35000吨味精工厂发酵车间设计教学文稿.doc

35000吨味精工厂发酵车间设计

精品文档

武汉轻工大学

《发酵(制药)工厂设计》课程计
说明书

设计题目：年产35000吨味精工厂发酵车间工艺设计
姓 名
学 号 10021
院 (系) 生物与制药工程学院
专 业 生物工程
指导教师 陶兴无

2014 年 1月 10 日

35000吨味精工厂发酵车间工艺设计
xxx
(武汉轻工大学 生物与制药工程学院 武汉430023)
摘要:
味精，学名“谷氨酸钠（C5H8NO4Na）”。谷氨酸是氨基酸的一种，也是蛋白质的最后分解产物。我们每天吃的食盐用水冲淡400 倍，已感觉不出咸味，普通蔗糖用水冲淡200 倍，也感觉不出甜味了，但谷氨酸钠，用于水稀释3000倍，仍能感觉到鲜味，因而得名“味精”。 味精是采用微生物发酵的方法由粮食制成的现代调味品。 本设计为年产味精厂35000吨味精工艺设计；以玉米淀粉为原料水解生成葡萄糖、利用谷氨酸生产细菌进行碳代谢、生物合成谷氨酸、谷氨酸与碱作用生成谷氨酸钠即味精为主体工艺，进行物料衡算、热量衡算、水衡算和设备选型计算，并绘制了发酵车间连续消毒工序流程图以及设备布置图。

关键词: 味精，发酵车间，连消工序，工艺设计
Abstract:
The design is an annual output of 40000 tons of monosodium glutamate for material balance calculation ， heat balance calculation， water balance calculation and the selection calculation of fermentor， process design; To hydrolysis of corn starch as raw materials to generate glucose， glutamic acid producing bacteria to use carbon metabolism， biosynthesis of glutamic acid ， glutamic acid and alkali to form a sodium glutamate or MSG is the main process， for material balance calculation ， heat balance calculation， water balance calculation and the selection calculation of fermentor， and mapped the structure of fermentation tank， fermentation process with control point map， the factory floor plan ， saccharification process map and the process map of extraction and purification .

Key words: MSG， fermentation workshop， continuous disinfection processes， process design

