年产630吨土霉素车间工艺设计样本.doc

课程设计

题目：年产630吨土霉素工厂设计
设计内容 30 页
图纸 4 张

指导老师： 王兴广
学生姓名： 杨北冬
学 号：
所在班级： 生物工程2班

年产630吨土霉素车间工艺设计

摘 要：
土霉素是一个四环类广谱抗生素，有一定副作用。现在，中国已成为世界上最大土霉素生产国，占70%。现在中国畜用土霉素需求量很大。此次设计为生产规模800吨/年土霉素车间。土霉素是微生物发酵产物，现在中国土霉素提取工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调整pH值,利用黄血盐-硫酸锌作净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质,然后用122#树脂脱色深入净化土霉素滤液,最终调pH至4.8左右结晶得到土霉素碱产品。此次设计也根据这个工艺步骤，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。
设计中借鉴了实际发酵车间部署，设计为3层车间，共安装5个发酵罐，1个酸化罐，2个二级种子罐，1个一级种子罐，1个通氨罐，2个补料罐，1个板框过滤器，1个结晶罐，脱色罐，喷雾式干燥器等等相关设备。

目 录

第1章 绪论
第1.1节 引言
第1.2节 设计目标任务
第1.3节 此次设计基础内容
第2章 工艺步骤设计
第2.1节 土霉素生产工艺步骤介绍
第2.2节 土霉素生产总工艺步骤图
第3章 物料衡算
第3.1节土霉素总物料衡算
第3.2节土霉素发酵工序物料衡算
第3.3节土霉素酸化稀释过滤工序物料衡算
第3.4节 土霉素脱色结晶工序物料衡算
第3.5节 土霉素干燥工序物料衡算
第4章 设备选型
第4.1节 发酵罐
第4.2节 二级种子罐
第4.3节 一级种子罐
第4.4节 氨水储罐
第4.5节 全料罐
第4.6节 稀料罐
第4.7节 储酸罐
第4.8节 酸化罐
第4.9节 稀释罐
第4.10节板框过滤机
第4.11节脱色罐
第4.12节结晶罐
第4.13节干燥器
第5章 管道设计
5.1发酵罐(三级罐)接管设计
5.2酸化设备流体输送
5.3稀释设备流体输送
5.4板框过滤设备输送
5.5脱色工段流体输送
5.6结晶过程流体输送
5.7管道汇总表
第6章 车间部署：
第7章结论
参考文件

第一章 绪论
1.1 引言：
土霉素Terramycin (Oxytetracycline)是四环类抗生素，其在结构上含有四并苯基础母核，随环上替换基不一样或位置不一样而组成不一样种类四环素类抗生素。分子式图一所表示，化学名：6-甲基-4-（二甲氨基）-3,5,6,10,12,12a-六羟基-1,11二氧代-1,4,4a,5,5a,6，11,12a-八氢-2-并四苯甲酰胺。
图一 土霉素分子式

土霉素属四环素类抗生素，广谱抑菌剂。很多立克次体属、支原体属、衣原体属、螺旋体对其敏感。其它如放线菌属、炭疽杆菌、单核细胞增多性李斯特菌、梭状芽孢杆菌、奴卡菌属、弧菌、布鲁菌属、弯曲杆菌、耶尔森菌等亦较敏感。临床上用于诊疗上呼吸道感染﹑胃肠道感染﹑斑疹伤寒﹑恙虫病等。
常见副作用有：肝脏、肾脏毒性，中枢神经系统毒性，斑丘疹和红斑等过敏反应，长久使用可致牙齿产生不一样程度变色黄染、牙釉质发育不良及龋齿（俗称四环素牙），B族维生素缺乏等。
因为土霉素广泛应用，临床常见病原菌对土霉素素耐药现象严重，而且因为其副作用严重，现在临床上多用于兽用药

