七万吨谷氨酸工厂规划设计修改.doc

1 序言
谷氨酸，是一个酸性氨基酸。分子内含两个羧基，化学名称为α-氨基戊二酸。谷氨酸是里索逊1856年发觉，为无色晶体，有鲜味，微溶于水，而溶于盐酸溶液，等电点3.22。大量存在于谷类蛋白质中，动物脑中含量也较多。谷氨酸在生物体内蛋白质代谢过程中占关键地位，参与动物、植物和微生物中很多关键化学反应。医学上谷氨酸关键用于诊疗肝性昏迷，还用于改善儿童智力发育。食品工业上，味精是常见食品增鲜剂，其关键成份是谷氨酸钠盐。过去生产味精关键用小麦面筋（谷蛋白）水解法进行，现改用微生物发酵法来进行大规模生产。
谷氨酸(2—氨基戊二酸)有左旋体、右旋体和外消旋体。左旋体，即L-谷氨酸。L-谷氨酸是一个鳞片状或粉末状晶体，呈微酸性，无毒。微溶于冷水，易溶于热水，几乎不溶于乙醚、丙酮及冷醋酸中，也不溶于乙醇和甲醇。在200℃时升华，247℃－249℃分解，密度1.538g/cm3，旋光度+37－+38.9(25℃)。L-谷氨酸用途广泛，它本身作为药品，能诊疗肝昏迷症，也可用来生产味精、食品添加剂、香料和用于生物化学研究。
谷氨酸解离常数：pK'1(COOH)为2.19，pK'2(N+H3)为4.25（γ-COOH），pK'3为9.67（NH3+）
任何食品食用全部要适量，味精也一样，并非多多益善，过量食用，自然于健康无益。1987年2月16日至25日，在荷兰海牙联合国粮农组织和世界卫生组织食品添加剂教授联合委员会第19次会议上，依据对味精多种毒理性试验综合评价结果作出了结论，即味精作为风味增强剂，食用是安全，宣告取消对味精食用限量，确定了味精是一个安全可靠食品添加剂。就营养价值而言，味精是谷氨酸单钠盐，谷氨酸是组成蛋白质氨基酸之一，是人体和动物关键营养物质，含有特殊生理作用。1975年美国营养和食品工艺学词典记载，在空腹时食用味精25毫克/千克体重，25-35分钟后就发生头痛、出汗、恶心、体软、口渴、面颊潮红、腹部疼痛等症状，但这些症状通常在数小时之内就会消失，所以在空腹时不要吃味精。谷氨酸及谷氨酸钠分解物质中含有很强变异原物质，假如将植物油和味精混在一起，加热约20分钟，变异原物质会深入增加。所以在烹调时味精不宜在高温炒菜过程中添加，而应在烹调终了时加入作调味用。
谷氨酸生物合成路径大致是：葡萄糖经糖酵解(EMP路径)和己糖磷酸支路(HMP路径)生成丙酮酸，再氧化成乙酰辅酶A(乙酰COA)，然后进入三羧酸循环，生成α-酮戊二酸。α-酮戊二酸在谷氨酸脱氢酶催化及有NH4+存在条件下，生成谷氨酸。当生物素缺乏时，菌种生长十分缓慢；当生物素过量时，则转为乳酸发酵。所以，通常将生物素控制在亚适量条件下，才能得到高产量谷氨酸。
中国谷氨酸工业发展迅猛,产销两旺, 味精总产量已达191万t，占世界总产量70%以上,在国际微生物发酵产业中已占有一定竞争优势。
中国味谷氨酸生产已经有80多年生产历史，1923 年从中国面筋水解法生产谷氨酸到1958 年利用淀粉糖发酵法生产谷氨酸研究开始，中国利用发酵法生产谷氨酸，已经走过了50 年历程，使发酵产酸发生了很大改变，谷氨酸发酵生产技术也在不停变革，80 年代以前， 中国大部分谷氨酸厂采取淀粉糖发酵法，通常发酵工艺采取生物素亚适量进行发酵控制，发酵产酸通常在5%~6％左右，糖酸转化率在50％左右，70 年代开始新疆石河子味精厂首先利用甜菜甜蜜，采取高生物素、大种量、高通风发酵技术进行发酵生产，使发酵产酸达成8.5％左右，糖酸转化率在60%~65％，90 年代后期，中国部分谷氨酸厂在淀粉味精发酵行业开始进行以适量高生物素、大种量、高通风发酵技术试验，加上中国大专院校、科研机构对淀粉制糖工艺、发酵菌种和工艺控制方法及装备水平进行大量研究和改善，发酵产酸率和糖酸转化率全部发生了巨大改变，发酵产酸通常12%～14%左右，糖酸转化率在56%～60%，逐步缩小了和国际差距。
中国谷氨酸发酵即使在产量、质量等方面有了较大提升，但和国外优异水平相比还存在一定差距。关键表现在：设备陈旧，规模小，自控水平、转化率和提取率低，易受噬菌体污染，废水污染问题还未完全处理等。
尽管中国谷氨酸发酵工艺技术指标水平进步很快，但和国际优异水平仍有较大差距，国外优势关键表现在以下多个方面：
（1）原料：粗原料糖蜜、少数淀粉，含有成本优势。
（2）生产方法：提取、精制生产单元连续生产方法，效率高、劳动强度低。
（3）装备水平：自动化程度高，广泛采取计算机，机器装备优异，运行稳定，生产环境好。
（4）生产率：设备产能高，生产能力比我们高50%，人员劳动生产率高，相同规模但人员仅是我们1/10。
（5）生产技术水平较高：发酵产酸14%～16%，转化率62%～67%。