1总论
1.1概述
1.1.1产品名称、性质
味精即谷氨酸钠，是L-谷氨酸的单钠盐，又称味素，学名α-氨基戊二酸钠，含有一分子的结晶水，分子式为NaC5H8O4N•H2O，分子量为187.13。
味精和谷氨酸都有旋光性，有D-型及L-型二种光学异构体。当D-型与L-型相等时，发生消旋，称为DL-型。在动植物体中存在的谷氨酸都是L-型，用蛋白质水解法及发酵法生产的谷氨酸钠也都是L-型，而用化学合成法生产的谷氨酸为DL-型[3]。
味精的主要物理性质：
（1）性状：味精是无色至白色的柱状晶体或白色的结晶性粉末；
（2）结晶系：斜方晶系，柱状八面体。轴角α=β=γ=90o，轴长a≠b≠c；
（3）密度：粒子相对密度1.635，视相对密度0.80～0.83；
（4）溶解度及其他：不溶于酒精、乙醚及丙酮等有机溶剂，易溶干水，比重为1.65；熔点为195℃；在120℃以上逐渐失去分子中的结晶水；pH为7.0。
味精的主要化学性质是：
（1）与酸作用，生成谷氨酸或谷氨酸盐酸盐；
（2）与碱作用，生成谷氨酸二钠盐，加酸后又生成单钠盐；
（3）长时间受热会引起分子内失去水生成焦谷氨酸钠；
（4）水溶液中解离。
1.1.2产品应用范围、市场
味精不但是人民生活中的主要调味品，而且是食品工业中的一种高利税产品，尤其是受原材料市场充裕，价格便宜的诱发，自80年代以来，它吸引着国内许许多 多生产者，整个行业呈现突飞猛进的势态。80年我国味精产量只有 3.1 万吨到 91 年已经发展到 200 多家企业，味精产量达到 27.16 万吨。年发展速度达到 121.81%。 在以味精、啤酒、白酒、糖、卷烟、五项农产品为原种的工业品中，味精发展速度 最快。最近几年随着社会主义经济由计划向市场经济的转变一方面，由于原材料供应纳入市场调节，原材料价格翻番上涨，导致味精生产成本价格急剧上升；另一方面，由于同行业竞争激烈，致使市场疲软，产品严重积压，从而给整个味精行业带来严峻考验，一些规模较小，效益较低的味精厂面临停产、转产的危机。
1.1.3产品的各种生产方法
(一) 酸解法
酸解法又称酸糖化法，它是以酸（无机酸或有机酸）为催化剂，在高温高压下将淀粉水解转化为葡萄糖的方法。
用酸解法生产葡萄糖，具有生产简易，由淀粉逐步水解为葡萄糖的整个化学过程仅仅在一个高压容皿中进行，对设备要求简单，水解时间短，设备生产能力大等特点。
由于水解作用是在高温高压及一定酸浓度条件下进行的，因此酸解法要求有耐腐、耐高温、高压的设备，况且淀粉在酸水解过程中所发生的化学变化是很复杂的，除了淀粉的水解反应外，尚有副反应的发现，这将造成葡萄糖的损失而使淀粉转化率降低，酸水解法对淀粉原料要求严格，淀粉颗粒不易过大，大小要均匀，颗粒大，易造成水解不彻底。淀粉乳浓度也不易过高，浓度高，转化率低。
（二）酸酶法
即事先将淀粉酸水解成糊精或低聚糖，然后再用糖化酶将其水解为葡萄糖的工艺。
用酸酶水解淀粉制糖，具有酸液化速度快，切糖化是由酶来进行的，对液化液要求不高，可采用较高淀粉乳浓度，提高生产效率。此法用酸量较少，产品颜色浅，糖液质量高。
（三）酶酸法
是将淀粉先用γ-淀粉酶液化到一定程度，然后用酸水解成葡萄糖的工艺，能采用粗原料淀粉，淀粉浓度较酸纯高，生产较易控制，时间短，而且酸水时PH稍高，可以减少淀粉水解副反应的发生，糖液色泽较浅。
总之酶酸法也存在不足之处。
（四）双酶法
双酶法是用淀粉酶将淀粉水解为葡萄糖，双酶法制葡萄糖可分为二步：第一步是利用γ-淀粉酶将淀粉液化转为糊精及低聚糖，使淀粉的可溶性增加，这个过程称为“液化”。第二步是利用糖化酶将糊精或低聚糖进一步水解，转变为葡萄糖的过程。在生产上称为“糖化”，淀粉的“液化”和“糖化”都是在微生物酶的作用下进行的，故也称为双酶水解法。
1.1.4产品质量标准
