年产1000吨色氨酸发酵工厂的毕业设计.doc

安徽工程大学机电学院毕业设计（论文）
第一章 绪论
色氨酸的分子式为:C11H12N2O2分子量为214.21,含氮13.72%,仅一氨基氮6.86%。色氨酸有三种光学异构体,L-色氨酸呈绢丝光泽、六角片状自色晶体,无臭,有甜味,水中溶解度1.14 g/l(25℃),溶于稀酸或稀碱,在碱液中较稳定,强酸中分解,微溶于乙醇,不溶于氯仿、乙醚。
色氨酸具有重要的生理作用。它是人体和动物生命活动中必需的氨基酸之一，对人和动物的生长发育和新陈代谢起着重要的作用。被称为第二必需氨基酸。广泛应用于医药、食品和饲料等方面。在生物体内从L-色氨酸出发可合成4 一羟基色胺等激素以及色素、生物碱、辅酶、植物激素等生理活性物质。可预防和治疗糙皮病。同时具有消除精神紧张、改善睡眠效果等功效。另外，由于色氨酸是一些植物蛋白中比较缺乏的氨基酸。用它强化食品和傲饲料添加剂对提高植物蛋白质的利用率具有重要的作用。它是继蛋氨酸和赖氨酸之后的第三大饲料添加氨基酸。
1.1 设计项目概述
（1）设计课题：年产1000t色氨酸工厂初步设计
（2）厂址：皖南地区
（3）重点车间：提取车间
（4）重点设备：发酵罐
（5）需要完成的设计图纸：全厂工艺流程图、全厂平面布置图、重点车间平面布置图，重点车间侧视图。
1.2 设计依据
（1）学校下达的毕业设计任务书和相关可行性报告，以及可靠的设计资料；
（2）我国现行的有关设计和安装设计的规范与标准；
（3）其他氨基酸的发酵工艺及色氨酸的特性发酵。
1.3 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）全厂物料、能量衡算；
（5）车间布置和说明；
（6）重点设备的选型和计算；
（7）对生产、环境保护提出可行方案。
1.4工厂设计原则[7]
（1）设计工作要围绕现代化建设这个中心，为这个中心服务。首先要做到精心设计，投资省，技术新，质量好，收效快，回收期短，使设计工作符合社会主义经济建设的总原则。设计的安全性和可靠性是工程项目设计工作的第一要务，是设计人员进行生物工程项目设计的根本出发点和落脚点。
（2）设计工作必须认真进行调查研究。需大量查阅文献，搜集设计的技术基础资料并进行分析，从实际出发。
（3）要解放思想，突出创新，力求设计在技术上具有现实性和先进性，在经济上具有合理性，环境保护上有可行性。
（4）设计必须结合实际，因地制宜，工厂设计要体现其通用性和独特性相结合的原则。
（5）设计需遵守国家的相关规定，要明确设计进度。
1.5 工厂组成
工厂的组成一般包括以下内容：
（1） 生产车间：糖化、发酵等车间；
（2） 辅助车间;
（3） 动力车间；
（4） 行政部门；
（5） 绿化区域；
（6） 道路等运输设施和各类地上、地下工程管网；
（7）三废治理。
1.6 产品生产方案及建设规模
（1）生产方案：以淀粉为原料，经糖化生产可发酵性糖，然后利用色氨酸高产菌，在适宜的生产条件下进行生产发酵，生产L-色氨酸。并通过后续工作，使产品达到国家规定。
（2）建设规模：年产1000吨，生产天数300天，连续生产。
1.7 生产方法及产品规格
（1）生产方法：L-色氨酸的生产最早主要是依靠化学合成法和蛋白质水解法制造。随对微生物法生产色氨酸的研究的不断发展，人们开始利用微生物法发酵生产色氨酸。现已走向实用并且处于主导地位。微生物法大体可分为微生物发酵法和酶促转化法。近年来还出现了直接发酵法和化学合成法，直接发酵法和转化法相结合生产色氨酸的研究。另外，基因工程、酶的固定化和高密度培养等技术在微生物育种和酶工业上的应用极大地推动了直接发酵法和酶法生产色氨酸的工业化进程[15]。