1.2设计目标任务
请设计年产630吨（成品含量： 99% ）土霉素工厂设计
一、基础数据
设计年产量M = 630t/a
成品效价Ud = 1000单位/毫克
年平均发酵水平Uf = 35000单位/毫升
年工作日m = 300d/a
1、发酵基础工艺参数
土霉素发酵周期T为184小时，辅助时间为10小时，
发酵中罐周期为44小时，辅助时间4小时
发酵周期为35小时，辅助时间3小时
接种比为20%，液体损失率为15%
大罐一个发酵周期内所需全料量为：32m3
大罐一个发酵周期内所需稀料量为：17m3
逃液、蒸发、取样、放罐损失总计为总料液15%
大、中、小罐通气量分别为2.0、1.5、0.65（每分钟内单位体积发酵液通入空气量）
氨氮利用情况，培养20-40小时，每4小时补一次,每次10-15L，控氨水平在45mg/100ml以上
培养基配比：

小罐
中罐
大罐
全料
稀料
组成
配比（%）
配比（%）
配比（%）
配比（%）
配比（%）
黄豆饼粉
3.0
2.5
3.0
3.5
3.0
淀粉
2.5
2.5
8.0
6.5
3.0
氯化钠
0.4
0.36
0.2

0.4
碳酸钙
0.6
0.4
1.1
0.4
0.4
磷酸二氢钾
0.005
0.003

磷酸氢二钾
0.005
0.003

植物油
4
2.67
0.4

1

2、提取基础工艺参数
名称
参数
名称
参数
脱色岗位收率
99.24%
发酵液效价
35000u/ml
结晶干燥岗位收率
86%
滤液效价
11000u/ml
过滤岗位收率
116%
母液效价
1370u/ml
总收率
99%
湿晶体含水量
30%
发酵液密度
1.58kg/L
酸化液中草酸含量
2.3% g/ml
滤液密度
1.02kg/L
酸化加黄血盐量
0.25% g/ml
20%氨水密度
0.92kg/L
酸化加硫酸锌量
0.18% g/ml
氨水加量
12%
成品含水量
1.5%
脱色保留时间
30-50分钟
酸化加水量
230%v/v
滤液经过树脂罐线速度控制在0.001-0.002m /s
3.土霉素提取操作工艺参数一览表
名称
反应时间( τ + τ、)/h
装料系数φ
酸化稀释
4
0.70
结晶
8
0.70

1.3本设计基础内容
1.3.1工艺步骤设计
依据设计任务，查阅相关资料、文件，搜集必需技术资料，工艺参数，进行生产方法选择比较，工艺步骤和工艺条件确定论证。简述工艺步骤。

1.3.2工艺计算
物料衡算：每个工序画工艺步骤简图，列出全部工艺参数，计算，列出衡算表，发酵和提取列出物料衡算总表。
热量衡算：不要求
设备选型：大、中、小罐、通氨、补料罐尺寸及数量；大罐罐壁、封头、搅拌装置及轴功率。提取工段各工序关键设备尺寸及数量。
管道设计：大罐关键接管设计，提取多种设备关键连接管道。

1.3.3完成初步设计阶段图纸：设备步骤图、车间平面部署图。

第二章 工艺步骤设计
2.1土霉素生产工艺步骤介绍
土霉素是微生物发酵产物，现在中国土霉素生产工艺关键含发酵和提取两大步。提取工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调整pH值,利用黄血盐-硫酸锌作净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质,然后用122#树脂脱色深入净化土霉素滤液,最终调pH至4.8左右结晶得到土霉素碱产品。此次设计也根据这个工艺步骤，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。
2.2土霉素生产总工艺步骤图

