土霉素车间工艺课程设计

1、课程设计 题目：年产 800 吨土霉素工厂设计 设计内容 26 页 图纸 4 张 指导老师： 学生姓名： 学 号： 所在班级： 年产年产 800 吨土霉素车间工艺设计吨土霉素车间工艺设计 摘摘 要要 本次设计为生产规模 800 吨/年的土霉素车间。 土霉素是微生物发酵产物，目前国内土霉素提取工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调节 pH 值,利用黄血盐-硫酸锌作净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质,然后用 122#树脂脱色进 一步净化土霉素滤液,最后调 pH 至 4.8 左右结晶得到土霉素碱产品。本次设计也按照这个 工艺流程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。 设计中借鉴了实际发酵车间的布置

2、，设计为 3 层车间，共安装 5 个发酵罐，1 个酸化 罐，2 个二级种子罐，1 个一级种子罐，1 个通氨罐，2 个补料罐，1 个板框过滤器，1 个结 晶罐，脱色罐，喷雾式干燥器等等相关设备。 目目 录录 第第 1 章章 绪论.5 第 1.1 节 引言 第 1.2 节 设计目标任务 第 1.3 节 本次设计的基本内容 第第 2 章章 工艺流程设计工艺流程设计.8 第 2.1 节 土霉素生产工艺流程简介.8 第 2.2 节 土霉素生产总工艺流程图.8 第第 3 章章 物料衡算物料衡算.9 第 3.1 节土霉素总物料衡算.9 第 3.2 节 土霉素干燥工序物料衡算.9 第 3.3 节 土霉素脱色结

3、晶工序物料衡算.9 第 3.4 节 土霉素酸化稀释过滤工序物料衡算.10 第 3.5 节 土霉素发酵工序物料衡算.11 第第 4 章章 设备选型设备选型.13 第 4.1 节 发酵罐.13 第 4.2 节 二级种子罐.17 第 4.3 节 一级种子罐.19 第 4.4 节 氨水储罐.22 第 4.5 节 补料罐.22 第 4.6 节 酸化罐.22 第 4.7 节 结晶罐.23 第 4.8 节 干燥器.23 第 4.9 节 车间设备一览表.24 第第 5 章章 车间布置设计车间布置设计.25 第第 6 章章 结论结论.25 参考文献参考文献.26 第一章第一章 绪论绪论 1.1 引言 土霉素 T

4、erramycin (Oxytetracycline) 分子式如图一所示，化学名： 6-甲基-4-（ 二甲氨基）-3,5,6,10,12,12a-六羟基-1,11 二氧代-1,4,4a,5,5a,6，11,12a-八氢-2-并四苯甲 酰胺。 土霉素属四环素类抗生素，广谱抑菌剂。许多立克次体属、支原体属、衣原体属、螺 旋体对其敏感。其他如放线菌属、炭疽杆菌、单核细胞增多性李斯特菌、梭状芽孢杆菌、 奴卡菌属、弧菌、布鲁菌属、弯曲杆菌、耶尔森菌等亦较敏感。临床上用于治疗上呼吸道 感染胃肠道感染 斑疹伤寒恙虫病等。 常见副作用有：肝脏、肾脏毒性，中枢神经系统毒性，斑丘疹和红斑 等过敏反应， 长期使用可

5、 致牙齿产生不同程度的变色黄染、牙釉质发育不良及龋齿（俗称四环素牙） ，B 族维生素缺乏等。 由于土霉素的广泛应用，临床常见病原菌对土霉素素耐药现象严重，并且由于其副作 用严重，现在临床上多用于兽用药 1.2 设计目标任务 请设计年产 800 吨（成品含量： 99% ）土霉素工厂设 计 一、基础数据 设计年产量 M = 800t/a 成品效价 Ud = 1000 单位/毫克 年平均发酵水平 Uf = 35000 单位/毫升 OH H CH3 O OH OH OH O N(CH3)2 CONH2 图一 土霉素分子式 年工作日 m = 310 d/a 1、发酵基础工艺参数 土霉素的发酵周期 T 为

