完整word版年产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的设计毕业设计.docx
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完整word版年产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的设计毕业设计
年产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的设计
摘要
青霉素是高效广谱抗生素，其对革兰氏阳性细菌有很好的抑制作用,青霉素的发酵对人们生活中治疗疾病有很好的疗效。
青霉素的工艺设计与研究对青霉素工厂的发展有极其重要的作用。
国内外有许多家青霉素工厂，要想自己的工厂在众多工厂中立于不败之地，改良工艺设计和对工厂车间设计是一件最起码的要求，比如说工厂空气的净化，工厂车间的消毒。
近年来国内外市场对青霉素的需求呈攀升趋势，所以对于青霉素的供应量也逐渐提高，因此，青霉素工厂的发酵车间设计也就非常重要了。
关键词:
青霉素;发酵;工艺；车间设计
Annualworkshopof10,000tonsofpenicillinfermentationdesignofdrugfactory
Abstract
Penicillinwasefficientbroad-spectrumantibiotics,itsgram-positivebacteriatohaveverygoodinhibitoryeffectonpeople,penicillinfermentationtotreatdiseaseinlifehaveverygoodcurativeeffect.Therearemanypenicillinfactoriesathomeandabroadtotheirfactoriesinmanyfactoriesinthefactoryinvincible,processdesignandimprovementoffactoryworkshopdesignisaminimumrequirement,forexamplethefactoryworkshopaircleaninganddisinfection.Themarketforpenicillinisinrisingtrendathomeandabroadinrecentyears,sodemandforpenicillinsupplyisalsograduallyimproved,therefore,penicillinfermentationofworkshopdesignalsofactoryissoimportant.
Keywords:
penicillin;Fermentation;Technology;Workshopdesign
插图和附表清单
1绪论
1.1产品名称
青霉素（Benzylpenicillin / Penicillin）又被称为青霉素G、peillin G、 盘尼西林、配尼西林、青霉素钠、苄青霉素钠、青霉素钾、苄青霉素钾。
它的结构式为：
青霉素分子结构球棍模型为：
图1青霉素结构求棍模型图
青霉素是β－内酰胺内抗生素，作用机理如下：
（1）通过竞争细菌的粘肽合成酶，即青霉素结合蛋白（penicillinbindingproteins，PBP），抑制细胞壁的粘肽合成，造成细菌细胞壁缺损，大量的水分涌进细菌体内，使细菌肿胀、破裂、死亡；
（2）促发自溶酶活性，使细菌溶解。
细菌具有特定的细胞壁合成需要的合成酶，即青霉素结合蛋白（penicillinbindingproteins,PBP）当β-内酰胺类抗菌药物与PBP结合后，PBP便失去酶的活性，是细胞壁的合成受到阻碍，最终造成细胞溶解、细菌死亡。
PBP按分子量的不同可分为五种：
