年产5万吨味精厂生产工艺设计共29页.doc

1、精选优质文档-倾情为你奉上年产5万吨味精厂生产工艺设计摘 要味精，学名“谷氨酸钠（C5H8NO4Na）”。谷氨酸是氨基酸的一种，也是蛋白质的最后分解产物。我们每天吃的食盐用水冲淡400 倍，已感觉不出咸味，普通蔗糖用水冲淡200 倍，也感觉不出甜味了，但谷氨酸钠，用于水稀释3000倍，仍能感觉到鲜味，因而得名“味精”。味精是采用微生物发酵的方法由粮食制成的现代调味品。本设计为年产5万吨味精厂的生产工艺，通过双酶法、谷氨酸中糖发酵以及一次等电点提取工艺生产谷氨酸钠。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

2、算、热量衡算及设备的选择。最后，画出发酵工段的工艺流程图和平面布置图。 本设计的工艺流程为发酵预处理（种子培养、原料预处理，制无菌空气）发酵等电点提取中和制味精浓缩结晶精制分装。该处理工艺具有结构紧凑简洁，运行控制灵活等特点。为味精生产的理想途径。具有良好的经济效益、环境效益和社会专心-专注-专业斜面培养摇瓶扩大培养种子罐扩大培养预处理水解过滤淀粉水解糖配料发酵空气压缩机冷却气液分离过滤除菌等电点调节沉淀离心粗谷氨酸溶解中和制味精 母液离子交换处理粗谷氨酸溶液粗谷氨酸除铁过滤脱色浓缩结晶离心小结晶干燥拌盐粉碎粉状味精大结晶干燥过滤成品味精图2-1 味精厂生产工艺【2】配料罐定容罐二级种子罐实消

3、降温二级种子培养消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯生物素氮液消泡剂水无机盐糖蜜玉米浆纯生物素一级种子斜面无菌空气发酵罐葡萄糖定容罐连消器维持罐换热器消泡剂高浓度糖液液氨 图2-2 谷氨酸发酵的工艺流程【3】2.3主要处理构筑物设计及选型主要设备见表2-2。表2-2 主要设备一览表3工艺流程计算3.1.1谷氨酸发酵的物料衡算主要技术指标【4】指标名称 单位指标数 指标名称 单位指标数生产规模 t/a50000 发酵初糖Kg/ 150生产方法中糖发酵，等电点-离子交换提取淀粉糖化转化率% 108年生产天数产品日产量 d/a t/a 300 167 流加高浓糖 糖酸转化率Kg/% 500 60产品质量 纯度

4、99%麸酸谷氨酸含量% 95倒罐率 % 0.2谷氨酸提取率% 95发酵周期 h 40味精对谷氨酸产率% 122主要原材料质量指标淀粉原料的含量为80%，含水14%二级种子培养基（g/L）水解糖50，糖蜜20，磷酸二氢钾1.0，硫酸镁0.6，玉米浆510，泡敌0.6，生物素0.02mg，硫酸锰2mg/L，硫酸亚铁2mg/L。发酵初始培养基（g/L）水解糖150，糖蜜4，硫酸镁0.6，氯化钾0.8，磷酸0.2，生物素2，泡敌1.0，接种量为8%谷氨酸发酵车间的物料衡算首先计算生产1000kg纯度为100%的味精需耗用的原材料以及其他物料量。发酵液量设发酵液初糖和流加高浓糖最终发酵液总糖浓度为220

5、kg/，则发酵液量为：式中 220发酵培养基终糖浓度（kg/） 60%糖酸转化率 95%谷氨酸转化率 99.8%除去倒罐率0.2%后的发酵成功率 122%味精对谷氨酸的精制产率发酵液配制需水解糖量以纯糖计算： 二级种液量二级种子培养液所需水解糖量式中 50二级种液含糖量（kg/）生产1000kg味精需水解糖总量耗用淀粉原料量理论上，100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg，故耗用淀粉量为：式中 80%淀粉原料含纯淀粉量 108%淀粉糖化转化率液氨耗用量 发酵过程用液氨调pH和补充氮源，耗用260280kg；此外，提取过程耗用160170kg，合计每吨味精消耗420450kg。甘蔗糖蜜耗用量二