6、 184 小时，辅助时间为 10 小时， 发酵中罐周期为 44 小时，辅助时间 4 小时 发酵周期为 35 小时，辅助时间 3 小时 接种比为 5%，液体损失率为 15% 大罐一个发酵周期内所需全料的量为：32m3 大罐一个发酵周期内所需稀料的量为：17m3 逃液、蒸发、取样、放罐损失总计为总料液的 15% 大、中、小罐通气量分别为 2.0、1.5、0.65（每分钟内单位 体积发酵液通入的空气的量） 氨氮的利用情况，培养 20-40 小时，每 4 小时补一次,每次 10-15L，控氨水平在 45mg/100ml 以上 培养基配比： 小罐中罐大罐全 料 稀料 组成配比 （%） 配比（%）配比 （

7、%） 配比 （% ） 配比 （%） 黄豆饼 粉 3.02.53.03.53.0 淀粉2.52.58.06.53.0 氯化钠0.40.360.20.4 碳酸钙0.60.41.10.40.4 磷酸二氢 钾 0.0050.003 磷酸氢二 钾 0.0050.003 植物油42.670.41 2、提取基本工艺参数 名称参数名称参数 脱色岗位 收率 99.24% 发酵液效 价 35000u/ml 结晶干燥 岗位收率 86%滤液效价11000u/ml 过滤岗位 收率 116%母液效价1370u/ml 总收率99% 湿晶体含 水量 30% 发酵液密 度 1.58kg/L 酸化液中 草酸含量 2.3% g/m

8、l 滤液密度1.02kg/L 酸化加黄 血盐量 0.25% g/ml 20%氨水 密度 0.92kg/L 酸化加硫 酸锌量 0.18% g/ml 氨水加量12% 成品含水 量 1.5% 脱色保留 时间 30-50 分 钟 酸化加水 量 230%v/v 滤液通过树脂罐的线速度控制在 0.001-0.002m /s 土霉素提取操作工艺参数一览表 名称反应时 间( + 、 、)/h 装料系数 酸化稀释40.70 结晶80.70 1.3 本设计基本内容 1.3.1 工艺流程设计 根据设计任务，查阅有关资料、文献，搜集必要的技术资料，工艺参数，进行生产方 法的选择比较，工艺流程与工艺条件确定的论证。简述

9、工艺流程。 1.3.2 工艺计算 物料衡算：每个工序画工艺流程简图，列出所有工艺参数，计算，列出衡算表，发酵 和提取列出物料衡算总表。 热量衡算：不要求 设备选型：大、中、小罐、通氨、补料罐的尺寸及数量；大罐的罐壁、封头、搅拌装 置及轴功率。提取工段各工序主要设备尺寸及数量。 管道设计：大罐主要接管设计，提取各种设备的主要连接管道。 1.3.3 完成初步设计阶段图纸：设备流程图、车间平面布置图。 第二章第二章 工艺流程设计工艺流程设计 2.1 土霉素生产工艺流程简介 土霉素是微生物发酵产物，目前国内土霉素生产工艺主要含发酵和提取两大步。提取 工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调节 pH 值,利用黄

10、血盐-硫酸锌作净化剂协同去除蛋白质等 高分子杂质,然后用 122#树脂脱色进一步净化土霉素滤液,最后调 pH 至 4.8 左右结晶得到土 霉素碱产品。本次设计也按照这个工艺流程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、 干燥等。 2.2 土霉素生产总工艺流程图 发酵液 酸 化稀释 稀释液 板框过滤 菌丝 122#树脂脱色 脱色 液 过滤 pH=4.8 结晶 氨水 滤液 母液 离心分离 湿晶体 干燥 土霉素产品 结晶 液 草酸，黄血盐，硫酸锌，去离子水 发 酵 第三章第三章 物料衡算物料衡算 3.1 总物料衡算 纯品土霉素的量：80099% =792 t/a 效价：7921091000 =7.92