每种又有若干亚型，这些PBP存在于细菌细胞的质膜中，对细菌细胞壁的合成起不同的作用。
1.2设计依据
《内蒙古农业大学学士学位论文（设计）要求》
《药品生产管理规范》
《医药工业洁净厂房设计规范》
《工业企业设计卫生标准》等要求
及对年产1万吨青霉素原料药工厂发酵车间的初步设计。
1.3工厂设计原则
1）贯彻执行国家的方针政策
2）正确处理各种关系
3）注意制药工业对厂址选择的特殊要求
4）充分考虑环境保护和综合利用
5）节约用地
6）具备基本的生产条件
1.4青霉素药物治疗对象
青霉素对溶血性链球菌等链球菌属，肺炎链球菌和不产青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。
对肠球菌有中等度抗菌作用，淋病奈瑟菌、脑膜炎奈瑟菌、白喉棒状杆菌、炭疽芽孢杆菌、牛型放线菌、念珠状链杆菌、李斯特菌、钩端螺旋体和梅毒螺旋体对本品敏感。
本品对流感嗜血杆菌和百日咳鲍特氏菌亦具一定抗菌活性，其他革兰阴性需氧或兼性厌氧菌对本品敏感性差.本品对梭状芽孢杆菌属、消化链球菌、厌氧菌以及产黑色素拟杆菌等具良好抗菌作用，对脆弱拟杆菌的抗菌作用差。
青霉素通过抑制细菌细胞壁四肽侧链和五肽交连桥的结合而阻碍细胞壁合成而发挥杀菌作用。
对革兰阳性菌有效，由于革兰阴性菌缺乏五肽交连桥而青霉素对其作用不大。
青霉素是治疗溶血性链球菌感染，肺炎链球菌感染，不产青霉素酶葡萄球菌感染，炭疽，破伤风、气性坏疽等梭状芽孢杆菌感染，梅毒（包括先天性梅毒），钩端螺旋体病，回归热，白喉，青霉素与氨基糖苷类药物联合用于治疗草绿色链球菌心内膜炎的首选药物，还可以治疗其他一些炎症感染类病症。
所以青霉素的药用价值极大，研究设计其工艺和发酵车间设计对于每个青霉素工厂具有很好的经济效益。
1.5青霉素药物按来源的分类
青霉素按对其生产的方法分为半合成青霉素和天然青霉素两种。
天然青霉素生产可分为菌种发酵和提取精制两个步骤。
①菌种发酵：
将产黄青霉菌接种到固体培养基上，在25℃下培养7～10天，即可得青霉菌孢子培养物。
用无菌水将孢子制成悬浮液接种到种子罐内已灭菌的培养基中，通入无菌空；气、搅拌，在27℃下培养24～28h，然后将种子培养液接种到发酵罐已灭菌的含有苯乙酸前体的培养基中，通入无菌空气，搅拌，在27℃下培养7天。
在发酵过程中需补入苯乙酸前体及适量的培养基。
②提取精制：
将青霉素发酵液冷却，过滤。
滤液在pH2～2.5的条件下，于萃取机内用醋酸丁酯进行多级逆流萃取，得到丁酯萃取液，转入pH7.0～7.2的缓冲液中，然后再转入丁酯中，将此丁酯萃取液经活性炭脱色，加入成盐剂，经共沸蒸馏即可得青霉素G钾盐。
青霉素G钠盐是将青霉素G钾盐通过离子交换树脂（钠型）而制得
本次是针对天然青霉素的发酵部分设计的。
产青霉素的菌株分为球状菌和丝状菌。
工业生产中主要用的菌株是产黄青霉（Penicilliumchrosogenum），孢子有绿色与黄色，菌落平坦或皱褶，圆形。
青霉穗是分生孢子链状的，深层培养菌丝分为球状和丝状两种。
大部分发酵是丝状菌发酵。
2青霉素发酵工艺流程
2.1青霉素发酵工艺流程路线
它们的发酵工艺流程有所不同：
A：
丝状菌三级发酵工艺流程
冷冻管（25°C，孢子培养，7天）——斜面母瓶（25°C，孢子培养，7天）——大米孢子（26°C，种子培养56h,1:
1.5vvm）——一级种子培养液（27°C，种子培养，24h,1:
1.5vvm）——二级种子培养液（27~26°C,发酵,7天,1:
0.95vvm）——发酵液。
B：
球状菌二级发酵工艺流程
冷冻管（25°C，孢子培养，6~8天）——亲米（25°C，孢子培养，8~10天）——生产米（28°C，孢子培养，56~60h,1:
1.5vvm）——种子培养液（26~25-24°C，发酵，7天，1：
0.8vvm）——发酵液。
2.2培养基的特点
