.15928276.6配料水1780.63515545.8滤渣14.474189.5糖化酶0.966279.69液化酶0.7665221.9氯化钙2.1608.01珍珠岩4.341256.6洗水和蒸汽434.56125818累计3223.36933260.15累计3220.62932466.1三.发酵工序和连续灭菌的物料衡算发酵培养基数量⑴1000kg工业淀粉中，用于种子生长的为14.5kg，那么用于发酵产酸的工业淀粉：1000*1000/（1000+14.5）=985.71kg则其利用率为98.571%，可理解为其所选用淀粉为来发酵产酸的部分⑵放罐时发酵液量1000*84%*1.11*98%*58%/10.5%=5048.34L发酵液含Glu为10.5%的相对密度P=1.067kg/L质量为5048.34*1.067=5416.87kg⑶发酵过程中从排风中带走的水分进风25℃，相对湿度∮=70%，水蒸气分压18mmHg，排风32℃，相对湿度∮=100%，水蒸气分压27mmHg，进罐空气的压力为1.5大气压（表压0，排器0.5大气压（表压），出进空气的湿含量差 X出–X进=0.622*27*100%/（1.5*760-27*100%）-0.622*18*70%/（2.5*760-18*70%）=0.01094kg水/kg干空气通风比1：0.2，带走水量：4975.26*0.2*60*36*1.157*0.001*0.01094=27.60kg2．设1000kg玉米淀粉能得到最终发酵液的体积为V升，其中设处糖V¹升，流加糖V²升∴产酸为10.5%，糖酸转化率为58%∵最终糖液浓度：10.5%/58%=18.10%1000kg玉米淀粉制成纯糖为：1000*84%*1.11*98%=913.74kg转化成28.5%的糖液质量：913.75/28.5%=3206.15kg18.10%*V=913.75V=5048.3418.10%的糖液密度p=1.073kg/LM=5048.34*1.073=5416.87kg甘蔗糖蜜：0.3%V¹液氨：5048.34*2.8%=141.35kg纯生物素：0.00001%V¹液氨容重为0.62kg/L无机盐：0.2%V¹141035/0.62=227.96L接种量：10%V¹消泡剂：0.05%V放罐残留及其他损失为0.9%V即¹：14.5%V¹+28.5%/1.12V²=913.751.058V¹+1.108V²+0.05%V+2.8%V-0.9%V-27.21=5416.87以上两式联立可解得V¹=3204.68LV²=1764.25L即初糖3204.68*14.5%=464.68kg流加糖1764.52*28.5%/1.12=449.07kg14.5%的糖液质量：464.68/14.5%*1.058=3390.56kg449.07/28.5%*1.108*1.12=1955.36kg3加水量底料中加入31%的糖为（913.75-1764.52*28.5%/1.12）/31%=1499.17L1499017*1.1166=1673.97加水量（包括灭菌蒸汽）3204.68*1.058-3204.68*（0.3%+10%+0.2%+0.00001%）-1673.97=1379.77kg实际加水量：V¹+0.12V¹=3214.68V¹=2861.32L2861.32*0.12=343.36L即343.364种子耗量，接种量10%水解糖2.5%计3204.68*10%*2.5=8.01kg需31%的糖液：8.01/31%=25.84kg③玉米浆：1.2%3204.68*10%*1.2%=3.85kg④磷酸氢二钾：0.15%计3204.68*10%*0.15%=0.4807kg⑤硫酸镁0.05%计3204.68*10%*0.05%=0.1602kg⑥尿素0.35%计3204.68*10%*0.35%=1.1216kg⑦所需水量种子液p=1.01计3204.68*10%*1.01-28.85-3.85-0.4807-0.1602-1.1216=289.21kg连