年产800吨土霉素工厂设计课程设计毕设论文.doc

课程设计

题目：年产800吨土霉素工厂设计
设计内容 30 页
图纸 4 张

年产800吨土霉素车间工艺设计

摘 要：
土霉素是一种四环类广谱抗生素，有一定副作用。目前，中国已成为世界上最大的土霉素生产国，占70%。目前我国畜用土霉素需求量很大。本次设计为生产规模800吨/年的土霉素车间。土霉素是微生物发酵产物，目前国内土霉素提取工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调节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#树脂脱色进一步净化土霉素滤液,最后调pH至4.8左右结晶得到土霉素碱产品。本次设计也按照这个工艺流程，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的布置，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 本次设计的基本内容
第2章 工艺流程设计
第2.1节 土霉素生产工艺流程简介
第2.2节 土霉素生产总工艺流程图
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)的接管设计
5.2酸化设备的流体输送
5.3稀释设备的流体输送
5.4板框过滤设备的输送
5.5脱色工段的流体输送
5.6结晶过程的流体输送
5.7管道汇总表
第6章 车间布置：
第7章结论
参考文献

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的基本母核，随环上取代基的不同或位置的不同而构成不同种类的四环素类抗生素。分子式如图一所示，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。许多立克次体属、支原体属、衣原体属、螺旋体对其敏感。其他如放线菌属、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。临床上用于治疗上呼吸道感染﹑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，长期使用可致牙齿产生不同程度的变色黄染、牙釉质发育不良及龋齿（俗称四环素牙），B族维生素缺乏等。
由于土霉素的广泛应用，临床常见病原菌对土霉素素耐药现象严重，并且由于其副作用严重，现在临床上多用于兽用药

1.2设计目标任务
请设计年产800吨（成品含量： 99% ）土霉素工厂设计
一、基础数据
设计年产量M = 800t/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 = 315 d/a
1、发酵基础工艺参数
土霉素的发酵周期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的量为：32m3
大罐一个发酵周期内所需稀料的量为：17m3
逃液、蒸发、取样、放罐损失总计为总料液的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的空气的量）
氨氮的利用情况，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、提取基本工艺参数
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
滤液通过树脂罐的线速度控制在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本设计基本内容
1.3.1工艺流程设计
根据设计任务，查阅有关资料、文献，搜集必要的技术资料，工艺参数，进行生产方法的选择比较，工艺流程与工艺条件确定的论证。简述工艺流程。

1.3.2工艺计算
物料衡算：每个工序画工艺流程简图，列出所有工艺参数，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、补料罐的尺寸及数量；大罐的罐壁、封头、搅拌装置及轴功率。提取工段各工序主要设备尺寸及数量。
管道设计：大罐主要接管设计，提取各种设备的主要连接管道。

1.3.3完成初步设计阶段图纸：设备流程图、车间平面布置图。

第二章 工艺流程设计
2.1土霉素生产工艺流程简介
土霉素是微生物发酵产物，目前国内土霉素生产工艺主要含发酵和提取两大步。提取工艺为用草酸(或磷酸)做酸化剂调节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#树脂脱色进一步净化土霉素滤液,最后调pH至4.8左右结晶得到土霉素碱产品。本次设计也按照这个工艺流程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。
2.2土霉素生产总工艺流程图