本设计采用微生物直接发酵法生产色氨酸，因为这种工艺简单，适合大规模生产。且成本较低，易实现经济最大利益化。
（2）产品规格：食品级色氨酸，纯度95%，白色或淡黄色粉末，易溶于水。水中溶解度1.l4g(25℃)， 溶于稀酸或稀碱，在碱液中较稳定，强酸中分解。微溶于乙醇，不溶于氯仿、乙醚。
1.8 公用工程
（1）供热：由电热厂供给蒸汽，自备锅炉；
（2）供电：由发电厂供给，自备发电机；
（3）供水：由自来水厂供给及本厂附近水渠供给；
（4）压缩空气及制冷：由本厂动力车间制备。
厂址选择总原则：
（1） 尽可能利用当地有力的条件，不免或克服不利的条件。
（2） 尽可能利用当地的人力、物力、财力、自然资源，和保护环境。
（3） 尽可能是企业接近原料、能源产地和产品消费地。
（4）经济效益好，能加快国名经济的发展和人民生活水平的提高。
根据实际情况并结合选址原则，我们暂定厂址为皖南地区。因为我们此次项目中色氨酸生产主要原料为玉米，玉米是皖南地区省重要的旱粮作物，年种植面积近5.3万hm2 万，在粮食作物中列于水稻、大豆、番薯和小麦之后，居第5位，年总产量在20万t以上，位列水稻、番薯、大豆之后，居第4位。皖南地区是典型的南方玉米种植区，适播期长，种植类型多，种植模式多样，种植效益高，完全不同于北方玉米的单一模式。且随着近些年的客观发展需求，皖南地区玉米种植面积不断增加，皖南交通发达，便于运输。
1.9 全厂定员及劳动保护
（1）全厂定员：根据色氨酸生产特点，糖化、发酵、提取车间，一般按照每天3个班次来安排工人上班，即每人每天上8个小时班，实行4班3倒制；包装车间可以视情况而定，可安排1或2个班一天；机修车间一般是日班，中夜班给安排2个人；电房要3班都要有人；行政人员全安排在白班。
（2）劳动保护：发酵车间需佩戴耳塞、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设备、空调间和防尘口罩；倒粉处要有防压皮鞋和防尘口罩；压力设备要定期检查，规范操作。要尽可能避免生产事故的发生。
1.10 三废处理
a.废水：色氨酸生产主要的污染是高浓度废水，在建设项目中本公司将采用先进的喷浆造粒技术将高浓度废水制成有机无机复合肥，即可以解决环保问题，又可以增加项目的经济效益，还可以减轻污水处理厂的污水处理压力。
b.废气：主要来源于发酵罐产生CO2气体，采用蒸汽集气包杀灭活菌体，然后排入大气中。由提取车间产生的氯化氢气体逸出，采用设备加盖和酸雾吸收，车间安装风机。
c.废渣：制糖滤渣可制砖；发酵液除菌后所得湿菌体烘干后可作饲料出售。
d.噪声：由污水处理站鼓风机产生的噪声最高，采用防噪声隔音措施，并包括出风口消声器，进、出风口的软接头及机器的减震器等，其它工艺设备均采用相同的隔音，消声，减震措施。
1.11 技术经济指标
本次设计的工程项目固定资产投资7000万，流动资金1500万，场地20000平方米（约30亩）由于该项目建设是工厂初步建设、设备的选购和安装调试，预计全部建设18个月即可完成。有关经济指标可见下表：
表1-11 L-色氨酸生产相关指标一览表
项目名称
项目参数
项目名称
项目参数
生产规模（t/a）
1000
设备总花费（元）
4000万
生产天数（d/a）
300
工程造价（元）
2000万
产品日产量（t/d）
3.34
环保费用（元）
300万
生产成本（元/kg）
100
员工工资（元）
400万
市场价（元/kg）
300
能源消耗（元）
300万
征地面积（亩）
30

