年产7万吨味精厂发酵车间工艺初步设计说明书


    年产7万吨味精厂发酵车间工艺初步设计说明书 摘要 本设计的题目是年产7万吨味精厂发酵车间工艺初步设计,在已知味精及其生产的基础上,通过对不同工艺的优缺点的比较,确定能满足生产任务的先进且合理的工艺流程。根据采用的工艺对原料的利用情况确定满足生产任务所需的原料的数量,进行热量衡算和用水衡算,然后通过计算确定所采用的设备类型、结构尺寸。最后进行发酵车间的设备布置,并制作工艺流程图和设备布置图。 该工艺具有结构紧凑简洁,运行控制灵活等特点。具有良好的经济效益、环境效益和社会效益。 关键字:物料衡算 发酵车间设计 设备选型 ABSTRACT The topic of this design is the annual output of 70000 tons of gourmet powder factory workshop fermentation process preliminary design, on the basis of the known monosodium glutamate and its production, by comparing the advantages and disadvantages of different process, can satisfy the production tasks of advanced and reasonable process flow. According to the process of raw material utilization to determine meet the number of the raw material for the production task, heat balance and water balance, and then through the calculate and determine the type, the structure size of equipment. Finally fermentation workshop equipment layout and process flow chart and layout of equipment. The process has the advantages of compact structure, flexible operation control, etc. Has a good economic benefit, environmental benefit and social benefit. Key words:Stores balance Fermentation Equipment selection 目 录 摘要 I ABSTRACT II 前言 1 第一章 全厂工艺论证 2 1.1产品现状 2 1.2味精特点 2 1.3设计依据和范围 2 1.4设计原则 3 1.5厂址选择 3 1.6总平面设计 3 1.7工艺技术参数 3 1.8味精生产的工艺流程 4 1.8.1糖化工序 4 1.8.2发酵工序 5 1.8.3提取工序 6 1.8.4精制工序 6 第二章 全厂物料衡算 8 2.1生产能力 8 2.2总物料衡算 8 2.3制糖工序的物料衡算 10 2.4连续灭菌与发酵工序的物料衡算 11 2.5谷氨酸提取工序的物料衡算 12 2.6精制工序的物料衡算 13 2.7生产过程物料衡算图 14 第三章 发酵车间热量衡算 16 3.1培养液连续灭菌用蒸汽量 16 3.2冷却液冷却用水量 16 3.3发酵罐空罐灭菌用蒸汽量 17 3.4发酵过程中产生的热量及冷却用水 17 第四章 发酵车间水平衡 19 4.1配料用水 19 4.2冷却水用量 19 4.3发酵工序用水量 19 第五章 无菌空气消耗量 20 5.1发酵工艺指标及基础数据 20 5.2发酵过程无菌空气用量计算 20 第六章 设备计算与选型 22 6.1发酵罐的选择 22 6.2发酵罐的主要尺寸 22 6.3冷却面积的确定 22 6.4搅拌器设计 23 6.5搅拌器的功率的确定 23 6.6发酵罐结构的工艺设计 