（6）生产工艺方法：谷氨酸发酵：高生物素水平、添加青霉素或采取温度敏感型菌株，低糖连续流加方法，发酵强度高，谷氨酸热量高，利于精制收率提升及产品质量提升，而且利于环境保护治理。
本设计是河北科技大学理工学院生物工程专业毕业设计，是对大学四年学习总结，是在校期间最终一次大型作业，是教学基础步骤之一，对于学生生涯含有举足轻重作用。经过毕业设计，使我对所学理论知识融会贯通，使专业知识系统化，培养学生独立处理问题能力，使我深入锻炼查阅文件、搜集资料、设计计算、工程制图、统筹安排等综合能力，为我走上工作岗位奠定了基础。
在设计前期经过查阅大量资料，首先完成相关专业外文翻译，而且初步确定设计方案。在崔建东老师率领下我们在味精厂进行了实习，深入加深了我们对谷氨酸生产工艺认识，并取得了大量可参考数据。本设计是依据多方面情况考虑及研究，发明性结合个人所学理论知识设计而成，做到了理论和实践相结合。
2 设计总论
2.1 设计目标
经过本设计，学习并掌握独立检索文件方法、发酵工厂设计中衡算及设备选型计算方法；含有独立制订设计工艺方案能力和工程制图能力，并由此形成初步发酵工厂设计能力；能够利用本专业知识独立处理通常发酵工程技术问题；提升综合素质，培养创新能力和实践能力。
2.2 设计任务
以玉米为原料年产七万吨谷氨酸工厂设计，生产天数为320天，连续生产。
2.3 设计要求
2.3.1 衡算
进行全厂物料衡算、热量衡算、水衡算和设备选型计算，其中对关键车间关键设备选型计算要具体。
2.3.2 绘图
依据设备选型情况绘制图纸。要求采取计算机绘图，图纸大小为一号，共五张，其中工艺步骤图二张（发酵车间工艺步骤图、提取车间工艺步骤图）、平面部署图二张（全厂平面部署图、发酵车间平面部署图），发酵罐剖面图一张。图纸尺寸标注应符合国家标准。
2.3.3 说明书编写
编写设计说明书，其中应包含厂址选择、工艺选择、物料衡算、热量衡算、水衡算、设备计算选型、设备列表、三废处理等内容。
3 厂址选择
厂址选择是建设前期必需作一项政策性很强综合性工作。它关系到工厂投产后生存和发展。所以新建味精厂必需认真做好厂址选择工作。
3.1 厂址选择标准
1） 符合国家方针政策。建厂靠近原料地或交通方便地方，厂址选择既要努力提升经济技术效果，又要符合工农业合理布局要求。所选厂址要满足生产需要，但尽可能不占良田，节省用地，又留有发展余地；
2） 要有充足水源，水质应符合《生活饮用水卫生标准》和谷氨酸生产需要；
3） 要有可靠供电确保。谷氨酸工厂用电量大，在供电距离、容量和保安电方面需要得到供电部门确保，尽可能靠近电厂或电线输送网；
4） 所选厂址周围应有良好卫生环境。依据谷氨酸厂生产特点，厂址选择在空气质量要好，大气含尘量低地域，同时尽可能选在地方主导风向上侧，不受其它单位烟尘和污染源影响，以满足发酵谷氨酸生产需要；
5） 要有合理“三废”处理设施；
6） 施工简单，需要有闲置空地；
7) 除生产协作外，通常应考虑以下协作项目：修理、动力、给排水、运输、施工、消防、公用仓库、公共福利、场地工程设施、废料堆存和处理设施；
8) 注意专业化协作，靠近动力供给中心。
3.2 厂址确实定
石家庄在石黄高速公路和石太高速公路交叉处，而且是铁路枢纽，原料运输方便；石家庄是河北省省会，正在处于发展阶段，有宽广销售市场；石家庄有充足地下水资源，也有充足电力供给。周围可提供大量玉米，原材料丰富。综合上述原因，厂址选定于石家庄市新乐县开发区。
4 工艺论证
4.1 生产规模
年产七万吨谷氨酸工厂
4.2 产品规格
99%谷氨酸质量符合GB8967-88；
80%谷氨酸质量符合QB1500-92
4.3 生产方法
以玉米淀粉为原料、北京棒杆菌为生产菌种生产谷氨酸，分为以下三个车间：
4.3.1 制糖车间：是双酶法制糖工艺
4.3.2 发酵车间：亚适量生物素流加糖发酵工艺
4.3.3 提取车间：等电点提取工艺
4.4 工作组成
4.4.1 糖化车间
A．液化 B．糖化 C．过滤
4.4.2 发酵车间
A．种子 B．连消 C．发酵 D．空气净化
4.4.3 提取车间
A．等电提取 B．离心分离
4.4.4 辅助车间
修理车间、泵房、化验室、净化系统、动力车间、水源
4.4.5 包装形式
现采取塑料袋装，塑料袋材料有BOPP复膜聚乙烯、聚乙烯符合GB4456-84要求。
现选择机械包装，包装规格：10g，20g，50g，100g，250g，500g，1kg，10kg，25kg，许可偏差符合GB8967-88和QB1500-92要求。
4.5 工作制度
整年生产320天，2～3班作业，连续生产
4.6 全厂各工段工艺步骤
1) 糖化步骤
调浆→配料→喷射液化→保温维持→层流液化→灭酶→糖化罐→糖化→灭酶→过滤→糖储罐→发酵车间
2) 发酵步骤
生产用菌种：北京棒状杆菌