2.2.1培养基中各成分特点
2.2.2.1碳源的选择
生产菌能利用多种碳源，乳糖、蔗糖、阿拉伯糖、甘露糖、淀粉和天然油脂。
从经济核算角度，生产成本中碳源占12%以上，对工艺影响很大。
糖与6—APA结合形成糖基—6—APA，影响青霉素的产量。
葡萄糖、乳糖结合能力强，而且随时间延长而增加。
发酵初期，利用快效的葡萄糖进行菌丝生长。
当葡萄糖耗尽后，利用缓效的乳糖，使PH稳定，分泌青霉素。
目前采用淀粉的酶水解产物，葡萄糖化液流加，而不是流加葡萄糖，以降低成本。
2.2.1.2氮源的选择
玉米浆是玉米淀粉生产时的副产品，是最好的氮源，含有各种氨基酸及其前体苯乙酸和衍生物。
但玉米浆质量不稳定，可用花生粉饼或用棉子饼粉代替。
2.2.1.3无机盐
包括硫、磷、镁、钾等。
铁有毒，控制在30μg/ml以下。
2.2.1.4流加控制
根据残液PH、尾气中CO2和O2的含量，残糖在0.6%左右，PH开始升高时加糖。
流加硫酸铵、氨水、尿素进行补氮，控制氨基氮0.05%。
2.2.1.5添加前体
不加侧链前体时，青霉素生产多种青霉素混合物。
因此在合成阶段，添加苯乙酸及其衍生物前体，苯乙酰氨、苯乙氨、苯乙酰甘氨酸等均可为青霉素侧链的前体，直接掺入青霉素分子中，具有刺激青霉素合成的作用。
但浓度大于0.19%时对细胞和合成有毒性，还能被细胞氧化。
需要低浓度流加前体，一次加入量低于0.1%，保持供应速率略大于生物合成需要。
发酵过程中采用补料分批操作法，对葡萄糖、铵、苯乙酸进行缓慢流加,维持一定的最适浓度。
葡萄糖的流加，波动范围较窄，浓度过低使抗生素合成速率减慢或停止。
过高则导致呼吸活性下降，甚至引起自溶，葡萄糖浓度调节是根据PH、溶氧量或CO2释放率予以调节。
2.2.2培养基种类特点
发酵工艺中,按菌种生长环境顺序，培养基有:
A:
孢子培养基：
甘油、葡萄糖、蛋白胨。
B:
米孢子培养基：
优质小米或大米固体培养基。
C:
一级种子发酵罐：
葡萄糖、玉米浆、碳酸钙、玉米油、消泡剂等。
D:
二级种子发酵罐：
玉米浆、蛋白质等。
2.3菌种生长
产青霉菌的菌种在发酵条件下，深层培养，经历了7个不同时期，每个时期有其菌体形态特征。
在规定时间取样，通过显微镜检查（生产上习惯称为镜检）这些形态变化，用于过程控制。
第一期：
分生孢子萌发，形成芽管，原生质未分化，具有小泡。
第二期：
菌丝繁殖，原生质体具有嗜碱性，类脂肪小颗粒。
第三期：
形成脂肪包涵体，累积储藏物，没有空泡，嗜碱性强。
第四期：
脂肪包涵体形成小滴并减少，中小空泡，原生质体嗜碱性减弱，开始产生抗生素。
第五期：
形成大空泡，有中性染色大颗粒，菌丝成桶状，脂肪包涵体消失，青霉素产量最高。
第六期：
出现个别自溶细胞，细胞内无颗粒，仍然桶状，释放游离氨，PH上升。
第七期：
菌丝完全自溶，仅有空细胞壁。
1~4期为菌丝生长期，3期的菌体适宜为种子。
4~5期为生产期生产能力最强，通过工艺措施，延长此期，获得高产。
在第六期到来之前结束发酵。
2.4主要设备工艺流程框图
在工艺路线和生产方法确定之后，物料衡算开始之前表示生产工艺过程的一种定性图纸,详见附图。
3工艺控制及要点
3.1工艺控制
3.1.1影响发酵产率的因素
基质浓度在分批发酵中，常常因为前期基质量浓度过高，对生物合成酶系产生阻遏（或抑制）或对菌丝生长产生抑制（如葡萄糖和钱的阻遏或抑制,苯乙酸的生长抑制）,而后期基质浓度低限制了菌丝生长和产物合成,为了避免这一现象,在青霉素发酵中通常采用补料分批操作法,即对容易产生阻遏、抑制和限制作用的基质进行缓慢流加以维持一定的最适浓度。
这里必须特别注意的是葡萄糖的流加,因为即使是超出最适浓度范围较小的波动,都将引起严重的阻遏或限制,使生物合成速度减慢或停止。
目前,糖浓度的检测尚难在线进行,故葡萄糖的流加不是依据糖浓度控制,而是间接根据pH值、溶氧或C02释放率予以调节。
3.1.2温度
