味精发酵设计.docx
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味精发酵设计
文档编制序号：
[KKIDT-LLE0828-LLETD298-POI08]
味精发酵设计
化学化工学院生物与制药工程系
生物工艺学课程设计
题目：
年产4500吨的味精发酵罐的设计
姓名：
郝嘉斌
学号：
专业：
生物工程1301
指导教师：
赵秋勇
2017年1月13日
第一章设计依据、设计原则
概述
设计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。
本设计的任务是对一个年产一万吨的味精厂前两个阶段的工艺进行设计，主要是谷氨酸发酵阶段的设计。
设计的内容包括：
1）确定生物反应器的类型、材质、反应温度和反应压强；
2）进行物料衡算，确定反应器的公称容积和反应器各部主要尺寸；
3）生物反应器通气和搅拌装置的设计，确定通气量和通气管内径；
4）生物反应器传动形式的设计，能防止染菌和微生物污染；
5）进行热量衡算，由换热器类型和进出料温度进行换热器传热面积的计算；
6）确定搅拌器的类型，由搅拌器转速进行搅拌功率、搅拌轴直径的计算；
7）其它辅助设备的设计与选型；
设计依据
1.《发酵工厂工艺设计概论》北京中国轻工业出版社2008
2.《谷氨酸工程设计统一技术规定》北京轻工业出版社1999
3.《化工工厂初步设计内容深度的规定》北京轻工业部颁发2001
4.《化工厂公用设施设计手册》北京化学工业出版社2005
5.《采暖通风及空气调节设计手册》北京建筑工业出版社2006
设计原则
1.查阅大量文献，加大科技含量，采用先进、可靠、合理、经济的工艺。
2.贯彻符合实际、多向思考、反复求证的思想充分利用现有的资源、条件、设施，努力降低成本，达到符合技术经济的设计标准。
3.在符合实际的前提下，积极采用国内新技术、新设备，在节能降耗方面采取有效措施。
4.坚持环境保护“三同时”，采取可靠的治理措施，强化洁净工艺技术，做到达标排放
第二章设计内容
生物反应器的类型、材质、反应温度和反应压强的确定
设计生产规模为年产4500吨纯度99%味精发酵罐。
使用机械搅拌发酵罐生产。
材质选用碳钢。
发酵罐设计在太原地区使用，综合当地气温和谷氨酸发酵温度，确定发酵罐的工作温度在32℃到34℃。
谷氨酸发酵为低压发酵，设计压力为，反应压力。
表1设计条件表
序号
项目
数值
1
名称
谷氨酸发酵罐
2
用途
99%味精的生产
3
反应压力（MPa）
4
工作温度（℃）
32℃到34℃
5
公称容积（m3）
50
6
装量系数
7
工作地点
太原市（室外）
物料衡算及发酵罐的主要设计
工艺技术参数
（1）生产基础数据：
生产规模：
4500吨／年
生产规格：
纯度为99％的味精
生产方法：
以工业淀粉为原料、双酶法糖化、低温浓缩、等电提取
生产天数：
300天／年
倒罐率：
1%
发酵周期：
40小时
生产周期：
48小时
种子发酵周期：
8小时
种子生产周期：
16小时
原料淀粉含量：
80％
发酵醪初糖浓度:
150kg/m3
淀粉糖转化率：
95％
糖酸转化率：
50％
谷氨酸提取收率：
80％
味精对谷氨酸精制收率：
112％
发酵罐接种量：
2％
发酵罐填充系数：
75％
（2）种子培养基：
种子培养基（g/L）：
水解糖：
25，糖蜜：
20，玉米浆：
10，MgS04：
，
MnSO4：
，FeSO4：
，K2HP04：
1，
尿素：
，消泡剂：
，泡敌：
（3）谷氨酸发酵菌株:
谷氨酸发酵菌株:
目前工业上应用的谷氨酸产生菌有谷氨酸棒状杆菌、乳糖发酵短杆菌、散枝短杆菌、黄色短杆菌、噬氨短杆菌等。