土霉素生产总工艺流程图
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
2.3%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
纯品土霉素的量：800×99% =792 t/a
日产量：792/315= 2.51 t/d
效价：792×109×1000 =7.92×1014 单位/a
土霉素的生产过程总收率为99%
则发酵时的总效价：7.92×1014/99% =8×1014 单位/a
发酵液的效价：35000单位/ml
发酵液的体积：8×1014/35000 =2.29×1010 ml =2.29×104 m3
3.2.1大罐的物料衡算：
每天发酵液的体积：
2.29×104/315=72.70 m3/d
每天损失的体积：
72.70×15%/（1-15%）=12.83 m3/d
加入氨水体积：培养20-40小时，每4小时补一次，每天共6次，每次15L，共计90L，既0.09 m3/d
大罐一个发酵周期内所需全料的量：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的量:17 m3 ，则一天内所需稀料料：
17/(194/24)=2.10 m3/d
设发酵开始的培养基体积为V，蒸汽带入的水量按20%计
由体积衡算
(V×20%+V×20%+V+3.96+2.10+0.09) ×(1-15%)= v发酵液=72.70m3/d
得培养基体积V为56.70m3/d
则加入的二级种子液体积：
56.70×20%=11.34 m3/d
蒸汽带入水量：
56.70×20%=11.34m3/d
因此，每天所需培养基组成的量如下：
黄豆饼粉：
56.70×3%+3.96×3.5%+2.10×3%= 1.903m3/d
淀粉：
56.70×8%+3.96×6.5%+2.10×3%= 4.856m3/d
氯化钠：
56.70×0.2%+2.10×0.4%= 0.1218m3/d
碳酸钙：
56.70×1.1%+3.96×0.4%+2.10×0.4%=0.6471m3/d
植物油：
56.70×0.4%+2.10×1%= 0.24 78m3/d
配料水：
56.70-1.903-4.856-0.1218-0.6471-0.2478=48.92m3/d

表1 三级发酵物料衡算表
进入发酵罐的量
离开发酵罐的量
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
11.34
91.66
发酵液
72.70
587.7
蒸汽带入水量
11.34
91.66
损失
12.83
103.7
培养基
56.70
458.3

全料量
3.96
32.01

稀料量
2.10
16.98

氨水
0.09
0.73

总量
85.53
691.4
总量
85.53
691.4

表2 三级发酵培养基的组成
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
1.903
15.38
淀粉
4.856
39.25
氯化钠
0.1218
0.9845
碳酸钙
0.6471
5.231
植物油
0.2478
2.003
配水量
48.92
395.4
总
56.70
458.3
发酵罐
85.53 m3/d
二级种子液
11.34 m3/d
培养基
56.70m3/d
蒸汽带入水量
11.34 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
72.70 m3/d
液体损失率为15%
12.83 m3/d

培 养 基
黄豆饼粉1.903m3 /d
淀粉4.856m3 /d
氯化钠0.1218m3 /d
碳酸钙 0.6471 m3 /d
植物油0.2478m3/d
配料水48.92m3 /d

3.2.2中罐的物料衡算：
设发酵开始的培养基体积为V，蒸汽带入的水量按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=11.34m3/d
V‘二级种子液=11.34/0.85=13.34

得培养基体积V为11.21 m3
则加入的一级种子液：
11.21×20%=2.242 m3/d
蒸汽带入水量：
11.21×20%=2.242 m3/d
液体损失15%
13.34×0.15=2.001m3/d
接种损失15%
2.242/(1-15%)-2.242=0.3956 m3/d
总损失量=液体损失+接种损失
2.001+0.3956=2.397m3/d

因此，每天所需培养基组成的量如下：
黄豆饼粉：
11.21×2.5%=0.2802m3/d
淀粉：
11.21×2.5%=0.2802m3/d
氯化钠：
11.21×0.36%=0.04036 m3/d
碳酸钙：
11.21×0.4%=0.04484 m3/d
磷酸二氢钾：
11.21×0.003%=0.0003363 m3/d
磷酸二氢钾：
11.21×0.003%=0.0003363 m3/d
植物油：
11.21×2.67%=0.2993 m3/d
配料水：
11.21-0.2802-0.2802-0.04036-0.04484-0.0003363-0.0003363-0.2993=10.26 m3/d

表3 二级发酵物料衡算表（周期为48h即2d）
进入发酵罐的量
离开发酵罐的量
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
2.242
4.484
二级种子液
13.34
26.68
带入水量
2.242
4.484
损失
2.397
4.794
培养基
11.21
22.42

总量
15.69
31.38
总量
15.69
31.38

表4 二级发酵培养基的组成
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
0.2802
0.5604
淀粉
0.2802
0.5604
氯化钠
0.04036
0.08072
碳酸钙
0.04484
0.08968
植物油
0.2993
0.5986
配水量
10.26
20.52
磷酸二氢钾
0.0003363
0.0006726
磷酸氢二钾
0.0003363
0.0006726
总
11.21
22.42