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表进入系统离开系统项目1t工业淀粉匹配物料（kg）T/d项目1t工业淀粉匹配物料（kg）T/d发酵过程28.5%糖液3206.15928.28发酵液5416.871568.3液氨141.3540.93带走水量27.607.99消泡剂2.520.7296滤渣及其他损失45.43513.15甘蔗糖蜜9.6142.784无机盐6.4091.856纯生物素0.00329.25*10¯4加水量（包括灭菌蒸汽）1379.77399.5实际加水量343.3699.4种子培养玉米浆3.851.115接种量10%V¹320.46892.79磷酸氢二钾0.48070.139硫酸镁0.16020.0464尿素1.12160.3247所需水量289.2183.73需31%黏液25.857.48四提取车间物料衡算现以一天为基准进行物料衡算除菌体发酵液526.845t/d或491m³/d，其中Glu含量10.5%，含菌体量8%2除菌体现采用碟式离心机，4台一组，处理量15m³/h，洗水量4m³/h，菌体分离浓度50%除菌体过程所需洗水量：419/15*4=130.93m³/d菌体含水量和菌体总体积：419*8%/50%=78.56m³/d除菌体后发酵液体积为：419+130.93-78.56=543.37m³/d除菌体过程中Glu损失为0.5%，除菌后含Glu的量：419*10.5%*（1-0.5%）/543.37=9.44%9.44%的GluP=1.041543.37*1.041=565.65t/d二）一次等电提取1提取前含Glu的量：纯Glu543.37*9.44%=51.30t/d提取后应得Glu的量：纯Glu419*10.5%*95%=48.98t/d90%的Glu为：48.98/90%=54.42t/dP=1.53所以V=54.42/1.53=35.57m³/d2设加入高流为V，含Glu5%，等电提取收率为80%（51.30+V*5%）*80%=48.98V=198.5m³/d3加入流水的量按20%计：35.57*20%=7.114t/d，P=1，即体积为7.144m³4加入98%的硫酸量：按硫酸：料液=1：120计（543.37=198.5）/120=6.18m³98%的硫酸，P=1.84，6.18*1.84=11.38t5加入高流体积为198.5m³，而洗脱得到各部分体积比为前流：高流：后流=5：4：3P=1前流量P=198.5/4*5=248.125m³后流量P=198.5/4*3=148.875m³6上柱液量：565.65+198.5+7.114+11.38+248.15-54.42=976.37t/dP=1，则其体积为976.37m³含Glu（48.98+198.5*5%）*20%/976.37=1.2%7排除废液量：设中间损失9.76m³损失体积1%976.37-9.76=966.61m³含Glu：419*10.5%*（1-95%-0.5%）/966.61*100%=0.24%小于0.3%8离子交换柱：选用732#强酸性阳离子交换树脂，填料系数为75%，两柱并联。离交柱：H=8mD=1.8mH：D=4：0.9，V=20.35m³树脂柱：H=5.6mD=1.8mV=14.25m³湿树脂交换当量1.6，氨根离子含量0.9%，Glu含量1.2%每次上柱液量：湿树脂*湿树脂实际交换当量/（发酵液Glu含量/147+发酵液氨根离子含量/18）=14.26*16/（1.2/147+0.9/18）*10=39.2m³交换效率按75%计，每次上柱量：39.2*75%=29.4m³总的上柱次数：976.37/29.4*2=16.6次9洗脱再生剂的计算洗脱剂的配制为母液+后流+氨洗脱剂氨的量为：976.37*1.2%/147*1.53*17=2.07tP=0.6，所以V=2.07/0.6=3.45m³每柱29.4，所以氨液为3.45/29.4=0.117m³后流：148.875/16.6=8.968m³母液：29.4-0.117-8.968=20.315m³进去系统离开系统项目