土霉素生产总工艺步骤图
砂土孢子
斜面孢子
孢子培养
36.5℃ 4-5天
种子培养
30℃ 38h 0.65v/v/m
一级种子培养液
种子扩大培养
30℃ 48h 1.0v/v/m
二级种子培养液
发酵
30℃ 194h 1：2.0v/v/m
补加液氨
湿晶体
旋风干燥
土霉素碱成品
发酵液
酸化
23%g/ml草酸调pH1.75-1.85
ZnSO4 0.18%
黄血盐0.23%
酸化液
稀释
200%v/v
稀释液
板框过滤
滤液
树脂脱色
122-2树脂
脱色液
结晶
12%氨水
调pH4.5-4.6 28-30℃
结晶液
分离洗涤
用滤后水淋洗再甩干

第三章 物料衡算
3.1总物料衡算
纯品土霉素量：630×99% =623.7t/a
日产量：792/300= 2.079t/d
效价：623.7×109×1000 =6.237×1014 单位/a
土霉素生产过程总收率为99%
则发酵时总效价：6.237×1014/99% =6.3×1014 单位/a
发酵液效价：35000单位/ml
发酵液体积：6.3×1014/35000 =1.80×1010 ml =1.80×104 m3
3.2.1大罐物料衡算：
天天发酵液体积：
1.80×104/300=60.00m3/d
天天损失体积：
60.00×15%/（1-15%）=10.59m3/d
加入氨水体积：培养20-40小时，每4小时补一次，天天共6次，每次15L，累计90L，既0.09 m3/d
大罐一个发酵周期内所需全料量：32 m3 ，则一天内所需全料：
32/(194/24)=3.96 m3/d
大罐一个发酵周期内所需稀料量:17 m3 ，则一天内所需稀料料：
17/(194/24)=2.10 m3/d
设发酵开始培养基体积为V，蒸汽带入水量按20%计
由体积衡算
(V×20%+V×20%+V+3.96+2.10+0.09) ×(1-15%)= v发酵液=60m3/d
得培养基体积V为46.03m3/d
则加入二级种子液体积：
46.03×20%=9.21 m3/d
蒸汽带入水量：
46.03×20%=9.21m3/d
所以，天天所需培养基组成量以下：
黄豆饼粉：
46.03×3%+3.96×3.5%+2.10×3%= 1.583m3/d

淀粉：
46.03×8%+3.96×6.5%+2.10×3%= 4.003m3/d
氯化钠：
46.03×0.2%+2.10×0.4%= 0.1005m3/d
碳酸钙：
46.03×1.1%+3.96×0.4%+2.10×0.4%=0.5306m3/d
植物油：
46.03×0.4%+2.10×1%= 0.2051m3/d
配料水：
46.03－1.582-4.003-0.1005-0.531-0.2051=39.61m3/d

表1 三级发酵物料衡算表
进入发酵罐量
离开发酵罐量
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)

项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)
二级种子液
9.21
74.45
发酵液
60
485.0
蒸汽带入水量
9.21
74.45
损失
10.60
85.7
培养基
46.03
372.1

全料量
3.96
32.01

稀料量
2.10
16.98

氨水
0.09
0.73

总量
70.60
570.7
总量
70.60
570.7

表2 三级发酵培养基组成
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
1.583
12.80
淀粉
4.003
32.36
氯化钠
0.1005
0.8124
碳酸钙
0.5306
4.289
植物油
0.2051
1.658
配水量
39.61
320.2
总
46.03
372.1
发酵罐
70.60m3/d
二级种子液
9.21 m3/d
培养基
46.03m3/d
蒸汽带入水量
9.21 m3/d

全料量
3.96 m3/d
稀料量
2.10 m3/d
液氨
0.09 m3/d
发酵液
60.00m3/d
液体损失率为15%
10.60m3/d

培 养 基
黄豆饼粉1.583m3 /d
淀粉4.003m3 /d
氯化钠0.1005m3 /d
碳酸钙 0.5306m3 /d
植物油0.2051m3/d
配料水39.61m3 /d