发酵罐
15.69m3/d
一级种子液
2.242 m3/d

培养基
11.21 m3/d
蒸汽带入水量
2.242 m3/d
二级种子液
13.34 m3/d

液体损失15% 2.001m3/d
接种损失15% 0.3956 m3/d

黄豆饼粉0.2802 m3 /d
氯化钠0.04036 m3 /d
碳酸钙0.04484 m3 /d
植物油0.2993 m3/d
配料水10.26m3 /d
磷酸二氢钾0.0003363m3 /d
磷酸氢二钾0.0003363m3 /d
培 养 基

3.2.3小罐的物料衡算：
设发酵开始的培养基体积为V，蒸汽带入的水量按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=2.242m3/d
得培养基体积V为2.586 m3/d
则 蒸汽带入水量:
2.586×20%=0.5172m3/d
液体损失15%
2.638×0.15=0.3956m3/d
接种损失15%
2.586×20%×15%=0.07758 m3/d
总损失量=液体损失+接种损失
0.3956+0.07758=0.4673m3/d

因此，每天所需培养基组成的量如下：
黄豆饼粉：
2.586×3%=0.07758 m3/d
淀粉：
2.586×2.5%=0.06465 m3/d
氯化钠：
2.586×0.4%=0.01034m3/d
碳酸钙：
2.586×0.6%=0.01552 m3/d
磷酸二氢钾：
2.586×0.005%=0.0001293 m3/d
磷酸氢二钾：
2.586×0.005%=0.0001293m3/d
植物油：
2.586×4%=0.1034 m3/d
配料水：
2.586-0.07758-0.06465-0.01034-0.01552-0.0001293-0.0001293-0.1034=2.314 m3/d

表5 一级发酵物料衡算表（周期38/24=1.58d）
进入发酵罐的量
离开发酵罐的量
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
2.586
4.086
一级种子液
2.638
4.168
带入水量
0.5172
0.8172
损失
0.4673
0.7383
总量
3.103
4.903
总量
3.103
4.903

表6 一级培养基的组成（周期38/24=1.58d）
项目
体积（m3/d)
体积（m3/周期）
黄豆饼粉
0.07758
0.1226
淀粉
0.06465
0.1021
氯化钠
0.01034
0.01634
碳酸钙
0.01552
0.02452
植物油
0.1034
0.1634
配水量
2.314
3.656
磷酸二氢钾
0.0001293
0.0002043
磷酸氢二钾
0.0001293
0.0002043
总
2.586
4.086

蒸汽带入水量
0.5172 m3/d

培养基
2.586 m3/d

发酵罐
3.103 m3/d

斜面孢子
一级种子液
2.638 m3/d

液体损失15% 0.3956m3/d
接种损失15% 0.07758 m3/d
总损失=0.39+0.07=0.4673

黄豆饼粉0.07758 m3 /d
淀粉0.06465 m3 /d
氯化钠0.01034 m3 /d
碳酸钙0.01552 m3 /d
植物油0.1034 m3/d
配料水2.314m3 /d
磷酸二氢钾0.0001293m3 /d
磷酸氢二钾0.0001293m3 /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
由效价守恒得滤液的体积：72.70×106×35000×1.16/11000×106=268.33 m3
滤液：268.33×103×1.02=273.70t
每天/ t
草酸：72.70×103×2.3%×10-3= 1.67
黄血盐：72.70×103×0.75%×10-3= 0.545
硫酸锌：72.70×103×0.18%×10-3= 0.13
水：72.70×2.3= 167.21
发酵液：72.70×103×1.58= 114.87
总： 284.43
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
1.67
13.50
滤液
273.70
2212.41
黄血盐
0.545
4.41
菌丝
10.73
86.73
硫酸锌
0.13
1.05

水
167.21
1351.61

发酵液
114.87
928.53

总量
284.43
2299.14
总量
284.43
2299.14
酸 化 稀 释 过 滤
草 酸 1.67 t/d
黄血盐0.545 t/d
硫酸锌0.13 t/d
水167.21t/d
发酵液 114.87t/d
菌丝 10.73t/d
滤液273.70 t