图1 发酵步骤

4.7 工艺参数
玉米淀粉含淀粉86%,淀粉糖转化率97%，糖酸转化率60%，产酸率12%，提取收率94%。发酵周期48h，发酵时间38h，初糖14%，流加糖30%，总糖18%，接种量10%，生物素含在糖蜜中。
4.8 原料规格
工业H2SO4 ≥98%
液氨 ≥99%
盐酸 ≥31%
烧碱 固体≥98%，液体≥30%
硫化碱 ≥63.5%，使用时15～20Bé
尿素 含氮量≥46%，水中溶解度1g/ml，10%溶液PH7.2
氨水 20～25%
Na2HPO4·H2O ≥96%，工业H3PO4 ≥85%
MgSO4·7H2O ≥98%，精制盐≥99%
BAPE 比重1.01～1.025,分子量3000～4000,微黄色油状液体,浊点12～14℃
VB1 99%
粒度 10×24目，28×42目，40×60目
强度 ≥90%
pH 5.0～7.0
α-淀粉酶 高温活力μ/g，用量12μ/g干淀粉
中温活力4000μ/g，用量1.25μ/g干淀粉
糖化酶 活力105μ/g，用量80～100μ/g，取90μ/g干淀粉
4.9 各工段工艺提取工艺论证
由糖质原料转化为谷氨酸发酵过程，是个复杂生物化学反应过程。在发酵液中，除含有溶解谷氨酸外，还含有着菌体、残糖、色素、胶体物质及其它发酵副产物。谷氨酸分离提纯，通常是利用它两性电解质性质、分子大小、吸附剂作用，和谷氨酸成盐作用等，把发酵液中谷氨酸提取出来。
4.9.1 提取工艺选择
A） 目标
谷氨酸是目标产物，它溶解在发酵液中，可是在发酵液中有多个副产物，所以必需采取适宜工艺把谷氨酸提取出来。
B） 提取方法论证
提取谷氨酸方法：离子交换法、等电法、盐酸盐法、锌盐法、溶剂抽提法。
a）离子交换法：依据谷氨酸和发酵液中同性离子性质不一样，树脂对这些离子吸附能力差异，用不一样树脂进行选择性吸附，更用洗脱剂洗脱以达成浓缩目标。
b）等电法：用硫酸将发酵液pH值调到谷氨酸等电点，使谷氨酸沉淀析出，收率可达50～80%，通常有常低温等电法、温等电法及浓缩等电法。她特点是工艺简单，设备简单，操作方便等。
c）盐酸盐法：谷氨酸在浓冷盐酸中溶解度小，所以易生成晶体，能够提纯，加碱液中和至等电点，使谷氨酸析出。它特点是工艺收率高，步骤长而复杂，碱酸耗量大，要求劳动强度大。
d）锌盐法：谷氨酸和锌离子作用生成难溶于水沉淀，在酸性条件下可溶解，pH=2.4时，谷氨酸溶解度最小，会以晶体析出。锌盐法有两条路径一个是一步锌盐法即在发酵液中直接投入锌盐，生成谷氨酸锌，再把谷氨酸锌用盐酸转化为谷氨酸，。另一个是经过等电提取后，在上清液中加入锌。其特点是工艺简单，提取收率稳定，但对环境不利。
e） 溶剂抽提方法：在有机溶剂中谷氨酸溶解度小，可在除菌谷氨酸中加某种有机溶剂而提纯谷氨酸，但此法安全性尚在研究中。
C） 提取方法选择
总而言之并结合实际选择一次等电点提取工艺。本工艺优点是操作简单，对设备要求不高，提取收率高，对环境污染小等。所以选择此新工艺产生废水少，改变了以往工艺中产生大量废水特点。
4.9.2 工艺步骤，工艺控制
A） 工艺步骤

