年产2万吨谷氨酸发酵工厂的初步设计

年产2万吨谷氨酸发酵工厂的初步设计 第一章 总论 一、设计项目: (1) 设计课题:年产2万吨谷氨酸发酵工厂的初步设计 (2) 厂址:内蒙古通辽市 (3) 重点工段:糖化 (4) 重点设备:糖化罐 二、设计范围: (1) 厂址选择及全厂概况介绍(地貌、资源、建设规模、人员); (2) 产品的生产方案、生产方法、工艺流程及技术条件的制定; (3) 重点车间详细工艺设计、工艺论证、设备选型及计算; (4) 全厂的物料衡算; (5) 全厂的水、电、热、冷、气的衡算; (6) 车间的布置和说明; (7) 重点设备的设计计算; (8) 对锅炉、电站、空压站等提出要求及选型; (9) 对生产和环境措施提出可行方案。 三、要完成的设计图纸: (1) 全厂工艺流程图一张; (2) 重点车间工艺流程图一张; (3) 重点车间设备布置立面图一张; (4) 重点车间设备布置平面图一张; (5) 重点设备装配图一张。 四、设计依据: (1) 批准的设计任务书和附件可行性 报告 软件系统测试报告下载sgs报告如何下载关于路面塌陷情况报告535n,sgs报告怎么下载竣工报告下载 ，以及可靠的设计基础资料。 (2) 我国现行的有关设计和安装的设计 规范 编程规范下载gsp规范下载钢格栅规范下载警徽规范下载建设厅规范下载 和 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 (3) 广东轻工职业技术学院食品系下达的毕业设计任务书 五、设计原则: (1) 设计工作要围绕现代化建设这个中心，为这个中心服务。首先要有加速社会主义 四个现代化早日实现的明确指导思想，做到精心设计，投资省，技术新，质量好， 收效快，收回期短，使设计工作符合社会主义经济建设的总原则。 (2) 要学会查阅文献，收集设计必要的技术基础资料，要善于从实际出发去分析研究 问题，加强技术经济的分析工作。 (3) 要解放思想，积极采用技术，力求设计上具有现实性和先进性，在经济上具有合 理性，尽可能做到能提高生产率，实现机械化和自动化，同时兼顾社会和环境的 效益。 (4) 设计必须结合实际，因地制宜，体现设计的通用性和独特性相结合，工厂生产规 模、产品品种的确定，要适应国民经济的需求，要考虑资金的来源，建厂的地点、 时间、三废综合利用等条件，并适当留有余地。 (5) 要注意到周围环境的清洁卫生，又要注意到工厂内车间之间的卫生、无菌、防火 等条件的相互影响。要贯彻国家食品卫生法有关规定，充分体现卫生、优美、流 畅，并能让参观者放心的原则。 (6) 设计过程中必须加强 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 性，各阶段工作都要明确的进度，使毕业设计工作能如 期完成，通过毕业设计提高自身的分析解决的能力。 六、厂址的选择要求: (1) 符合国家方针政策，厂址要求满足生产需要，尽量不占用良田，节约用地，又有 发展余地。 (2) 工厂周围应清洁卫生，厂区应居民下风侧，河流上游，远离有毒工厂和有机废料、 化学废料堆放地区及感染中心地点。 (3) 在厂址范围内不应有地下矿藏、流沙、淤泥和古墓。一般要求厂址的相对标高应 该在最高洪水位的0.5M以上。同时还应该注意当地的气象资料和一些地震等自然 灾害。 (4) 所选厂址应尽量接近原料产地，交通方便。保证异地原料的供应和减少成本。 必须有充足的电源和水源，满足生产和生活的用电用水的要求。如厂址远离热电 源，则应自建锅炉房为最好，但要掌握燃料的来源，燃料的发热值及数量，以求 降低气耗和燃耗。 七、建厂的规模和产品方案: (1) 建厂规模:年产2万吨，生产天数330天，3班连续生产 (2) 生产方案:以淀粉为主要原料; 产品为80,的谷氨酸; 质量指标及技术指标; 糖化率 109% 提取率 95% 糖酸转化率 60% 发酵周期 40h 糖化罐糖化周期 30h 产品含量 80% 八、公用工程: (1) 供热:由电热厂供给蒸汽，自备锅炉 (2) 供电:由电厂供给，自备发电机 (3) 供水:由本厂附近水源和水厂共同供给 (4) 压缩空气和制冷:由本厂工务(动力)车间制备(空气压缩机和制冷设备) 九、环保处理: (1)废气的处理 烟尘排放主要通过加高烟囱高度和采用静电或喷淋碱液除尘器等干式机械除尘。 生产中使用的和工艺流程中生产的SO、HCL、HS、NH、HCHO、HSO等气体通过22324 设备密封，使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其溢出，对于泄露的少量废水通 过机械排气和风筒高空排气等方式，做到不超标。 (2)低浓度废水废液的处理 1)物理法:利用离心机、滤池、筛网等设备分离废液中的悬浮的物质，一般在废液 预处理时采用，有时也可作为处理的主体。 2)化学法:主要通过添加化学物质使废液中的污染物质转化为无害物质， - 1 - 3)生物法:是我国普遍采用处理废液的方法，主要是利用微生物的生理生化作用， 使废液中溶解性和胶体态的有机污染物质转化为简单稳定的物质，将有 害物质转化为无害物质。 随着社会的发展环保越来越重要，一个企业的生存与环保直接挂钩。所以我们现 在设计工厂时一定要重点考虑。 十、劳动保护 发酵工段要佩戴耳塞、安全帽;提取要佩戴防护眼镜和耳塞;糖化车间要有防暑降温的设备和空调室以及防尘口罩;倒粉处要有防压皮鞋和防尘口罩;压力设备要注意定期检查，规范操作。对于事故隐患和严重职业危害应当建档查备，发放隐患通知，并跟踪督促企业整改。发动职工群众对事故隐患进行举报，设立举报箱，公布举报电话，为广大职工举报安全健康重大隐患提供便利。 十一、工作 制度 关于办公室下班关闭电源制度矿山事故隐患举报和奖励制度制度下载人事管理制度doc盘点制度下载 及车间定员 根据谷氨酸发酵的特点，一般按照2,3个班次/天来安排工人上班，一般糖化、发酵、提取都是安排3个班/天，即每人每天上8小时，实行4班3倒制。包装车间可以视实际情况安排1,2个班/天;机修车间基本安排日班，中夜班各安排1,2名;电房要三班安排人员上班;行政人员安排全日班。 十二、生产方法 发酵采用中初糖流加高浓度糖液的生物素“超亚适量”工艺，发酵液采用带菌体真空浓缩，提取采用连续浓缩等电点工艺、，采用双酶法并糖化采用连续喷射液化器形式。 十三、能源循环考虑 液化降温和糖化终料升温的热量互换;蒸发器水用于调粉浆;闪蒸罐排汽料用于清糖或发酵培养基料加热;发酵培养基灭菌生熟料热量互换;提取分离母液用于发酵罐出炉降温;发酵空消排水用于蒸发器入料升温或配料等;发酵过程取样回放于连消培养基。 - 2 - 第二章 工艺设计及工艺论证 一、谷氨酸生产方法选择及论证 谷氨酸的制造方法有发酵、水解和合成法，从生产设备运作及产品的安全和清洁生产的合理性比较来看，采用发酵法最优越。首先原料选择来源广阔、工艺比较稳定、设备腐蚀性低、容易实行工业化、综合效益好。其次，提取工艺本文选择连续浓缩三级等电点工艺，而未采用传统的离子交换工艺。因为离子交换工艺不但要消耗大量的酸碱、更重要的是会产生大量的废水，环保治理非常困难，难于实现清洁生产。淀粉糖化采用目前比较先进的连续喷射液化器工艺，淀粉酶和糖化酶都应用进口诺维信酶，确保糖液质量。 - 3 - 二、谷氨酸总生产工艺流程图为: 淀粉 闪蒸罐 糖化罐 工艺循环水 淀粉酶 糖化 调浆罐 维持罐 硫酸 氯化钙 灭酶 灭酶 喷射液化 高温维持 降温、调pH 降温、调pH 活性剂 脱色过滤 助滤剂 消泡剂 消泡剂 葡萄糖液 水 水 无机盐 无机盐 配料罐 定容罐 定容罐 配料罐 糖蜜 糖蜜 玉米浆 玉米浆 二级种子罐 蒸汽混合器 液氨 纯维生素 纯维生素 实消 维持罐 降温 换热器 消泡剂 高浓度糖液 斜面 一级种子 培养 发酵罐 液氨 硫酸 调酸 起晶 晶种 停酸育晶 硫酸 上离子交换柱 缓慢调酸 盐酸或硫酸 水洗及疏松树脂 等电点 热水预热 搅拌育晶 碱液 洗脱 再生 母液 离心分离 后流分 高流分 前流分 湿谷氨酸 用酸调pH1.5 上离子交换柱 图示:谷氨酸生产工艺流程示意图 - 4 - 三、生产过程的总物料衡算 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衡算重量 等于离开该系统的全部物料重量，即 ΣF=ΣD，W 式中:F――进入系统的物料重量(Kg) D――离开系统物料重量(Kg) W――损失的物料重量(Kg) F 可预见和 不可预见 W (一) 生产能力 生产规模:2万吨/年(产品含量以80%计) D生产天数:330天 生产能力:20000?330=60.61t/d 1、淀粉水解为葡萄糖的总反应式: (CHO) + HO ? CHO 6105 n 26126 162 180 淀粉水解为葡萄糖理论糖化率为:180 ? 162 × 100% = 111% 2、葡萄糖转化成谷氨酸的的总反应式: CHO+ NH + 3/2O ? CH0N+CO+3HO 6126 3259422 180 147 葡萄糖转化成谷氨酸的理论转化率为:147 ? 180 × 100%= 81.7% 3、生产过程的总物料衡算 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衡算重量 等于离开该系统的全部物料重量，即 ΣF=ΣD，ΣW 式中:F:进入系统的物料重量(kg) D:离开系统物料重量(kg) W:损失的物料重量(kg) - 5 - (二) 总物料平衡计算 各工序收率指标 淀粉含量 85, 糖酸转化率 60.0, 300g/L 糖化收率 109, 清糖液含量 3110g/L 1.113kg/m 产酸率 发酵液的相对密度 提取收率 95, 分离后氨酸含量 80, 111% 81.7% 理论糖化率 理论糖酸转化率 1、一份纯淀粉(1000kg)理论上可以制得100%谷氨酸量: 111%(理论糖化率)× 81.7%(理论糖转化率)=906.87 kg 1000× 2、一份纯淀粉实际上可以制得100,谷氨酸量: 1000 × 109%(糖化率)× 60.0 %(糖酸转化率) × 95% =621.3kg 3、一份工业淀粉(含量85,)实际上可以制得100,谷氨酸量: 621.3 × 85%=528.105 kg 4、淀粉单耗(计算生产1t谷氨酸量需要的淀粉量) ?生产1t纯谷氨酸实际消耗工业淀粉量 1t 100% 谷氨酸 ? 1t 工业淀粉实际产100%谷氨酸量 1000 ? 528.105 =1893.356kg=1.8934t ?生产1t谷氨酸消耗纯淀粉量 1t 100% 谷氨酸 ? 1t 纯淀粉实际产100%谷氨酸量 1000 ? 621.3 = 1609.528kg ?1t100%谷氨酸理论消耗工业淀粉 1t 100%谷氨酸?1t 纯淀粉理论产100%谷氨酸量 1000 ?906.87=1.1027t ?1t100%谷氨酸理论消耗纯淀粉 1t 100%谷氨酸×淀粉含量 1.1027 ×85%=0.937t 5、总收率(淀粉到谷氨酸的总率) 1t纯淀粉实际产100,谷氨酸量 ? 1t纯淀粉理论上产100%谷氨酸量: 621.3? 906.87× 100% = 68.51 % - 6 - 6、生产过程损失率 ,淀粉的利用率:1t谷氨酸理论上消耗工业淀粉量 ? 1t谷氨酸实际消耗工业淀粉量 1.1027?1.8934×100%=58.24% ,淀粉的损失率:100%-58.247% =41.76% 7、原料及中间品计算(按每天量计算) 日产谷氨酸纯产品量:20000?330=60.61t 折算成含量为80,的谷氨酸量:60.61?80%=75.76 t/d 发酵车间日产谷氨酸量:60.61?95%=63.80t 日投工业淀粉(含量85%)量: 60.61?95%?60%?109%?85%?98%=117.10t 65日交给提取的发酵液体积:68.30×10?110=5.8×10L 5日交给提取的发酵液的量:5.8×10×1.05=609000kg 日发酵液的量:609000?(1-0.2%-0.8%)=615151.52kg 每天需纯糖量:60.61?95%?60%=106333.33kg 补加纯糖量:106333.33×40%=42533.33kg 3补加450g/L糖液量:42533.33×10?450×1.20=113422.21kg 日耗氨量:63.80×250=15950kg 日耗消泡剂量:63.80×6.00=382.8kg 糖化液产量(300g/L):1000×85%×109%?300×1.113×117.10=402510.17kg 8、提取谷氨酸量(按每天量计算): 100%谷氨酸量:63.8×95%=60.61t 80%谷氨酸量:60.61?85%=75.76t 9、母液中残留谷氨酸量:(63800-60610)?0.59%=545196.37L 分离母液数量: 545196.37?1.05=519234.63L 620956.37-75760=545196.37kg (三)总物料衡算结果以表格形式表示 项目 数量 工业淀粉t 117.10 清糖液300g/L 402510.17 谷氨酸80, 75.76 3含GA0.59%分离母液量m 545196.37 - 7 - 各工序相关参数指标: 1、葡萄糖液浓度为300 g/L，其密度为1.113 葡萄糖液浓度为450 g/L，其密度为1.200 淀粉酶用量为0.25%，糖化酶用量为0.25%， 氯化钙用量为0.25%，硫酸用量为0.25%， 助滤剂和活性炭用量为0.15%，滤渣含水70%。 2、初始发酵液的纯糖量占60%， 补加的纯糖量占40%， 配制的种子培养基密度为1.02，种子液密度为1.05，发酵的接种量为10%， 配制的发酵培养基密度为1.05，发酵液的密度为1.05 kg， 3、耗氨量:1吨谷氨酸耗氨量为250 其中:种子培养阶段的耗氨量为25 kg，发酵阶段的耗氨量为225 kg。 4、消泡剂量:1吨谷氨酸加消泡剂量为6 kg， 其中:种子培养阶段用量为0.05 kg，发酵阶段的耗氨量为5.95 kg。 5、种子培养基 初糖浓度为50 g/L， 糖蜜用量为15 g/L， 玉米浆用量为25 g/L， 硫酸镁用量为0.75 g/L， 磷酸二氢钾用量为1.5 g/L， 空气带走水分量占种子液的0.3%，取样、残留等损失量占种子液的0.1% 6、发酵基础培养基 糖蜜用量为 2 g/L， 玉米浆用量为 5 g/L， 硫酸镁用量为1.4 g/L， 氯化钾用量为2 g/L， 磷酸用量为1.2 g/L 蒸汽冷凝水量为培养基的12% 空气带走水分量占发酵液的0.8%，取样、残留等损失量占发酵液的0.2% - 8 - 第三章 糖化车间 1、糖化工艺的选择 一般选择双酶法，双酶法糖化工艺，是以作用专一的(耐高温α,淀粉酶和糖化酶作为催化剂，反应条件温和，复合分解反应较少，因此采用双酶法生产葡萄糖，提高了淀粉或大米等原料的转化率及糖液浓度，改善了糖液质量，是目前最为理想的制糖方法。 