青霉素发酵的最适温度随所用菌株的不同可能稍有差别,但一般认为应在25°C左右。
温度过高将明显降低发酵产率,同时增加葡萄糖的维持消耗,降低葡萄糖至青霉素的转化率。
对菌丝生长和青霉素合成来说,最适温度不是一样的,一般前者略高于后者,故有的发酵过程在菌丝生长阶段采用较高的温度，以缩短生长时间,到达生产阶段后便适当降低温度,以利于青霉素的合成。
3.1.3pH值
青霉素发酵的最适pH值一般认为在6.5左右,有时也可以略高或略低一些,但应尽量避免pH值超过7.0,因为青霉素在碱性条件下不稳定,容易加速其水解。
在缓冲能力较弱的培养基中,pH值的变化是葡萄糖流加速度高低的反映。
过高的流加速率造成酸性中间产物的积累使pH值降低;过低的加糖速率不足以中和蛋白质代谢产生的氨或其他生理碱性物质代谢产生的碱性化合物而引起pH值上升。
3.1.4溶解氧
对于好氧的青霉素发酵来说,溶氧浓度是影响发酵过程的一个重要因素。
当溶氧浓度降30%饱和度以下时,青霉素产率急剧下降,低于10%饱和度时,则造成不可逆的损害。
溶氧浓度过高,说明菌丝生长不良或加糖率过低,造成呼吸强度下降,同样影响生产能力的发挥。
溶氧浓度是氧传递和氧消耗的一个动态平衡点,而氧消耗与碳能源消耗成正比,故溶氧浓度也可作为葡萄糖流加控制的一个参考指标。
3.1.5消沫
发酵过程泡沫较多，需要加入消沫剂，天然油脂如玉米油，化学消沫剂如泡敌。
少量多次，不适在前期多加入，影响呼吸代谢。
3.1.6菌丝浓度
发酵过程中必须控制菌丝浓度不超过临界菌体浓度,从而使氧传递速率与氧消耗速率在某一溶氧水平上达到平衡。
青霉素发酵的临界菌体浓度随菌株的呼吸强度（取决于维持因数的大小,维持因数越大,呼吸强度越高）、发酵通气与搅拌能力及发酵的流变学性质而异。
呼吸强度低的菌株降低发酵中氧的消耗速率，而通气与搅拌能力强的发酵罐及黏度低的发酵液使发酵中的传氧速率上升,从而提高临界菌体浓度。
3.1.7菌丝生长速度
用恒化器进行的发酵试验证明，在葡萄糖限制生长的条件下，青霉素比生产速率与产生菌菌丝的比生长速率之间呈现一定的关系。
当比生长速率低于0.015h-1h的时候，比生产速率与比生长速率成正比,当比生长速率高于0.015h-1h时,比生产速率与比生长速率无关D因此,要在发酵过程中达到并维持最大比生产速率,必须使比生长速率不低0.015h-1h。
这一比生长速率称为临界比生长速率。
对于分批补料发酵的生产阶段来说,维持0.015h的临界比生长速率意味着每46h就要使菌丝浓度或发酵液体积加倍,这在实际工业生产中是很难实现的。
事实上,青霉素工业发酵生产阶段控制的比生长速率要比这一理论临界值低得多,却仍然能达到很高的比生产速率。
这是由于工业上采用的补料分批发酵过程不断有部分菌丝自溶,抵消了一部分生长,故虽然表观比生长速率低,但真比生长速率却要高一些。
3.1.8菌丝形态
在长期的菌株改良中,青霉素产生菌在沉没培养中分化为主要呈丝状生长和结球生长两种形态。
前者由于所有菌丝体都能充分和发酵液中的基质及氧接触,故一般比生产速率较高；后者则由于发酵液黏度显著降低,使气-液两相间氧的传递速率大大提高,从而允许更多的菌丝生长（即临界菌体浓度较高）,发酵罐体积产率甚至高于前者。
在丝状菌发酵中,控制菌丝形态使其保持适当的分支和长度,并避免结球,是获得高产的关键要素之一。
而在球状菌发酵中,使菌丝球保持适当大小和松紧,并尽量减少游离菌丝的含量,也是充分发挥其生产能力的关键素之一。
这种形态的控制与糖和氮源的流加状况及速率、搅拌的剪切强度及比生长速率密切相关。
3.2工艺控制要点
3.2.1种子质量的控制
丝状菌的生产种子是由保藏在低温的冷冻安瓿管经甘油、葡萄糖、蛋白胨斜面移植到小米固体上，25°C培养7天,真空干燥并以这种形式保存备用。