开发标准（元/亩）
100000

第二章 色氨酸生产工艺
2.1生产方法摘要：
生产色氨酸的方法很多。主要有天然物质提取法、化学合成及光学拆分组合法、发酵法、酶法等等，目前主要采用发酵法生产色氨酸。发酵法生产色氨酸。 其优点是可利用廉价的葡萄糖原料直接生产产品。制糖可采用美国高效喷射液化技术和复合酶糖化技术。提高淀粉糖的转化率和 67 值。降低生产成本。色氨酸生产菌特性专一。提纯后产品质量好。成本低。易于大规模生产。 选择具有国际先进水平高产酸、高转化率大肠菌种生产色氨酸。不但附加值更高。而且能够发挥氨基酸发酵企业自身的优势。 改变氨基酸发酵企业产品单一，利润较薄的状况。[8]
2.2发酵法生产L-色氨酸生产工艺特点：
色氨酸以玉米淀粉为原料。经液化、糖化制得高质量糖液。既而经大肠杆菌发酵、膜过滤、脱色、离交、浓缩、结晶、离心干燥、包装得到色氨酸产品。生产可采用国外具有世界领先水平高产酸、高转化率菌种、 成熟的先进技术。 使色氨酸生产工艺达到更高水平。

2.3 L-发酵法色氨酸生产工艺关键过程：
2.3.1 发酵原料：
根据本地条件。结合公司实际情况。选用合适的碳源和氮源。采用淀粉糖作为主要的碳源。酵母抽提物作为底料的氮源。同时辅以适量的无机盐和其他微量元素。
2.3.2 发酵工艺流程：
斜面→摇瓶种子→一级种子罐→主罐
从摇瓶到一级罐最佳接种量为1%左右，从一级种子罐到主罐最佳接种量为10%左右。根据一级罐和主罐的体积接种量可适当调整。
2.3.3发酵工艺条件及控制[1]
L-色氨酸生产菌是一种大肠杆菌，具有较好的结构稳定性和分裂不稳定性 发酵过程中菌种的质粒稳定性对发酵水平高低有严重影响，维持发酵高产酸就要保证发酵过程菌种质粒稳定，在培养过程可以通过调节适当罐压、培养温度、溶氧控制水平、底料中酵母抽提物添加量等方面进行控制保证发酵过程中不发生质粒丢失现象。
L-色氨酸发酵液中乙酸浓度高时对L-色氨酸生产菌的生长和产酸均有抑制作用。因此发酵过程中代谢副产物乙酸的多少对发酵水平高低有严重影响。发酵过程中可以通过调节溶氧控制水平初始葡萄糖浓度，发酵葡萄糖浓度及控制菌体比生长速率等方面进行控制减少，发酵液中乙酸的生成。
L-色氨酸发酵过程中产大量的热，为了维持发酵温度的稳定必须采取适当的降温措施在发酵罐外部加上冷却盘管采用冰水降温，控制发酵温度33度左右，L-色氨酸发酵过程中由于无机盐的消耗及产酸引起PH变化所以发酵过程中适当流加氨水或液氨调节PH控制最佳PH值在6.9左右。
L-色氨酸发酵为耗氧发酵并且产酸过程中用氧量比较大，溶氧的多少直接影响着代谢的方向 进而影响产酸和转化率 溶氧低于20%容易发生菌体自溶、乙酸产量增加，所以在主发酵过程中必须控制溶氧大于20%，这要求我们采用先进的通风搅拌装置设计合理的发酵罐径高比增加通气量提高溶解氧。
L-色氨酸发酵过程中采用高糖流加技术，使发酵糖浓度始终处于低浓度从而有效减少残糖对发酵产生的抑制作用避免发酵后期产生乙酸上升的现象保证高产酸及转化率。
此外L-色氨酸发酵生产可采用先进的培养基连消技术，高精度空气膜滤技术使发酵污染程度控制最低水平，确保发酵产酸水平。对发酵车间的环境定期进行消毒提高环境清洁度。对排污要控制对排污口要用漂白粉处理对空气过滤系统要定期清理减少染菌机率。
2.3.4精制工艺条件及控制
发酵液的质量高低决定着精制收率与产品质量所以发酵液必须经过处理。
首先发酵结束后要对发酵液加热并调到合适的PH，采用先进的陶瓷膜或纳滤分离技术去除发酵液中L-色氨酸菌体及部分蛋白质大分子色素、杂质等此时料液的透光率越高越好以利提高提取收得率和提高L-色氨酸质量。[4]
过滤后的发酵液加热到适当温度，经过活性炭处理进一步脱色与纯化脱色过程中控制活性炭用量，过多，影响收率。过少，又达不到脱色效果。
脱色后的发酵液要进一步分离纯化，主要方法有离交交换法、有机溶液萃取法、乳状液膜提取法等。其中离子交换法具有工艺简便、投资少、节能、污染小的优点，适合于工业应用用离交交换法分离纯化L-色氨酸进一步去除物料中杂质、色素及其它离子。
分离纯化后的发酵液经浓缩结晶处理。因为L-色氨酸具有热不稳定性，因此浓缩结晶时要严格控制温度条件防止温度过高导致L-色氨酸分解。浓缩结晶后的发酵液经离心分离干燥包装等工序得到成品L-色氨酸。