酸法和酶法优缺点: 特点优点 缺点 方法 反应条件温和，不需耐高温或耐高压及 酶法 耐腐朽的设备;副反应少，水解糖液纯反应时间长，设备要求较高，且酶 度高，淀粉转化率高;制得糖液质量好，是蛋白质，易引起糖液过滤困难。 有利于糖液的充分利用。 发生葡萄糖复分解反应，生成的有 酸法 适合原料广泛，得到糖化液过滤性好。 色物及复合糖类，降低了淀粉的转 化率及糖液质量。 对设备要求高，对环境影响大 2、工艺流程 活性剂 淀粉 灭酶 过滤脱色 助滤剂 工艺循环水 淀粉酶 调浆罐 降温、调pH 清糖液 硫酸 氯化钙 糖化酶 喷射液化 糖化罐 去发酵 高温维持 糖化 闪蒸罐 灭酶 维持罐 降温、调pH - 9 - 3、 设备流程(液化部分) 4 3+硫酸+氯化钙 淀粉+水+酶 1蒸 汽 二次蒸汽 7 去糖化 2 65 1、调浆罐 2、泵 3、喷射器 4、维持罐 5、闪蒸罐 6、泵 7、卧式隔板层流管 4、工艺参数 a、调浆水使用工艺循环水:50-55? b、调浆:30-35% 0c、液化:pH:6.0--~6.4，温度:105--110 c，高温维持时间:3,7min,液化维持罐时间 60--120 min d、灭液化酶:115-120?，从6.0降到4.4 e、糖化:糖化酶量:0.25% 0糖化pH:4.2--4.5，温度:58--62c，时间:16--40h 0f、灭糖化酶:温度:85c左右，时间:5--10min 0g、脱色:pH:4.5--4.8，温度:55--60c，时间:0.5~1h 工艺流程简述:在配料罐内，用工艺循环水(温度50,55?)把淀粉调到12—18′Be，pH 用硫酸或磷酸调至5.0--6.0，并加入0.15--0.30% 氯化钙，作为淀粉酶的保 护剂和激活剂，加入耐高温α-淀粉酶，料液搅拌均匀后用泵把粉浆打入液 化喷射器，在喷射器中粉浆和蒸汽瞬间接触，温度自动控制105--110?，从 喷射器中出来的液料，经过3,5min的高温维持后进入闪蒸罐，温度降到 95,100?，然后进入层流罐保温60,120min，DE值达到12,18,后，与 糖化终了料液进行热交换进入糖化罐温度降低至58,62?，并用酸调节pH 至4.4，加入糖化酶保温30h，用无水酒精检测无糊精存在时，将料液pH调 至4.8--5.0，同时将料液加热或与液化料进行热交换至80?，然后降温至 - 10 - 60?，添加0.15,助滤剂，视料液情况添加活性炭，搅拌1小时开始过滤。 结果汇总如下表 调浆浓度 30-35% 耐高温淀粉酶量 0.25% 液 PH 6.0~6.4 0化 温度 105~110C 工 时间 60--120 min 0艺 灭酶温度 115~120C 灭酶时间 5~10min 液化DE 12~18% 糖化酶量 0.25% PH 4.2~4.5 0糖 温度 58~62C 化 时间 25h 0工 灭酶温度 85C左右 艺 时间 5~10min 糖化DE 96%~98% 脱 脱色PH 4.8~5.2 色 脱色时间 0.5~1h 0脱色温度 55~60C - 11 - 糖化车间物料衡算(以1000kg工业淀粉计算) 本车间物料平衡图为: 水淀粉液化酶，氯化钙，硫酸 液化液蒸汽 糖化液(糖化酶，烧碱) 清糖液糖滤渣 1、淀粉及加水量:淀粉:水=1:1.8 1000kg工业淀粉产淀粉浆:1000×(1+1.8)=2800kg 加水量为1000×1.8=1800kg 2、粉浆浓度:1000×85%? 2800×100%=30.36% 3、糖化液产量(300g/L):1000×85%(工业淀粉)×109%(糖化率)?300×1.113=3437.32kg 4、液化酶量:2800×0.25%=7kg 5、氯化钙量:2800×0.25%=7kg 6、硫酸用量:2800×0.25%=7kg 7、糖化酶量:2800×0.25%=7kg 8、添加活性炭和珍珠岩助滤剂量:3437.32×0.15% =5.16kg 9、滤渣产量(含水按照70,计算):5.16 ? (1-70%)=17.20kg 10、生产过程中进入系统的蒸汽:3437.32×12.4%=426.23kg 11、洗水量:3437.32+17.20-426.23-4×7-5.16-2800=195.13kg - 12 - 衡算结果用表格表示: 进入系统量 离开系统量 项目 物料比例kg 日产量kg 项目 物料比例kg 日产量kg 工业淀粉 1000 117100 糖液 3437.32 402510.17 配料水 1800 210780 滤渣 17.20 2014.12 液化酶 7 819.7 硫酸用量 7 819.7 氯化钙量 7 819.7 糖化酶 7 819.7 珍珠岩量 5.16 604.24 洗水量 195.13 22849.72 蒸汽量 426.23 49911.53 累计 3454.52 404524.29 累计 3454.52 404524.29 - 13 - 糖化车间热量衡算 (一)喷射液化器加热耗蒸汽量 加热蒸汽消耗量(D)可按下式计算: D=GC(T1-T2)? (，-λ) 式中,:淀粉浆量(kg/h) ,:淀粉浆比热容, kJ/(kg?K) , T1:浆料初温(50+273=323K) T2:液化温度(105+273=378K) I:加热蒸汽焓，2738KJ/kg(0.3Mpa,表压) λ:加热蒸汽结水的焓，在378K时为442KJ/kg. 1、淀粉浆量G(根据物料衡算，日投工业淀粉117.10t/d，连续液化): 117.10 ? 24×2800 = 13661.67kg/h, 2、粉浆干物质浓度: 117.10 ? 24×1000×85% ?13661.67×100%=30.36% 3、粉浆比热C可按下式计算: C=CX ? 100 + C(100-X)? 100 0水 式中 C:淀粉质比热容，取1.55kJ/(kg?K) 0 X:粉浆干物质含量，30.36% C :水的比热容4.19 kJ/(kg?K) 水 得: 粉浆比热C=1.55 × 30.36? 100+4.19 × (100-30.36) ? 100= 3.62 kJ/(kg?K) 4、每小时蒸汽用量:由公式:D=GC(T1--T2)? (，,λ) 得D=13661.67 ×3.62×(105-50)? (2738 - 442)= 1184.69 kg/h 5、灭酶时将液化液由105?加热至115?，在115?时，λ为485KJ/kg; 由公式D=GC(T1--T2)? (，,λ)， 得:D13661.67 × 3.62 ×(115-105)? (2738-485)=219.51kg/h 灭 = 要求在10min内使液化液由105?加热至115?