本次选用北京棒杆菌及其诱变株D110等菌株。
（4）发酵培养基：
发酵培养基（g/L）：
水解糖：
150，糖蜜：
3，MgS04：
，KCl．，
Na2HP04：
，MnSO4：
，FeSO4：
，
尿素：
40，消泡剂：
4，泡敌：
物料衡算
表2主要技术指标
生产规模
4500t/a
发酵初糖
150%
生产方法
中糖发酵，一次等电点提取
发酵罐接种量
2%
年生产天数
300d/a
淀粉糖化转化率
95%
产品日产量
15t/d
糖酸转化率
50%
产品质量
纯度99%
麸酸谷氨酸含量
90%
倒灌率
1%
谷氨酸提取率
80%
生产周期
48h
味精对谷氨酸产率
112%
主要原材料质量指标淀粉原料的淀粉含量为80%，含水14%。
淀粉浆量及加水量味精生产过程中，淀粉加水的比例为1：
，即1000kg的工业淀粉调浆时的加水量为2500kg，由此制得的淀粉浆量为3500kg.
淀粉浆中干物质（淀粉）的浓度1000×86%/3500=%
液化用酶的量淀粉液化用酶是α-淀粉酶，其用量为淀粉浆的%，
即α-淀粉酶的用量为：
3500×%=（kg）
一般来说，CaCl2的加入量是淀粉浆量的%，那么CaCl2量
3500×%=（kg）
糖化酶的用量糖化酶的用量是淀粉浆量的%，即糖化酶量：
3500×%=（kg）
制得的24%糖化液的量为：
1000×86%××98%/24%=3898（kg）
24%的糖液的相对密度为，那么糖化液的体积就为：
3898/=3576（l）
加珍珠岩量和滤渣量淀粉需加入珍珠岩进行助滤，加入量为糖化液的%，即：
3898×%=（kg）
而过滤后的滤渣是含水70%的废珍珠岩，滤渣量有：
（1-70%）=（kg）
生产过程进入的蒸汽和洗水量
3898+—3500—（++）—=（kg）
其中淀粉原料每日用量为39000kg，则根据比例可得
表3糖化过程物料表
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
1000
39000
糖化液
3898
151905
配料水
2500
97500
滤渣
液化酶
CaCl2
糖化酶
珍珠岩
洗水和蒸汽
累计
累计
以生产1t纯度为100%的味精需要的原辅料及其他物料为例：
（1）发酵液量
V1=1000/（150×50%×80%×99%×112%）=（mF）
其中150——发酵培养基初糖浓度（kg/m3）
50%——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
以纯糖算，G1=V1×150=（kg）
其中150——发酵培养基初糖浓度（kg/m3）
（3）种液量
V2=2%V1=（m3）
其中2%——接种量
（4）种子培养液所需水解糖量
G2=25V2=（kg）
其中25——种液含糖量（kg/m3）
（5）生产1t味精需水解糖总量为：
G=G1+G2=+=（kg）
（6）耗用淀粉原料量
理论上，100kg淀粉可转化生成111kg葡萄糖，则理论上耗用淀粉量为：
G淀粉=（80%×95%×111%）=（kg）
其中80%——淀粉原料含纯淀粉量
95%——淀粉糖化转化率
（7）尿素耗用量
种子培养基耗尿素量为=（kg）
发酵培养基耗尿素量为40V1=（kg）
则耗尿素总量为
（8）糖蜜耗用量
种子培养基耗用糖蜜量为20V2=（kg）
发酵培养基耗用糖蜜量为4V1=（kg）
则耗用的糖蜜总量为（kg）
（9）玉米浆耗量
种子培养基玉米浆耗量为8V2=（kg）
耗用的玉米浆总量为（kg）
（10）硫酸镁（MgSO4·7H2O）用量