发酵罐 贮罐 菌体分离 三废处理

清液

pH=5.0

pH=4.6

pH=3

沉降静置8小时

离心分离

谷氨酸
图2 工艺步骤图
B） 工艺控制
a） 除菌体
采取碟片式离心机，处理量为每台30m3/h，5台一组，洗水量8m3/h，菌体分离浓度为50%。
b） 等电液
把离心后发酵液打入等电罐后，显示高流分调值约为5.0，缓慢调酸至4.6，搅拌1小时后，放入晶种，调晶4小时后，缓慢调酸至3.0～3.2，维持稳定，搅拌10小时以上，静止7～8小时放料。
C） 离心机
离心机处理量为8～10m3/h，5台并联法，每次加谷氨酸体积20%洗水，清洗麸酸。
5 物料衡算
物料衡算是依据质量守恒定律而建立起来。物料衡算是进入系统全部物料重量等于离开该系统全部物料重量，即

式中：F——进入系统料量（Kg）
D———离开系统物料量（Kg）
W———损失物料量（Kg）
5.1 生产过程总物料衡算
1）生产能力
以年产商品谷氨酸70000吨，折算为100%谷氨酸为66640t/a。
日产商品谷氨酸：70000/320=218.75(t/d)(其中99%谷氨酸为175t，80%谷氨酸为43.75t)
日产100%谷氨酸：66640/320=208.25（t/d）
2）总物料衡算
（以淀粉质原料为实例）
（1）1000Kg纯淀粉理论上产100%谷氨酸量：

（2）1000Kg纯淀粉实际产100%谷氨酸量：

（3）1000Kg工业淀粉（含量86%玉米淀粉）产100%谷氨酸量：

（4）淀粉单耗
①1t 100%谷氨酸消耗纯淀粉量：

②1t 100%谷氨酸实际消耗工业淀粉量：

③1t 100%谷氨酸理论上消耗纯淀粉量：

④1t 100%谷氨酸理论上消耗工业淀粉量：

（5）总收率：

（6）淀粉利用率：

（7）生产过程总损失
100%－47.45%=52.55%
物料在生产过程中损失原因：
①糖化转化率稍低。
②发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢；残糖高；菌灭损失；产生其它产物。
③提取收率低，母液中Glu含量高。
④精巧加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等。
（8）原料及中间品计算
①淀粉含量：

②糖化液量：
纯糖；折算为24%糖液：

③发酵液量
纯Glu量：；折算为8g/dl发酵液：；（1.05为发酵液相对密度）
④提取Glu量：
纯Glu量：；折算为90%Glu量：
⑤Glu废母液量（采取等点-新离子回收法，以排出之废母液含Glu0.7g/dl计算）：
（206.90-177.93）/0.7%=4138.57(m³/d)
3）总物料衡算结果
衡算结果汇总表，以下图所表示。；工业原料，淀粉含量86%。
表1 总物料衡算结果
原料
淀粉质原料（玉米淀粉）
项目
生产1t 100%谷氨酸
t/d
工业原料
2.14
442.32
糖液（24%）（t）
8.28
1724.13
谷氨酸（90%）（t）
0.95
197.7
谷氨酸（100%）（t）
1.0
208.25
排出含0.7%谷氨酸废母液（m³）
19.8
4138.57
5.2 制糖工序物料衡算
（1）淀粉浆量及加水量：淀粉加水百分比1：:2.5,1000Kg工业淀粉产淀粉浆加水量为2500Kg。
（2）粉浆干物质浓度