6、级种液耗用糖蜜量为：发酵培养基耗糖蜜量为：合计耗糖蜜36.68kg氯化钾耗量磷酸二氢钾（）耗量硫酸镁（）用量消泡剂（泡敌）耗用量玉米浆耗用量（8g/L）生物素耗用量硫酸锰耗用量硫酸亚铁耗用量磷酸耗用量谷氨酸（麸酸）量发酵液谷氨酸含量为：实际生产的谷氨酸（提取率95%）为：50000t/a味精厂发酵车间的物料衡算表物料名称生产1t味精（100%）的物料量50000t/a味精生产的物料量每日物料量发酵液量/二级种液量/发酵水解用糖量/kg二级种培养用糖量/kg水解糖总量/kg淀粉用量/kg液氨用量/kg糖蜜用量/kg氯化钾用量/kg磷酸二氢钾用量/kg硫酸镁用量/kg泡敌用量/kg玉米浆用量/kg

7、生物素用量/g硫酸锰用量/g硫酸亚铁用量/g磷酸用量/kg谷氨酸用量/kg6.550.524144126.21467.21529.942036.685.240.5244.246.554.190.02361.0481.0481.31819.8327.526.2720.51.31733.6764.95211.83426226.2212327.5209.511805.245.246.5540.991093.8587.51240.654375.4245.02255.49701.46125.56875.0887.51708.081093.85699.733.94175.02175.02218.77136

8、913.1.2谷氨酸发酵的热量衡算热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程表示如下： Q入=Q出+Q损式中 Q入输入的热量总和（kJ）Q出输出的热量总和（kJ）Q损损失的热量总和（kJ）通常， Q入=Q1+Q2+Q3Q出=Q4+Q5+Q6+Q7 Q损=Q8式中 Q1物料带入的热量（kJ） Q2由加热剂（或冷却剂）传给设备和所处理的物料的热量（kJ） Q3过程的热效应，包括生物反应热、搅拌热等（kJ） Q4物料带出的热量（kJ） Q5加热设备需要的热量（kJ） Q6加热物料需要的热量（kJ） Q7气体或蒸汽带出的热量（kJ）把（4-5）（4-7）式代入（4-4）式，得 Q1+Q2+Q3

9、Q4+Q5+Q6+Q7+Q8值得注意的是，对具体的单元设备，上述的Q1Q8各项热量不一定都存在，故进行热量衡算时，必须根据具体情况进行具体分析。连续灭菌和发酵工序热量衡算计算指标（以淀粉质为原料）计算指标见表3.1。表3.1 计算指标项目指标淀粉糖化转化率98.5%发酵产酸率（浓度）11%发酵对糖转化率60%培养菌种耗糖为发酵耗糖的1.5%谷氨酸提取收率95%精制收率122%商品淀粉中淀粉含量80%发酵周期（含辅助时间）40h全年工作日300d 培养液连续灭菌用蒸汽量：采用发酵罐体积为200m3。200m3发酵罐装料系数0.80，每罐产100%MSG量： 2000.8011%95%122%1

10、272=25.94（t/d）1.272年产商品味精5.0万吨，日产100%MSG167吨.发酵操作时间40h（其中发酵时间32 h）需发酵罐台数：取11台由于装罐率，所以每罐初始体积160m3糖浓度15.0g/dl，灭菌前培养基含糖20.0g/dl，其数量： 每日投（放）料罐次 （罐）取7罐次。灭菌加热过程中用0.4mPa（表压）I=2743 KJ/kg，使用板式换热器将物料由20C预热至75C，再加热至120C，冷却水由20C升到45C。消毒灭菌用蒸汽量（D）： D=3212 （kg/h）3.2 （t/h）式中：3.97为糖液的比热容， KJ/（kgC）每天用蒸汽量： 3.233=28.8