（V1+V2）=（+）=（kg）
（11）硫酸锰耗用量
2（V1+V2）=2×（+）=（g）
（12）硫酸亚铁耗用量
2（V1+V2）=2×（+）=（g）
（13）氯化钾耗用量
V1=×=（kg）
（14）磷酸氢二钾（K2HP04·7H2O）耗用量
1V2=1×=（kg）
（15）Na2HP04耗用量
=×=（kg）
（16）泡敌耗用量
（V1+V2）=（+）=（kg）
（17）植物油耗用量
V1=（kg）
（18）谷氨酸量
发酵液谷氨酸含量为：
G1×50%×（1-1%）=×50%×99%=（kg）
实际生产的谷氨酸为：
×80%=（kg）
4500t/a味精厂发酵车间的物料衡算表
由上述生产1000kg味精（100%纯度）的物料衡算结果，可以得4500t/a味精厂发酵车间的物料平衡计算。
具体计算结果如下表：
表4物料衡算表
物料名称
生产1t味精（100%）物料量
4500t/a味精（99%）生产的物料量
每日物料量
发酵液（m3）
68318
种子培养液（m3）
发酵水解用糖（kg）
种子培养用糖（kg）
水解糖总量（kg
淀粉原料（kg）
尿素（kg）
2737500
9125
糖蜜（kg）
273363
玉米浆（kg）
10945
硫酸镁（kg）
27872
硫酸锰（g）
139372
硫酸亚铁（g）
139372
氯化钾（g
54654
磷酸氢二钾（kg）
1368
磷酸氢二钠（kg）
13663
泡敌（kg）
41813
谷氨酸（kg）
4058109
发酵罐的设计
机械搅拌通风发酵罐是一种密封式受压设备，其主要部件包括：
罐身、轴封、消泡器、搅拌器、联轴器、中间轴承、挡板、空气分布管、换热装置和人孔以及管路等。
发酵罐公称容积的确定
现每天产99%纯度的味精15吨，谷氨酸生产周期为48h（包括发酵、发酵罐清洗、灭菌进出物料等辅助操作时间）。
则每天需发酵液体积为V发酵。
每天产纯度为99%的味精15吨，每吨100%的味精需发酵糖液：
V发酵=×15×99%=（m3）
发酵罐填充系数为ψ=75%，则每天需要发酵罐的总容积为V0（生产周期为48h）。
V0=V发酵/ψ==（m3）
以公称容积为50m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础，则需要发酵罐的个数为N
查表知公称容积为50m3的发酵罐的总容积为V总=，则有
N=V发酵τ/（V总ψ*24）=×48/（××24）=（个）
则需要取公称容积为50m3的发酵罐11个；实际产量为：
富裕量：
（4900-4500）/4500=%，满足产量要求。
随着科技的发展，现有的发酵罐容量系列有：
5，10，20，50，60，75，100，120，150，200，250，500m3等等。
一般说来单罐容量越大，经济性能越好，但风险也越大，要求技术管理水平也越高，根据生产的规模和实用性，可以先选择公称容积为50m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐。
发酵罐各部主要尺寸计算
（1）酵罐罐体的尺寸比例：
～3W=（～）D
d=（1/2～1/3）D
～1
H---发酵罐筒身高度（m）D----罐内径（m）d----搅拌器直径
S----两搅拌器的间距B----最下一组搅拌器距罐底的距离
W----挡板宽度
（2）实际体积的计算：
V全=V筒+2V封头=m3，忽略封头折边不计，则有：
V全=×H+2πD3/24=
其中，设H=2D，D3+D3=，可求得D=（m）
取D=，则H=2D=
查表可知封头高H封=815（mm），