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：
72.70×106×35000×99.24%×116%×（1-86%）/1370×106=299.33 m3
氨水：273.70×12%=32.84t
湿晶体：3.53t/d
母液：273.70+32.84-3.53=303.01t/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
273.70
2212.41
母液
303.01
2449.33
氨水
32.84
265.46
湿晶体
3.53
28.54
总量
306.54
22477.87
总量
306.54
2477.87
脱色提取
滤 液
273.70t/d
氨 水
32.84t/d
母 液
303.01t/d
湿晶体
3.53t/d

3.5 干燥工序物料衡算：
干晶体重：800×（1-1.5% ）=788 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
应除去的水分：788×（0.43-0.02）=323.08 t/a
湿晶体的量：788+323.08 =1111.08 t/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
湿晶体的量
1111.08
3.53
干晶体的量
788
2.51

除去的水分
323.08
1.02
总量
1111.08
3.53
总量
1111.08
3.53
湿晶体
3.53t/d
干 燥
干晶体
2.51t/d
水分
1.02t/d

第四章 设备选型
4.1三级发酵罐
发酵罐的选型
选用机械涡轮搅拌通风发酵罐。
生产能力、数量和容积的确定
发酵罐容积的确定：
选用200m3罐，全容积为230m3
生产能力的计算：
选用公称容积为200 m3的发酵罐，装料系数为0.7,那么该罐生产土霉素的能力为:
200×0.7=140 (m3)
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产72.70 m3的土霉素。发酵的操作时间需要194h(其中发酵时间184h),这样生产需要的发酵罐应为：
N=72.70/140×194/24=4.20 （罐） 取整后需5台
每日投（放）罐次为：
72.70/140=0.52 (罐)

设备容积的计算：
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产72.70 m3的土霉素，每天的发酵液的量： V0=72.70 (m3/d)
所需设备总容积： V=72.70×194/(24×0.7)= 839.51(m3)

查表公称容积为200 m3的发酵罐，总容积为230m3。
则5台发酵罐的总容积为：
230×5=1150 m3>839.51 m3,可满足需要
主要尺寸
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
容积和数量的确定
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产11.34 m3
的二级种子液。
所以选用公称容积为50 m3的二级种子罐，装料系数为0.7,那么该罐生产的能力为:
50×0.7=35(m3)
发酵的操作时间需要48(其中发酵时间44h),这样生产需要的二级种子罐应为：
N=11.34/35×48/24=0.648（罐）
取整后需1台
每日投（放）罐次为：
11.34/35=0.324 (罐)

设备容积的计算：
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产11.34m3的二级种子液，每天的种子液的量： V0=11.34(m3/d)
所需设备总容积： V=11.34×48/(24×0.7)= 32.40(m3)

查表公称容积为50 m3的发酵罐，总容积为55.2m3。
则1台二级种子罐的总容积为：
55.2m3>32.4m3,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
容积和数量的确定
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产2.242 m3
的一级种子液。
所以选用公称容积为5m3的二一级种子罐，装料系数为0.7,那么该罐生产的能力为:
5×0.7=3.5(m3)
发酵的操作时间需要38(其中发酵时间35h),这样生产需要的二级种子罐应为：
N=2.242/3.5×38/24=1.014（罐）
取整后需2台
每日投（放）罐次为：
2.242/3.5=0.640 (罐)

设备容积的计算：
由前面的物料衡算中，已知年产800吨土霉素的工厂,日产2.242m3的二级种子液，每天的种子液的量： V0=2.242(m3/d)
所需设备总容积： V=2.242×38/(24×0.7)= 5.07(m3)