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（kgt/d除菌体发酵液5416.871568.390%GLu4所需洗水量1346389.7排放废液量9.9382877.3菌体总体积808233.9除菌后发酵液体积55871617.6除菌体后含量为9.44%Glu的数量58161683.9等电提取加入10%的GLu0.527152.58排除废液量9.9382877.3加入的高流2.04590.6加入洗水量0.07321.14加入90%的硫酸量0.11733.88上柱提取上柱液量10.0392906.6前流2.551738.6每次上柱液量0.30287.4高流2.041590.9上柱次数49.4后流1.531443.3五，精制车间物料衡算现以一天的生产为基准技术参数日产90%的171.86Glut/d，即日产100%的Glu为154.68t/d日产100%的MSG178.5t/d，精制收率为95.5%中和，脱色，除铁过程1加入离子膜碱的量，含量36%t/d含水量为：t/d2料液的质量百分含量为40%，P=1.16所以其质量：154.68*1.272/40%*1.16=570.58t/d3所加水量：570.58-171.86*2-0.98832-0.17785=225.7t/d4加入活性炭：按Glu90%：活性炭=1：0.002计0.002*35.57=0.17785t5加入硫化钠的量硫化钠按5.47kg/t料液计，加入含硫化钠为10%因此，加入硫化钠的量为：180.68*5.47=988.32起含水量：988.32*（1-10%）=0.5335过滤后滤液的体积及加入的水量1产100%MSG的量为：155.92*90%*1.272=170.47t/d2过滤中活性炭带走水量，含水量75%0.1775/（1-0.75）*0.75=0.5335t加入的洗水量为总滤液的10%62.78+70.67-0.53355+0.88949+34.8288=168.63t/d又P=1.234则V=168.63/1.28=131.74m³（四）k-15活性炭柱脱色1用洗水量10%，所以加水量为131.74*10%=13.174m³滤液量为：131.74*1.28+13.174=180.02t/d又P=1.234（20℃）得50℃时P=1.11180.02/1.11=160.18m³其含量为：62.78/160.18=40%kg/L（MSG）2每天需浓缩结晶的原液量160.18m³，其含量为40%kg/L。结晶，离心分离1产100%MSG186.9*95.5%=178.5t/d2设加入母液Vm³，没罐体积20m³，加入底料原液为14m³，其中MSG含量为40%kg/L，加晶种按体积的6%计，收率50%，流加母液其含量38%，为罐体积的0.95倍，即19m³。（14*40%+20*0.95*38%+6%*20）*50%=7.013需要结晶罐：170.47/7.01=24.3罐4加入母液体积：24.3*19=462.04m³P=1.05则M=462.02*1.2=554.445MSG分离调水洗水量：按5%计17850*5%=8.925t/d6放罐体积为80%的罐体积：20*80%=16m³产生放罐母液；16*8.55=136.8m³P=1.05M=136.8*1.05=143.647中和脱色在结晶蒸发过程中蒸发出的水量；180.02+195.02-143.64=231.4m³精制工序物料衡算汇表项目进入系统离开系统1t工业淀粉及匹配物料t/d项目1t工业淀粉及匹配物料Kgt/d90%Glu559.53162.0100%GLu61.6517.85离子膜（36%）559.53162.0蒸发水237.968.88中和加水726.61210.4放罐母液1476.866427.60粉碳量1.8390.5296硫化钠（10%）10.162.942加洗水135.4539.22分离加洗水30.8258.92加母液2005.14580.55累计4039.9461169.69第四部分全厂热量衡算热