第三章 工艺论证
3.1 无菌空气系统
微生物在繁殖和耗氧发酵过程中都需要氧气，通常以空气作为氧源。空气中含有各式各样的微生物，这些微生物随着空气进入培养液，在适宜的条件下，它们会大量繁殖，消耗大量的营养物质，以及产生各种代谢产物，干扰甚至破坏预定发酵的正常进行，使发酵产品的效价降低，产量下降，甚至造成发酵彻底失败等严重事故。为保证纯种培养，必须将空气中的微生物除去或杀死。此外还要求一定的相对湿度和具有一定的温度。供给发酵用的无菌空气因需克服过滤介质的阻力、发酵液的静压力和管道阻力，所以常用空气压缩机加压后供给。
过滤除菌是目前生物工业生产中最常用、适用的空气除菌方法。生物加工过程中最常用的获得大量无菌空气的常规方法 ：一类是介质间孔隙大于微生物直径，故必须有一定厚度的介质滤层才能达到过滤除菌的目的，称为介质过滤或相对过滤或深层过滤。这类过滤介质有棉花、活性炭、玻璃纤维、有机合成纤维、烧结材料（烧结金属、烧结陶瓷、烧结塑料）；而另一类介质的孔隙小于细菌，含细菌等微生物的空气通过介质，微生物就被截留于介质上而实现过滤除菌，有时称之为绝对过滤。但常用介质过滤法。此外，空气经过压缩和在管道输送及经过滤器时的压力和温度的变化，会引起空气相对湿度改变，一旦发生凝露析水，就会使过滤介质（如棉花）吸湿，使过滤介质除菌效率大为降低。因此，应把压缩空气中可能析出的水，在接近过滤介质之前除去。
空气过滤除菌流程：
冷却器
冷却水
加热器
分离器
空气过滤器
空气
分离器
冷却器
冷却水
压缩机
粗过滤器
（图3-1）选用两级冷却、分离、加热的空气除菌流程