（1）外观和感观要求
味精为无色～白色柱状晶体或白色结晶性粉末，有光泽，无肉眼可见杂质，具有特殊鲜味，无异味[12]。
（2）理化要求
理化要求符合表1规定
表1 味精理化要求
项目
指标
含量(%)
≥99.0
透光率(%)
≥98
比旋光度[α]D20
+24.8°～+25.3°
氯化物(以Cl计)
≤0.1
PH
6.7～7.2
干燥失重(%)
≤0.5
砷(As)(mg/kg)
≤0.5
重金属(以Pb计)(mg/kg)
≤10
铁(Fe)(mg/kg)
≤5
锌(Zn)(mg/kg)
≤5
硫酸盐(以SO4计)(%)
≤0.03
（3）味精卫生国家标准
GB 2720－8
（4）产品规格
味精按种类可分为: 含盐味精和特鲜(力)味精。
味精按大小可分为:80目、50目、30目。
1.2设计任务
本次设计为35000吨味精发酵工厂发酵车间工艺设计。
1.2.1 工艺计算
本次设计工艺计算应完成工艺流程各过程的物料衡算，能量衡算，主要设备的工艺条件、工艺参数计算。
1.2.2 设备设计和计算
本次设计的主要设备设计，在满足工艺条件的前提下，进行主要设备的机械设计，包括强度设计、刚度计算、稳定性计算和结构设计。
典型辅助设备设计选型，包括典型设备主要结构尺寸计算和设备型号规格的选定。
1.2.3 工艺流程图设计
工艺流程图，按工艺流程图绘制要求完成有一定控制点的流程详图，包括设备、物料管线、主要管件、控制仪表等内容。主体设备结构详图，按化工设备结构图的要求绘制完成。
1.2.4 设备布置图设计
设备布置图设计应包括以下两个方面：
（1）确定车间的结构型式及主要尺寸，并对生产区、辅助区、行政生活区位置进行布局；
（2）确定车间所有设备在车间建筑平面和空间的相对位置。
2 生产方案和生产流程的确定
选择的主要依据有：原料来源、种类和性质；产品的质量和规格；生产规模；技术水平；建厂地区的自然环境；经济合理性。保证产品质量符合国家标准，外销产品还必须满足销售地区的质量要求；尽量采用成熟的、先进的技术和设备；尽量减少三废排放量，有完善的三废治理措施；确保安全生产，以保证人身和设备的安全；生产过程尽量采用机械化和自动化，实现稳产、高产。
确定由原料到成品的各个生产过程顺序，即说明生产过程中物料和能量发生的变化及流向，应用了哪些生物反应或化工过程及设备，绘制工艺流程图。
味精生产发酵车间连消工序工艺流程图见附件一
3 生产流程简述
味精生产全过程可划分为四个工艺阶段：（1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备；（2）种子扩大培养及谷氨酸发酵；（3）谷氨酸的提取；（4）谷氨酸制取味精及味精成品加工。
与这四个工艺阶段相对应味精生产厂家一般都设置了糖化车间、发酵车间、提取车间和精制车间作为主要生产车间。另外，为保障生产过程中对蒸汽的需求，同时还设置了动力车间，利用锅炉燃烧产生蒸汽，并通过供气管路输送到各个生产需求部位。为保障全厂生产用水，还要设置供水站。所供的水经消毒、过滤系统处理，通过供水管路输送到各个生产需求部位。
4 工艺计算
4.1设计依据与主要工艺技术参数
4.1.1生产规模及产品规格
生产规模：年产35000吨味精
生产规格：纯度为99%的味精
4.1.2生产工作制度
全年生产300天，3班作业，连续生产。
4.1.3主要工艺技术参数
味精生产中主要工艺技术参数见表 2
表2 味精生产工艺主要技术参数表
序号
生产工序
参数名称
指标
1
制糖(双酶法)
淀粉糖化转化率%
98
2
发酵
产酸率g/dl
11
3
发酵
糖酸转化率%
65
4
谷氨酸提取
提取收率%
94
5
精制
收率%
95
6
发酵
操作周期h
42-48
7
发酵
倒灌(发酵失败)率%
0.5