生产时它按一定的接种量移种到含有葡萄糖、玉米浆、尿素为主的种子罐内,26°C培养56h左右,菌丝浓度达6%-8%,菌丝形态正常,按10%-15%的接种量移人含有花生饼粉、葡萄糖为主的二级种子罐内,27°C培养24h,菌丝体积10%-12%,形态正常,效价在700D/ml左右便可作为发酵种子。
球状菌的生产种子是由冷冻管子孢子经混有0.5%-1.0%玉米浆的三角瓶培养原始亲米孢子,然后再移人罗氏瓶培养生产大米抱子（又称生产米）,亲米和生产米均为25°C静置培养,需经常观察生长发育情况在培养到3-4天,大米表面长出明显小集落时要振摇均匀,使菌丝在大米表面能均匀生长,待10天左右形成绿色孢子即可收获。
亲米成熟接人生产米后也要经过激烈振荡才可放置恒温培养,生产米的孢子量要求每粒米300万只以上。
亲米、生产米子孢子都需保存在5°C冰箱内。
工艺要求将新鲜的生产米（指收获后的孢瓶在10天以内使用）接人含有花生饼粉、玉米胚芽粉、葡萄糖、饴糖为主的种子罐内,28°C培养50-60h当pH值由6.0-6.5下降至5.5-5.0,菌丝呈菊花团状,平均直径在100-130μm,每毫升的球数为6万-8万只,沉降率在85%以上,即可根据发酵罐球数控制在8000-11000只/mL范围的要求,计算移种体积,然后接入发酵罐,多余的种子液弃去。
球状菌以新鲜孢子为佳,其生产水平优于真空干燥的孢子，能使青霉素发酵单位的罐批差异减少。
3.2.2培养基成分的控制
a.碳源产黄青霉菌可利用的碳源有乳糖、蕉糖、葡萄糖等。
目前生产上普遍采用的是淀粉水解糖、糖化液（DE值50%以上）进行流加。
b.氮源氮源常选用玉米浆、精制棉籽饼粉、麸皮，并补加无机氮源（硫酸氨、氨水或尿素）。
c.前体生物合成含有苄基基团的青霉素G,需在发酵液中加人前体。
前体可用苯乙酸、苯乙酰胺,一次加入量不大于0.1%,并采用多次加入,以防止前体对青霉素的毒害。
d.无机盐加入的无机盐包括硫、磷、钙、镁、钾等,且用量要适度。
另外,由于铁离子对青霉菌有毒害作用,必须严格控制铁离子的浓度,一般控制在30μg/mL
3.2.3发酵培养的控制
1）加糖控制加糖量的控制是根据残糖量及发酵过程中的pH值确定,最好是根据排气中CO2量及O2量来控制,一般在残糖降至0.6%左右，pH值上升时开始加糖。
2）补氮及加前体补氮是指加硫酸铵、氨水或尿素,使发酵液氨氮控制在0.1%-0.05%,补前体以使发酵液中残存苯乙酰胺浓度为0.05%-0.08%。
3）pH值控制对pH值的要求视不同菌种而异,一般为pH6.4-6.8,可以补加葡萄糖来控制。
目前一般采用加酸或加碱控制pH值
4）温度控制前期25°C-26°C,后期23°C,以减少后期发酵液中青霉素的降解破坏。
5）溶解氧的控制一般要求发酵中溶解氧量不低于饱和溶解氧的30%。
通风比一般为1:
0.8L/（L•min）,搅拌转速在发酵各阶段应根据需要而调整。
6）泡沫的控制在发酵过程中产生大量泡沫,可以用天然油脂,如豆油、玉米油等或用化学合成消泡剂"泡敌"来消泡,应当控制其用量并要少量多次加入,尤其在发酵前期不宜多用,否则会影响菌体的呼吸代谢
7）发酵液质量控制生产上按规定时间从发酵罐中取样,用显微镜观察菌丝形态变化来控制发酵，生产上惯称"镜检"。
根据"镜检"中菌丝形变化和代谢变化的其他指标调节发酵温度,通过追加糖或补加前体等各种措施来延长发酵时间,以获得最多青霉素。
当菌丝中空泡扩大、增多及延伸,并出现个别自溶细胞,这表示菌丝趋向衰老,青霉素分泌逐渐停止,菌丝形态上即将进入自溶期,在此时期由于茵丝自溶,游离氨释放,pH值上升,导致青霉素产量下降,使色素、溶解和胶状杂质增多,并使发酵液变稠,增加下一步提纯时过滤的困难。
因此,生产上根据"镜检"判断,在自溶期即将来临之际,迅速停止发酵,立刻放罐,将发酵液迅速送往提炼工段。
4工艺计算
表1工艺计算基础数据
年产量
10000t
发酵单位
80000μ/ml
发酵周期
180h
成品效率
1000μ/mg
年工作日
320天