11、 （t/d） 高峰用蒸汽量：3.27=12.8 （t/h）平均用蒸汽量：28.8/24=1.2（t/h） 发酵罐空罐灭菌蒸汽量： 发酵罐体加热：200m3，1Cr18Ni9的发酵罐体重34.3t，冷却排管重6t，1Cr18Ni9的比热容0.5 KJ/（kgC）8，用0.4mPa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15 mPa（表压）下由20C升至127C，其蒸汽量为： 填充发酵罐空间的蒸汽量：因200 m3发酵罐的全容积大于200 m3，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占之空间罐之自由空间仍按500 m3计算，填充空间需蒸汽量：D空=V=2001.39=278 （kg/h）式中 ： V发酵罐全容积（m

12、3） 加热蒸汽的密度（kg/ m3）0.15mPa（表压）时为1.39（kg/m3） 灭菌过程的热功当量损失：辐射与对流联合给热系数，罐外壁温度70C。=33.90.19（7020）=43.4kg/（m3hC） 200m3发酵罐的表面积为201，耗用蒸汽量： D损= 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） 1000水密度 （kg/m3） 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽消耗量; 每空罐灭菌1.5 h，用蒸汽量： 1511.61.5=2267.4 （kg/罐） 每日用蒸汽量： 2267.4=6802.2（kg/d）=6.8（t/d）平均用蒸汽

13、量： 6802.2/24 =283.4（kg/h）=0.028（t/h）高峰用蒸汽量：2267.44= 9069.6（kg/h）=0.9（t/h） 液化工序热量衡算（1）液化加热蒸汽量加热蒸汽消耗量可按下式计算D=GC（T2-T1）（h-i）式中：G-淀粉浆量（kg/h） G-淀粉浆比热容kJ/（kg*K） T2-浆料初温（20+273=293K） T1-液化温度（90+273=363K） h-加热蒸汽焓2738kJ/kg（0.3Mpa,表压） i-加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377kJ/kg淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉255.49t；连续液化255.49/24=10.6（t/h

14、加水量为1:2.5，分浆量为106003.5=37100（kg/h）粉浆比热C可按下式计算：C=C0+C水式中：C0-淀粉质比热容，取1.55kJ/（kg*K） C水-水的比热容，4.18 kJ/（kg*K） C=1.55+4.18=3.53蒸汽用量 D=（kg/h）=4.1（t/h）（2）灭酶用蒸汽量灭酶时将液化液由90加热至100，在100时的i为419kJ/kgD灭=（kg/h）=0.6（t/h）要求在20min内使液化液由90升至100，则蒸汽高峰值为：0.64=2.4（t/h）以上两项合计，平均量4.1+0.6=4.7（t/h）；每日用量4.724=112.8（t/d） 谷氨酸钠

15、溶液浓缩结晶过程的热量衡算年产5万吨商品味精，日产100%MSG167t，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%MSG 25.94t，需结晶罐台7台。每罐投入40g/dl的中和脱色液（俗称原液）23m3，流加30g/dl母液32m3，过程中加水6m3，在70下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量20m3（1） 热量衡算来料带入热量：进料温度35，比热为3.5kJ/（kgoK）Q来料=（231.16+321.13）3.535103=7.7106（kJ）加水带入热量： Q来水=64.1835103=8.8105（kJ）晶种带入热量：MSG比热

16、容1.67（kJ/（kgoK） Q来晶=16001.6720=5.3104（kJ） 结晶放热：MSG结晶热为12.7kJ/mol Q晶热= =5.7105（kJ）母液带走热量：分离母液12m3，折算为相对密度1.26时15t，比热容为2.83（kJ/（kgoK）Q=151032.8370=3.0106（KJ）随二次蒸汽带走热量：Q二蒸=（23+32+6-20）2626106=1.077108（kJ）随结晶MSG带走热量： Q出晶=101031.6770=1.17106（kJ）需外界供给热量： Q=（Q母+Q二蒸+Q出晶）-（Q来料+Q来水+Q来晶+Q晶热） =（3.0106+1.077108+