23 6.7发酵罐壁厚的计算 26 6.8接管设计 26 6.9支座设计 28 6.10种子罐 28 6.11种子罐的设备工艺 29 6.12喷射泵 31 6.13维持罐 31 6.14螺旋换热器 31 6.15连消泵 32 6.16空压机 32 6.17贮气罐 33 6.18配料罐 33 6.19尿素罐 33 6.22尿素计量罐 34 6.23泡敌贮罐 34 6.24泡敌计量罐 34 6.25主要设备参数 35 第七章 车间布置图 36 7.1通道宽度与净空高度 36 7.2设备安装与检修 36 7.3设备之间或设备与墙之间的净间距 37 主要参考文献 38 致谢 39 前 言 谷氨酸发酵是通气发酵,也是我国目前通气发酵产业中,生产厂家最多、产品产量最大的产业。该生产工艺和设备具有很强的典型性,本文对味精发酵生产工艺及主要设备作简要介绍,以期有助于了解通气发酵工艺和主要设备的有关知识。 设计内容为,了解味精生产中的发酵、提取部分的生产方法和生产流程,根据实际情况来选择发酵工段合适的生产流程,并对流程中的原料进行物料衡算、热量衡算及设备的选择。最后,画出发酵工段的工艺流程图和平面布置图。 整个设计内容大体分成三部分,第一部分主要是味精生产的工艺和设备选择;第二部分包括发酵罐、种子罐及空气分过滤器的设计与选型;第三部分是工艺流程和平面布置图。 由于我的水平有限,加之对先进设计的了解甚少,设计中有好多不足的地方敬请各位老师和同学批评指正。 第一章 全厂工艺论证 1.1产品现状 味精的学名叫谷氨酸钠,是世界上应用范围最广、产销量最大的一种氨基酸。味精主要在中国、日本、泰国、法国、巴西等地生产,其中,亚洲的味精产量占世界总产量的90%。从1994年起,我国味精年产量跃居世界第一,每年的增长率为10%~20%。由于欧美等地味精消费量不大,绝大多数将采购重心放在中国。中国也是世界上最大的谷氨酸钠出口国。味精是人们的日常用品,由于味精生产没有季节限制,所以工厂可以实现全年生产。 1.2味精特点 味精的化学名称谷氨酸钠,是氨基酸的一种,也是蛋白质的最后分解产物。在强碱溶液中,能生成谷氨酸二钠,鲜味就没有了。如果将水溶液加热到120℃,能使部分谷氨酸钠失水而生成焦谷氨酸钠,就更没有鲜味了味精是烹调中常用的鲜味调味品,有固体味精和液体味精两种。液体味精是未经炼成颗粒的味精原液,饮食业中以用固体味精为常见。味精可以增进人们的食欲,提高 人体对其他各种食物的吸收能力,对人体有一定的滋补作用。因为味精里含有大量的谷氨酸,是人体所需要的一种氨基酸,96%能被人体吸收,形成人体组织中的蛋白质。它还能与血氨结合,形成对机体无害的谷氨酰胺,解除组织代谢过程中所产生的氨的毒性作用。又能参与脑蛋白质代谢和糖代谢,促进氧化过程,对中枢神经系统的正常活动起良好的作用。 1.3设计依据和范围 进行味精工厂的工艺设计时,必须以批准的设计计划任务书和(或)可行性研究报告中规定的生产纲领为依据。根据原材料的特性和产品的质量要求,以及厂址的现场条件,并结合国内设备制造供应条件和引进国外技术和装备的可能性,尽量采用先进的工艺技术和设备。设计的主要依据: (1)可行型研究报告,设计任务书。 (2)由项目工程师或负责人下达的设计工作提纲和总工程师的技术决定。 (3)把新原料、新设备、新技术的研究报告和技术鉴定书,并经领导核准。 考虑到内容和深度要求,设计以初步设计中的工艺设计为主,兼顾部分设备设计。 1.4设计原则 (1)符合经济建设的总原则:做精心设计、投资省、技术新、质量好、收效快、回收期短。 (2)设计的技术经济指标以达到或超过国内同类型工厂生产实际平均先进水平 (3)设计应考虑到味精发酵工艺的独特要求,既要注意到周围环境的情节卫生,又要注意到工厂内车间之间对卫生、无菌、防火等条件的相互影响。 (4)味精工厂还应贯彻国家食品卫生法有关规定,充分体现卫生、优美、流畅。 1.5厂址选择 厂址选择是指在相当广阔的区域内选择建厂的地区,并在地区、地点范围内从几个可供考虑的厂址方案中选择最优厂址方案的分析评价过程。厂址条件选择是项目建设条件分析的核心内容。需对所选厂区的地理、地势、水文、气象等进行分析评价。技术经济要求:如原料供应与产品销售情况、能源供应情况、给排水情况、交通、建筑材料、环保、场地与节约用地等。 