4.1.4基础数据
⑴ 生产能力的计算
本设计的要求是年产量为3.5万吨99%味精生产，折算为100%的MSG的量为：3.5×99%=3.465(万吨)
全年生产日为300天，则的日产量为：35000/300 =116.7(吨/天)
日产100% MSG的量：3.465/300＝115.5(吨/天)
⑵ 总物料衡算
本设计以淀粉为主要原料进行生产，以1000kg纯淀粉为例进行计算。
① 1000kg纯淀粉理论上产100% MSG的量
1000×1.11×81.7%×1.272＝1153.5(kg)
其中：1.11—淀粉水解理论转化率
81.7%—糖酸理论转化率
1.272—精制理论收率
② 1000kg纯淀粉实际生产100% MSG的量
1000×111%×98%×65%×94%×95%×(1－5%)×1.272=799.14 (kg)
其中：98%—淀粉糖化转化率
65%—发酵糖酸转化率
94%—谷氨酸提取率
95%—精制收率
0.5—倒灌率 %
③ 1000kg工业淀粉(86%玉米淀粉)生产100% MSG的量
799.14×86%＝687.26(kg)
④ 淀粉单耗
ⅰ 生产1000kg100% MSG理论上消耗纯淀粉量：
×1000＝0.8669 (t)
ⅱ 生产1000kg100% MSG理论上消耗工业淀粉量：
×1000＝1.0080(t)
ⅲ 生产1000kg100% MSG消耗纯淀粉量：
×1000＝1.2513(t)
ⅳ 生产1000kg100% MSG消耗工业淀粉的量：
×1000＝1.4550(t)
⑤总收率：
总收率=×100％＝×100%＝69.28%
⑥淀粉利用率：
×100%=69.3%
⑦生产过程总损失：
100%－69.3%=30.7%
物料在生产过程中损失的原因[5]：
ⅰ 糖化转化率未达到理论值。
ⅱ 发酵过程中部分糖消耗于生长菌体及呼吸代谢，残糖高，灭菌损失，产生其他物质。
⑧ 原料及中间品计算
ⅰ 工业淀粉日用量：
116.7×1.4550=169.75(t/d)
ⅱ 糖化液量
纯糖：169.75×99%×1.11×86%=160.4(t/d);
折算为24%的糖液：160.4÷0.24=668.4(t/d)
ⅲ 发酵液量：
纯Glu量：160.4×65%=98.02(t/d)
折算为11g/dL的发酵液：=947.9(m3/d)
947.9×1.05=995.3(t/d)
其中：1.05—为发酵液的相对密度
ⅳ 日提取Glu量：
纯Glu量： 104.27×94%=98.02(t/d)
折算为90%的Glu量：98.02/90%=108.91(t/d)
ⅴ 日排出废母液量(采等电-离回收法，以排出之废母液含为Glu0.3%计算)
(104.27-98.02)/0.3%=2083.3(t/d)
（3）总物料衡算结果汇总表
总物料衡算结果见表3。
表3总物料衡算结果汇总表
项目
每吨100%MSG消耗的原料及中间品
日用量
工业原料 (t)
1.455
169.75
糖液(24％) (t)
6.01
668.4
谷氨酸(90％)(t)
0.98
108.91
MSG(100％)(t)
1.0
115.5
排出0.3％谷氨酸废母液
18.77
2083.3