11、1014 单位/a 土霉素的生产过程总收率为 99% 则发酵时的总效价：7.921014/99% =81014 单位/a 发酵液的效价：35000 单位/ml 发酵液的体积：81014/35000 =2.291010 ml =2.29104 m3 3.2 干燥工序物料衡算 湿晶体 3.58t/d 干干 燥燥 干晶体 2.54t/d 水分 1.04t/d 干晶体重：800（1-1.5% ）=788 t/a 湿基含水量：W1=30%/(1-30%) =0.43 干基含水量：W2=1.5%/(1-1.5%) =0.02 应除去的水分：788（0.43-0.02）=323.08 t/a 湿晶体的量：7

12、88+323.08 =1111.08 t/a 表 3-1 干燥工序物料衡算表 干燥前干燥后 项目质量 t/a质量 t/d项目质量 t/a质量 t/d 湿晶体的量1111.08 3.58 干晶体的量 7882.54 除去的水分 323.081.04 总量1111.08 3.58 总量1111.08 3.58 3.3 脱色结晶工序物料衡算 脱色提取脱色提取 滤 液 277.57t/d 氨 水 33.31t/d 母 液 307.35t/d 湿晶体 3.53t/d 母液效价：1370u/ml 氨水加量：12% 由效价守恒得母液体积：73.731063500099.24%116%（1-86%） /137

13、0106=303.57 m3 氨水：277.5712%=33.31t 湿晶体：3.58 t/d 母液：277.57+33.31-3.58=307.35t/d 表 3-2 脱色提取工序物料衡算表 脱色提取前脱后色提取 项目质量（t/d）质量(t/周期)项目质量（t/d）质量(t/周期) 滤液 277.572243.69 母液 307.352484.41 氨水 33.31269.26 湿晶体 3.5328.53 总量 315.882512.95 总量 315.882512.95 3.4 酸化稀释过滤工序物料衡算 酸酸 化化 稀稀 释释 过过 滤滤 草 酸 1.70 t/d 黄血盐 0.18 t/d

14、 硫酸锌 0.13 t/d 水 169.58 t/d 发酵液 116.49 t/d 菌丝 10.59 t/d 滤液 277.57 t 发酵液效价：35000u/ml 滤液效价：11000u/ml 由效价守恒得滤液的体积：73.73106350001.16/11000106=272.13 m3 滤液：272.131031.02=277.57 t 每天/ t 草酸：73.731032.3%10-3= 1.70 黄血盐：73.731030.75%10-3= 0.18 硫酸锌：73.731030.18%10-3= 0.13 水：73.732= 147.46 发酵液：73.731031.58= 116.

15、49 总： 265.97 表 3-3 酸化稀释过滤工艺物料衡算表 酸化过滤前酸化过滤后 项目质量（t/d）质量(t/周期)项目质量（t/d） 质量(t/周期)） 草酸 1.7013.71 滤液 277.572243.69 黄血盐 0.181.49 菌丝 10.5984.95 硫酸锌 0.131.07 水 169.581370.76 发酵液 116.49941.66 总量 288.082328.64 总量 288.082328.64 3.5 发酵工序物料衡算 发发 酵酵 发酵液 73.73 m3/d 损失 13.01 m3/d 黄豆饼粉 2.62 m3 /d 淀粉 6.77 m3 /d 氯化钠

16、0.17 m3 /d 碳酸钙 0.91 m3 /d 植物油 0.34 m3/d 接种量 1.61 m3 /d 氨（碱）0.09 m3 /d 配料水 71.93m3 /d 每天发酵液的量:2.29104/315=73.73 m3 逃液，蒸发，取样，放灌损失总计为总料液的 15% 每天损失的量：73.7315%/（1-15%）=13.01 m3 每天离开发酵罐的总量：73.73+13.01=86.74m3 大罐一个发酵周期内所需全料的量： 32 m3 一天内所需：32/19424=3.95 m3 大罐一个发酵周期内所需稀料的量： 17 m3 一天内所需：17/19424=2.10 m3 发酵前加入

17、的物料量：（73.73+12.66）-3.95-2.10=80.69 m3 每天 每周期（194/24） 黄豆饼粉：80.693%+3.953.5%+2.103%= 2.62 m3 21.19 m3 淀粉：80.698%+3.956.5%+2.103%= 6.77 m3 54.76 m3 氯化钠：80.690.2%+2.100.4%= 0.17 m3 1.37 m3 碳酸钙：80.691.1%+3.950.4%+2.100.4%=0.91 m3 7.37 m3 植物油：80.690.4%+2.101%= 0.34 m3 2.79 m3 接种量：80.6920%/19424= 1.61 m3 1