1.6总平面设计 工厂总平面设计一般包括平面布置设计、竖向设计、运输设计、管线综合布置、绿化布置五项内容。总平面设计原则和要求包括以下几点: (1)总平面设计必须符合生产流程的要求 (2)总平面设计应当将占地面积较大的生产主厂房布置在常去的中心地带,(3)一边其他部门为其提供配合服务。 (4)总平面设计应充分考虑地区风向的影响 (5)总平面设计应将人流、货流通道分开,避免交叉 (6)总平面设计应遵从诚实规划的要求 (7)厂区布置要能较好地适应工厂的远近期规划,留有一定的发展余地 (8)洁净厂房区域应布置成独立小区,区内应尽量少露土地面 总平面设计必须符合国家及行业的有关规范和规定。 1.7工艺技术参数 表1-1 生产过程 参数名称 指标 制糖 发酵 发酵 发酵 谷氨酸提取 精制 淀粉糖化转化率% 产酸率g/dl 糖酸转化率% 操作周期h 提取收率% Glu-MSG收率% 99 10.5 56 48 95 93 1.8味精生产的工艺流程 生产规模为年产7万吨100%味精,全年生产天数为320天,以玉米淀粉为原料采用双酶法糖化、一次等电点提取。工艺流程主要有糖化工序、发酵工序、提取工序、精制工序。 1.8.1糖化工序 糖化工序采用较先进的双酶法糖化工艺流程,优于传统的酸法或酶酸法糖化工艺,采用α-淀粉酶喷射液化及高转化率液体糖化酶糖化生产工艺,有着转化率高、糖业质量好、提取率及收率高的优点。应用表明,味精行业应用双酶法糖化工艺流程,对淀粉水解的副产物少,DE值可达98%以上。 糖化工序的操作主要调浆、液化、糖化和过滤四个步骤。 1.8.1.1调浆 将淀粉乳调成15~20oBe,用碳酸钠水溶液调节pH6.4~6.5。氯化钙用量为干淀粉的0.15%~0.3%,再加入适量液化酶即α-淀粉酶,准备液化。由于液化中使用的液化酶α-淀粉酶,在pH6.0~7.0时较稳定,pH过高或过低都会使酶失活,所以工业上一般将pH调至6.4~6.5之间。 1.8.1.2液化 采用一次蒸汽喷射液化,蒸汽工作压力0.4MPa,喷射温度120~127℃。一次喷射将淀粉乳用高温蒸汽瞬间加热、蒸煮,再将喷射糊化后的淀粉乳导入维持罐,使淀粉糊化更彻底。通过层流罐进行液化,由于喷射液化时高温导致一部分酶失活,所以在淀粉进罐时要补加一部分,然后液化液经过130~140℃灭酶5~10min,再经过板式换热器降温后,导入糖化罐。 1.8.1.3糖化 用硫酸调其pH到4.2~4.5,加入适量糖化酶,糖化开始搅拌15min,然后静置保温,保持反应温度45℃,糖化时间一般在24小时以上。糖液的还原糖含量可达39%左右,DE值可达到96%以上。由于糖化液中含有酶会影响后面的发酵,所以要升温至80℃,调pH至4.5~4.8进行灭酶。 1.8.1.4过滤 过滤前,先清洗贮糖罐。糖化完成后将糖化液用板框式过滤机进行过滤,过滤后的澄清糖液打入贮糖罐,保持糖液温度不低于60℃。 1.8.2发酵工序 种子扩大培养为保证谷氨酸过程中所需的大量种子,发酵车间内设有种子站,完成生产菌种扩大培养任务。从试管斜面出发,经活化培养,摇瓶培养,扩大至种子罐培养,最终向发酵罐提供足够数量的健壮的种子。 谷氨酸发酵前首先须配制发酵培养基,并对其作高温短时灭菌处理,用于灭菌前的工艺除采用连消塔—维持罐—喷淋冷却系统外,还采用喷射加热器—维持管—真空冷却系统。但由于糖液粘度大,流动性差,容易将维持管堵塞,同时真空冷却系统的加工成本较高,因而应用少。 发酵设备,国内味精厂大多采用机械搅拌通风式发酵罐。对于发酵过程采用人工控制,检测仪表不能及时反映罐内参数变化,因而发酵进程表现波动性,产酸率不稳定。 由于谷氨酸发酵过程为通风发酵,需供给无菌空气,所以发酵车间还有一套空气除菌及供给系统。首先由高空采气塔采集洁净空气,经空压机压缩后导入冷凝器、油水分离器两级处理,再送入贮气罐,进而经焦炭、瓷环填充的主过滤器和除菌后,送至发酵罐使用。 1.8.2.1种子的纯培养与扩培 本设计采用二级种子培养,菌种为北京棒杆菌,流程为斜面菌种→一级种子培养→二级种子培养→发酵罐。谷氨酸生产菌的培养周期为32h左右,前期约为3~5h,此时成为形成期,第4~10h是对数生长期,菌体生长旺盛。