17、1.17106）-（7.7106+8.8105+5.3104+5.7105） =9.5107（kJ） （2）计算蒸汽用量 每罐次用汽量：热损按5%折算。 D= =45830（kg/罐） 每罐浓缩结晶时间20h，每小时耗蒸汽高峰量：45830/20=2292（kg/h） 7台罐（实际是6.5台）同时运转，高峰用蒸汽量： 6.52292=（kg/h） 每日用蒸汽量： 6.545830=（kg/d）=297.9（t/d） 每小时平均用蒸汽量：297.9/24=12.4（t/h） 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，相对湿度=70%，通过加热器使空气升至

18、80，从干燥器出来的空气为60。年产万吨商品味精，日产湿味精30.4t，二班生产，即30.4/16=1.9（t/h）。干燥水分量34（kg/h）18空气湿含量=70%，X0=0.009（kg/kg干空气），I0=41.8kJ/kg干空气；加热80，I1=104.5kJ/kg干空气用公式：=（I2-I1）/（X2-X1）=Q物料+Q损失-Q初温式中-空气经过干燥后的热量变化（kJ/kg）Q损失-损失热量，通常为有效热量的10%Q物料=1.9103（60-18）0.44.18/34=3924（kJ/kg水）Q损失=0.1（5954.18+0.47604.18+3924-184.18）=645（kJ

19、/kg水）=184.18-3924-645= -4494（kJ/kg水）设X2=0.0108 I2=I1+（X2-X1）=104.5+（-4494）（0.0108-0.009）=96.4（kJ/kg空气）空气耗量为： 34/0.0108-0.009=18888（kg/h）80时空气的比容0.83m3/kg实际消耗空气量为： 188880.83=15677（m3/h）耗用蒸汽量（D）：使用0.1Mpa（表压）蒸汽加热，热损失按15%计：D=618（kg/h）每日用蒸汽量：61816=9888（kg/d）=0.99（t/d）平均每小时用蒸汽量：9888/24=412（kg/h）=0.04（t/h）

20、生产过程耗用蒸汽衡算汇总衡算结果：每日用蒸汽量为447.3t/d，每小时平均量为14.1t/h，高峰量为19.2t/h。100%MSG单耗蒸汽量：447.3/25.94=17.2（t/t）。年产30000吨味精热量衡算表名称每日用量（t）每小时均量（t）高峰量（t）单耗（t）蒸汽447.318.624.817.23.1.3谷氨酸发酵的水平衡计算 培养液冷却用水量：由120C热料通过与生料热交换，降至80C，再用水冷却至35C，冷却水由20C升至45C，计算冷却水量（W）： W=68896（kg/h）=69（t/h）全天用水量： 6934=828（t/d）发酵过程产生的热量及冷却用水量：发酵过程

21、的热量计算有下列几种方法：通过计算生化反应来计算发酵热Q总 Q总=生物合成热+搅拌热-汽化热生物合成热可通过下列方程计算：C6H12O6+6O26CO2+6H2O+2813KJC6H12O6+NH3+1.5O2C5H9O4N+CO2+1.5H2O+890KJ搅拌器=8604.18P（P搅拌功率，KW）汽化热=空气流量（m3/h）（I出I进）式中：I出，I进进出之空气热焓（KJ/Kg赶空气）空气密度 通过燃烧热进行计算：Q总= 有关物料的燃烧热：葡萄糖：15633KJ/Kg 谷氨酸：15424KJ/Kg玉米浆：12289KJ/Kg 菌 体：20900KJ/Kg 以发酵612小时耗糖速率最快，为放