18、3.04 m3 碱：80.690.0156= 0.09 m3 0.73 m3 配料水： 71.93 m3 581.43 m3 表 4 发酵工序物料衡算表 进入发酵罐的量离开发酵罐的量 项目体积（m3/d)体积（m3/周期)项目体积（m3/d)体积（m3/周期) 黄豆饼粉 2.6221.19 发酵液 73.73595.98 淀粉 6.7754.76 损失 13.01105.16 氯化钠 0.171.37 碳酸钙 0.917.37 植物油 0.342.79 接种量 1.6113.04 氨（碱） 0.090.73 配料水 71.93581.43 总量 86.74701.15 总量 86.74701.

19、15 第四章第四章 设备选型设备选型 4.1 发酵罐 4.1.1 发酵罐的选型 选用机械涡轮搅拌通风发酵罐。 4.1.2 生产能力、数量和容积的确定 4.1.2.1 发酵罐容积的确定： 选用 200m3罐，全容积为 230m3 4.1.2.2 生产能力的计算： 选用公称容积为 200 m3的发酵罐，装料系数为 0.7,那么该罐生产土霉素的能力 为: 2000.7=140 (m3) 由前面的物料衡算中，已知年产 800 吨土霉素的工厂,日产 73.73 m3的土霉素。 发酵的操作时间需要 194h(其中发酵时间 184h),这样生产需要的发酵罐应为： N=73.73/140194/24=4.26

20、 （罐） 取整后需 5 台 每日投（放）罐次为： 73.73/140=0.53 (罐) 4.1.2.3 设备容积的计算： 由前面的物料衡算中，已知年产 800 吨土霉素的工厂,日产 73.73 m3的土霉 素，每天的发酵液的量：V0=73.73 (m3/d) 所需设备总容积： V=73.73194/(240.7)= 851.41(m3) 查表公称容积为 200 m3的发酵罐，总容积为 230m3。 则 5 台发酵罐的总容积为： 2305=1150 m3851.41 m3,可满足需要 4.1.2.4 主要尺寸 公称容 积 VN(m3) 罐内径 D(mm） 圆筒高 H0(mm) 封头 高 h0(m

21、m ) 罐体总高 H(mm) 不计上 封头容 积(m3) 全容积 (m3) 搅拌 器直 径 D(mm) 搅拌转 速 n(r/min ) 电动机功 率 N(kW) 2005000100001300126002232301700150230 4.1.2.5 搅拌轴功率（见上表） 4.1.2.6 冷却面积的计算： 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。取 qmax=4.186000 KJ/( m3 h) 采用竖式列管式换热器，取经验值 K=4.18500 KJ/( m3 h) tm=（t1-t2）/(lnt1/t2)=(12-5)/(ln12/5)=

22、8 () 每天装 0.53 罐，每罐实际装液量为: 73.73/0.53=139.11 (m3) 换热面积:F=4.186000139.11/(4.185008)=208.66 (m3) 4.1.2.7 设备结构的工艺设计 1).空气分布器：单管通风 2).挡板：不设挡板 3).密封方式：机械密封 4).冷却管布置 a) 最高热负荷下的耗水量： W=4.186000139.11/(4.18（27-20） ） =1.19105 （kg/h）=33.12(kg/s) 则冷却水体积流量为 W=0.03312m3/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=0.03312

23、/1=0.03312 (m2) 进水总管直径 d总 2= S 总/0.785,解出 d总=0.21 （m） b) 冷却管组数和管径 设冷却管径为 d0，组数为 n 则：S总=0.785 nd02，根据本罐情况，取 n=8，求出 管径： d0=0.073 （m） 查表取 893.5 无缝钢管，d内=82mm，d内d0，可满足要求，d平均=86 mm。 取竖蛇管端部 U 型弯管曲率半径为 250 mm，则两直管距离为 500 mm， 两端弯管总长度：l0=D=3.14500=1570 mm c) 冷却管总长度 L 计算 已知冷却总面积 F=208.66m2，无缝钢管 893.5 每米冷却面积为：