查表公称容积为5m3的发酵罐，总容积为6.27m3。
则2台二级种子罐的总容积为：
6.27×2=12.54m3>5.07m3,可满足需要
4．4通氨罐:
每罐三级发酵需要0.09m3的液氨，且有5个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，0.09*5/0.7=0.64m3，故选取公称容积为1m3的罐一个。
4.5全料罐:
每罐三级发酵需要32m3的全料，且有5个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，32*5/0.7=228.57 m3故选用公称容积为50m3的储罐，故选取5个全料罐。
4.6稀料罐:
每个三级发酵罐需要17m3的稀料，且有5个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为0.7，17*5/0.7=121.43 m3，故选取公称容积为50 m3的储罐3个。
4.7储酸罐
每天产生发酵液共72.70m3/d，酸化工程中加入草酸1.67 t/d，二水合草酸密度为1.653kg/L，则可推算出体积为1.01m3，考虑装料系数为0.7，实际体积为1.43m3，则选择公称容积为2.5m3的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，因此一个罐可以满足6大罐的需要，即每天工作4小时
4.8酸化罐:
酸化罐中包含原料发酵液和加入的酸液，总体为72.70m3，考虑到装料系数为0.7，则实际需要的罐体积为103.85m3，因此，选用2个公称容积为50m3的酸化罐即可满足生产要求。
4.9稀释罐:
在稀释的过程中加入两倍体积的水，使得酸化液的体积变为218.1m3，考虑装料系数为0.7，则实际需要的罐体积为311.6m3，因此，选取公称容积为75m3的罐5个，可满足每天生产一批的要求。
4.10板框过滤机;
处理液密度=32.84t/218.1m3=0.150t/m3，处理时间取30min，板框压滤机处理能力：
，
M=436.2*0.150=65.43t
因此选用如下设备，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，液通过树脂罐的线速度控制在0.001-0.002m/s，取0.0015m/s，则物料在罐内停留的距离即0.0015*40*60=3.6m，考虑装料系数0.7，则3.6/0.7=5.14m，因此选取罐体高度超过5.14m的罐即可。因此，选取公称容积50m3的储液罐,其罐内部圆筒高度为6m。
液氨储罐
加入的液氨体积为35.04 m3，考虑装料系数为0.7，实际需要体积为50.06m3，则选用公称容积为50m3的储液罐即可满足要求，结晶时间为8小时，属间歇操作，则每天只一次，因此只需1个罐。
4.12结晶罐:
采用三级连续结晶，设三级罐的总体积为V
V/(V处理量/24)>8
V处理量291.97 m3，则V>97.32 m3
为了晶核的形成和形成晶体的饱满，三级罐应依次由小到大
则分别选择 公称容积为5m3 10m3 100m3的三个罐串联即可满足要求。
4.13干燥器:
每天生产湿晶体重量3.53t，干晶体重量2.51t，则须除去水分1.02t，每小时处理量为1.02/24=42.5kg，因此选用蒸发水分为50kg/h的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
2
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)
3
5
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
5
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)的接管设计:
冷却面积的计算：
按发酵生成热高峰、一年中最热的半个月的气温、冷却水可能到最高温的条件下，设计冷却面积。取qmax=4.18×6000 KJ/( m3 ．h)
采用竖式列管式换热器，取经验值K=4.18×500 KJ/( m3 ．h．℃)
△tm=（△t1-△t2）/(ln△t1/△t2)=(12-5)/(ln12/5)=8 (℃)
每天装0.52罐，每罐实际装液量为: 72.70/0.52=139.81 (m3)
换热面积: F=4.18×6000×139.81/(4.18×500×8)=209.71 (m3)
设备结构的工艺设计
1).空气分布器：单管通风
2).挡板：不设挡板
3).密封方式：机械密封
4).冷却管布置
a) 最高热负荷下的耗水量：
W=4.18×6000×139.81/(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的流速为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，根据本罐情况，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=209.71m2，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=776.7（m）
冷却管体积： V=0.785×0.0862×776.7=4.51(m3)
d) 每组管长L0和管组高度
每组管长: L0= L/n=776.7/8=97.08 (m)
另需连接管8m： L实际=L+8=784.7（m）
可排竖直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占体积为0.5 m3，则：
V总=V液+V管+V附件=（784.7/8）+4.49+0.5=103.1 (m3)
筒体部分液深： （V总-V封）/S截=（103.1-17）/(0.785×52)=4.387(m)
竖直蛇管总高: H管=4.387+0.5=4.887（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=97.08/11.95=8.124 (圈)
管间距为： 2.5d外=2.5×0.089=0.23 (m)
竖蛇管与罐壁的最小距离为0.2m，可算出与搅拌器的距离为0.23m>0.2m，在允许范围内。
作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现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=3.14×0.086×784.7=211.9 （m2）
F实>F，可满足要求。
设备材料的选择：
优先考虑满足工艺要求，