二级种子罐温度一般为33~34℃,pH值为7.0~7.2是最适种子生长条件。 1.8.2.2发酵过程 先洗净罐内泡沫、杂物,全面检查各管道、阀门、压力表有无漏气、堵塞、失灵等现象,有异常时及时修复。 再将灭菌降温的培养基导入发酵罐,然后进行接种,容器为500m³的发酵罐接种275m³左右。菌体生长12h后由于生物素贫乏开始代谢谷氨酸,20h后菌体衰老自溶,所以一般发酵时间为10~20h左右。在发酵过程中不断进行通风搅拌,通风可以给菌体提供氧。 在罐内温度过高时,可通过罐内的蛇形排管进行连续降温。发酵过程中,如果一次加入的糖过多,则渗透压大,菌体不易放出谷氨酸,所以采用高糖流加法补充碳源。一般高糖流加约30t左右,同时要分批流加液氨,用以保证氮源和适当的pH值。发酵结束后即可放罐,将发酵液输送到提取工段进行提取。 提供无菌空气的主要设备是过滤罐。工厂通过高空采风将采得的空气通入空气压缩机,再进入空气换热器,压缩空气经过冷却器冷却后,使温度可达饱和点,采用汽液过滤式的分离器进行分离油和水,达到空气进化的目的,在进入过滤罐,进行灭菌处理后,供给所需操作使用。 1.8.3提取工序 谷氨酸的分离提纯,通常应用它的两性电解质的性质,谷氨酸的溶解度、分子大小、吸附剂的作用、以及谷氨酸的成盐作用等,可以把谷氨酸从发酵液中提取出来。 目前国内各味精厂主要采用等电点法、离子交换法、金属盐法、盐酸水解-等电点法、离子交换膜电渗析法提取谷氨酸。本设计采用等电点法。 在发酵液与高馏分的混合液中加入硫酸调节pH,当pH为4.3~4.5时,溶液中的谷氨酸达到饱和的介稳状态,加入制白谷氨酸晶种开始育晶,当晶体长到一定规格后进行二步中和,pH达到3.0左右,得到充分结晶后即可进行分离。 将结晶后的液体用卧式或锥蓝式离心机进行分离,得到谷氨酸晶体,将谷氨酸晶体装入调配罐,加碱调节pH达6.0,得混合液。将离心分离后的液体(即母液)加入硫酸调节pH为1.5,用泵将其压入树脂柱进行谷氨酸离子交换,用氨水将柱上吸附的谷氨酸洗脱下来,当pH达到1.5~2.0时,收到的为尾馏分。由于低馏分和尾馏分含有少量谷氨酸,所以上下一级柱子进行再交换,高馏分即可与发酵液混合进行结晶提取。 1.8.4精制工序 从发酵液中提取得到谷氨酸,仅仅是味精生产中的半成品。谷氨酸与适量的碱进行中和反应,生成谷氨酸一钠,其溶液经过脱色、除铁、除去大部分杂质,最后通过减压浓缩、结晶及分离,得到较纯的谷氨酸一钠晶体,不仅酸味消失,而且有很强的鲜味。谷氨酸一钠的商品名就是味精。如果谷氨酸与过量的碱作用生成的是谷氨酸二钠,不具有味精的鲜味。 1.8.4.1脱色 将混合液加水溶解,用碳酸钠中和,再装入配料罐,加入0.5%~0.6%的活性炭进行脱色搅拌30~40min左右,然后将其通入密压机进行过滤,密压机压力不超过0.5MPa,过滤后的与液体经过板框式过滤机进行二次过滤后,将液体泵入树脂柱,除去溶液中的铁。 1.8.4.2精制 将脱色后的溶液通入结晶罐,进行蒸发。当溶液蒸发到饱和时,吸入晶种,同时过淋水育晶,当晶体长大到一定规格时,放罐进入助晶槽,搅拌整晶。将整晶后的溶液泵入转鼓离心分离器,即得湿的味精和母液,母液再循环利用。 1.8.4.3干燥 根据味精的性质和质量要求,选择干燥设备和确定工艺条件。目前我国大部分工厂采用的是箱式烘房进行干燥,此外还有真空箱式干燥、传带式干燥、振动式干燥、远红外线干燥等。本设计采用气流筛板式干燥器进行干燥,干燥后的味精进行装袋包装。 第二章 全厂物料衡算 物料衡算是根据质量守恒定律建起来的。物料衡算是进入系统的全部物料重量等于离开系统的全部物料重量,即 ∑F=∑D+W 式中 F——进入系统的物料量(kg) D——离开系统的物料量(kg) W——损失的物料量(kg) 2.1生产能力 本设计年产商品MSG 70000t,折算为100%MSG为67200t/a。 