4.2 连续灭菌和发酵工序的物料衡算
根据质量守恒定律，凡引入某一系统或设备的物料重量，必等于所得到的产物重量和物料损失量之和。
（1）发酵培养基数量：
① 1000kg工业淀粉，得到24%的糖液的质量为
1000×668.4÷169.75=3937.6kg
发酵初始糖浓度16.4g/dl，其体积为：
3937.6×24%÷16.4%=5762.3(L)
16.4 g/dl的糖液相对密度为1.06，糖液质量为：
5762.3×1.06=6108(kg)
② 配料
按放罐液体积计算：
5762.3×=6057.8(L)
玉米浆：
6057.8×0.2%(w/v)=12.1(kg)
甘蔗糖蜜： 6057.8×0.3%(w/v)=18.17(kg)
无机盐(P、Mg、K等) 6057.8×0.2%(w/v)=12.1(kg)
配料用水：配料时培养基中含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量为：
3937.6×24%÷19%－3937.6=1036.2(kg)
③ 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量：
6108－3937.6－1036.2－12.1×2－18.17=1091.8(kg)
④ 发酵零小时数量验算：
3937.6＋12.1＋18.17+12.1＋1036.2+1091.8=6108(kg)
其体积为6108÷1.06=5762(L)，与以上计算一致。
（2）接种量：
6057.8×1%(w/v)=60.58(L).
60.58×1.06=64.21(kg)
（3）发酵过程加液氨数量为发酵液体积的2.8%.则液氨的量为：
6057.8×2.8%(w/v)=169.6(kg)
液氨溶重为0.62kg/L，则液氨的体积为：169.2/0.62=273.6（L）
（4）加消泡剂的量为发酵液的0.05%，消泡剂的量为：
6057.8×0.05%(w/v)=3.03(kg)
消泡剂的相对密度为0.8，其体积为：3.03÷0.8=3.79(L)
（5）发酵过程从排风带走的水分：
进风25°C，相对湿度 =70%，水蒸汽分压18㎜Hg(1mmHg=133.322Pa)排风32°C，相对湿度 =100%，水蒸汽分压27㎜Hg，进罐空气的压力为1.5大气压(表压)(1大气压=101325 Pa)，排风0.5大气压(表压)，出空气的湿含量差：
X出－X进=0.622×－0.622×=0.01(kg水/kg绝干空气)
通风比 1:0.2， 带走水量：
6057.8×0.2×60×36×1.157×0.001×0.01=30.28(kg)
式中 ：1.157为32°C时干空气密度(kg/m3)
过程分析：放残留及其他损失：52kg。
（6）发酵终止时的数量：
6108＋64.21＋169.6＋3.03－30.28－52=6262.56(kg)
（7）衡算结果汇总：
年产3.5万吨商品味精日投工业淀粉169.75吨，连续灭菌和发酵工序的物料衡算总列见表4：
表4 连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总
进入系统
项目
1t工业淀粉对应的物料/kg
t/d
24%糖液
3937.6
668.41
玉米浆
12.1
2.05
甘蔗糖蜜
18.17
3.08
无机盐
12.1
2.05
配料水
1036.2
175.89
灭菌过程进蒸汽及水
1091.8
185.33
接种量
64.21
10.90
液氨
169.6
28.79
消泡剂
3.03
0.51
累计
6344.81
1077.03
离开系统
项目
1t工业淀粉对应的物料/kg
t/d
发酵液
6262.56
1063.07
空气带走水量
30.28
5.14
其它损失
52
8.83
累计
6344.84
1077.04