，则蒸汽高峰量为: 219.51×60?10=1317.06 kg/h 6、以上两项合计，平均量为:1184.69+219.51=1404.2kg/h 高峰用量:1317.06+1184.69=2501.75kg/h 每日用量:1404.2×24=33700.8kg/h (糖化液灭酶通过板式换热器在液化液降温时实现，无需蒸汽) - 14 - 7、实际工业化生产中可以充分考虑循环经济而用不同料液的热交换达到不用蒸汽的目的。 交换器流程设计为: 灭酶后 液化料糖化料冷却水进 1#2# 糖化终了液中和脱 降温后色罐 降温后冷却糖化料 液化料水出 冷却塔糖化罐 图中1#、2#为螺旋式热交换器 上图中的工艺可以实现如下结果:经过闪蒸后的液化料液温度为95,100?，糖化终了料液温度为55,60?。一方面液化料进入糖化罐需要降温(从95,100?降到55,60?)。另一方面糖化终了料液需要升温灭酶(温度从55,60?升到80,85?)。所以可以用一台交换器实现热的交换，而不需要外加能源。 (二)水平衡计算 1、配料用水量:日投淀粉117.10t，加水比1:1.8 117.10×1.8=210.78t 2、液化液冷却用水(使用二次水) 液化液灭酶后，温度达115?，用糖化液降至85?(糖化液灭酶)，然后用水降温，有 85?降至60?。冷却水进水温度为20?，出水温度为58?，需冷却水量: W=(13661.67+1404.2)×3.62×(85-60)?((58-20)×4.19)=8563.38kg/h=205.52t/d 3、糖化工序热量衡算 3日产300g/L糖液402.51t，即402.51?1.113=361.64m糖化操作周期为30h，其中糖化时 3，间为25h，糖化罐100m装填系数为75%，需糖化罐: 361.64?(100×75%)×(30?24)=6.03，取7台 使用板式换热器，使糖化液(经灭酶后)由85?降至60?。使用二次水，冷却水进水温度为20?，出水温度为50?，平均用水量: (13661.67+1404.2)×3.62×(85-60)?((50-20)×4.19)=10846.95kg/h 3要求2h把75 m糖液冷却至60?，高峰用水量: - 15 - 10846.954?(13661.67+1404.2)×75000×1.113?2=30049.68kg/h 每日糖化罐同时运转:6.03×25?30=5.025 罐 每日冷却水用量:30049.68×2×5.025=301999.28kg/d=302.00t/d - 16 - 第五章 发酵车间 1、 工艺流程: 消泡剂 消泡剂 葡萄糖液 水 水 无机盐 无机盐 配料罐 定容罐 定容罐 配料罐 糖蜜 糖蜜 玉米浆 玉米浆 液氨 二级种子罐 蒸汽混合器 纯维生素 纯维生素 实消 维持罐 降温 换热器 消泡剂 高浓度糖液 斜面 一级种子 培养 发酵罐 液氨 2. 工艺简述 1)糖化车间制备的糖化液和其他营养成分:工业淀粉、生物素等按要求配制成培养基， 定容。经连消系统灭菌，降温至接种温度后进行接种。 2)接种:菌种先经过一级种子扩大培养，再经过二级种子扩大培养后菌种量达到要求 后再进入发酵罐进行接种，发酵。 3)发酵时间为32h，辅助时间为8h，发酵过程中通过流加液氨控制pH，通过冷却系统 (冷却塔和冷机)控制温度，流加糖液控制残糖量，通过无菌空气控制通气量。 4)发酵结束后，经泵进入发酵液贮罐，供提取车间用。残糖量控制在0.3,0.6g/L。 3. 空气制备:空气进入压缩机压缩，温度升高，压缩机的润滑油进入压缩空气中形成油雾， 需进行冷却，大部分的水，油结成颗粒较大，浓度较高的雾粒，冷却后又会析出大量的 冷却水，先用棉花过滤除油雾和冷凝水，再用膜过滤器进行除菌，提高空气的无菌程度， 制备的压缩空气供发酵和培养种子，分别进入发酵罐和种子罐。 一般采用以下流程制备无菌空气: 3 4101597 8 2 6 4.菌种选择 采用黄色短杆菌T6-13菌株，由于该菌株较其他菌株的性能粗放，并能在较高的温度下正常发酵，全国各厂普遍用于生产，是目前生产上使用较广的一种优良菌株。 1)形态: - 17 - T6-13菌株细胞典型的短，两端钝圆，大小为(0.7~1.2)x(1.2~3.0)微米，属革兰氏阳性菌，不形成芽孢而且不运动。 a.培养特征: ?普通肉汁琼脂斜面:划线培养24小时，呈中度生长，菌苔线状隆起，没黄色，随培养时 间而颜色加深，表面湿润光滑，有光泽，不透明，不产生色素扩散。 ?肉汁琼脂斜面:菌落圆形，黄色，表面光滑，边缘整齐。 b.生理特征: ?温度:26,37?生长良好，发酵时能耐较高温度，发酵前期温度达32,34?，发酵后期达36,40?，产酸理想。 ?PH:PH 6,8，生长良好，PH 5较弱，PH 4或PH 11均可能生长。 ?对氧要求:好氧或兼性厌氧。 ?其他特征:脲酶活力强，需生物素作为生长因子但不需促进因子，对于氯化铵，硫酸铵，磷酸铵，尿素均能利用，在5%NaCL的肉汁培养基中生长良好。在含2%尿素的普通肉汁琼脂培养基上生长良好，淀粉可水解。过氧化氢酶属于阳性，可产生硫化氢和吲哚，VP试验呈阳性反应。脲酶反应呈强阳性，液氨浓度0.6%:能强烈利用醋酸产L-谷氨酸，产率在5%以上，对醋酸转化率为50%以上。 c. 菌种选择、分纯，保存 (1)选菌: 通过诱变剂进行育种，筛选优良菌种。 (2)分离纯化: 分两步操作:第一步进行平板划线分离:第2步挑选菌落，移接于试管斜 面培养基上，分别用三角瓶进行摇瓶发酵试验(初筛，复筛)，比较产酸，选择产酸高 的菌株供生产使用。 (3)保藏: 菌种移接于斜面后，于31?下培养20~24h，待长满黑褐色孢子后，放在2~4? 冰箱中保藏，此法可保藏1~2个月。如果要长期保藏则必须定期进行移种或采用沙土 罐等载体吸附法进行菌种长期保藏。 5.种子扩大培养 扩培流程:斜面菌种 一级种子摇床培养 二级种子培养 发酵大罐 菌种室 发酵车间 1) 斜面菌种的培养: 斜面培养基必须有利于菌种生长,以多含有机氮而不含或少含糖为原则。斜面菌种要求绝对纯,不得混有任何杂菌和噬菌种,培养条件应有利于菌种繁殖。 (1)斜面培养基组成 葡萄糖0.1% 蛋白胨1.0% 牛肉膏1.0% 氯化钠0.5% 琼脂2.0~2.5% pH7.0~7.2(传代和保藏斜面不加葡萄糖) (2)培养条件 谷氨酸斜面菌种一般在30~32?培养18,24h.每批斜面培养完成后，要仔细观察菌苔 生长情况、菌苔颜色和边缘等特征，确认正常后存入冰箱备用。 2) 一级种子培养: 一级种子接着的目的在于大量繁殖活力强的菌体，培养基组成应以少含糖分、多含有机氮为主，培养条件从有利于菌体生长考虑。 (1)培养基组成 葡萄糖2.5% 尿素0.5% 硫酸镁0.04% 磷酸氢二钾0.1% 玉米浆2.5~3.5%(按 质增减) 硫酸亚铁，硫酸锰各2ppm Ph7.09 (培养基成分可因菌种不同酌情增减) (2)培养条件 a.1000ML三角瓶装200mL培养基 - 18 - b.置于冲程8.0cm左右、频率100次/min左右的往复式摇床上振荡 0c.恒温32~33C振荡培养9~10h。 (3)一级种子质量要求 种龄9~10h;pH净增OD值0.5以上;残糖左右;无噬菌体污染;镜检要求菌体生长650 均匀、粗壮，排列整齐，革兰氏阳性反应。 (4)通常将每批培养好的一级种子液取样倒双层平板进行染菌检查，以便生产跟踪分析， 为下批一级种子培养的预防染菌工作提供参考。 