日产商品MSG:70000/320=218.75(t/d) 日产100%MSG:67200/320=210(t/d) 2.2总物料衡算 1000kg纯淀粉理论上产100%味精,量为: 1000×1.11×81.7%×1.272=1153.59(kg) 1000kg纯淀粉实际生产100%味精,量为:1000×1.11×99%×56%×93%×95%×1.272=691.6(kg) 1000kg玉米淀粉产100%MSG,量为: 691.6×86%=594.8(kg) 生产1t 100%MSG消耗纯淀粉量为: 1000/691.6=1.446(t) 生产1t 100%MSG消耗玉米淀粉量: 1000/594.8=1.681(t) 生产1t 100%MSG理论上消耗淀粉量: 1000/1153.5=0.8669(t) 生产1t 100%MSG理论上消耗玉米淀粉量: 0.8669/86%=1.008(t) 得出总收率为: 691.6/1153.5×100%=59.95% 计算出淀粉利用率: 1.008/1.681×100%=59.96% 生产过程总损失: 100%-59.96%=40.04% 物料在生产过程中损失的原因有糖化转化率稍低、发酵过程中部分糖消耗与长菌体及呼吸代谢、残糖高、灭菌损失、产生其他产物、提取收率低、精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等。 对于原料及中间品计算,淀粉用量:210×1.681=353.01(t/d) 糖化液量:353.01×86%×1.11×99%=333.61(t/d) 折算为24%的糖液:333.61/24%=1390.06(t/d) 对于发酵液,纯Glu量:333.61×56%=186.82(t/d) 折算为10.5g/dl的发酵液:186.82/10.5%=1779.24(m³) 即1779.24×1.05=1868.2(t)(1.05为发酵液的相对密度) 对于提取Glu量,纯Glu量:333.61×56%×95%=177.48(t/d) 将其折算为90%的Glu量:177.48/90%=197.2(t/d) Glu废母液量,采用等电离子回收法,以废母液含Glu 0.7g/dl计算,得 (197.2-177.48)/0.7%=2817.2(m³/d) 表2-1 总物料衡算表 项目 生产1t 100%MSG 每日物料量t/d 工业原料(t) 糖液24%(t) 谷氨酸90%(t) MSG100%(t) 含0.7%谷氨酸废母液(t) 1.681 6.94 0.99 1.0 6.68 353.01 1390.6 197.2 210 4173 2.3制糖工序的物料衡算 淀粉加水比例为1:2.5,353010kg玉米淀粉浆为 353010×(1+2.5)=1235535(kg) 加水量为:353010×2.5=882525(kg) 粉浆干物质浓度 (353010×86%)/1235535×100%=24.57% 液化酶,使用液体α-淀粉酶,量为: 1235535×0.25%=3088.84(kg) CaCl2量为玉米浆的0.25%: 1235535×0.25%=3088.84(kg) 糖化酶量,用液体糖化酶,为玉米浆的0.25%: 1235535×0.25%=3088.84(kg) 糖化液产量为: (353010×86%×1.11×98%)/24%=1376015.33(kg) 24%糖液的相对密度1.09即折算为1376015.33/1.09=1262399.39(L) 加珍珠岩量为糖液的0.15%,量为: 1376015.33×0.15%=2064.02kg 滤渣产量含水70%的废珍珠岩,得滤渣产量: 2064.02/(1-70%)=6880.08kg 生产过程进入的蒸汽与洗水量为: 1376015.33+6880.08-1235535-3088.84×3-2064.2=136029.69(kg) 年产7万吨味精,日投入玉米淀粉353.01t,得物料衡算表。 表2-2 制糖工序衡算的结果表 进入系统 离开系统 项目 玉米淀粉 配料水 液化酶 CaCl2 糖化酶 珍珠岩 洗水和蒸汽 累计 每日物料量(kg) 353010 882525 3088.84 3088.84 3088.84 2064.2 136029.69 1382895.41 项目 糖液 滤渣 累计 每日物料量(kg) 1376015.33 6880.08 1382895.41 2.4连续灭菌与发酵工序的物料衡算 日投入353010kg玉米淀粉,得到24%的糖液1376015.33kg。