则全容积V＇全=V筒+2V封头=×H+2πD3/24+××2=（m3）
表5发酵罐的主要尺寸
序号
名称
数值
1
公称容积（m3）
50
2
公称直径（m）
3
反应器高度（m）
4
封头高（m）
5
罐体总高（m）
6
筒体体积（m3）
7
封头体积（m3）
8
实际体积（m3）
9
搅拌桨直径（m）
10
搅拌转数（r/min）
110
11
电动机功率（kW）
55
12
搅拌轴直径（m）
13
冷却方式
列管
发酵罐的通气设计
（1）单罐发酵无菌空气的消耗量
根据生产情况，50m3规模的通气搅拌发酵罐的通气速度为—，计算时按最大值进行计算。
单罐发酵过程的用气量（常压空气）
V=50×75%××60=（m3/h）
单罐年用气量
Va=V×40×150=×40×150=3375000m3
式中：
40——发酵周期（h）；150——每年单罐发酵批次。
（2）种子培养等其他无菌空气耗量
二级种子培养是在种子罐中进行的，可根据接种量、通气速率、培养时间进行计算。
但是常用的习惯，是把种子培养用气、培养基压送及管路损失等算在一起，一般取这些无菌空气消耗量之和等于发酵过程空气消耗量的25%。
无菌空气的用量为
=25%V=25%×=（m3/h）
=25%×Va×12=m3
其中：
12——发酵罐个数
（3）发酵车间高峰无菌空气消耗量
Vmax=12×（V,+
）=12×+=（m3/h）
（4）发酵车间年用量
Vt=12×（Va+
）=12×（m3）
（5）发酵车间无菌空气单耗
表6空气用量计算表
发酵罐容积
（m3）
单罐空气用量（m3/h）
种子培养及培养基压送耗气量（m3/h）
高峰空气耗量（m3/h）
年空气用量
（m3）
空气单耗（m3/t味精）
50
3306
1.接管直径的确定：
接管直径的确定，主要是根据流体力学方程式计算。
每个发酵罐的实际装液量为，设2h之内排空，则物料的体积
。
设发酵醪的流速为ν=1m/s，，则输料管截面积为F物。
则：
，
管径d为：
，
则可取无缝钢管102mm×4mm，管内径为94mm，满足要求。
若按通风管计算，压缩空气在下，支管的气速为20~25m/s。
通风比为~，为常温下20℃、下的情况，折算到30℃、的状态，通风量取最大值Q=×=
（m3/min）=（m3/s）。
利用气态方程式计算工作状态下的风量Qf：
气速为ν=25m/s，则风管截面积为Ff为：
则通气管径d气为：
。
因通风管也是输料管，故取两者最大值，即可取102mm×4mm的无缝钢管。
输料管道的截面积为：
F=×=（m2），液体物料的流量为Q=s，流速为ν=1m/s，则该管道在相同的流速相同的时间内，流过的料液量Qo=×1=（m3/s），它们两者的比为P=Q/Qo==，排料时间t=×2=＜2h，符合要求。
2.接管长度h设计：
各接管的长度h根据管径大小和有无保温层，进行选择。
该发酵罐的输料管可选择不带保温层的，则接管长度可取h=150mm。
表7接管表
.接管
规格
无缝钢管
102mm×4mm
通风管
102mm×4mm
计算工作状态下风量Qf（m3/s）
气速（m/s）
25
风管截面积Ff（m2）
通气管径d（m）
2.4生物反应器传动形式的设计
表8传动形式表
传动形式
主要优点
主要缺点
带传动
中心距变化范围大，可用于较远距离的传动，传动平稳，噪音小，能缓冲吸振，有过载保护作用，结构简单，成本低，安装要求不高
有滑动，传动比不能保持恒定，外廓尺寸大，带的寿命较短（通常为3500h～5000h），由于带的摩擦起电不宜用于易燃、易爆的地方，轴和轴承上作用力大
链传动
中心距变化范围大，可用于较远距离的传动，在高温、油、酸等恶劣条件下能可靠工作，轴和轴承上的作用力小