（3）液化酶量：使用液体α—淀粉酶

（4）CaCl2 量：

（5）糖化酶量：用液体糖化酶

（6）糖化液产量

24%糖液相对密度为1.09
3898/1.09=3576(L)
（7）加珍珠岩量：为糖液0.15%

（8）滤渣产量：含水70%废珍珠岩
5.85/(1-70%)=19.5(Kg)
(9)生产过程进入蒸汽和洗水量
3898+19.5 － 3500 －（8.753）－5.85=385.4（kg）
（10）衡算结果：依据总物料衡算，日投入工业淀粉442.32t，物料衡算汇总表
表2 制糖工序物料衡算汇总表
进入系统
离开系统
项目
物料百分比（Kg）
日投料量（Kg）
项目
物料百分比（Kg）
日产料量（Kg）
工业淀粉
1000
442320
残糖
3898
1715559
配料水
2500
1105800
滤渣
19.5
8582.2
液化酶
8.75
3870.3

CaCl2
8.75
3870.3

糖化酶
8.75
3870.3

珍珠岩
5.85
2586.2

洗水和蒸汽
385.4
161824.1

累计
3917.5
1724141.2
累计
3917.5
1724141.2
5.3 连续灭菌和发酵工序物料衡算
1) 发酵培养及数量
① 1000Kg工业淀粉，得到24%糖液3898Kg。发酵初始糖液浓度为16.4g/dl，其数量为：

16.4g/dl糖液相对密度为1.06，

② 配料
按放罐发酵液体积计算：
玉米浆：
甘蔗糖蜜：
无机盐（P、Mg、K等）：
配料用水：配料时培养基含糖量不低于19%，向24%糖液中加水量为：

③ 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量
6046－3898－1026－11.7－17.5－11.7=1081（Kg）
④ 发酵零小时数验算
3898+11.7+17.5+11.7+1026+1081=6046（Kg）
其体积为：6046/1.06=5704(L)
和以上计算一致。
2) 接种量

3) 发酵过程加液氨数量：为发酵液体积2.8%：
，液氨容重为0.62Kg/L，164/0.62=265(L)
4) 加消泡剂量：为发酵液0.05%。
，消泡剂相对密度为0.8，2.9/0.8=3.6(L)
5）发酵过程从排风带走水分
进风25℃，相对湿度σ=70%，水蒸气分压18mmHg（1mmHg=133.322Pa），排风32℃，相对湿度σ=100%，水蒸气分压27mmHg。进罐空气压力为1.5大气压（表压）（1大气压=1.01325105Pa），排风0.5大气压（表压）。出进空气湿含量差：

通风比：1:0.2，带走水量：

式中1.157为32℃时干空气密度（Kg/m³）
过程分析、放罐残留及其它损失52Kg
6）发酵终止时数量
6046+62+164+209-29-52=6194（Kg）
7）衡算结果汇总：
年产7万吨商品味精日投工业淀粉442.32t，连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表以下：
表3 连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表
进入系统
离开系统
项目
1t工业淀粉之匹配物料（Kg）
t/d
项目
1t工业淀粉之匹配物料（Kg）
t/d
24%糖液
3898
1724.16
发酵液
6194
2739.73
玉米浆
11.7
5.18
空气带走水分
29
12.83
甘蔗糖蜜
17.5
7.74
无机盐
11.7
5.18
过程分析、放罐残留及其它损失
52
23.00
配料水
1026
453.82
灭菌过程进蒸汽及水
1081
478.15
种量
62
27.42

液氨
164
72.54

消泡剂
2.9
1.28

累计
6275
2775.47

6275
2775.56
5.4　谷氨酸提取工序物料衡算
采取冷冻等电及其新离交回收工艺。
（按1000Kg工业淀粉之匹配量计）
（１）发酵液数量：5847L；6194Kg。
（２）加98%硫酸量：为发酵液3.6%（W/V）