发酵初始糖浓度16.4g/dl,其数量为 1376015.33×24%/16.4%=2013680.97(L) 16.4g/dl的糖液相对密度为1.06,折算得: 2013680.97×1.06=2134501.83(kg) 配料按放罐发酵液体积计算,产酸率10.5g/100mL(56%/10.5=18.8%): 2013680.97×16.4%/18.8%=1756615.31(L) 玉米浆量:1756615.31×0.2%(W/V)=3513.23(kg) 甘蔗糖蜜量:1756615.31×0.3%(W/V)=5269.85(kg) 无机盐(P、Mg、K等)量:1756615.31×0.2%(W/V)=3513.23(kg) 配料时培养基中的含糖量不低于19%,向24%的糖液中加水量为: 1376015.33×24%/19%-1376015.33=362109.30(kg) 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量为: 2134501.83-1376015.33-362109.30-3513.23-3513.23-5269.85=384080.89(kg) 发酵零小时数量验算: 1376015.33+3513.23+3513.23+5269.85+362109.30+384080.89=2134501.83(kg) 折算其体积为: 2134501.83/1.06=2013680.97(L) 接种量为发酵液的1%: 1756615.31×1%(W/V)=17566.15(L) 折算其体积为: 17566.15×1.06=18620.12(kg) 尿素为发酵过程加入数量,为发酵液体积的2.8%: 1756615.31×2.8%(W/V)=49185.23(kg) 液氨容重为0.62kg/L,折算为其体积: 49185.23/0.62=79331.01(L) 消泡剂量为为发酵液的0、05%: 1756615.31×0.05%(W/V)=878.31(kg) 消泡剂的相对密度为0.8,折算其体积为: 878.31/0.8=1097.88(L) 计算发酵过程从排风带走的水分,进风25℃,相对湿度φ=70%,水蒸汽分压18mmHg(1mmHg=133.322Pa),排风32℃,相对湿度φ=100%,水蒸汽分压27mmHg,进罐空气的压力为1.5大气压(表压)(1大气压=1.01325×105Pa),排风0.5大气压(表压),出进空气的湿含量差: Xm-Xt=0.0622-0.622 =0.0149-0.0042 =0.01(kg水/kg干空气) 通风比为1:0.2,带走水量: 1756615.31×0.2×60×36×1.157×0.001×0.01=8779.98(kg) 式中1.157为32℃时干空气密度(kg/m³) 过程分析、放罐残留及其他损失18356.52(kg) 发酵终止时的数量为: 2134501.83+18620.12+49185.23+878.31-8779.98-18356.52=2176048.99(kg) 年产7万吨味精,日投353.01t,得连续灭菌的发酵工序的物料衡算汇总表。 表2-3 连续灭菌与发酵工序的衡算结果表 进入系统 离开系统 项目 每日物料量(kg) 项目 每日物料量(kg) 24%糖液 玉米浆 甘蔗糖蜜 无机盐 配料水 蒸汽及补水量 种量 液氨 消泡剂 累计 1376015.33 3513.23 5269.85 3513.23 362109.30 384080.89 18620.12 49185.23 878.31 2203185 发酵液 空气带走水量 损失量 累计 2176048.99 8779.98 18356.52 2203185 2.5谷氨酸提取工序的物料衡算 发酵液数量:1756615.31L;2176048.99kg 加98%硫酸为发酵液的3.6%(W/V),量为 1756615.31×3.6%=63238.15(kg) 98%的硫酸的相对密度为1.84,故其体积为: 63238.15/1.84=34368.56(L) 分离前谷氨酸量,100%Glu量为: 1756615.31×10.5%(W/V)=184444.61(kg) 分离后谷氨酸量,纯Glu量为: 184444.61×95%=175222.38(kg) 90%的Glu量为: 175222.38÷90%=194691.53(kg) 式中95%为Glu提取率。 