22、热高峰。通过冷却水带走的热量进行计算：在最热季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进出口温度，然后即可算出最大发热量Q最大， KJ/（m3h）Q最大= 通过发酵液温度升高进行计算：关闭冷却水观察罐内发酵液温度升高，用下式计算Q最大 Q最大=KJ/（m3h）式中： G发酵液重量（kg） C发酵液比热容KJ/（kgC） t1h内发酵液温度升高数（C） G1设备筒体的重量（kg） C1设备筒体的比热容KJ/（m3h） V发酵液体积（m3）以上四种方法，以（3）比较简单实用。根据部分味精厂的实测和经验数，谷氨酸的发酵热高峰值约3.0104 KJ/（m3h）200 m3发酵罐，装料量160 m3使用新鲜水

23、冷却水进口温度10C，出口温度20C，冷却水用量（W）：W=.5 （kg/h）114.8 （t/h）日运转7台，高峰用水量：114.87=803.6（t/h）日用水量： 803.60.824=15429.12（t/h）平均用水量： 15429.12/24=642.88 （t/h）式中： 0.8各罐发热状况均衡系数3.1.4谷氨酸发酵的无菌氧气耗量衡算单罐无菌空气耗用量230m3规模的通气搅拌发酵罐的通气速率为0.20-0.45vvn，取0.45计算单罐发酵过程用气量：（m3/h）单罐年用气量： （m3/a）种子培养等其他无菌空气耗量 有经验去耗气量为发酵过程的20%故： （m3/h）单罐年用

24、气量： （m3/a）高峰无菌空气耗量：（m3/h）车间无菌空气年耗量： （m3/a）单耗：（m3/h）年产30000吨味精无菌空气衡算表：发酵罐公称容积（m3）单罐通气量（m3/h）种子罐耗气量（m3/h）高峰空气耗量（m3/h）年空气耗量（m3/h）空气单耗（m3/h）2004658931.55216492113.1.3设备设计与选型发酵罐 （一）发酵罐类型选用机械涡轮搅拌通风发酵罐（二）发酵罐容积的确定随着科技的发展，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

25、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200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐。（三）生产能力的计算现每天产99%纯度的味精167吨，谷氨酸生产周期为40h（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167吨，每吨100%的味精需发酵糖液6.55m3：V发酵=6.5516799%=1082.9（m3）发酵罐填充系数为=80%，则每天需要发酵罐的总容积为V0（生产周期为40h）。 V0= V发酵/=1082.9115/0.8=1353.6（m3） （四）发酵罐个数的确定以公称容积为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵

26、罐为基础，则需要发酵罐的个数为NN= V发酵/（V总.24）=1082.940/（2000.824）=11.2（个）则需要取公称容积为200 m3的发酵罐12个；现以单灌公称容量为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为例，每天需要200m3N0个：N0=1353.6200=6.8约为7个实际产量为：富裕量：（51297.7 -50000）/50000=2.6%，满足产量要求。（五）主要尺寸的计算：取高径比 H：D=2：1【5】 则有：H=2D；解方程得： 取D=5mH=2D=10m；封头高： 封头容积 ：V封=16.4（m3）圆柱部分容积：V筒=197m3验算全容积V全：V全=V全符合设计要

27、求，可行。（六）冷却面积的计算 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4.186000kJ/（m3h）。采用竖式蛇管换热器，取经验值K=4.18500 kJ/（m3h）。平均温差tm： 32 3220 2712 5代入 对公称容量200 m3的发酵罐，每天装5罐，每罐实际装液量为换热面积 （七）搅拌器计算 选用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部分尺寸与罐径D有一定比例关系搅拌器叶径取Di=1.7（m）叶宽 ：弧长：底距：盘踞 ：叶弦长：叶距 ：弯叶板厚：=12（mm）取两挡搅拌，搅拌转速N2可根据50m3罐，搅拌直径1.05m，转速N1=110r/min。以等P0/V为基