3.2.2中罐物料衡算：
设发酵开始培养基体积为V，蒸汽带入水量按20%计，
由体积衡算：
(V×20%+V×20%+V)×(1-15%)= V‘二级种子液
V‘二级种子液×(1-15%)= V二级种子液=9.21m3/d
V‘二级种子液=9.21/0.85=10.84

得培养基体积V为9.11 m3
则加入一级种子液：
9.11×20%=1.822m3/d
蒸汽带入水量：
9.11×20%=1.822 m3/d
液体损失15%
10.84×0.15=1.626m3/d
接种损失15%
1.822/(1-15%)-1.822=0.3215m3/d
总损失量=液体损失+接种损失
1.626+0.3215=1.9475m3/d

所以，天天所需培养基组成量以下：
黄豆饼粉：
9.11×2.5%=0.2278m3/d
淀粉：
9.11×2.5%=0.2278m3/d
氯化钠：
9.11×0.36%=0.03280m3/d
碳酸钙：
9.11×0.4%=0.03644m3/d
磷酸二氢钾：
9.11×0.003%=0.0002733m3/d
磷酸氢二钾：
9.11×0.003%=0.0002733 m3/d
植物油：
9.11×2.67%=0.2432 m3/d
配料水：
9.11-0.2278-0.2278-0.03280-0.03644-0.0002733-0.0002733-0.2432=8.34m3/d

表3 二级发酵物料衡算表（周期为48h即2d）
进入发酵罐量
离开发酵罐量
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)
一级种子液
1.822
3.644
二级种子液
10.84
21.68
带入水量
1.822
3.644
损失
1.948
2.896
培养基
9.11
18.22

总量
12.75
25.50
总量
12.75
25.50

表4 二级发酵培养基组成
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
0.2278
0.4556
淀粉
0.2278
0.4556
氯化钠
0.03280
0.06560
碳酸钙
0.03644
0.07288
植物油
0.2432
0.4864
配水量
8.34
16.68
磷酸二氢钾
0.0002733
0.0005466
磷酸氢二钾
0.0002733
0.0005466
总
9.11
18.22

发酵罐
12.75m3/d
一级种子液
1.822m3/d

培养基
9.11m3/d
蒸汽带入水量
1.822m3/d
二级种子液
10.84 m3/d

液体损失15% 1.626m3/d
接种损失15% 0.3215m3/d

黄豆饼粉0.2278 m3 /d
氯化钠0.03280m3 /d
碳酸钙0.03644m3 /d
植物油0.2432 m3/d
配料水8.34m3 /d
磷酸二氢钾0.0002733m3 /d
磷酸氢二钾0.0002733m3 /d
培 养 基

3.2.3小罐物料衡算：
设发酵开始培养基体积为V，蒸汽带入水量按20%，斜面孢子体积忽略不计，由体积衡算：
(V×20%+V)×(1-15%)= V’一级种子液
V’一级种子液×(1-15%)= V一级种子液=1.822m3/d
得培养基体积V为2.101 m3/d
则 蒸汽带入水量:
2.101×20%=0.4202m3/d
液体损失15%
2.14×0.15=0.3215m3/d
接种损失15%
2.101×20%×15%=0.06303m3/d
总损失量=液体损失+接种损失
0.3215+0.06303=0.3846m3/d

所以，天天所需培养基组成量以下：
黄豆饼粉：
2.101×3%=0.06303 m3/d
淀粉：
2.101×2.5%=0.05253 m3/d
氯化钠：
2.101×0.4%=0.008400m3/d
碳酸钙：
2.101×0.6%=0.01261 m3/d
磷酸二氢钾：
2.101×0.005%=0.0001051 m3/d
磷酸氢二钾：
2.101×0.005%=0.0001051m3/d
植物油：
2.101×4%=0.0840m3/d
配料水：
2.101-0.06303-0.05253-0.08400-0.01261-0.0001051-0.0001051-0.0840=1.880m3/d