24、F0=3.140.0861=0.27（m2） 则冷却管总长度： L=208.66/0.27=772.82 （m） 冷却管体积：V=0.7850.0862772.82=4.49(m3) d) 每组管长 L0和管组高度 每组管长:L0= L/n=772.82/8=96.6 (m) 另需连接管 8m：L实际=L+8=780.82 （m） 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 0.5 m3，则： V总=V液+V管+V附件=（780.82/8）+4.49+0.5=102.59 (m3) 筒体部分液深：（V总-V封）/S截=（102.59-17）/(0.

25、78552)=4.36 (m) 竖直蛇管总高:H管=4.36+0.5=4.86（m） 又两端弯管总长： l0=1570 mm，两端弯管总高为 500mm 则直管部分高度： h=H管-500=5190 （mm） 则一圈管长：l=2h+ l0=25190+1570=11950(mm) e) 每组管子圈数 n0 n0= L0/l=96.6/11.95=8.08 (圈) 管间距为：2.5d外=2.50.089=0.23 (m) 竖蛇管与罐壁的最小距离为 0.2m，可算出与搅拌器的距离为 0.23m0.2m，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，

26、或增加冷却管组数 f) 校核冷却管传热面积 F实=d平均L实际=3.140.086780.82=210.85 （m2） F实F，可满足要求。 4.1.2.8 设备材料的选择 优先考虑满足工艺要求，其次是经济性。 本设计选 A3钢，以降低设备费用。 4.1.2.9 接管设计 a) 接管长度 h 设计 管直径的大小和有无保温层，一般取 100200mm。 b) 接管直径的确定 按排料管（也是通风管）为例计算其管径。发酵罐装料 140m3，2h 之内排空， 物料体积流量：Q=140/3600/2=0.02 (m3/s) 发酵液流速取 v=1m/s 排料管截面积：S料=Q/v=0.02/1=0.02

27、(m2) 管径 d：d2= S料/0.785,解出 d=0.16 （m）=160 mm 取无缝钢管 21925，其内径 169mm160mm，适用。 按通风管计算，通风比 2vvm(0.1MPa，20) 通风量：Q=1402=280(m3/min)=4.7（m3/s） 折算到工作状态(0.35MPa，30)下的风量： Qf=4.70.1（273+30）/(0.35(273+20)=1.4（m3/s） 取风速：v=25 m/s 则通风管截面积： Sf= Qf/v=1.4/25=0.056 (m2) 则通风管径：df2=Sf/0.785,解出 df=0.27 （m） 因通风管也是排料管，故取 21

28、925 无缝钢管。 排料时间复核 ：物料流量 Q=0.02 m3/s，流速 v=1m/s， 管道截面积：S=0.7850.1692=0.022(m2) 相应流量比：P=Q/Sv=0.02/(0.0221)=0.9 倍 排料时间：t=20.9=1.8（h） 4.1.2.11 支座选择 裙式支座 4.2 二级种子罐 4.2.1 选型 选择机械搅拌通风发酵罐 4.2.2 容积和数量的确定 种子罐装料系数 液体损失率）（接种比发酵罐计量体积 种子罐容积 1 V种=230*2%*(1+15%)/0.7=7.56m3 发酵罐周期（小时） 种子罐周期（小时）发酵罐台数 种子罐台数 n种=5*48/194=1

29、.24，圆整取 2 个。 4.2.3 主要尺寸的确定 选择 10m3的发酵罐 具体尺寸如下： 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（m m） 不计上封 头容积 （m3） 全容积 （m3） 搅拌 器直 径 D(mm ) 搅拌转 速 n（r/m in） 电动机 功率 N（kW ） 101800360047545009.9810.863014513 7.56/10100%=75.6% 选择公称容积是 1 0m3 的种子罐 2 个。罐的内径：1800mm；封头高度： 475mm；封头容积：0.826m3。 4.2.4 冷却