发酵罐装料系数
0.78125
辅助时间
12h
种子罐装料系数
0.65
消后大罐接种量
15%
种子罐发酵周期
60h
消后中罐接种量
8%
发酵期间补葡萄糖量
1.6kg/（m3·h）
4.1物料衡算
发酵周期180h，辅助时间12h，则产一批青霉素需要8天。
每年共有：
每周期产量为:
10000÷40=250t。
先选择大罐500m3发酵罐，则每个罐装青霉素料
500×0.78125=390.625m3。
则每个发酵罐装料量为:
m=390.625m3×106ml×80000μ/ml÷1000μ/mg
=3.125×109mg=31.25t。
则需要的罐体为250÷31.25=8
则此设计中选择八个500m3的发酵罐来发酵罐。
再选择二级种子罐，接种量为15%，在一个周期内,需要中罐装料液体积：
V=8×500×78.125%×15%=468.75m3
则需要的罐体大小为：
V中=468.75÷78.125%=600m3；
则二级种子罐可选择100m3的六个。
二级种子罐接种量为9%，所需种子罐装料为
V=468.75×8%=37.5m3
所需一级种子罐大小为V种子=37.5÷65%=57.7m3。
可以选择三个体积为20m3的一级种子罐。
在整个发酵周期中，只考虑葡萄糖、硫酸铵、苯乙酸、消泡剂、氨水等的体积。
a）发酵培养基（g/l）
表2发酵培养基用量
葡萄糖
10
K2HPO4
4.0
玉米浆
40
MgSO4˙7H2O
35
（NH4）2SO4
5.67
KH2PO4
4.53
则
（1）葡萄糖：
每周期消耗量：
375×10=3750kg
每年消耗量：
3750×40=150000kg=150t；
（2）玉米浆：
每周期消耗量：
375×40=15000kg
每年消耗量：
15000×40=600000kg=600t；
（3）（NH4）2SO4：
每周期消耗量：
375×5.67=2126.25kg
每年消耗量：
2126.25×40=85050kg；
（4）K2HPO4:
每周期消耗量：
375×4.0=1500kg
每年消耗量：
1500×40=60000kg=60t；
（5）MgSO4˙7H2O:
每周期消耗量：
375×35=13125kg
每年消耗量：
13125×40=525000kg=525t；
（6）KH2PO4:
每周期消耗量：
375×4.53=1698.75kg
每年消耗量：
1698.75×40=67950kg。
b）种子罐发酵培养基
表3种子培养基需要量如表（g/l）
可溶性淀粉
30.0
K2HPO4
0.5
葡萄糖
10.0
MgSO4˙7H2O
0.5
蛋白胨
4.0
Nacl
0.5
玉米浆
2.0
蒸馏水
1000ml/L
1）可溶性淀粉
每周期消耗量：
468.75×30=14062.5kg
每年消耗量；14062.5×40=562500kg=562.5t；
2）葡萄糖
每周期消耗量：
468.75×10=4687.5kg
每年消耗量：
4687.5×40=187500kg=187.5t；
3）蛋白胨
每周期消耗量：
468.75×4.0=1875kg
每年消耗量：
1875×40=75000kg=75t；
4）玉米浆
每周期消耗量：
468.75×2.0=937.5kg
每年消耗量：
937.5×40=37500kg=37.5t；
5）K2HPO4
每周期消耗量：
468.75×0.5=234.375kg
每年消耗量：
234.375×40=9375kg；
6）MgSO4˙7H2O
每周期消耗量468.75×0.5=234.375kg
每年消耗量：
234.375×40=9375kg；
7）Nacl
每周期消耗量468.75×0.5=234.375kg
每年消耗量：
234.37
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