虽然平均速比恒定，但运转时瞬时速度不均匀，有冲击、振动和噪音，寿命较低（一般为5000h～15000h）
传动
外廓尺寸小，效率高，传动比恒定，圆周速度及功率范围广，应用最广
制造和安装精度要求较高，不能缓冲，无过载保护作用，有噪音
蜗杆传动
结构紧凑，外廓尺寸小，传动比大，传动比恒定，传动平稳，无噪音，可做成自锁机构
效率低，传递功率不宜过大，中高速需用价贵的青铜，制造精度要求高，刀具费用高
表9几种机械传动的基本特性
基本特性
V形带传动
链传动
圆柱齿轮传动
蜗杆传动
h
闭式
-
～
～
自锁
非自锁～
开式
～
～
～
自锁
非自锁～
速度
v/（m/s）
≤25～30
≤20
（40）
≤15～25（斜齿）
（200）
vs≤15
（vs≤35）
转速/（r/min）
<10000
<5000
<10000
<30000
功率
使用范围
≤1000
≤4000
≤50000
≤750
常用范围
≤75
≤100
≤3000
≤50
单级
（传动比）imin
使用值
≤15
齿形链15
滚子链10
≤10
≤100
常用值
2～4
≤5～8
3～5
闭式10～40
开式15～60
噪音
小
大
大
较小
寿命
短
中等
长
短
抗冲击能力
良
差
差
中等
外廓尺寸
大
大
小
小
相对价格100%
100
140
165
125
综合比较，选用蜗杆传动最优。
热量衡算
冷却面积的计算
为了保证发酵在最旺盛、微生物消耗基质最多以及环境气温最高是也能冷却下来，必须按发酵生成热量高峰、一年中最热的半个月的气温下，冷却水可能达到的最高温度的恶劣条件下，设计冷却面积。
计算冷却面积使用牛顿传热定律公式，即
发酵过程的热量计算有许多方法，但在工程计算时更可靠的方法仍然是实际测得的每1m3发酵液在每一小时传给冷却器的最大热量，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×4500kJ/（m3·h）。
采用竖式列管换热器，取经验值K=×500kJ/（m3·h·℃），平均温度差
Δtm：
32℃→32℃Δt1=32-20=12℃
20℃→29℃Δt2=32-29=3℃
℃
对公称容积为50m3的发酵罐，每天装罐，6
则每罐实际装液量为：
6=（m3）
换热面积
=
=（m2）
淀粉液化工序的热量衡算
液化加热蒸汽量淀粉液化时加热需要消耗的蒸汽量（W蒸汽1）可按下式计算：
W蒸汽1=Gc（t2-t1）/（I-
）
式中，G—淀粉浆的重量（kg/h）；c—淀粉浆的比热容﹝kJ/（kg·K）﹞；t1—淀粉浆的初始温度（℃）；t2—液化温度（℃），I—加热蒸汽的热焓，2738kJ/kg（,表压）；
—加热蒸汽凝结水的热焓，363K时377kJ/kg。
淀粉浆量G根据物料衡算可知，日投工业淀粉量为39t，24h连续液化，即每小时的处理量为39/24=（t/h）。
液化调浆时淀粉与水的比例关系为1:
，淀粉浆量就为1625×=（kg/h）
淀粉浆中淀粉的浓度为：
1625×86%/×100%=%
淀粉浆的比热容c可按下式计算：
﹝kJ/（kg·K）﹞
式中，
—淀粉的比热容﹝kJ/（kg·K）﹞；
x—淀粉浆中淀粉的含量（浓度）；
c水—水的比热容﹝kJ/（kg·K）﹞。
蒸汽用量W蒸汽1：
W蒸汽1=
灭酶用的蒸汽量W蒸汽2灭酶时需将液化液由90℃加热至100℃，100℃时蒸汽的
为419（kJ/kg）,那么灭酶用的蒸汽量W蒸汽2：
W蒸汽2=
灭酶过程一般要求在20min内使液化液由90℃加热至100℃，则蒸汽的高峰用量为：
×60/20=（kg/h）