30、面积的计算 取 qmax=4.186000 KJ/( m3 h) Q=4.1860001.4=3.5104 KJ/( m3 h) 采用夹套式换热器，取经验值 K=4.18200 KJ/( m3 h) t1=32-23=9 t2=32-27=5 t1/2F，可满足工艺要求 4.2.5 设备材料的选择 选择 A3不锈钢材质罐 4.2.6 设备结构的工艺设计 a. 挡板 b.搅拌器 c.进风管（进出料管） 管底距罐 30mm 向下单管 按通风管通风管计算管径 通风比 1.5vvm(0.1MPa，20) 通风量： Q=7.561.5=11.3 （m3/min）=0.19 (m3/s) 折算到工作状态(

31、0.4MPa，32)下的风量: Qf=0.190.1/0.4(273+32)/(273+20) =4.910-3 (m3/s) 取风速 v=20 m3/s， 则通风管径： d12=4.910-3/(0.78520) d1=0.056m=56 mm 按排料管排料管（也是通风管）计算管径。装料 0.775m3，20min 之内送完，物料体积 流量：Q=7.56/(20 60)=0.0063 (m3/s) 物料流速取 v=0.5m/s，排料管截面积： S料=Q/v=0.0063/0.5=0.013 m2 管径：d22= S料/0.785d2=0.13 m =130 mm 取 d1，d2两者大值，作为

32、进（气）管，取管径 D=130mm。 查金属材料表取 16810 无缝钢管。 d.冷却水管 由前知需冷却热量：Q=3.5104 KJ/( m3 h) 冷却水温变化 23-27，则耗水量： W=Q/(cw(t2-t1)= 3.5104/(4.18(27-23) =2093 (kg/h)=0.00058 m3/s 取水流速 v=1 m/s,， 则冷却管径：d2=0.00058/0.785d=0.027 m 查金属材料表取焊接管 Dg=30mm 可满足要求，取冷却水接管长度 h=100mm。 4.2.7 支座选型 支撑式支座，将种子罐置于楼板上。 4.3 一级种子罐 4.3.1 选型 选择机械搅拌通

33、风发酵罐 4.3.2 容积和数量的确定 一级种子罐装料系数 液体损失率）（接种比二级种子罐计量体积 一级种子罐容积 1 V种=10.8*2%*(1+15%)/0.7=0.36m3 ）二级种子罐周期（小时 ）一级种子罐周期（小时二级发酵罐台数 一级种子罐台数 n种=1*38/48=0.79，圆整取 1 个。 4.3.3 主要尺寸的确定 选择 1m3的发酵罐 具体尺寸如下： 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 上封 头容 积 /m3 全容 积 /m3 搅拌器 直径 D/mm 搅拌转速 n（r/min ） 电动机 功率 N/

34、kW 1900180025023001.251.363152201.5 选择公称容积是 1m3 的种子罐 1 个。罐的内径：900mm；封头高度：250mm；封 头容积：0.112m3。 4.3.4 冷却面积的计算 取 qmax=4.186000 KJ/( m3 h) Q=4.1860000.775=1.94104 KJ/( m3 h) 采用夹套式换热器，取经验值 K=4.18200 KJ/( m3 h) t1=32-23=9 t2=32-27=5 t1/2F，可满足工艺要求 4.3.5 设备材料的选择 选择不锈钢材质罐 4.3.6 设备结构的工艺设计 a. 挡板 b.搅拌器 c.进风管（进出

35、料管） 管底距罐 30mm 向下单管 按通风管通风管计算管径 通风比 0.65vvm(0.1MPa，20) 通风量： Q=0.7750.65=0.050 （m3/min）=0.0084 (m3/s) 折算到工作状态(0.4MPa，32)下的风量: Qf=0.00840.1/0.4(273+32)/(273+20) =210-4 (m3/s) 取风速 v=20 m3/s， 则通风管径： d12=210-4/(0.78520)d1=0.037 m=37 mm 按排料管排料管（也是通风管）计算管径。装料 0.775m3，20min 之内送完，物料体积 流量：Q=0.775/20 60=0.00065