3)二级种子培养 (1)培养基组成 玉米浆2.5~3.5% 水解糖2.5% 磷酸氢二钾0.15% 尿素0.5% 硫酸镁0.04% 二价铁离子2mg/l (2)培养条件 接种量:0.03% 0培养温度:31~33C 33搅拌转速:搅拌转速150r/min，通风量为0.3~0.4m/(m/min) 培养时间:培养时间长短根据生产中采用的培养工艺与培养基营养成分及浓度而定。 采用流加液氨作为氮源的工艺，只要生物素的浓度和残留的葡萄糖浓度足 够，可适当延长培养时间，以争取更大菌体浓度，有利于提高二级种子量， 目前生产上通常在10~14小时。 培养pH :一般控制pH 6.8~8.0如果是采用流加液氨作为氮源的工艺，初始pH 7.0 左右，在培养过程中通过流加液氨来维持pH 7.0~7.2，同时供给菌体生长 所需的氮源，通常在培养基残糖降低至3.0,5.0%时结束培养。 (3)二级种子的质量要求 种龄:视培养工艺而定，一般在10h以上; OD值:视培养工艺而定1.4以上，一般净增OD0.9以上 650 pH :7.1; 残糖:3.5% ; 噬菌体检查:无; 镜检:菌体生长均匀、粗壮，排列整齐，革兰氏阳性反应。 6.培养基制备及灭菌 1)培养基: (1)碳源:采用淀粉水解糖液作为碳源，根据发酵初糖要求配制成为适当葡萄糖含量的培养基。由于灭菌过程中蒸汽冷凝水和接种后成熟种子液的加入，会使培养基的各成分浓度降低，所以，在培养基配制时，应充分使培养基在定容后的葡萄糖含量适当并能满足发酵初糖浓度的要求。根据流加糖液是高浓度的糖液，为了避免淀粉水浓缩出来的糖液不再特意灭菌，对发酵无影响，且可明显减少葡萄糖液的加热损失。 (2)氮源:氮源是合成菌体蛋白质、核酸等含氮物质和合成谷氨酸氨基的来源。谷氨酸的碳氮比为100:(13~30)，当碳氮比在100:11以上才开始累积谷氨酸。碳氮比对谷氨酸发酵的影响很大，一般情况下，发酵工序生产1t谷氨酸耗用液氨量是260~300kg. 玉米浆、生物素和液氨是本设计的主要氮源. (3)无机盐: ?磷酸盐:磷是某些蛋白质和核酸的组成成分，参与一系列的代谢反应，ADP、ATP是重 要的能量传递者。微生物对于磷的需要量一般为0.005~0.01mol/L ?硫酸镁:镁是某些细菌和叶绿素的组成成分，它的离子状态是许多重要的酶的激活剂。 - 19 - 2+如果镁离子含量太少，就会影响基质的氧化。一般革兰氏阳性菌对Mg的最低要求量 是25mg/L。 ++?钾盐:它是许多酶的激活剂。菌体生长需K约为1.0~1.5mmol/L，谷氨酸生成需K约 2.0~10.0mmol/L。 ?微量元素:锰是某些酶的激活剂，羧化反应必需酶。 (4)生长因子:凡是微生物生长不可缺少的微量的有机物质，如氨基酸、嘌呤、嘧啶、维生素等均称为生长因子。本设计采用纯生物素、玉米浆、糖蜜三者作为谷氨酸发酵用生物素，具体比列要视情况而调整。 为了保证连续灭菌时每批发酵液定容体积准确，将配料水与培养基料液分别单独进行灭菌再混合。 灭菌采用生熟料用交换器互换流程，可以大大降低蒸汽和冷却水用量。具体料液循环见下: 蒸汽 1,交换器 定容罐 维持罐 冷却水塔 2,交冷却水箱换器 去发酵罐 7.谷氨酸发酵技术 发酵罐发酵条件控制: 1)温度控制:在谷氨酸发酵前期是长菌期阶段，应满足菌体生长所需的最适温度。若长菌期温度偏高,菌体在短时间内生长可能会快,但容易衰老,表现为发酵前期短时间内耗糖快,且耗糖速度很快就会下降,发酵周期要延长,谷氨酸生成少。在发酵中期,即菌体转型阶段,应将温度提高到最适产酸温度，即发酵前期温度控制在33~34?，中后期控制在36~38?。 2)PH控制:在正常情况下,为了保证足够的氮源,满足菌体生长和谷氨酸合成的需要,通常将发酵pH控制在稍微碱性的状态。故前期pH7.0，8h后7.2~7.3，20~24h7.0~7.1，通过流加液氨进行调节发酵pH。本设计提取谷氨酸采用等电点法,为了提取工序节省酸的用量,放罐时pH控制在6.5~6.6。 3)通风与OD:在菌体生长期,希望糖的消耗最大限度的用于合成菌体,谷氨酸生成期,希望糖的消耗最大限度地用于合成谷氨酸。供氧必须满足菌体的需要量。一般根据净增OD来控制通风。发酵前期，OD长的快，耗糖越快，风量提得越高。发酵开始3~4h，净增OD 0.25时升一次风;发酵6~7h，净增OD 0.5左右时升第二次风;发酵6~8h时，净增OD 0.6~0.65时第三次风升至最大风量，之后控制净增OD 0.75~0.80左右，保持最大风量十几小时，发酵18~20h，RG降到3%时，第一次降风;发酵22~23h，RG降到2%以下，第2次降风;发酵25~26h，RG降到1%以下时，第三次降风，到发酵零小时通风量接近，至发酵结束。 4)流加糖的控制:双酶法糖经浓缩后含糖50%，总糖量为40~45%作为流加糖量。T6-13菌种，流加液氨与pH的控制为:第一次流加:pH达高峰后下跌至7.3~7.5，流加量为0.6%; 第二次流加:pH达高峰后下跌至7.2~7.3，流加量为0.6%。 - 20 - 发酵主期液氨流加:要求pH控制在7.0以下，流加量视残糖量和pH量而定，约每1%残糖流加0.1%计，后期流加每次不超过0.5%。 5)泡沫的控制:发酵过程中，采用化学消泡为主，机械消泡为辅的消泡方法。化学消泡剂用BAPE非离子表面活性剂，消泡能力强，用量少毒性低且使用方便。使用时先用水进行勾兑，比例为1:3。 6)残糖的控制:由于移种需要一定的时间，为了预防培养基营养缺乏导致菌体衰老，自溶，培养结束时应保证有一定浓度的残糖，通常，培养结束时的残糖控制在10~20g/L. 7)种龄与种量:种龄:9~13h，过长，种子活力减低，代谢产物多。 种量:指培养好的种子液量占接入发酵培养基数量的百分比。取10%为好。 8.染菌的控制: 1)污染菌的检查: 产菌球散开、菌丝变形、产酸不正常甚至不产酸或“倒酸”、而糖却大量消耗等。 2)防、治染菌措施:解决发酵工业的染菌问题，不言而喻，应以防为主。只有防得严才能 消除或降低染菌因素。疏于防而重于治则必事倍而功半。 防止染菌措施:a.严格无菌操作制度;b.加强环境卫生管理;c.重视设备管理，保持高 的设备完好率;d.保证无菌空气质量;e.严格保证菌种质量;f.简化工艺流程。 9.谷氨酸发酵液的特征和主要成分: 01)pH值与色泽:正常发酵液放罐时pH6.8~7.2为好，温度为34~36C，呈现白色或淡黄色， 有谷氨酸发酵的特殊气味。 2)菌体含量:发酵液中约含有5~8%湿菌体，细菌的比重为1.04，大小约为0.7~1.0×1.0-3.0 μm 3)菌呈稳定悬浮状态。 发酵车间物料衡算 日耗纯糖量: 60.61?95%?60%=106333.33kg 补加纯糖量: 106333.33×40%=42533.33kg 3补加糖液的量: 42533.33×10?450×1.20=113422.21kg 每天发酵耗氨量: 63.80×225=14355 kg 每天发酵消泡剂用量: 63.80×5.95=379.91 kg 初始基础培养液的量:615151.52-113422.21-14355-379.91=486994.4kg 初始基础培养液体积: 486994.4?1.05=463804.19 L 种子培养阶段 每天接入的种子培养液体积: 463804.19×10%=46380.42 L 每天接入的种子培养液的量: 46380.42×1.05=48699.44kg 每天种子液总量: 48699.44?