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程式表示如下：Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6Q1―物料带入的热量（J）Q2―蒸汽热量（J）Q3―各种热效应（J）Q4―物料带走热量（J）Q5―消耗于设备上的热量（J）Q6―设备向外界散发热量（J）一糖化车间工艺流程及热量衡算（一）工艺流程调浆（25℃→）→一次喷射（0.4MPat=105.5℃）→层流维持罐（90min，100℃）→灭酶（130℃，25min）→闪蒸罐（90℃）→糖化罐（57-60℃）→灭酶（85℃）→过滤（二）热量衡算1液化加热蒸汽量：D=G*C*（t2-t1）/I-λG―淀粉浆量（kg/h）C―淀粉浆比热容（KJ/kg*k）t1―浆料初温（25+273=298K）t2―液化温度（105.5+273=378.5K）I―加热蒸汽焓2683.19KJ/kg（0.4MPa）λ―加热蒸汽凝结水的焓（在378.5K时为440.29KJ/Kg）淀粉浆量G：根据物料衡算，，日投工业淀粉289.53吨；连续液化；289.53/24=12.064t/h，加水比为：1：1.78，粉浆量为：Kg/h，平均用水量：t/h粉浆干物质浓度：4053*84%/11267.34*100%=30.209%粉浆比热的计算：C=C0*X/100+C水（100-X）/100式中：C0―淀粉质比热容，取1.55KJ/Kg*KX―粉浆干物质含量，30.209%C水―水的比热容，4.18KJ/Kg*KC=1.55*30.209/100+4.18*（100-30.109）/100=3.39KJ/Kg*K蒸汽用量：D=Kg/h2灭酶用蒸汽量：灭酶时由105.5℃升到130℃，130℃时λ=546.39KJ/KgD灭=Kg/h要求25min内使液化液由105℃升到130℃，则闪蒸高峰量为：Kg/h以上两项合计平均用量：3573+1303.58=4877.26Kg/h每日用量：t/d3液化液冷却水用量：经一次喷射后，液化液自然冷却到85℃，进入糖化罐，以冷水降温到糖化所需温度60℃，进水口22℃，出口50℃，则需冷水量：4糖化工序热量蘅算日产28.5%的糖液928.28t/d，即928.28/1.108=837.80m³/d糖化操作周期为40小时，糖化时间为32小时，糖化糖为250m³，装料系数75%，装料250*75%=187.5m³，需糖化罐个数：n=，取9个，再加一个备用的，共取10个罐。糖化灭酶所需蒸汽，由60-85℃灭酶，0.4MPa（表压）蒸汽I=2642.93/KJ/Kgλ=335.00KJ/KgD灭=Kg/h要求30min使液化液由60℃升到85℃则高峰用蒸汽量：D=1231.56*60/30=2463.12Kg/h糖化液冷却用水量，用冷水降温到60℃，进口22℃，出口50℃，制糖车间总衡算a蒸汽用量：117.05+29.56=146.61t/d糖化罐运转台数：9*32/40=7.2台32为操作运转周期，40为操作周期b冷却用水量667.6+625.65=1293.25t/d二发酵车间热量衡算（一）连续发酵液热量衡算1培养液连续灭菌用蒸汽量发酵罐230m³，装料系数77%，每罐产100%MSG量发酵操作周期为40小时，其中发酵时间34小时需发酵罐台数：台，取16台，其中两台备用日运转：罐每日投放料次数：（1）没罐初始加底料体积：m³糖浓度为14.5%Kg/L，P=1.058灭菌加热过程用0.4MPa蒸汽（表压）I=2743KJ/Kg，使用板式换热器，将物料由20℃预热到78℃，再加热到120℃，冷却水由20℃升到45℃，没罐灭菌时间为3小时，输料流量：66.28/3=22.09m³/h=23.37t/h消毒灭菌用蒸汽量：（D）每日用蒸汽量：高峰量：2.97t/h平均量：40.08/24=1.67t/h（2）流加糖的灭菌用蒸汽量每罐流加糖的体积：m³/d，p=1.108含糖为28.5%，输料流量：36.492/3=12.164m³/h=13.478t/h消毒灭菌用蒸汽：D¹=Kg/h每日用蒸汽量：t/d高峰量：1.712t/h平均量：23.12/24=0.963t/h⑶每日用蒸汽量：40.08+23.12=63.20t/d平均每小时用蒸汽量：1.67+0.963=2.633t/h高峰量：2.97+1.712=4.682t/h2培养基冷却用水量120℃热料通过与生料进行热交换，降到80℃，再用水冷却到35℃。