28、准6放大求得：（八）搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。计算Rem【6】 式中 D搅拌器直径，D=1.7m N搅拌器转速， 醪液密度，=1050 kg/m3 醪液粘度， =1.310-3Ns/m2 将数代入上式：视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7计算不通气时的搅拌轴功率P0：式中 Np在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N搅拌转速，N=80r/min=1.33r/s D搅拌器直径，D=1.7m 醪液密度，=1050kg/m3 代入上式：两挡搅拌：计算通风时的轴功率Pg 式中 P0不通风时搅拌轴功率（kW），N轴转速，N=80r/min D搅拌器直径（cm），D3=1.7

29、3106=4.9106 Q通风量（ml/min），设通风比VVm=0.110.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11；则Q=1550.11106=1.7107（ml/min） 代入上式：求电机功率P电：采用三角带传动1=0.92；滚动轴承2=0.99，滑动轴承3=0.98；端面密封增加功率为1%；代入公式数值得：（九）设备结构的工艺计算 空气分布器：本罐采用单管进风，风管直径1334mm。 挡板：本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管，故不设挡板 密封方式：本罐采用双面机械密封方式，处理轴与罐的动静问题。冷却管布置：采用竖式蛇管【7】 最高负荷下的耗水量W式中 Q总每1m3醪液在发酵最

30、旺盛时，1h的发热量与醪液总体积的乘积 cp冷却水的比热容，4.18kJ/（kgK） t2冷却水终温，t2=27 t1冷却水初温，t1=20 将各值代入上式冷却水体积流量为3.6910-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s，根据流体力学方程式，冷却管总截面积S总为：式中 W冷却水体积流量，W=3.6910-2m3/s V冷却水流速，v=1m/s代入上式：进水总管直径 ：冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为S总，管径d0，组数为n，则：取n=8，求管径。由上式得：查金属材料表选取894mm无缝管【8】， ，认为可满足要求，。现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为300mm，则两直管距离为60

31、0mm，两端弯管总长度为：冷却管总长度L计算：由前知冷却管总面积现取无缝钢管894mm，每米长冷却面积为则:冷却管占有体积：每组管长L0和管组高度：另需连接管8m：可排竖式直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占有体积为0.5m3，则：总占有体积为则筒体部分液深为：竖式蛇管总高 又两端弯管总长，两端弯管总高为600mm，则直管部分高度：则一圈管长：每组管子圈数n0：现取管间距为，竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m，则可计算出搅拌器的距离在允许范围内（不小于200mm）。校核布置后冷却管的实际传热面积：而前有F=232.5m2，可满足要求。（十）设备材料的选择10

32、选用A3钢制作，以降低设备费用。（十一）罐壁厚的计算计算法确定发酵罐的壁厚S （cm）式中 P设计压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.4MPa D发酵罐内经，D=500cm A3钢的应用应力，=127MPa 焊接缝隙， =0.7 C壁厚附加量（cm）式中 C1钢板负偏差，现取C1=0.8mm C2为腐蚀余量，现取C2=2mm C3加工减薄量，现取C3=0选用14mm厚A3钢板制作。封头壁厚计算：标准椭圆封头的厚度计算公式5如下： （cm）式中 P=0.4MPa D=500cm=127MPaC=0.08+0.2+0.1=0.38（cm）=0.7（10）接管设计接管的长度h设计：各接管的

33、长度h根据直径大小和有无保温层，一般取100200mm。接管直径的确定：按排料管计算：该罐实装醪量155m3，设4h之内排空，则物料体积流量发酵醪流速取v=1m/s;则排料管截面积为F物。管径：取无缝管1334mm，125.mm118mm，认为合适。按通风管计算，压缩空气在0.4MPa下，支管气速为2025m/s。现通风比0.10.18vvm，为常温下20，0.1MPa下的情况，要折算0.4MPa、30 状态。风量Q1取大值，。利用气态方程式计算工作状态下的风量Qf8取风速v=25m/s，则风管截面积Ff为则气管直径d气为：因通风管也是排料管，故取两者的大值。取1334mm无缝管，可满足工艺要