98%H2SO4相对密度1.84，故：

（３）谷氨酸产量
①分离前谷氨酸量：
100%Glu量：

②分离后谷氨酸量：
纯Glu：

90%Glu：

式中 86%——Glu提取收率
（４）母液数量：母液含Glu 0.7g/dl

（５）谷氨酸分离水洗量

（６）母液回收过程中用水及酸、碱等数量

（7）物料衡算结果
依据以上计算，再乘以442.32（日投工业淀粉数）及得出每日之物料量，汇总列以下表。

表 4 谷氨酸提取工序物料衡算汇总表
进入系统
离开系统
项目
1t工业淀粉及匹配物料（Kg）
t/d
项目
1t工业淀粉及匹配物料（Kg）
t/d
发酵液
6194
2739.73
90%谷氨酸
446.6
197.54
H2SO4
210
92.89
母液
9343
4132.60
分离用洗水
89
39.37

回收加水等
3297
1458.33

累计
9790
4330.32

9798.6
4330.14
5.5　精制工序物料衡算
（1）谷氨酸数量
100%Glu 402Kg；90% Glu 446.6Kg
（2）Na2CO3量

（3）加活性炭量

（4）中和液数量

式中 1.16——含40%（W/V）谷氨酸溶液相对密度（20 ºBé）
（5）中和加水量

（6）产谷氨酸量
产100%谷氨酸量：精制收率92%，产100%量为：

（7）产母液量：母液平均含谷氨酸量25%（W/V）

母液相对密度1.1，则：

（8）废湿活性炭数量：湿碳含水75%
1.34/(1 - 0.75)=5.4(Kg)
(9)谷氨酸分离调水洗水量

（10）中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸出水量

（11）物料衡算汇总，列以下表：
表 5 精制工序物料衡算汇总表
进入系统
离开系统
项目
1t工业淀粉及匹配物料（Kg）
t/d
项目
1t工业淀粉及匹配物料（Kg）
t/d
90% Glu
446.6
197.54
100%谷氨酸
470.5
208.11
Na2CO3
161
71.21
母液
180.4
79.79
活性炭
1.4
0.62
废碳
5.4
2.39
中和加水量
873
386.15
蒸发水量
850
376.00
分离洗水
24
10.62

累计
1506
666.14
累计
1506.3
666.29
6　热量衡算
热量衡算是依据能量守恒定律建立起来，热平衡方程表示以下：

式中 Q1——物料带入热量（J）
Q2——蒸汽热量（J）
Q3——多种热效应，如发酵热、稀释热、溶解热等（J）
Q4——物料带走热量（J）
Q5——消耗和设备上热量（J）
Q6——设备向外界散失热量（J）
6.1　液化工序热量衡算
1)液化加热蒸汽量

式中 G——淀粉浆量（Kg/h）
C——淀粉浆比热容【KJ/（Kg-K）】
t1——浆料出温(20+273=293K)
t2——液化温度(90+273=363K)
I——加热蒸汽焓2738KJ/Kg（0.3MPa，表压）
λ——加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377KJ/Kg
（1）淀粉浆量G：依据物料衡算，日投工业淀粉442.32t；连续液化，442.32/24=18.43(t/h)。加水为1:2.5，粉浆量为：

（2）粉浆干物质浓度

（3）粉浆比热C可按下式计算：

式中 C0——淀粉质比热容，取1.55KJ/(Kg/K)
X——粉浆干物质含量，24.6%
C水——水比热容，4.18KJ/(Kg-K)
[ KJ/(Kg/K)]
(4)蒸汽用量

（一） 灭酶用蒸汽量
灭酶时将液化液有90℃加热至100℃，在100℃时λ为419KJ/Kg。

要求在20分钟内使液化液由90℃生至100℃，则蒸汽高峰量为：

以上两项累计，平均量
6751.03+981.9=7732.93（Kg/h）
每日用量

高峰量：

（二） 液化液冷却水用量
使用板式换热器，将物料由100℃降至65℃，使用二次水，冷却水进口温度20℃，出水温度58.7℃，需冷却水量（W）：

及1324.14(t/d)
一、 糖化工序热量衡算
日产24%糖化液1724.16t，及1724.16/1.09=1581.8(m³)。糖化操作周期30h，其中糖化时间25h。糖化罐400m³，装料系数75%，需糖化罐：

用7个400m³糖化罐。
使用板式换热器，使糖化液（经灭酶后）由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水进口温度20℃，出口温度45℃，平均用水量为：

要求在2h把300m³糖液冷却至40℃，高峰用水量为：

每日糖化罐同时运转：

每投（放）料罐次：

每日冷却水用量：

2)连续灭菌和发酵工序热量衡算
（一）培养液连续灭菌用蒸汽量
发酵罐800m³装料系数0.75，每罐产100%谷氨酸量：

年产7万吨商品味精，日产100%谷氨酸 208.25t。
发酵操作时间48h（其中发酵时间38h），需要发酵罐台数：

取9台
每日投（放）料罐次

日运转：

每罐初始体积600m³，糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量：

灭菌加热过程中用0.4MPa蒸汽（表压）I=2748KJ/Kg，使用板式换热器将物料由20℃预热到75℃，再加热至120℃。冷却水由20℃升至45℃。
每罐灭菌时间3h，输料流量：