冷却水由20℃升到45℃，计算冷却水量（W）Kg/h全天用水量：t/d3发酵罐空罐灭菌用蒸汽量：（1）发酵罐体加热：230m³，1Gr18Ni9Ti的发酵罐中达38.3吨，冷却排管重6.8吨，比热容为0.5KJ/Kg*K，0.4MPa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.35MPa（表压）下，由20℃升到127℃其蒸汽量（2）填空发酵罐所需蒸汽量：230m³的发酵罐忽略附件所占体积，仍按230m³计算所需蒸汽量D空=Vp其中V―发酵罐自由全容积，p―加热蒸汽密度2.373所以D空==3\*GB2⑶灭菌过程的热损失：辐射与对流联合给热系数r，罐外壁温度70℃。=33.9+0.19*（70-20）=43.4（KJ/m²*h*K）230m²发酵罐的表面积210.74m²，耗用热量D损=Kg罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗式中0.001―附壁水平均厚度（1mm）灭菌过程蒸汽泄露，取总气消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽耗量：Kg/h每空罐蠛军一小时，用蒸汽量；Kg/h每日用蒸汽量：平均量：Kg/h4发酵过程产生的热量及冷却水用量由经验Qmax=4.187500=31350KJ/m³*h230m³的发酵罐，装料量177.1m³，使用新鲜水，冷却水进口温度18℃，出口温度24℃冷却水用量：t/h日运转11.78台高峰用水量：t/h日用水量t/d平均量：t/h其中0.8―各罐发酵热状况均衡系数5种子罐所需蒸汽量（1）空罐灭菌所需蒸汽量种子罐，18m³，填料80%，日运转5台，投放料3次a罐体加热所需蒸汽量18m³种子罐重2.76吨，冷却蛇管重1.19吨总重为276+1.19=3.95t蒸汽用量：3.95×0.5×（127-20）/（2743-127×4.18）b填空种子罐间蒸汽用量：D空=18×2.373=42.19kgC灭菌过程热损失：18m³发酵罐的表面积为19m²耗用蒸汽用量：D损=39×43.4×（70-20）×4.18/（2743-127×4.18）=38.26kgD罐壁附着的洗涤水升温的蒸汽用量：18×0.001×1000×（127-20）×4.18/（2743-127×4.18）=7.88kge灭菌过程蒸汽渗漏，取总气消耗量的5%，空罐灭菌消耗量为：193.54×5=967.20kg/d平均用量：967.20/24=40.32（2）实罐灭菌蒸汽用量：a直接加热，先预热到70℃，再直接蒸汽加热，加热蒸汽的消耗量：S=G*C（t1—t2）+Q′/（λ-t1C水）Q取所需热量的20%S=18×80%×1.01×0.96×4.18×（120-70）×（1+0.2）/（2743-120×4.18）=1.56tb保温阶段按直接加热的20-50%计，现取48%：1.56×48%=0.7488tc总量：1.56+0.7488=2.3088t/罐每天耗量：2.3088×5=11.544t/d平均用量：11.544/24=0.481t/h（3）冷却阶段用水量：G=G*C（t1—t2）/C水×（T1-T2）冷却水进口18℃出口24℃G=18×80%×1.01×0.96×4.18×（120-30）/4.18（24-18）=209.43t/罐每天耗量：209.43×5=1047.17t/d平均用量：1047.17/24=43.26t/h6种子罐培养过程所需冷却水量：W=33150×18×80%/（24-18）×4.18=18000kg=18t/h日运转5台高峰用水量：18×3=54t/h日用水量：54×0.8×24=1036.8t/d平均用水量：54×0.8=43.2t/h三提取车间等电罐200m³，妆液量146m³，相对密度1.06，由30℃降到5℃，降温速度2℃/h。