4.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算
热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的热平衡方程表示如下：
Q1＋Q2＋Q3=Q4＋Q5＋Q6
式中：Q1—物料带入的热量 (J)
Q2—蒸汽热量(J)
Q3—各种热效应，如发酵热，稀释热，溶解热等(J)
Q4—物料带走热量(J)
Q5—消耗设备上热量(J)
Q6—设备向外界散失热量(J)
4.3.1 培养液连续灭菌用蒸汽量
国内大多采用的发酵罐体积为300m3。
300 m3发酵罐装料系数0.7，每罐产100%MSG量：
300×0.70×11%×94%×95%×1.272=26.24(t/d)
年产商品味精3.5万吨，日产100%MSG115.5吨.发酵操作时间42h(其中发酵时间32 h)需发酵罐台数：
=7.7(台)取8台.
每罐初始体积：210 m3糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量：
=181.3(t)
每日投(放)料罐次=4.4 取5罐次。
日运转7.7=5.87(罐)取6罐次。
灭菌加热过程中用0.4mPa(表压)I=2743 KJ/kg，使用板式换热器将物料由20°C预热至75°C，再加热至120°C，冷却水由20°C升到45°C。
每罐灭菌时间3h，输料流量：
=60.4(t/h)
消毒灭菌用蒸汽量(D)：
D==4844(kg/h)≈4.8(t/h)
式中：3.97为糖液的比热容， [KJ/(kg·°C)]
每天用蒸汽量：
4.8×3×5=72(t/d)
高峰用蒸汽量：4.8(t/h)
平均用蒸汽量：
72÷24=3(t/h)
4.3.2 培养液冷却用水量
由120°C热料通过与生料热交换，降至80°C，再用水冷却至35°C，冷却水由20°C升至45°C，计算冷却水量(W)：
W==103257(kg/h)=103(t/h)
全天用水量：
103×3×5=1545(t/d)
4.3.3 发酵罐空罐灭菌蒸汽量
（1）发酵罐体加热：
300m3，1Cr18Ni9的发酵罐体重51.5t，冷却排管重9t，1Cr18Ni9的比热容0.5 kJ/（kg·℃），使用0.2 MPa蒸汽（表压）灭菌，发酵罐罐压保持在0.15MPa（表压）下，由20℃升至127℃，维持1h。其蒸汽用量为：
=14800(kg)
式中 2748.5——0.4 MPa（表压）蒸汽热焓，kJ/kg
535.4——0.15MPa，127℃时蒸汽凝结水热焓，kJ/kg
（2）填充发酵罐空间的蒸汽量：
因300 m3发酵罐的全容积大于300m3，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占的空间罐的自由空间仍按300 m3计算，填充空间需蒸汽量：
D空=Vρ=300×1.622=1102.3(kg)
式中 ： V—发酵罐全容积(m3)
ρ—加热蒸汽的密度(kg/ m3)0.2 mPa(表压)时为1.622
（3）灭菌过程的热功当量损失：
辐射与对流联合给热系数α，罐外壁温度70°C。
α=33.9＋0.19×(70－20)=43.4[kg/(m3·h·°C)]
300m3发酵罐的表面积为310㎡，耗用蒸汽量：
D损==308(kg)
（4）罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗：
=63(kg)
式中： 0.001—附壁水平均厚度(1mm)
1000—水密度 (kg/m3)
（5）灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽消耗量;
=2461(kg/h)
每空罐灭菌1.5 h，用蒸汽量：
2461×1.5=3961(kg/罐)
每日用蒸汽量：
3961×5=19805(kg/d)=19.8（t/d）
平均用蒸汽量：
=825(kg/h)
高峰用量：
24616=14.8（t/d）
（6）发酵过程产生的热量及冷却用水量：
发酵过程的热量计算有下列几种方法：
① 通过计算生化反应来计算发酵热Q总
Q总=生物合成热+搅拌热-汽化热
生物合成热可通过下列方程计算：
C6H12O6+6O2→6CO2+6H2O+2813KJ
C6H12O6+NH3+1.5O2→C5H9O4N+CO2+1.5H2O+890KJ
搅拌器=860×4.18×P(P—搅拌功率，KW)
汽化热=空气流量(m3/h)×(I出－I进)ρ
式中：I出，I进—进出之空气热焓(KJ/Kg干空气)
ρ—空气密度
② 通过燃烧热进行计算：
Q总=
有关物料的燃烧热：
葡萄糖：15633KJ/Kg 谷氨酸：15424KJ/Kg
玉米浆：12289KJ/Kg 菌 体：20900KJ/Kg
以发酵6—20小时耗糖速率最快，为放热高峰。
③ 通过冷却水带走的热量进行计算：
在最热季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进出口温度，然后即可算出最大发热量Q最大， [KJ/(m3·h)]
Q最大=
④ 通过发酵液温度升高进行计算：
关闭冷却水观察罐内发酵液温度升高，用下式计算Q最大
Q最大=[KJ/(m3·h)]
式中： G—发酵液重量(kg)
C—发酵液比热容[KJ/(kg·°C)
t—1h内发酵液温度升高数(°C)
G1—设备筒体的重量(kg)
C1—设备筒体的比热容[KJ/(m3·h)]
V—发酵液体积(m3)
以上四种方法，以(3)(4)比较简单使用。根据部分味精厂的实测和经验数，谷氨酸的发酵热高峰值约3.0×104 KJ/(m3·h)
300 m3发酵罐，装料量210 m3使用新鲜水，冷却水进口温度10°C，出口温度20°C，冷却水用量(W)：
W==150718(kg/h)=151(t/h)
日运转6台，高峰用水量：
151×6=906(t/h)
日用水量：
906×0.8×24=17395(t/d)
平均用水量：
=724.8(t/h)
式中： 0.8—各罐发热状况均衡系数
5 主要设备的选型计算
发酵工厂所涉及的设备分为专业设备、通用设备和非标准设备。专业设备系指发酵罐、糖化锅等专业性强、仅为发酵工厂使用的设备；通用设备指泵、风机等各行业都可以使用的设备；非标准设备是指生产车间中除专业设备和通用设备之外的用于与生产配套的贮藏、池子等设施。
确定设备的容量、数量、主要的外形尺寸。
5.1 发酵罐
发酵罐设备的材质选择，优先考虑的是满足工艺的要求，其次是经济性。谷氨酸发酵可以选用碳钢制作发酵设备，精制时用除铁树脂出去铁离子，也可以使用不锈钢制作发酵设备。为了降低设备费用，选用A3钢制作该发酵罐。
（1）罐的公称容积
罐的公称容积公式：