注： 第一级冷却：可使大部分水、油结成较大雾粒（通常冷却到30～35 ℃）；
第二级冷却：可使空气析出较小的雾粒（通常冷却到20～25 ℃）；
第一次分离：分离直径较大，浓度较大的雾粒（直径在10 um以上）；
第二次分离：分离直径较小的雾粒（直径在5 um以下）；
其优点：
a. 比较完善的空气除菌流程，可适应各种气候条件，尤其适用潮湿的地区，其他地区可根据当地的情况，对流程中的设备作适当的增减。能充分地分离油水，使空气达到低的相对湿度下进入过滤器，以提高过滤效率。
b. 特点：两次冷却、两次分离、适当加热。
2次冷却：可以减少油膜污染对传热的影响，能提高传热系数，节约冷却用水
2次分离：可使油、水、雾分离得比较完全。
适当加热：可使除水后的空气相对湿度由100%降到50%～60%。
c .首先将进入空气压缩机的空气粗滤。滤去尘灰等固体微粒，这对空气压缩机正常运行、介质除菌有很大帮助。
d. 为防止往复压缩机产生脉动，在流程中需要设置一个或数个贮气罐。
e. 无菌过滤，空气除菌系统一般常用两台总过滤器（便于交叉使用）和分过滤器（每个发酵罐一台）相结合的二级过滤装置，以确保空气的“无菌”。
3.2 淀粉的液化和糖化：
色氨酸发酵过程中用的是葡萄糖，而所采用的发酵菌种没有分解淀粉的功能，所以在微生物发酵之前必须将淀粉分解成葡萄糖。目前采用的是喷射液化法和双酶法葡萄糖生产工艺。工艺流程包括调浆、液化、糖化和过滤。
3.2.1 调浆：
搅拌速度为10 – 20 r/min，加入工艺水和淀粉原料到淀粉浓度为25%，升温到50-55 ℃，调节pH保持在6.0-6.5之间，加入耐高温的α-淀粉酶，用量为10 U/(g淀粉）。
3.2.2 液化：
通入蒸汽到喷射器和维持柱中，预热到90-95 ℃后，将淀粉乳泵入喷射器，调节物料与蒸汽的压力，保持平衡。保持出口的温度在100-105 ℃之间，液化的淀粉乳由喷射器下方卸出，引入维持罐。维持过程的温始终要控制在95-98 ℃之间，持续时间为30分钟，最终淀粉乳的碘反应呈棕红色，且能迅速扩散。
淀粉乳经糖化后，通过螺旋版换热器降温，降至60-62 ℃，然后进入糖化罐，用10%的硫酸调节来pH至4.2-4.5，再加入糖化酶，其用量为100 U/(g淀粉）。糖化时间约为24-48小时，终点前DE值达到最高，提前15-20 min升温至85 ℃，灭酶5-10 min.
3.2.4 过滤：
由于糖化过程中的条件比较温和，所以脂肪、蛋白质基本没发生变化，可以用板框压滤机配上12-16涤纶过滤布加以过滤。
3.3 发酵工艺：
色氨酸发酵采用大肠杆菌深层发酵的方式
3.3.1 工艺流程
斜面培养 → 三角瓶麸曲→孢子悬浮液→种子罐→发酵罐→升温絮凝蛋白→发酵液贮罐
3.3.2 培养基成份原料
a : 斜面培养基（g/l） 牛肉膏 3g , 蛋白胨 10g , Nacl 10g , 琼脂 15～20g , PH7.4～7.6
b : 麸曲培养基 麸曲：水 = 1：1
C : 种子培养基（g/l) (NH4)2SO4 50, 淀粉糖 50，玉米浆 4ml，豆饼水解液2ml，MgSO4·7H2O 4, KH2PO4 0.1 ,，FeSO4·7H2O 0.01，MnSO4.H2O 0.01， PH 7.0~7.2
d : 发酵培养基 （g/l) 淀粉糖 50 ，玉米浆 22ml，(NH4)2SO4 40 ，Phe 0.15 ，Tyr 0.15，MgSO4·7H2O 0.4，MnSO4·H2O 0.01，FeSO4·7H2O 0.01，VB1 100µg
3.3.3 工艺条件：
制备孢子悬液：
在1000 ml三角瓶内装入麸皮40 g和水40 ml，混匀，121 ℃灭菌30 min。然后接种，再放入30 ℃培菌室内进行培养3-4 d，前2天每天混匀2次，孢子完全成熟时就不用混匀。使用前用无菌水将麸曲中的孢子洗去，倒入接种瓶，接入种子罐。
‚ 种子罐：
灭菌条件121 ℃、10 min。罐溫冷却至37.5 ℃接入孢子悬浮液。
培养条件：
风量 0.3 m3/(m3·min)
搅拌转速 200r/min
温度 37.5 ℃
罐压 0.03 MPa
移种条件：
培养时间为18 h；pH下降到2.0以下，产酸50 g/l ；镜检菌丝，保证生长良好，无孢子、无杂菌
③ 发酵罐：
先投料，再间接用蒸汽加热，等罐溫升至80-90 ℃后，改用3路直接蒸汽，85 ℃保持10 min，待料液温度至37.5 ℃接入种子，接种量4%。
培养条件：
风量 0.18 m3/（m3·min)
搅拌转速 80-90 r/min
培养温度 37.5 ℃
罐压 0.07 MPa
放罐条件：
发酵后期进行两次产酸测定，如果相近或有下降趋势即可；且还原糖基本耗完（小于0.5 g/l)或者不再消耗还原糖。
3.3.4 生产技术指标：
糖化过程中淀粉糖转化率（%） ：108
发酵周期（h) ： 45
发酵糖酸转化率（%） ：12-15
发酵液产酸量（g/l） ：80
提取收率 （%） ： 85
精制纯度（%） ： 99
每吨成品消耗淀粉量（吨） ： 8.444
生产工作制度：全年按300天工作日计算，连续生产。
3.4 提取工艺
工业上通常采用三效浓缩的方法来提取色氨酸。三效浓缩是通过蒸发过程中二次蒸汽的利用减少蒸汽的消耗和减少二次蒸汽量，相应地节约大量的冷却水，从而提高了蒸发装置的经济效益。[5]