其冷量为：146×10³×1.06×2×3.97=1.2×10³×10³（Kj/h）3.97―发酵液比容（KJ/kg•K）（KJ/kg•K）中和时硫酸对水的熔解热可忽略不计1.2×1000000/3600=333kw每天运转罐，总制冷量：3.33×10.88=3623.04kw四精制车间热量蘅算选用20m³减压列管式结晶罐，浓缩操作周期为18h，其中辅助时间为3.5h，放罐料液为16m³，每罐得GSM为7.01t，加晶种1.2t所需结晶罐台数：178.5/7.01=25.46罐。取26罐热平衡与计算加热蒸汽量：每罐投入14m³，40%的中和脱色液，流加38%的母液19m³，在70℃下减压蒸发结晶，浓缩时间2.5h，育晶12h，放料16m³。1热量蘅算（1）原料带入热量：进料温度35℃，比热为3.5KJ/kg•KQ原料=（14×1.26+19×1.2）×3.5×35×10³=4.95×10³×10³KJ（2）加晶种带如热量：MSG比热容为1.6KJ/kg•K，Q晶=1200×1.67×18=36.1×10³KJ（3）加水带入热量Q水=4.8×4.18×35×10³=702×10³（4）结晶放热MSG结晶热为12.7KJ/mol，Q晶热=12×2.83×70=2.4×10³×10³KJ（6）随二次蒸汽带走热量：Q蒸=（14+19+4.8-16）×2626×10³=57.2×10³×10³KJ（7）随结晶MSG带走热量Q出晶=7.01×10³×1.67×70=819.5×10³KJ需外界供给热量：Q=Q+Q母=蒸+Q出晶-（Q原料+Q晶+Q晶热+Q水）=2.4×10³×10³+5.72×10³×10³×10+819.5×10³-（5.88×10³×10³+36.1×10³=476×10³+702×10³）=46.71×10³×10³KJ2计算蒸汽用量每罐用气量：热损失按5%计算D=46710×10³/（2717-535）×0.95=22533.65kg/罐每罐浓缩结晶时间18h，每小时耗蒸汽高峰量：22533.65/18=1251.87kg/h26台罐同时运转，高峰用蒸汽量：26×1251.87=32548.62kg/h每日用蒸汽量：26×22533.65=585874.9Kg/d=585.875t/d每小时平均用蒸汽量：585.875/24=24.41t/h冷却二次蒸汽所用冷却水量1二次蒸汽量，即水蒸发速度：14+19+4.8-16/18=1.21m³/h2冷却水量：使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸气焓2626.8（KJ/kg），所用冷却水量（W）W=1.21×10³×（2626.8-45×4.18）/（45-30）×4.18=47062.63kg/h全日用水量，47.062×=17373.878t/d平均用水量：17373.878/24=723.912t/h为保证循环水温不高于30℃，需加进二次水6000t/d五.干燥过程的热量衡算分离后湿MSG含水2%，干燥后达0.2%，进加热的空气为18℃，相对湿度∮=70%，通过加热器使空气升到80℃，从干燥器进来的空气为60℃，年产两万吨的MSG，日产湿味精178.5/98%=182.14t，两班生产即182.14/24=7.59t干燥水分量：kg/h18℃空气湿含量∮=20%，X0=0.009kg/kg干空气，I0=41.8kg/kg干空气，加热80℃，I1=104.5kg/kg干空气用空气，⊿=（I2-I1）/（X2-X1）=Q物料+Q损失-Q初温式中，⊿―空气干燥后的热量变化（KJ/kg）I1―进空气加热器之空气热焓（KJ/kg）I2―出空气加热器之空气热焓（KJ/kg）I0―冷空气之热焓（KJ/kg）X0―空气湿含量（KJ/kg干空气）X1―进干燥器空气湿含量（KJ/kg干空气）X2―出干燥器空气湿含量（KJ/kg干空气）Q初温―物料初始温度时的物料中没1千克水热含