(1-0.3%-0.1%)=48895.02kg 每天种子液总体积: 48895.02?1.05= 46566.69 L 空气带走水分量及损失量:48895.02×0.4%=195.58kg - 21 - 配制种子培养基的量:48895.02?(1+12%)=43656.27kg 配制种子培养基的体积: 43656.27?1.02=42800.26L (300g/L)糖液量: 42800.26×50?300×1.113=7939.45 kg 糖蜜用量: 42800.26×15?1000=642.00 kg 玉米浆用量: 42800.26×25?1000=1070.00kg 硫酸镁用量: 42800.26×0.75?1000=32.10 kg 磷酸二氢钾用量: 42800.26×1.5?1000=64.20kg 25=1595 kg 液氨用量: 63.80× 消泡剂用量: 63.80×0.05=3.19 kg 43656.27×12%=5238.75kg 蒸汽冷凝水: 种子培养基加水量: 48895.02-7939.45-642.00-1070.00-32.10-64.20-1595-3.19-5238.75=32310.33kg 空气带走水分量与损失量: 48895.02×0.4%=195.58kg 发酵阶段 发酵基础培养基的量:(486994.4-48699.44)?(1+12%)=391334.79kg 发酵基础培养基体积: 391334.79?1.05=372699.80 L 糖蜜量: 372699.80×2?1000=745.40kg 玉米浆量: 372699.80×5?1000=1863.50kg 氯化钾量: 372699.80×2?1000=745.40 kg 硫酸镁量: 372699.80×1.4?1000=521.78kg 磷酸量:372699.80×1.2?1000=447.24kg 液氨量: 63.80×225=14355kg 消泡剂量: 63.80×5.95=379.61kg 300g/L糖液量: (106333.33-42533.33-42800.26×50?1000)×1000?300 ×1.113=228758.6 kg 3补加(450g/L)糖液量: 补加450g/L糖液量:42533.33×10?450×1.20=113422.21kg 蒸汽冷凝水量: 391334.79×12%=46960.17 kg 空气带走水分量及取样、残留等损失量: 615151.52×1%=6151.52 kg 发酵基础培养基的加水量: 615151.52-48699.44-745.40-1863.50-745.40-521.78-447.24-14355-379.61 - 22 - -228758.6-113422.21-46960.17=158253.17kg 衡算结果用表格表示 进入系统 离开系统 项目 日投料量/kg 项目 日产料量/kg 300g/L 糖液 236698.05 发酵液 609000 450g/L 糖液 113422.21 排气、取样等 6347.1 糖蜜 1387.40 玉米浆 2933.50 硫酸镁 553.88 磷酸二氢钾 64.20 氯化钾 745.40 磷酸 447.24 液氨 15950 消泡剂 382.8 蒸汽冷凝水 52198.92 补加水 190563.5 累计 615347.1 累计 615347.1 连续灭菌和发酵工序热量衡算 蒸汽 5431蒸换热器 汽1 8 6 换热器22 79去发酵罐 1.定容罐 2.泵 3.换热器 4.维持罐 5. 喷射器 6. 换热器 7.泵 8.冷却水分布管 9.冷水槽 1、培养液连续灭菌用蒸汽量 33 (1)每天需发酵罐容积(75%装填率):580m?75%=773.33m 3 3773.33?4=193.33 m选200 m的发酵罐 - 23 - (2)一个发酵罐的操作周期为40h(其中发酵时间为35h)，一天能生产24?40=0.6罐， 4?0.6=6.67个发酵罐 3选用7个200 m的发酵罐 (3)每罐装料量，即初始体积:609000?4=152250kg=152.25t 0(4)灭菌加热过程中用0.4Mpa蒸汽(表压),I=2743kJ/kg.使用板式换热器将物料由50C热 0000至95C再加热至120C.冷水20C升至45C,每罐灭菌的时间为2h,输料流量: 152.25?2=76.125t/h )消毒灭菌用蒸汽量D(式中3.97为糖的比热容[KJ/(kg?k)] (5 式中:2743—加热蒸汽焓; 4.19—水的比热容 D=76.125×3.97×(120-95) ?(2743.4-120×4.19) =3.37 t/h 每天用蒸汽量:3.37×2×4=26.96t/d 高峰量:26.96t/d 平均量:26.96?24=1.12 t/h 2、培养液冷却用水量: 00000120C热料通过与生料交换,降至80C,在用冷水冷至30C.冷却水由20C升至45C,计算 冷却水量(W) W=76.125×3.97×(80-30)?[4.19×(45-20)]=144.26t/h 每天用水量:144.26×2×4=1154.08t/d 3、发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 查表得HB=40mm,取D:H=1:4 232200=πD[H+2(h+D/6)] ?4，14=13πD?12+0.02πD Db 解得:D=3.9m,H=15.6m 23椭圆封头的体积:V=πD(h+D/6)?4=8.2 m b 封头厚度:ε=P?(2[ζ]tφ-0.59) =1.1×3.9×1000?(2×105×0.85-1.1)-0.8 =23.4mm 取24mm 查表得,封头重量为3182kg 内压圆筒厚度:δ=PD?(2[ζ]t-P)+G1+C2 =1.1×3900?(2×105×0.85-1.1)-0.8 =23.4mm - 24 - 查表得,1m高筒节钢板重量为:2322.6kg 发酵罐筒体重量为:2322.6×15.6=36233kg 发酵罐重量为:42597kg,列管换热面积比为:1:1.2 H列管=200×1.2?(108π?1000)=708m 查表得,钢管的重量为10.26kg/m 列管的重量为7264kg 3(1)发酵罐发热:200 m1CrNi的发酵罐体重42597kg,冷却排管重7264kg，1CrNi的比189189 K),用0.2MPa (表压)蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15MPa (表压)下,热容为0.5kJ/(kg? 00由20C升到125C。其蒸汽量为: (42597+7264)×0.5×(125-20) ?(2718-125×4.19)=1192.98kg 33(2)填充发酵罐空间所需的蒸汽量: 因200 m发酵罐的全容积大于200 m,考虑到罐内之 3排管,搅拌器等场占空间,罐之自由空间仍按200 m计算,填充空间需蒸汽量 D=V?