3.5（图3-5）总工艺流程图：

沙土管 玉米淀粉 空气

斜面菌种 预处理 空气压缩器

三角瓶麸曲 水解 冷却

孢子悬浮液 过滤 气液分离

种子罐 淀粉水解酶 过滤除菌

配料

发酵

板框过滤

三效浓缩

结晶

离心

烘干

第四章 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系统的全部物料重量，即∑F=∑D+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）
4.1生产能力计算：
生产规模：1000吨/年（产品含量以95%计）
生产天数：300天
生产能力=生产规模/生产天数=1000/300=3.34t/d
4.2淀粉水解为葡萄糖的总反应式：
（C6H10O5）n+nH2O→nC6H12O6
162 180
则淀粉水解为葡萄糖理论糖化率=180÷162×100%=111%。但在实际生产发酵中，要考虑实际情况，取糖化率为95%。
4.4葡萄糖转化成色氨酸的总反应式：
2C6H12O6+2NH3+1/2O2→C11H12N2O2+CO2+9H2O
2×180 204
理论上，葡萄糖转化为色氨酸，转化率=204÷(2×180)×100%=56.67%
4.5色氨酸生产质量指标及技术指标:
表4-5 色氨酸生产质量指标技术指标一览表
生产指标名称
生产指标参数
生产指标名称
生产指标参数
实际糖化率
95%
提取率
85%
糖酸转化率
15%
发酵周期
45h
糖化罐糖化周期
30h
产品纯度
95%
发酵产酸浓度
5%
倒灌率
1%
淀粉原料含淀粉
80%
发酵单位
30mg/L
发酵罐装料系数
75%
发酵初糖
150 kg/m3
接种量
10%
二级种子含糖量
25 kg/m3
清糖液含量
300g/L
发酵液相对密度
1.12kg/L

4.6色氨酸发酵车间的物料衡算
首先我们要明确发酵单位的概念，发酵单位是衡量发酵液中目标产物的含量高低的指标，属于技术指标。此次项目设计中，生产色氨酸发酵单位为30mg/L，即0.03kg/ m3。
首先计算1000kg色氨酸需要的原料及其他物料量。
注：培养基无机盐配比(g/L)：硫酸铵2.5，磷酸二氢钾0.25，磷酸氢二钾0.25，硫酸镁0.05，消泡剂耗用量1.0g/L，玉米浆:5.5g/L[20]。
a)发酵液量V1=1000÷(150×15%×85%×99%)=52.82 (m3)
式中 150——发酵培养基初糖浓度（kg/m3）
15%——糖酸转化率
85%——色氨酸提取率
99%——除去倒罐率1%后的发酵成功率
b)发酵液配制需水解糖量：以纯糖算Ga=V1×150=7922.36(kg)
c)种液量V2=10%V1=5.282 (m3)
d) 种子培养液所需水解糖量
Gaa=25V2=132.05(kg)
式中 25——二级种液含糖量
e) 生产1000kg色氨酸需水解糖总量为G=Ga+Gaa=8054.41(kg)
f) 耗用淀粉原料量
理论上，100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg，故理论上耗用淀粉量为：
G淀粉=8054.41÷（80%×95%×111%）=9547.66（kg）
式中80%——淀粉原料含淀粉量，95%——淀粉糖化转化率.
g)硫酸铵用量G1=2.5 V1=132.05kg
h) 磷酸氢二钾G2=磷酸二氢钾G3=0.25V1=13.205kg
i) 硫酸镁（MgSO4.7H2O）用量0.05 V1=2.641 kg
j) 消泡剂耗用量=1.0V1=52.82kg
k)玉米浆用量=5.5V1=290.51kg
l）色氨酸量
发酵液色氨酸含量=Ga×15%×(1-1%）=1176.47kg
实际生产的色氨酸（提取率为85%）为：1176.47×85%=999.999891kg