量（KJ/kg）Q物料―加热物料所耗热量（KJ/kgK）Q损失―损失热量，通常为有效热量的10%Q物料=3.82×10³×（60-18）×0.4×4.18/136.91=1959.36KJ/kg水Q损失=KJ/kg水⊿=18×4.18-1959.36-448.95=-2333.07KJ/kg水设X2=0.0108I2=I1+⊿（X2-X1）=104.5+（-2333.07）（0.0108-0.009）=100.3KJ/kg干空气空气耗量为：/h80℃空气比热0.83m³/kg实际消耗空气量：76061×0.83=63130.72m³/h耗用蒸汽量：使用0.1MPa（表压）蒸汽加热，热损失按15%计算：D=kg/h每日用蒸汽量：2409.64×24=59775.33kg/h平均用蒸汽量：59775.33/24=2409.64kg/h第五部分全厂水衡算制糖车间配料用水量（新鲜水）日投淀粉：289.53t，加水比为1：1.78。用水量：=515.36t/d。平均用水量=高峰用水量=515.36/24=21.47t/h液化液及糖化液冷却用水量。液化液日用水量：667.6t/d，平均用水量27.82t/h。糖化液日用水量：625.65t/d，平均用水量26.07t/h。发酵车间发酵罐配料水IT工业淀粉加水量为371.0kg，日加水量为99.59t/d，平均用水量为4.15t/h冷却用水量：平均用水量：120.17t/h。日用水量：2884.0t/d。发酵过程所用冷却量：高峰用水量：2604.6t/h。日用水量：49997.94t/d。平均用水量：2083.35t/h。种子罐冷用水量：每天耗量：1047.17t/h平均用量：43.62t/d平均用水量：43.2t/h。提取车间除菌体过程所用造水量为363.63m3/d，平均用水量15.15t/h。等电提取过程所加浩水量20.18t/d，平均用水量为0.84t/h。中和动力工序加水量配料用水（使用挥手的洁净罐的整齐冷凝水）：日产100℅Glu：178.5/95.5℅/1.272/95℅=154.68t，配成40℅浓度，需水量t/d。洗交换柱用水：36.68t/d。洗废炭用水：24.65t/d。合计：36.68+24.65=61.33t/d。精制工序用水量结晶过程加水：使用回收结晶罐加热蒸汽冷凝水。26台罐，每罐加水4.8t，共为4.8×26=124.8t/d。冷却水；使用循环水。高峰用水量：1223.61t/h，平均用水量：723.912t/h，全日用水量：17373.878t/d。为保证循环水温不高于30℃，须采取不断补充二次水和用凉水塔降温的方法，其高峰用冷却水为500t/h，采用450t/h凉水塔可使水温降低5℃，即由45℃——40℃，尚须补充二次水量为：动力工序用水量锅炉用新鲜水4800t/d，空压机、冷冻机及其他循环水21000t/d，为保证水温，除加进3750t/d，还需采用1250t/h凉水塔1台。用水汇总及水平衡图新鲜水只供配料和发酵冷却后称为二次水，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的方法。耗水量计算汇总：新鲜水高峰量：120.17+4.15+2604.6+15.15+0.84=2744.91t/h新鲜水平均用量：21.47+4.15+2083.35+15.15+0.84+4800/24=2316.73/h日用新鲜水量：515.36+99.59+49997.94363.63+20.18+10000=60799.07t/d100%MSG单耗水量60799.07/178.5=340.61二次水总耗667.6+625.65+2884.09+154.68+36.68+24.65+17373.878=21767.228循环水为：17373.878+21000=38373.878t/d。凝结水：206+145=351t/d，平衡为：14.625t/h水重复利用率为70℅排水量：667.6+625.65+20.18+36.68+8.76+27000+3300=31658.87t/d。平均用量：1319.12t/h。用