消毒灭菌用蒸汽量（D）

式中 3.97为糖液比热容【Kg/(Kg-K)】
天天用蒸汽量：

高峰用量：13.8t/h
平均量：
（二）培养液冷却用水量
120℃热料经过和生料热交换，降至80℃，再用冷却水冷却至35℃。冷却水有20℃升至45℃，计算冷却水用量（W）：

全天用水量：

（三）发酵罐空罐灭菌蒸汽用量
（1） 发酵罐体加热：800m³1Cr18Ni9 发酵罐体重137.2t，冷却管重15t，1Cr18Ni9比热容0.5KJ/（Kg-K），用0.2MPa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15 MPa（表压）下，由20℃升至127℃。其蒸汽量为：

（2） 填充发酵罐空间所需蒸汽量：因800m³发酵罐全容积大于800m³，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占空间，罐之自由空间仍按800m³计算。填充空间需蒸汽量：

式中 V——发酵罐自由空间即全容积（m³）
——加热蒸汽密度（Kg/m³），0.2MPa表压时为1.622
（3） 灭菌过程热损失：辐射和对流联合给热系数α，罐外壁温度70℃。

800m³发酵罐表面积为804㎡，耗用蒸汽量：

（4） 罐壁附着洗涤水升温蒸汽消耗

式中 0.001——附壁水平均厚度（1mm）
（5） 灭菌过程蒸汽渗漏，取总蒸汽消耗量5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为：

每空罐灭菌1.5h，用蒸汽量：

每日用蒸汽量：

平均量

（三） 发酵过程产生热量及冷却用水量
依据部分味精工厂实测和经验数，谷氨酸发酵热高峰值约。
800m³发酵罐，装液量600m³，使用新鲜水，冷却水进口温度10℃，出口温度20℃，冷却水用量（W）:

日运转6.8台，高峰用水量：

日用水量：56271.4（t/d）
平均水量：=2344.6（t/h）
式中 0.8——各罐发烧情况均衡系数
6.2 谷氨酸提取工序冷量衡算
等电罐800m³，装液量600m³，相对密度1.06，由30℃降至5℃，降温速度2℃/h。其冷却量：

式中 3.97——发酵液比热容[KJ/(Kg-K)]
中和时，H2SO4对水溶解热为92KJ/mol，6h加98% H2SO4 5100Kg，其溶解热为：
可忽略不计

天天运转6.8台，则总制冷量：

6.3 谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程热量衡算
年产7万吨商品味精，日产100%谷氨酸208.25t，选择100m³强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作24h，其中辅助时间4h。每罐产100%谷氨酸40t，需结晶罐台数：
取7台
式中 6.4——每罐投入晶种量（t）
（一） 热平衡和计算加热蒸汽量
每罐投入40g/dl中和脱色液（俗称原液）92m³，流加30g/dl母液128m³，过程中加水24m³，在70℃下真空结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量80m³
（1） 热量衡算
①来料带入热量：进料温度35℃，比热为3.5KJ/(Kg-K)
Q来料=
②加水带入热量：
Q来水=
③晶种带入热量：谷氨酸比热容1.67[KJ/(Kg-K)]
Q来晶=
④结晶放热：谷氨酸结晶热为12.7KJ/mol
Q晶热=（KJ）
⑤母液带走热量：分离母液48m³，折算为相对密度1.26时60.5t，比热容为2.83[KJ/(Kg-K)]
Q(KJ)
⑥随二次蒸汽带走热量：
Q二蒸=
式中 80——结晶罐放罐时结晶液量（m³）
⑦随结晶谷氨酸带走热量：
（KJ）
需外界供给热量：

（2） 计算蒸汽用量
每罐次用蒸汽量：热损失按5%折算。

每罐浓缩结晶时间20h，每小时消耗蒸汽高峰量：

7台罐（实际是6.2台）同时运转，高峰用蒸汽量：

每日用蒸汽量：
=1200（t/d）
每小时平均用蒸汽量：
1200/24=50(t/h)
（二） 冷却二次蒸气所消耗冷却水量
（1） 二次蒸汽数量，即水蒸速度

（2） 冷却水用量：使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸气焓2626.8（KJ/Kg）,需冷却水量（W）：