发酵罐的公称容积式300m3
300=×2D3+0.13D3=(×2+0.13)D3=1.72D3，D=5.58m
（2）罐的全容积
罐的全容积公式：

即m3
V= =0.13=22.6 m3
式中：——直边高度(m)，参考取值为50
求得=1.3m
（3）罐壁厚
受内压的壁厚可用下式计算：

式中：P—耐受压强罐压mPa，表压0.4mPa
D内—管径，748cm
[]—材料为A3钢板时许用应力，127MPa
—焊缝系数，0.8
C—壁厚附加量，取0.3cm
则=1.4cm=14mm取20mm
（4）罐的数量计算
所需设备台数=
式中：操作周期=运转时间h+辅助时间h
发酵罐720m3，装料系数0.8，每罐产100%谷氨酸量：
300×0.7×11%×94%×95%×1.272=26.24t
年产商品味精3.5万吨，日产100%MSG115.5吨.发酵操作时间42h(其中发酵时间32 h)需发酵罐台数：
=7.7(台)取8台.
5.2 喷射加热器
（1）生产能力的确定
由前面的物料衡算可知，每天需要发酵液1063.07m3；
（2）喷射泵数量的确定
由前计算知，每天需发酵液1063.07m3；每天需要装满液量为225 m3发酵罐5个；在决定连续灭菌设备时，尽量选择生产能力大些的，这样可以节省辅助操作的时间，以缩短生产周期。选用一套型号为HYZ-10的喷射泵设备， 1h输液量120 m3，每台喷射泵每小时实际输液量为110 m3；
则灭菌时间t==2.05h
每天实际连消工作时间为：2.05×5=10.23h
5.3 维持罐
参照各厂连消系统维持时间选择10min；已知每小时糖液流量110 m3，则可计算出维持罐有效容积为
V有效=110×10/60=18.3（m3）
取维持罐的φ=80%；
则维持罐全容积为：V全容=18.3/80%=22.9（m3）
考虑到维持罐的返混问题，现拟取其=3；因该设备有一定温度和压力，视为受压容器，采用椭圆封头。
查手册：椭圆形封头容积 V= ×D2（hb+），其中D为罐内径，hb为椭圆形封头直边高度（通常不到内径的1/10），封头直边忽略不计，以方便计算。
V维=2V封+V筒= 2×（× D3）+0.785 D2 × 3D= =22.9（m3）
解方程，得内径D=（22.9×）-3 =2.06 （m），取2.0（m）
H=3×2.0=6.0（m）
查表可得，公称直径为2000mm的封头，其曲边高度h1=0.5m，直边高度h2=0.05m，封头体积V=1.2 (m3)
验算维持罐容积V维持=3.14××6 +2×1.2 =18.84+2.4=21.24 (m3)，认为可以满足设计要求。数量与喷射加热器配套，1个。
5.4连消泵
连消泵输送的是密度为1.05t/m3的水解液，其粘度范围在（1.3-0.5）×10-3Pa·s，温度在115℃以下。
介质中无固体颗粒，澄清透明。
介质中基本无气体。
操作条件：温度为60-70℃；
压力：进口侧靠调浆罐液位压送，出口侧设备压力为0.4-0.5MPa；
流量：最大流量qm，max=120m3/h，最小流量qm，min=100 m3/h，正常流量qm=110 m3/h
连消泵一般设在车间或泵房中，进口侧泵在液面之下。
据以上数据，查阅相关资料，可选择连消泵的型号为IS200-150-400。该产品转速1400r/min，流量400m3/h，扬程50m。为保证连续生产，考虑设备用泵1台，因此，泵的数量为2台，流量可以用阀门调节。
表5 发酵车间连消工序主要设备一览表
序号
设备名称
数量
规格与型号
材 料
备注
1
发酵罐
8
公称体积300m3
A3钢
专业设备
2
喷射加热器
1
HYZ-10
A3钢
专业设备
3
维持罐
1
公称直径为2000mm
A3钢
专业设备