ρ=200×1.622=324.4kg 空 3式中: ρ---加热蒸汽的密度(kg/ m),0.2MPa表压为1.622 3V---发酵罐自由空间即全体积(m) 0(3)灭菌过程的热损失:辐射与对流联合给系数α,罐外壁温度70C 2α=33.9+0.19×(70-20)=43.4[kJ/(m?h?K)] 3200 m发酵罐的表面积为 223S=4πR+2πRH=4π(3.9?2)+3.9π15.6=239 m 耗用蒸汽量: D=239×43.4×(70-20) ?(2718-125×4.19)=236.36kg 损 (4)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗: 239×0.001×1000×(125-20)×4.19?(2718-125×4.19)=47.8kg 式中:0.001-----附壁水平均厚度(mm) (5)灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的5%,空罐灭菌蒸汽消耗量为: (1192.98+324.4+236.36+47.8) ?(1-5%)=1896.36kg/h 每罐灭菌1.5h用蒸汽量:1896.36×1.5=2844.54kg/罐 每日用蒸汽量:2844.54×4=11378.16kg/d 平均量:11378.16?24=474.09kg/h - 25 - 2、种子培养基空罐用蒸汽量 33(1)每天需种子罐容积(75%装填率):46.38 m?75%=61.84 m 3 361.84?4=15.46 m选20 m的种子罐 (2)一个种子罐的操作周期为16h，一天能生产24?16=1.5罐，4?1.5=2.67个发酵罐 3选用4个20 m的种子罐 3(3)种子罐14m，装料系数0.75~0.85，罐数为4台。 查表得，h=40mm， b 取D:H=1:4 232πD[H+2(h+D/6)] ?4，14=13πD?12+0.02πD V=Db D=1.6m, H=6.4m 223椭圆形封头体积V=πD(h+D/6)?4=1.6× (0.04+1.6?6) ×π?4=0.62m b 封头厚度δ=PD?(2[ζ]t-P)+G1+C2=1.1×1600?(2×105×0.85-1.1)-0.8=9.1mm，取10mm 查表得,1m高筒体钢板重量为3015kg 种子罐筒体重量为:3015×6.4=19296kg 取列管换热面积比为1:1.2 H列管=14×1.2?(π×76×0.001)=70.4m 查表得:列管重量为7.10kg/m 列管重量为70.4×7.10=500kg 3(4)种子罐体加热,14 m1CrNi种子罐体重为3015kg，冷却排管重500kg，1CrNi的189189 比热容为0.5kJ/(kg?K),用0.2Mpa(表压)蒸汽灭菌:使发酵罐在0.15MPa (表压) 00下,由20C升到125C其蒸汽量为: D=(3015+500)×0.5×(125-20) ?(2718-125×4.18)=84.1kg 33(5)填充种子罐空间所需的蒸汽量:因14 m种子罐的容积大约为14 m,考虑到罐内之排 3管,搅拌器等场占空间,罐之自由空间仍按14 m计算,填充空间需蒸汽量 D= V?ρ=14×1.622=22.7kg 空 3式中: ρ---加热蒸汽的密度(kg/ m),0.2Mpa表压为1.622 3V ---种子罐自由空间，即全体积(m) 0(6)灭菌过程的热损失:辐射与对流联合给系数α,罐外壁温度70C α=33.9+0.19×(70-20)=43.4[kg/(m2.h.k)] - 26 - 314 m种子罐的表面积为: 222S=4πR+2πRH==4π(1.6?2)+1.6π×6.4=40 m 耗用蒸汽量: D=40×43.4×(70-20) ?(2718-125×4.18)=39.5kg 损 (7)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗: 40×0.001×1000×(125-20)×4.18?(2718-125×4.18)=8kg 式中:0.001-----附壁水平均厚度(1min) 8)灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的5%,空罐灭菌蒸汽消耗量为: ( (84.1+22.7+39.5+8) ?(1-5%)=162.4kg/h 60=81.2kg/罐 每空罐灭菌30min用蒸汽量:162.4×30? 每日用蒸汽量:81.2×4=324.8kg/d 平均量:324.8?24=13.53kg/h - 27 - 第六章 提取车间 1、提取工艺方法 采用连续流加工艺。发酵液经浓缩后进入等电点中和罐，进入罐前使温度降为22?。谷氨酸的等电点为pH3.2。加硫酸调节pH，将pH先调整至3.25停止加酸与搅拌2h。保证晶体 ?，使之达到等电点，停止中和增长。然后缓慢加酸调整，直至pH降为3.2，温度冷却至8 及搅拌。谷氨酸沉淀后用离心泵送到离心机进行分离。得到湿谷氨酸和母液。得到谷氨酸则为我们的成品。 2、工艺流程 发酵液 硫酸 调酸 起晶 晶种 停酸育晶 硫酸硫酸 上离子交换柱 缓慢调酸 盐酸或硫酸 水洗及疏松树脂 等电点 热水预热 搅拌育晶 碱液 洗脱 再生 母液 离心分离 后流分 高流分 前流分 湿谷氨酸 用酸调pH1.5 上离子交换柱 3、工艺说明 (1)起晶:先放一罐未经过浓缩的发酵液进行单独调酸和降温，待到起晶时，添加发酵液 量的0.25%w/v的外购GA晶体作为晶种，再逐步调节pH和温度，达到pH3.25、温度 22?时停止降温和调酸，继续搅拌育晶做连续流加的底料。 (2)发酵液放罐后经过预热进入蒸发浓缩。采用四效降膜式真空蒸发器将发酵液浓缩，浓 度从12.5%到28%。蒸发器出来的浓缩液降温至40?。存放至贮罐内，使用时，经过 换热器与离心分离的上机母液交换热量，温度降低至28~30?。 (3)浓缩液适当降温后连续流加入上步调好的GA悬浮液底料中进行连续起晶。然后保持加 酸调节悬浮液pH，使pH保持在至3.25左右。同时，开大降温使温度维持在22?左右， - 28 - 流加过程中，要连续加酸，不断搅拌和不断降温。 (4)连续流加工艺。连续加浓缩液，连续加酸。经过继续调节pH到3.2、温度到10?以下， 搅拌并等电点育晶8h以上。 (5)育晶好的麸酸悬浮液用泵送至中转槽，再落入离心机进行固液分离。 (6)分离后得到湿谷氨酸和母液。湿谷氨酸进行精制或干燥。 (7)母液可以与浓缩液进行热交换，降低浓缩液的温度，起节省能源作用，经换热后的分 离母液可利用其他的方法进一步提取谷氨酸，或综合利用生产副产品(如肥料)。 4、物料衡算 (1)发酵液量580000L，发酵终止时数量609000kg (2)谷氨酸产量:1)分离前: 100%谷氨酸量:580000×110g/L?1000=63.8t 2)分离后: 100%谷氨酸量:63.8×95%=60.61t 80%谷氨酸量:60.61?85%=75.76t (3)晶种量(发酵液量的0.25%w/v计):580000×0.25%=1450kg 晶种只是起底料时需要添加，正常流加过程中均不需要再添加晶种。 (4)使发酵液pH由7.0降至3.25所用高流分量(pH=1.5): -1.5-7.0-3.25V×10+V×10=(V+V)×10 V=10498.91kg 高发高发高 使发酵液与高流分的混合液(pH=3.25)调至pH3.2所需98%硫酸的量 -3.2-3.25(V+V)×10 =(V+V)×10 + V×10 V=4.052L 高发高发硫硫 98%硫酸的相对密度为1.84:4.052×1.84=7.456kg (5)则所需的母液量(母液密度为1.05 ) W+W+W+W=609000+1450+10498.91+7.46=620956.37kg 发晶高硫 (6)分离母液数量:620956.37-75760=545196.37kg 545196.37?1.05=519234.63L 母液中残留谷氨酸量:(63800-60610)?545196.37=0.59% 衡算结果汇总表 进入系统 离开系统 项目 日投入量kg 项目 日产出量kg 发酵液 609000 母液 545196.37 晶种 1450 80%谷氨酸 75760 高流分 10498.91 98%硫酸 7.46 累计 620956.37 累计 620956.37 - 29 - 第七章 重点设备的筛选和论证 一、调浆罐 3耐温,圆柱锥底，径高比H=2D，罐规格:20m;搅拌选用六弯叶涡轮搅拌器。 二、维持罐 尽量采用高而瘦的圆柱型，高径比为(5,8):1，串联形式连接 (1)维持罐的选型 维持设备有维持罐和维持管两种。管式对保证先进先出、防止滑漏是 有利的，但是阻力比较大;罐式容易安装，但就是滞留滑漏现象比较复杂。 3， (2)数量 一般规模取一个;只有其容量大于8m时才改为2,3个。 (3)容积 据前述灭菌时间，扣除在连消逗留的时间，即为在维持罐中逗留的时间θ，有 维持罐填充系数φ，则维持罐总容积V: 维 V= V出?θ/φ 维 (4)设备主要尺寸的确定 维持罐考虑返混问题，取H/D = 2.5~3 可取H=3D 32V维 = 2V封 + V筒 = 2 x π/24D+0.785 D x 3D (5)设备材料的选择 选用普通钢材。 (6)虽然维持罐的内压较小，为安全计，考虑误操作，设计压力仍取P = 0.5mpa 三、换热器 糖化车间因为糖化料多渣，容易发生堵噻，选用螺旋式交换器，通道大，不 易堵噻;而发酵连消和提取车间选用热效率高的板式交换器。(均要采用不锈 钢材质) 四、连消塔 连消塔的形式有喷孔型、螺旋形、气液混合型等一般 操作条件:培养基在塔内停留时间，根据实际操作经验，一般取15~20s，而 长度在1m至1.5m均可。 结构:采用两段加热的混合式连消塔 五、糖化罐 3大小:100m 材质:OCrNiTi或OCrNiMo或碳钢衬玻璃钢均可; 181117122 搅拌形式:六弯叶涡轮搅拌器; 六、板框压滤机 结构:发酵工厂大多采用明流式，因为能直接观察每组板框的工作情况及泄露情况;滤 - 30 - 板和滤框通常为正方形;板框数从10,60块不等; 型号:BAY40-635/25明流式油压压紧板框压滤机; 2 过滤面积为:40m，框内尺寸为635mm×635mm,滤框厚度为25mm;滤框块=40/ (0.635×0.635×2)=50块;滤板为:50-1=49块;板内总体积 3=0.635×0.635×0.025×50=0.5m。 3七、连续喷射液化器 选用中压喷射器，型号:SLJ91II型;处理量:15,50m/h。(根据物 料衡算，每小时处理的粉浆量来选择流量大小) 八、种子罐 材质:由于种子罐较小，而且对无菌要求较高，多用不锈钢如A3钢; 容积:H:D=2:1，种子罐的总容量按V总=2V封+V筒 计算; 加热方式:利用夹套蒸汽加热的方式。 数量:种子罐与发酵罐对应上料(要预留多1,2只，以防染菌时急用) 九、发酵罐 材质:碳钢; 容积:一般来说单罐容量越大，经济性能越好，但风险也越大，要求技术管理水平也越高， 3在技术管理水平允许的范围内，尽量取较大容量了的发酵罐，本设计发酵罐采用200 m 加热方式:蒸汽加热; 搅拌:谷氨酸发酵过程有补料操作，对混合要求较高，因此选用六弯叶涡轮搅拌器; 冷却面积: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:F=Q总/KΔtm; 通风管:采用加环型或直管型空气分布器，对于通气量大的发酵罐，则使用单管通风。 十、离心机 2提取车间:采用卧螺式离心机，处理量10 m/h，台数10，耐酸材质。 十一、浓缩蒸发器 发酵车间浓糖蒸发器，处理量:20000L /h;型号RNJMO3-3150; 提取车间发酵液蒸发器，型号RNJMO4-6300; 十二、化学品罐 酸，碱罐型号，材质:不锈钢。 十三、CIP清洗罐 3每个车间设置一个CIP罐工车间容器清洗，材质:不锈钢;大小:20m。 - 31 - 空气过滤系统 发酵用空气采用的过滤系统方式: 冷却高空采风空气压缩机预过滤除油水 精纤维过滤粗纤维过滤无菌空气棉花总过滤器加热(PTFE0.01μm)(PTFE0.3μm) 种子罐 发酵罐 流加糖系统 消泡油罐 菌种室 所有设备自控仪表所用仪表空气系统为: 发酵车间各自控 阀门，仪表等 空气压缩机除油水总过滤器储罐干燥，冷却蒸发器各自控 阀门，仪表等 其他自控仪表 33设备选型:发酵用空压机选100m/h，台数8，其他仪表用空压机选20m/h一台(最好两台，以备用，设备要尽量喷备有备用机，以防突发事件要急用) 十四、制冷机 选用制冷压缩机，谷氨生产中以选用氨制冷式活塞压缩机为主，辅之选用溴化锂吸收制冷机，选型:6AW10。 - 32 - 归类成表格形式: 3工序 设备名称 规格/容积m 数量 备注 糖化工序 调浆罐 20 3 Ф2800×2000 连续喷射液化器 10-50 2 糖化罐 100 OCrNiTi 1811 连消塔 2 Ф300×1600 交换器 30 4 BR20 发酵车间 发酵罐 200 7 Ф4000×8000 种子罐 20 4 Ф1800×3600 维持罐 4 4 Ф1500×4500 浓糖蒸发器 10 3 RNJMO3-3150 空压机 100 8 提取车间 发酵液蒸发器 10 3 RNJMO4-6300 板框压滤机 30 2 BAY40-635/25 公用设备 化学品罐 30 2 CIP清洗罐 200 3 空压机 20 1 冷机 3 6AW10 - 33 - 后 记 设计书的内容为年产2万吨谷氨酸发酵生产的初步设计。在完成本设计的期间，得到了教师的悉心指导和同学们的热情帮忙，在此对各位指导老师和同学们表示感谢。此外，由于本人的水平有限和经验有限，设计书难免存在不当和遗漏之处，敬请原谅，在这里也恳请教师和同学们指导和纠正。 参考文献 编，中国轻工业出版社出版，2007年1月。 [1] 《氨基酸发酵生产技术》 邓毛程主 [2] 《味精工业手册》于信令主编,中国轻工业出版社出版, 1995年5第一版。 [3] 《化工工业手册(第二版上卷) 》时钧等主编, 化学轻工业出版社,1996年第二版。 [4] 《化工工艺设计手册(第二版上册) 》国家医药管理局上海医药设计院编,1996年1月第二版。 [5] 《发酵工厂工艺设计概论》吴思方主编,中国轻工业出版社,2005年8月第一版。 [6] 《生物加工过程与设备》郑裕国主编，化工工业出版社，2004年7月第一版 - 34 - - 35 -