34、求。排料时间复核：物料流量Q=0.0108m3/s，流速v=1m/s；管道截面积：，在相同的流速下，流过物料因管径较原来计算结果大，则相应流速比为排料时间：种子罐 发酵所需的种子从试管斜面出发，经活化培养，摇瓶培养，扩大至一级乃至二级种子罐培养，最终向发酵罐提供足够数量的健壮的生产种子。种子罐冷却方式采用夹套冷却。 （一）二级种子罐容积和数量的确定 二级种子罐容积的确定：接种量为10%计算，则种子罐容积V种2为：式中 V总发酵罐总容积（m3） 二级种子罐个数的确定：种子罐与发酵罐对应上料。发酵罐平均每天上5罐，需二级种子罐6个。种子罐培养8h，辅助操作时间810h，生产周期1618h，因此，二

35、级种子罐6个已足够，其中一个备用。主要尺寸的确定 种子罐仍采用几何相似的机械搅拌通风发酵罐。H：D=2：1，则种子罐总容积量V总为：简化方程如下： 整理后解方程得D=2.3m则H=2D=22.3=4.6（m）查得封头高H封 罐体总高H罐：单个封头容量：V封=4.125（m3）封头表面积： S封=2.23m2圆筒容量 ： 不计上封头容积 ：校核种子罐总容积V总：比需要的种子罐容积23m3大 ，可满足设计要求。冷却面积的计算 采用夹套冷却 发酵产生的总热量： 夹套传热系数：现取K=4.18220kJ/（m2h）【9】 平均温差：发酵温度32；水初温2023，取23；水终温27，则平均温差： 需冷却

36、面积F： 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 ： 液深 ： 夹套可能实现的冷却面积为封头表标面积S封与圆筒被液体浸没的筒体为表面积S筒之和：夹套高度应不高于动态时的液面高度，因高于液面的传热面积，并没有起多少冷却作用。综上，传热需要的面积F=12.1（m2）该设计夹套能提供的冷却面积为S夹=13.6 m2S夹F，可满足工艺要求。设备材料的选择【10】采用A3钢制作壁厚计算 夹套内罐的壁厚式中 D设备的公称直径，140cm m外压容器的稳定系数，与设备的起始椭圆度有关，在我国，m=3 P设计压力，与水压有关，P=0.4MPa E金属材料的弹性模量9，对A3钢E=21

37、05MPa C壁厚附加量，C=C1+C2+C3=0.08+0.1+0=0.18 L筒体长度，L=110cm将数值代入公式：取9mm 封头的厚度封：查发酵工厂工艺设计概论P317表16 碳钢椭圆封头最大需用内部压力i 对于上封头，取封=6mmii 对于下封头，取封=8mm 冷却外套壁厚：查发酵工厂工艺设计概论P314表13 碳钢与普低钢制内压圆筒壁厚，确定套=5mm 外套封头壁厚：查发酵工厂工艺设计概论P316表15 椭圆形封头（JBH5473），确定套封=6mm设备结构的工艺设计 挡板：根据全挡板条件，式中B挡板宽度B（0.1-0.12）D=0.11400=140mm D罐径D1400mm Z

38、挡板数：取Z6块 搅拌器：采用六弯叶涡轮搅拌器直径：Di0.30.35D现取：叶片宽度：弧长：盘径：叶弦长：搅拌器间距：底距：搅拌器转速N2，根据50L罐，470r/min，使用P0/V为基准放大6，50L罐N1470r/min，搅拌器直径Di=112mm两挡搅拌。 搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。i 计算Rem式中 D搅拌器直径，D=0.49m N搅拌器转速， 醪液密度，=1050 kg/m3 醪液粘度， =1.310-3Ns/m2 将数代入上式：视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7ii 计算不通气时的搅拌轴功率P0： 式中 Np在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N搅拌转速，N=176r/min=2.93r/s D搅拌器直径，D=0.49m 醪液密度，=1050kg/m3 代入上式：两挡搅拌iii 计算通风时的轴功率Pg式中 P0不通风时搅拌轴功率（kW）， N轴转速，N=176r/min D搅拌器直径（cm），D3=0.493106=1.12105