7台罐，高峰用水量：

全日用水量：

平均用水量：
9920/24=413.3(t/h)
为确保循环水温不高于30℃，需加进二次水6600t/d。
6.4干燥过程热量衡算
分离后之湿谷氨酸含水2%，干燥后达成0.2%，进加热之空气为18℃，相对湿度&=70%，经过加热器使空气升至80℃，从干燥器出来空气为60℃。
年产7万吨商品味精：日产湿味精212.4t，二班生产，即
212.4/169=13.3(t)
干燥水分量：

18℃空气湿含量&=70%，X0=0.009Kg/Kg干空气，I0=41.8KJ/Kg干空气；加热80℃，I1=104.5KJ/Kg干空气
用公式：

式中 △——空气经过干燥后热量改变（KJ/Kg）
I1——出空气加热器之空气热焓（KJ/Kg）
I2——出干燥器之空气热焓（KJ/Kg）
I0——冷空气之热焓（KJ/Kg）
X0——空气湿含量（KJ/Kg干空气）
X1——进干燥器之空气湿含量（KJ/Kg干空气）
X2——出干燥器之空气湿含量（KJ/Kg干空气）
Q初温——物料初始温度时物料中每1Kg水之热含量（（KJ/Kg）
Q物料——加热物料所耗热量[KJ/(Kg-K）]
Q损失——损失热量，通常为有效热量10%

设X2=0.0108

空气消耗量为：

80℃时空气比容0.83m³/Kg。
实际消耗空气量为：

耗用蒸汽量（D）：使用0.1Mpa（表压）蒸汽加热，热损失按15%计：

每日用蒸汽量：

平均每小时用蒸汽量：
69568/24=2899(Kg/h)
6.5 生产过程消耗用蒸汽横算汇总表
表6 生产过程耗用蒸汽汇总表
生产工序
日用量（t/d）
平均量（t/d）
高峰量（t/d）
液化糖化
185.52
7.73
9.70
连消
207
8.63
13.8
发酵罐空消
49.74
2.07
6.63
精制
1200
50
61.4
干燥
69.6
2.9
4.3
空气净化及其它
900
37.5
37.5
累计
2611.86
108.83
133.33
衡算结果：每日用蒸汽量为2611.86t/d，每小时平均量为108.83t/h，高峰用量为133.33t/h。100%谷氨酸单耗蒸汽量：
2611.86/208.25=12.54(t/t)
以上结果不包含采暖及生活用蒸汽。
7 水平衡
7.1 糖化工序用水量
（1） 配料用水量：日投入工业淀粉442.32t，加水比1:2.5，用水量为：

因连续生产，平均用水量=高峰水量=1105.8/24=46.1（t/h）(用新鲜水)
（2） 液化液冷却用水量：平均量=高峰量=55.17t/h，1324.14t/d（二次水）
（3） 糖化冷却水用量（使用二次水）：每日用冷却水1519.1t/d，平均量：1519.1/24=63.3(t/h)，高峰量：138.1t/h。
7.2 连续灭菌工序用水量
（1） 配料用水：糖液含糖24%，加水配成19%糖液517.9t,每罐料需加水量：

每日投料按4.31罐次计算，需水量：

平均量：
465/24=19.4（t/h）
要求在0.5h内加水107.9t，所以高峰量：
107.9/0.5=215.8（t/h）
（2）冷却用水量（使用二次水）：高峰用水量295.1t/h，每日用量4426.5t/d；平均量：
4426.5/24=184.4（t/h）
7.3 发酵工序用水量（使用新鲜水）
日用水量56271.4t/d，平均用水量2344.6t/h，高峰用水量2930.8t/h。
7.4 提取工序用水量
用于谷氨酸分离及冲洗水，每日用量300t/d，平均量12.5t/h，高峰用量100t/h。使用新鲜水。
7.5 中和脱色工序用水量
（1）配料用水（使用回收结晶罐蒸汽冷凝水）：日产100%谷氨酸：

配成40%溶液，需水量：

（2） 洗交换柱用水：使用二次水。配稀酸碱用水1050t/d，洗低流分用水700t/d，再生处理柱用水4200t/d。累计为5950t/d。
（3） 洗废炭用水：210t/d。使用二次水。
以上两项累计为6160t/d。
7.6 精制工序用水量
（1） 结晶过程加水：使用回收结晶罐加热蒸汽冷凝水。7台罐，每台加水24t，共为168t/d。
（2） 冷却水：使用循环水。高峰用水560t/h，平均用水413.3t/h，每日用水循环水量9920t/d。
为确保循环水温不高于30℃，须