4.7 糖化车间部分物料衡算（以1000kg玉米计算）
本车间物料平衡图是：

水 淀粉 液化酶+氧化钙+硫酸

蒸汽 液化液

糖化液（糖化酶+烧碱）

消糖液 糖滤渣

图4-7 糖化车间物料平衡图
a)设淀粉：水=1:1.5，
则1000kg玉米产淀粉浆=1000×（1+1.5）=2500kg，加水量=1000×1.5=1500kg;
b)粉浆浓度=1000×80%÷2500×100%=32%
c)糖化液（300g/L）=1000×80%×95%÷0.3×1.12=2837.33kg
d)α-淀粉酶=糖化酶=2500×0.2%=5kg
e)硫酸用量=氯化钙量=2500×0.2%=5kg
f)助滤剂=2837.33×0.15%=4.26kg
g)滤渣产量（含水量按70%计算）=4.26÷（1-70%）=14.2kg
h)生产过程中进入系统的蒸汽=2837.33×8%=227kg
i）洗水量：2837.33+14.2-227-5×4-4.26-2500=90.2
衡算结果用表格表示：
表4-7 糖化车间部分物料衡算结果一览表
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
玉米原料
1000
31889.2
糖液
2837.33
90480.18
配料水
1500
47833.78
滤渣
4.26
135.85
酶用量
10
318.89

氯化钙
5
159.45

硫酸
5
159.45

助滤剂
4.26
135.85

蒸汽
227
7238.85

洗水
90.27
2878.64

累计
2841.53
90614.11
累计
2841.59
90616.03
注：最后的累计结果有点差距，是因为在计算过程中小数点舍取造成的。对设计结果没有影响。
4.8 1000t色氨酸工厂发酵车间的物料衡算表
有上述生产1000kg色氨酸（95%纯度）的物料衡算，可求得1000t/a色氨酸厂发酵车间的物料平衡计算，具体计算结果如下：
物料名称
生产1t色氨酸物料量
1000t色氨酸的物料量
每日物料量
发酵液 （m3）
52.82
52820
176.42
二级种液（m3）
5.282
5282
17.64
发酵水解用糖（kg)
7922.36
7922360
26460.68
二级种培养用糖（kg）
132.05
132050
441.047
水解糖总量（kg)
8054.41
8054410
26901.73
淀粉 （kg)
9547.66
9547660
31889.2
硫酸铵（kg)
132.05
132050
441.047
磷酸氢二钾（kg)
13.205
13205
44.1047
磷酸二氢钾
13.205
13205
44.1047
硫酸镁（kg)
2.641
2641
8.821
泡敌（kg)
52.82
52820
176.42
色氨酸（kg)
1000
1000000
3340

第五章 热量衡算

5.1糖化车间的热量衡算：
5.1.1喷射液化气加热耗蒸汽量
加热蒸汽消耗量（D）可按式：D=GC（T1-T2）/(I-λ)计算，其中G是淀粉浆量（kg/h），C是淀粉浆比热容[kJ/(kg.K)]，T1为浆料初温（50+273=323K），T2为液化温度（378K），I为热蒸汽焓（2738K/kg，表压是0.3Mpa），λ是加热蒸汽结水的焓，在378K时为442KJ/kg。
5.1.2 淀粉浆量
G=31.8892÷24×2500=3321.79kg/h，
粉浆干物质浓度=31.8892÷24×1000×80%÷3321.79×100%=32%；
5.1.3 粉浆比热
取C0=1.55kJ/(kg.K)，C水=4.19 kJ/(kg.K)，X=32%，
则C=C0X+C水（1-X）/100=1.55×32%+(1-32%)×4.19=3.35 kJ/(kg.K)
5.1.4每小时蒸汽用量：
代入数据，得每小时蒸汽用量D=GC（T1-T2）/(I-λ)=266.57kg/h
5.1.5则蒸汽高峰量：
灭酶活时，将液化液由105℃加热至115℃，在115℃时λ为485 KJ/kg，则
D灭=3321.79×3.35×（115-105）/（2738-485）=49.39 kg/h；
要求在10min内使液化液由105℃加热至115℃，则蒸汽高峰量为：
49.39×60÷10=296.34 kg/h。
故有：平均用量=266.57+49.39=315.96 kg/h
高峰用量=296.34+266.57=562.91 kg/h
每日用量=315.96×24=7583.04kg/h
（糖化液灭酶通过板式换热器在液化液降温时实现，无需额外蒸汽）
5.1.6 热交换器设计：
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节省蒸汽的目的，实现热循环。此项目中热交换器流程设计为：