36、 (m3/s) 物料流速取 v=0.5m/s，排料管截面积： S料=Q/v=0.00065/0.5=0.0013 m2 管径：d22= S料/0.785d2=0.04 m =40 mm 取 d1，d2两者大值，作为进（气）管，取管径 D=40mm。 查金属材料表取 483 无缝钢管。 d.冷却水管 由前知需冷却热量：Q=1.94104 KJ/( m3 h) 冷却水温变化 23-27，则耗水量： W=Q/(cw(t2-t1)= 1.94104/(4.18(27-23) =1160 (kg/h)=0.00032 m3/s 取水流速 v=1 m/s,， 则冷却管径：d2=0.00032/0.785d

37、=0.02 m 查金属材料表取焊接管 Dg=25mm 可满足要求，取冷却水接管长度 h=100mm。 4.3.7 支座选型 支撑式支座，将种子罐置于楼板上。 4.4 氨水储罐 由脱色提取工序物料衡算的计算过程可知，氨水每天的通入量为 33.31t 氨水的密度 0.92kg/l, 氨水的体积 33.31/0.92=36.21 m3 设通氨罐的直径是 D，高是 H=1.5D， 则体积 V=0.785D2H,解出 D=3.13m 则可选用直径为 4m，高为 6m 的通氨罐，该通氨罐的体积为 75.36 m3 4.5 补料罐 4.5.1 全料罐 一天内所需要补充的全料是 3.95 m3 设全料罐的直径

38、是 D，高是 H=1.5D，则体积 V=0.785D2H， 解出 D=1.50m 则可选用直径为 2m，高为 3m 的全料罐，该全料罐的体积为 9.42 m3 4.5.2 稀料罐 一天内所需要补充的稀料是 2.10 m3 设稀料罐的直径是 D，高是 H=1.5D，则体积 V=0.785D2H， 解出 D=1.21m 则可选用直径为 1.5m，高为 2.25m 的稀料罐，该稀料罐的体积为 3.97 m3 4.6 酸化罐 酸化罐一个周期要装料2149.89t，滤液密度为 1.02kg/l，则所需酸化的体积为 2107.74 m3 因发酵的周期是 194 小时，酸化稀释反应时间是 4 小时，每酸化一

39、次所需 要的酸化罐的体积 43.46 m3 设酸化罐的直径是 D，高是 H=1.5D，则体积 V=0.785D2H， 解出 D=3.33m 则可选用直径为 4m，高为 6m 的酸化罐，该酸化罐的体积为 75.36 m3 装料系数=43.46/75.36=57.67%70%.符合要求. 4.7 结晶罐 酸化过滤后的滤液全部进入结晶罐,结晶罐的体积要求即是能够容纳全部的滤液, 所需酸化的体积为 2107.74 m3,结晶罐的体积为2107.74 m3 因发酵的周期是 194 小时，结晶反应时间是 8 小时，每结晶一次所需要的 酸化罐的体积 86.92 m3 设结晶罐的直径是 D，高是 H=1.5D

40、，则体积 V=0.785D2H， 解出 D=4.19m 则可选用直径为 5m，高为 7.5m 的结晶罐，该结晶罐的体积为 147.19 m3 装料系数=86.92/147.19=59.05%70%.符合要求. 4.8 干燥器 设备选型选喷雾干燥器。 喷雾干燥技术是使液体物料经过雾化，进入热的干燥介质后转变成粉状或颗粒状固体 的干燥工艺过程。 优点有：1.干燥速度迅速，因被雾化的液滴一般为 10200um，其表面积非常大，在 高温气流中瞬间即可完成 95%以上的水粉蒸发量，完成全部干燥的时间仅需 5 30s。2.在恒速干燥段，液滴的温度接近于使用的高温空气的湿球温度，物料不会因为 高温空气影响其产品质量，故而热敏性物料、生物制品和药物制品、基本上能接近真 空下干燥的标准。同时，过程容易实现自动化。 4.8.1 干燥条件 混合气体由 45oC 加热到 150oC，喷雾干燥器进口温度 150 oC，喷雾干燥器出口温 度 110 oC，物料出口温度 60 oC，进口温度 60 oC，采用压力式雾化器雾化。 4.8.2 由物料衡算可知.湿基含水量 W1=30%，干基含水量 W2=1.5%, 水分的蒸发量