因此，液化过程的平均用蒸汽量为+=（kg/h），每日蒸汽平均用量为d,而高峰时用汽量为+=1674（kg/h）。
液化液的冷却水用量液化、灭菌过程完成后，需将物料内100℃降温至65℃，假设冷却水的进口温度是20℃，出水温度是℃，那么需要的冷却水用量即为：
W=
每天的用水量为×24=115（t/d）。
液化液糖化过程的热量衡算
年产4500吨味精工厂，按前面计算，日产24%糖液，按相对密度计算，其体积为÷=（m2）。
糖化操作周期为30h，选用50m3的糖化罐，装填系数75%，则需要糖化罐数量为：
取整数，需3只罐。
按生产上的流程使用板式换热器，使糖化液（经灭菌后）由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水的进口温度20℃，出口温度为45℃，其平均用水量为：
式中的为糖化液量（液化液+蒸汽冷凝水=+）。
生产上一般要求在2h内把75m3的糖液冷却至40℃，其高峰用水量为：
由于每天同时运转的糖化罐有×25/30=（罐）；每天冷却水的用量为：
2××=（t）
连续灭菌和发酵工序的热量衡算
1.培养液连续灭菌用蒸汽量发酵过程所用的发酵罐为50
，装料系数为，那么每只罐产100%MSG的量应为：
由前面的技术指标物料衡算知道，每日生产100%MSG为15t，周期为48h，则生产需要的发酵罐为：
台，取整数位6台。
每日投放罐次为15÷=台，日运转×（40÷48）=台。
每罐初始体积为37
，糖浓度是100ml，灭菌前培养基的含糖量为19%，起数量应为：
灭菌过程中用蒸汽，其I=2743kj/kg分两步加温，先用板式换热器将物料由20℃预热到75℃，再加热到120℃，而冷却水的温度由20℃升至45℃。
设每罐的灭菌时间为3h，需要输料流量为
，灭菌所用的蒸汽量为：
W蒸汽3=
其中——糖液的比热容[KJ/（kg*K）]
这样，每天的灭菌蒸汽用量就是
，其中高峰用量是173（kg/h）,平均用量是1600/24=（kg/h）。
2.培养液冷却水用量由培养液板式换热器灭菌流程可知，120℃的热料先通过与生料进行热交换，降温至80℃后，再用冷却水冷却至35℃，在此过程中冷却水由20℃升温至45℃，所以冷却水用量为：
W冷却
全天冷却水用量为：
3.发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量由于发酵罐的体积是50
，假设发酵罐体是由不锈钢1Cr18Ni9制造而成，此时罐体的重量为,冷却排管重有3t，不锈钢1Cr18Ni9的比热容是[KJ/（kg*K）]，用蒸汽灭菌，使发酵罐在下，由20℃升温至127℃，蒸汽的用量为：
4.充满发酵罐空间需要的蒸汽量因为50
的发酵罐的容积实际上大于50
，考虑到管内有排管、搅拌器等配件所占有的空间，罐的自由体积仍按50
计算，充满罐空间需要的蒸汽量为：
W蒸汽4=V发酵罐ρ蒸汽=50×＝（kg）
其中V发酵罐——发酵罐自由空间，即全容积（
）；
——加热蒸汽的密度（kg/
）
——（表压）的蒸汽密度（kg/
）
5.灭菌过程中的热损失设发酵罐的外壁温度为70℃，此时辐射与对流的联合给热系数
为：
50
发酵罐的表面积为51
，耗用蒸汽量为：
罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量：
其中——罐壁附着洗涤水的平均厚度（1mm）
6.灭菌过程的蒸汽渗漏消耗的蒸汽一般灭菌过程的蒸汽渗漏可取总蒸汽消耗量的5%，因此，空罐灭菌时的蒸汽消耗量
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