表5 一级发酵物料衡算表（周期38/24=1.58d）
进入发酵罐量
离开发酵罐量
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期)
培养基
2.101
3.327
一级种子液
2.144
3.395
带入水量
0.4202
0.677
损失
0.3846
0.6090
总量
2.521
4.004
总量
2.521
4.004

表6 一级培养基组成（周期38/24=1.58d）
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
0.06303
0.0998
淀粉
0.05253
0.0832
氯化钠
0.008400
0.0133
碳酸钙
0.01261
0.01997
植物油
0.0840
0.1330
配水量
1.880
32977
磷酸二氢钾
0.0001051
0.0001664
磷酸氢二钾
0.0001051
0.0001664
总
2.101
3.327

蒸汽带入水量
0.4202m3/d

培养基
2.101 m3/d

发酵罐
2.521m3/d

斜面孢子
一级种子液
2.144m3/d

液体损失15% 0.3215m3/d
接种损失15% 0.06303m3/d
总损失0.3215+0.06303=0.3846

=0.3215+0.06303=0.3846

黄豆饼粉0.06303m3 /d
淀粉0.05253 m3 /d
氯化钠0.008400m3 /d
碳酸钙0.01261 m3 /d
植物油0.840 m3/d
配料水1.1880m3 /d
磷酸二氢钾0.0001051m3 /d
磷酸氢二钾0.0001051m3 /d
培 养 基

3.3酸化稀释过滤工序物料衡算：
发酵液效价：35000u/ml 滤液效价：11000u/ml
由效价守恒得滤液体积：60.00×106×35000×1.16/11000×106=221.45 m3
滤液：221.45×103×1.02=225.88t
天天/ t
草酸：60.00×103×2.3%×10-3= 1.38
黄血盐：60.00×103×0.75%×10-3= 0.15
硫酸锌：60.00×103×0.18%×10-3= 0.108
水：60.00×2.3= 138
发酵液：60.00×103×1.58= 94.8
总： 234.44
表3-3 酸化稀释过滤工艺物料衡算表
酸化过滤前
酸化过滤后
项目
质量（t/d）
质量(t/周期)
项目
质量（t/d）
质量(t/周期)）
草酸
1.38
11.16
滤液
225.88
1825.86
黄血盐
0.15
1.21
菌丝
8.56
69.19

硫酸锌
0.108
0.87

水
138
1115.5

发酵液
94.8
766.30

总量
234.44
1895.06
总量
234.44
1895.06
酸 化 稀 释 过 滤
草 酸 1.38t/d
黄血盐0.15 t/d
硫酸锌0.108t/d
水1381t/d
发酵液 94.8t/d
菌丝 8.56t/d
滤液225.88t

3.4脱色结晶工序物料衡算：
母液效价：1370u/ml 氨水加量：12%
由效价守恒得母液体积：
60.00×106×35000×99.24%×116%×（186%）/1370×106=247.04 m3
氨水：225.88×12%=27.11t
湿晶体：2.92t/d
母液：225.88+27.11-2.92=250.07t/d

表3-2 脱色提取工序物料衡算表
脱色提取前
脱后色提取
项目
质量（t/d）
质量(t/周期)
项目
质量（t/d）
质量(t/周期)
滤液
225.88
1825.86
母液
250.07
2021.40
氨水
27.11
219.14
湿晶体
2.92
23.60
总量
252.99
2045.00
总量
252.99
2045.00
脱色提取
滤 液
225.88t/d
氨 水
27.11/d
母 液
249.46t/d
湿晶体
3.53t/d

3.5 干燥工序物料衡算：
干晶体重：630×（1-1.5% ）=620.55 t/a
湿晶含水量：W1=30%/(1-30%) =0.43
干晶含水量：W2=1.5%/(1-1.5%) =0.02
应除去水分：620.55×（0.43-0.02）=254.43 t/a
湿晶体量：620.55+254.43 =874.98t/a

表3-1 干燥工序物料衡算表
干燥前
干燥后
项目
质量t/a
质量t/d
项目
质量t/a
质量t/d
湿晶体量
874.98
2.92
干晶体量
620.55
2.07