图5-1 本次工程所用交换器设计图（注：图中1#、2#为螺旋式热交换器）[10]

上图中的工艺可以实现如下结果：经过闪蒸后的液化料温度为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活（温度从55-60℃升至80-85℃）。所以可以用一台交换器实现热交换，而不要外加能源。
5.2发酵车间热量衡算
5.2.1热量平衡图：

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
图5-2 发酵车间热量平衡图

5.2.2培养液连续灭菌用蒸汽量
a. 每罐装料量
即初始体积= 176.42/2=88.21 m3，
初始质量=88.21×1000×1.12=98795.2kg=98.8t；
b.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500C热至950C再加热至1200C.冷水200C升至450C，每罐灭菌的时间为2h，输料流量:98.8/2=49.4t/h；
c.消毒灭菌用蒸汽量D(式中3.97为糖的比热容[KJ/(kg·k)]，式中:2743—加热蒸汽焓；4.19—水的比热容，则
D=49.4×3.97×(120-95) ÷(2743.4-120×4.19) =2.19t/d，
每天用蒸汽量：
2.19×2×4=17.52t/d，
高峰=17.52t/d，平均量=17.52/24=0.73t/h；
5.2.3培养液冷却用水量：
1200C热料通过与生料交换，降至800C，在用冷水冷至300C。冷却水由200C升至450C， 计算冷却水量(W)：W=49.4×3.97×(80-30)÷[4.19×(45-20)]=93.62 t/h，
每天用水量:
93.62×2×2=374.48t/d。
5.2.4发酵罐空罐灭菌蒸汽用量
a.发酵罐发热：120 m31Cr18Ni9的发酵罐体重30498kg，冷却排管重3269kg，1Cr18Ni9的比热容为0.5kJ/(kg·K)，用0.2MPa (表压)蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15MPa (表压)下，由200C升到1250C。其蒸汽量为：
(30498+3269)×0.5×(125-20) ÷(2718-125×4.19)=808kg
b.填充发酵罐空间所需的蒸汽量：因120m3发酵罐的全容积大于120 m3，考虑到罐内d 排管，搅拌器等场占空间，罐之自由空间仍按120 m3计算，填充空间需蒸汽量
D空=V·ρ=120×1.622=194.64kg
式中：ρ——加热蒸汽的密度(kg/ m3)，0.2MPa表压为1.622；
V——发酵罐自由空间即全体积(m3)
c.灭菌过程的热损失:罐外壁温度700C
辐射与对流联合给系数α=33.9+0.19×(70-20)=43.4[kJ/(m2·h·K)]
120 m3发酵罐的表面积S=4πR2+2πRH=4π(3.6÷2)2+3.6π×15.6=217 m3
耗用蒸汽量：D损=217×43.4×(70-20) ÷(2718-125×4.19)=215kg
d)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗：
217×0.001×1000×(125-20)×4.19÷(2718-125×4.19)=43.4kg
式中：0.001-----附壁水平均厚度(mm)
e.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：
(808+194.64+215+43.4) ÷(1-5%)=1327.41kg/h
每罐灭菌1.5h用蒸汽量：1327.41×1.5=1991kg/罐
每日用蒸汽量：1991×2=3982kg/d
平均量：3982÷24=166kg/h
5.2.5 种子培养基空罐用蒸汽量(重复上述计算工作)
种子罐体加热：
（16103+321.16）×0.5×(125-20) ÷(2718-125×4.18）=393kg
填充空间需蒸汽量：
D空= V·ρ=12×1.622=19.464kg
灭菌过程的热损失：
43.26×43.4×(70-20) ÷(2718-125×4.18)=42.72kg
罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗：
43.26×0.001×1000×(125-20)