4
连消泵
2
IS200-150-400
A3钢
通用设备
6 物料管道设计
设糖液固形物含量x=15%，则比热容cp为：
cp=[0.37×15%＋﹙1－15%﹚]×4.18=0.91×4.18[kJ/㎏·℃]
糖液密度为ρ=1.06t/m ³，糖液质量流量为
G=110×1.06=117.66t/h=116600㎏/h。
连消终温取t2=115℃，预热温度取72℃，加热蒸汽P=0.42MPa，相应饱和蒸汽温度145℃，干饱和蒸汽热焓λ=654.3×4.18kJ/㎏，比容v´´=0.45m3/㎏，115℃饱和蒸汽热焓量I=115×4.18kJ/㎏，则蒸汽耗量D为：
D=Gcp(t2-t1)/(λ-I)
=[116600×0.91×4.18×﹙115－72﹚]÷[4.18×﹙654.3－115﹚]
=8460.1㎏/h
V蒸汽=Dv´´=8460.1×0.45=3807（m3/h）
设因热损失蒸汽增加耗量10%，则蒸汽的质量流量为：
D′=D×1.1=8460.1×1.1=9306.1㎏/h
体积流量为
V´蒸汽=V蒸汽×1.1=3807×1.1=4187.7m3/h
（1）进汽管直径计算：查表知此压力下的汽速范围20-50m/s之间，现取v=45m/s，则进气管截面积为F：
F=V´蒸汽/v=4187.7÷45÷3600=0.026m2
进气管直径
d=(F/0.785)½=(0.026÷0.785﹚½=0.182m
查材料手册，取无缝钢管Φ219×6，则Φ内=200mm，可满足生产要求。
（2）进料管直径计算：进料体积流量V=110 m3/h；物料流速范围0.3-0.6m/s，取v=0.45m/s，则进料管截面积F=V/v=110÷3600÷0.45=0.068（m2）
进料管直径d进=﹙F÷0.785）½=（0.068÷0.785﹚½=0.294m
查材料手册，取无缝钢管φ325X8，φ内=300mm，满足生产要求。
（3）出料管直径计算：出料管应将进料量加上蒸汽冷凝量D′，则出料量为：
G出=G+D′=116600+9306.1=125960㎏/h=125.96t/h
换算成体积流量：
V出=G出/ρ=125.96÷1.06=118.8m3/s，取流速为0.45m/s
出料管截面积为：
F=V出/v=118.8÷0.45÷3600=0.073m2
则出料管直径为
d出=﹙F/0.785﹚½=﹙0.073÷0.785﹚½=0.304m
查金属材料手册，选无缝管φ377×9， φ内=350mm，满足生产要求。

7 车间设备布置
发酵车间设备布置图见附件二
8 总结
这次课程设计使我深深地认识到：工科学生做设计工作所要求的严谨性，对于工程二字的沉重性，我开始意识到工程二字要求我们对专业知识有很深地了解，在熟练掌握专业知识的基础上灵活运用。本次设计为年产5万吨的味精厂生产工艺设计，是一个真实性课题，在重新熟悉课本和认真查阅资料的基础上，并结合设计任务书的要求，我对本设计味精厂的工艺流程提出了多种方案，在反复的比较下，最终确定了一个最优方案。
在设计中，对一些计算机软件也是一次很好的学习机会，主要是CAD和Word的使用，在以前的基础上，能够更加熟练地运用。
因此，此课程设计对本人是一个很好的锻炼，达到了味精发酵工程的一个比较深入地了解，是比较成功的课程设计。
但由于本人水平有限，本次设计中难免有各种错误与不足，还望老师批评指正与谅解。我将在以后的学习与工作中不断改正，不断吸取经验教训，不断完善自我，以感谢老师们四年的关心与教导。
参考文献
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附件
一、带控制点工艺流程图(X张)
二、xx车间设备布置图(X张)
学生签名:

年 月 日