除去水分
254.43
0.85
总量
874.98
2.92
总量
874.98
2.92
湿晶体
2.92t/d
干 燥
干晶体
2.07t/d
水分
0.85t/d

第四章 设备选型
4.1三级发酵罐
发酵罐选型
选择机械涡轮搅拌通风发酵罐。
生产能力、数量和容积确实定
发酵罐容积确实定：
选择200m3罐，全容积为230m3
生产能力计算：
选择公称容积为200 m3发酵罐，装料系数为0.7,那么该罐生产土霉素能力为
200×0.7=140 (m3)
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产60.00m3土霉素。发酵操作时间需要194h(其中发酵时间184h),这么生产需要发酵罐应为：
N=60/140×194/24=3.46（罐） 取整后需4台
每日投（放）罐次为：
60.00/140=0.43(罐)

设备容积计算：
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产60.00 m3土霉素，天天发酵液量： V0 =60.00(m3/d)
所需设备总容积： V=60.00×194/(24×0.7)= 692.86(m3)

查表公称容积为200 m3发酵罐，总容积为230m3。
则5台发酵罐总容积为：
230×4=920m3>692.86 m3,可满足需要
关键尺寸
公称容积VN(m3)
罐内径D(mm）
圆筒高H0(mm)
封头高h0(mm)
罐体总高H(mm)
不计上封头容积(m3)
全容积(m3)
搅拌器直径D(mm)
搅拌转速n(r/min)
电动机功率N(kW)
200
5000
10000
1300
12600
223
230
1700
150
230

搅拌轴功率（见上表）
4.2二级种子罐
选型 :
选择机械搅拌通风发酵罐
容积和数量确实定
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产9.21 m3
二级种子液。
所以选择公称容积为50 m3二级种子罐，装料系数为0.7,那么该罐生产能力为:
50×0.7=35(m3)
发酵操作时间需要48(其中发酵时间44h),这么生产需要二级种子罐应为：
N=9..21/35×48/24=0.526（罐）
取整后需1台
每日投（放）罐次为：
9.21/35=0.263(罐)

设备容积计算：
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产9.21m3二级种子液，天天种子液量： V0=9.21(m3/d)
所需设备总容积： V=9.21×48/(24×0.7) 26.31(m3)

查表公称容积为50 m3发酵罐，总容积为55.2m3。
则1台二级种子罐总容积为：
55.2m3>26.31m3,可满足需要
4.3一级种子罐:
选型 :
选择机械搅拌通风发酵罐
容积和数量确实定
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产1.822 m3
一级种子液。
所以选择公称容积为5m3二一级种子罐，装料系数为0.7,那么该罐生产能力为:
5×0.7=3.5(m3)
发酵操作时间需要38(其中发酵时间35h),这么生产需要二级种子罐应为：
N=1.822/3.5×38/24=0.824（罐）
取整后需1台
每日投（放罐次为：
1.822/3.5=0.521 (罐)

设备容积计算：
由前面物料衡算中，已知年产630吨土霉素工厂,日产1.822m3二级种子液，天天种子液量： V0=1.822(m3/d)
所需设备总容积： V=1.822×38/(24×0.7)=4.12(m3)

查表公称容积为5m3发酵罐，总容积为6.27m3。
则2台二级种子罐总容积为：
6.27×1=6.27m3>5.07m3,可满足需要
4．4通氨罐:
每罐三级发酵需要0.09m3液氨，且有4个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，0.09*4/0.7=0.51m3，故选择公称容积为1m3罐一个。
4.5全料罐:
每罐三级发酵需要32m3全料，且有4个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，32*4/0.7=182.86m3故选择公称容积为50m3储罐，故选择4个全料罐。
4.6稀料罐:
每个三级发酵罐需要17m3稀料，且有4个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，17*4/0.7=97.14 m3，故选择公称容积为50 m3储罐2个。
4.7储酸罐
天天产生发酵液共60.00m3/d，酸化工程中加入草酸1.38t/d，二水合草酸密度为1.653kg/L，则可推算出体积为0.835m3，考虑装料系数为0.7，实际体积为1.19m3，则选择公称容积为2.5m3储液罐即可满足生产要求。酸化稀释共需4小时，属间歇操作，所以一个罐能够满足6大罐需要，即天天工作4小时
4.8酸化罐:
酸化罐中包含原料发酵液和加入酸液，总体为60.00m3，考虑到装料系数为0.7，则实际需要罐体积为85.71m3，所以，选择2个公称容积为50m3酸化罐即可满足生产要求。
4.9稀释罐:
在稀释过程中加入两倍体积水，使得酸化液体积变为180m3，考虑装料系数为0.7，则实际需要罐体积为257.14m3，所以，选择公称容积为75m3罐5个，可满足天天生产一批要求。
4.10板框过滤机;
处理液密度=27.11t/180m3=0.151t/m3，处理时间取30min，板框压滤机处理能力：

M=360*0.150=54.36t
所以选择以下设备，因考虑到两级脱色，故选2台：
型号
过滤面积/m2
滤板数量/pcs
滤框面积/m2
最大工作压力/MPa
处理能力/t
质量/t
Larox-PF 96
96
16
96
1.6
70
73
4.11脱色罐:
脱色保留时间30-50分钟，取40min，液经过树脂罐线速度控制在0.001-0.002m/s，取0.0015m/s，则物料在罐内停留距离即0.0015*40*60=3.6m，考虑装料系数0.7，则3.6/0.7=5.14m，所以选择罐体高度超出5.14m罐即可。所以，选择公称容积50m3储液罐,其罐内部圆筒高度为6m。
液氨储罐
加入液氨体积为35.04 m3，考虑装料系数为0.7，实际需要体积为50.06m3，则选择公称容积为50m3储液罐即可满足要求，结晶时间为8小时，属间歇操作，则天天只一次，所以只需1个罐。
4.12结晶罐:
采取三级连续结晶，设三级罐总体积为V
V/(V处理量/24)>8
V处理量291.97 m3，则V>97.32 m3
为了晶核形成和形成晶体饱满，三级罐应依次由小到大
则分别选择 公称容积为5m3 10m3 100m3三个罐串联即可满足要求。
4.13干燥器:
天天生产湿晶体重量2.92t，干晶体重量2.07t，则须除去水分0.85t，每小时处理量为0.85/24=35.4kg，所以选择蒸发水分为50kg/h脉冲旋风式气流干燥器，具体参数见下表
型号
蒸发水分/(kg/h)
装机功率/kw
占地面积/m2
高度/m
XQG50
50
7
17
8

4.14车间设备一览表
设备名称
所属车间
数量
型号
一级种子罐
1
1
发酵车间
7
公称容积5m3 φ1500
二级种子罐
发酵车间
5
公称容积50m3 φ3100
三级发酵罐
5
发酵车间
3
公称容积200m3 φ4600
通氨罐
1
发酵车间
1
公称容积1m3 φ900
补料罐(全料罐)
2
4
发酵车间
4
公称容积50 m3 φ3100
补料罐(稀料罐)
发酵车间
2
公称容积50 m3 φ3100
酸化反应罐
2
酸化过滤车间
1
公称容积50 m3 φ3100
酸化储罐
1
酸化过滤车间
1
公称容积2.5m3 φ1200
稀释罐
2
4
酸化过滤车间
3
公称容积75 m3 φ3200
板框过滤机
酸化过滤车间
2
Larox-PF 96 过滤面积96m2
脱色罐
1
脱色结晶车间
1
公称容积50 m3 φ3400
液氨储罐
1
脱色结晶车间
1
公称容积50 m3 φ3400
结晶罐
3
脱色结晶车间
3
公称容积分别为5m3、10m3、100m3
旋风干燥器
1
干燥车间
1
XQG50，蒸发水分50kg/h

第五章：管道设计
5.1发酵罐(三级罐)接管设计:
冷却面积计算：
按发酵生成热高峰、十二个月中最热半个月气温、冷却水可能到最高温条件下，设计冷却面积。取qmax=4.18×6000 KJ/( m3 ．h)
采取竖式列管式换热器，取经验值K=4.18×500 KJ/( m3 ．h．℃)
△tm=（△t1-△t2）/(ln△t1/△t2)=(12-5)/(ln12/5)=8 (℃)
天天装0.52罐，每罐实际装液量为: 60.00/0.43=139.53 (m3)
换热面积: F=4.18×6000×139.53/(4.18×500×8)=209.30 (m3)
设备结构工艺设计
1).空气分布器：单管通风
2).挡板：不设挡板
3).密封方法：机械密封
4).冷却管部署
a) 最高热负荷下耗水量：
W=4.18×6000×139.53/(4.18×（27-20））
=1.196×105 （kg/h）=33.29(kg/s)
则冷却水体积流量为W’=0.03329m3/s，取冷却水在竖直蛇管中流速为v=1m/s,冷却管总截面积: S总=0.03329/1=0.03329 (m2)
进水总管直径d总2= S总/0.785,解出 d总=0.2059 （m）
b) 冷却管组数和管径
设冷却管径为d0，组数为n则：S总=0.7850 nd02，依据本罐情况，取n=8，求出管径： d0=0.073 （m）
查表取φ89×3.5无缝钢管，d内=82mm，d内>d0，可满足要求，d平均=86 mm。
取竖蛇管端部U型弯管曲率半径为250 mm，则两直管距离为500 mm，
两端弯管总长度：l0=πD=3.14×500=1570 mm
c) 冷却管总长度L计算
已知冷却总面积F=209.30m2，无缝钢管φ89×3.5
每米冷却面积为： F0=3.14×0.086×1=0.2700（m2）
则冷却管总长度： L=209.71/0.27=775.2（m）
冷却管体积： V=0.785×0.0862×776.7=4.50(m3)
d) 每组管长L0和管组高度
每组管长: L0= L/n=775.2/8=96.9 (m)
另需连接管8m： L实际=L+8=783.2（m）
可排竖直蛇管高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占体积为0.5 m3，则：
V总=V液+V管+V附件=（783.2/8）+4.50+0.5=102.9 (m3)
筒体部分液深： （V总-V封）/S截=（102.9-17）/(0.785×52)=4.377(m)
竖直蛇管总高: H管=4.377+0.5=4.877（m）
又两端弯管总长： l0=1570 mm，两端弯管总高为500mm
则直管部分高度： h=H管-500=5190 （mm）
则一圈管长： l=2h+ l0=2×5190+1570=11950(mm)
e) 每组管子圈数n0
n0= L0/l=96.9/11.95=8.109 (圈)
管间距为： 2.5d外=2.5×0.089=0.22 (m)
竖蛇管和罐壁最小距离为0.2m，可算出和搅拌器距离为0.23m>0.2m，在许可范围内。
作图表明，各组冷却管相互无影响。如发觉无法排下这么多冷却管，可考虑增大管径，或增加冷却管组数
f) 校核冷却管传热面积
F实=πd平均L实际=3.14×0.086×783.2=211.5 （m2）
F实>F，可满足要求。
设备材料选择：
优先考虑满足工艺要求，其次是经济性。本设计选A3钢，以降低设备费用。
接管设计：
a) 接管长度h设计
管直径大小和有没有保温层，通常取100~200mm。
b) 接管直径确实定
①按排料管（也是通风管）为例计算其管径。发酵罐装料140m3，2h之内排空，物料体积流量： Q=140/3600/2=0.02 (m3/s)