母液含Glu 0.7g/dl,母液数量为: (184444.61-175222.38)÷0.7%=1317461.43(kg) 谷氨酸分离洗水量为90%的Glu的20%: 194691.53×20%=38938.31(kg)=38938.31(L) 母液回收过程中用水以及酸、碱等数量: 1756615.31+34368.56+38938.31-1317461.43=512460.75(kg) 表2-4 谷氨酸提取工序的物料衡算表 进入系统 离开系统 项目 发酵液 H2SO4 分离用洗水 累计 每日物料量(kg) 2176048.99 63238.15 38938.31 2278225.45 项目 90%谷氨酸 母液 回收余水等 累计 每日物料量(kg) 194691.53 1317461.43 512460.75 2278225.45 2.6精制工序的物料衡算 由提取工段物料衡算得谷氨酸数量为:100%Glu 175222.38kg;90%Glu 194691.53kg Na2CO3量为90%Glu的36.6%: 194691.53×36.6%=71257.10(kg) 加活性碳量为90%Glu的3.1%: 194691.53×3.1%=6035.43(kg) 计算中和液数量为: 175222.38×1.272÷40%(W/V)=557207.17(L) 557207.17×1.16=646360.32(kg) 式中1.16—含40%(W/V)MSG溶液的相对密度(20℃) 中和加水量为: 646360.32-194691.53-6035.43-71257.10=374376.79(kg) 精制收率93%,产100%MSG量为: 175222.38×1.272×93%=207281.07(kg) 母液平均含MSG量25%(W/V),则量为: 175222.38×1.272×10.5%/25%=93610.80(L), 折算其体积为: 93610.80×1.1=102971.88(kg) 式中1.1为母液的相对密度。 湿碳含水75%,量为: 6035.43÷(1-0.75)=24141.72(kg) MSG分离调水洗水量为90%Glu的5%: 195691.53×5%=9734.58(kg) 中和脱色液在结晶过程中蒸发的水量为: 646360.42+9734.58-207281.07-102971.88-24141.72=321700.33(kg) 表2-5 精制工序的物料衡算表 进入系统 离开系统 项目 每日物料量(kg) 项目 每日物料量(kg) 90%Glu Na2CO3 活性炭 中和加水 分离洗水 累计 194691.53 71257.10 6035.43 374376.79 9734.58 656095 100%MSG 母液 废碳 蒸发水量 累计 207281.07 102971.88 24141.72 321700.33 656095 2.7生产过程物料衡算图 以每日投料353.01t为基准,汇总于下图。 86%的玉米淀粉353010kg/d 液化酶 3088.84kg/d CaCl2 3088.84kg/d 糖化酶 3088.84kg/d 珍珠岩 2064.2kg/d 24%糖液1376015.33kg/d 滤渣6880.88kg/d 玉米浆 3513.23kg/d 糖蜜 5269.85kg/d 无机盐 3513.23kg/d 种母 18620.12kg/d 液氮 49185.23kg/d 消泡剂 878.31kg/d 8g/dl Glu发酵液2176048.99kg/d H2SO4 63238.15kg/d 含0.7g/dl母液1317461.43kg/d 90%谷氨酸194691.53kg/d N2CO3 71257.10kg/d 活性炭6035.43kg/d 40g/dl中和液646360.32kg/d 废碳24141.72kg/d 25g/dl母液102971.88kg/d 100%MSG 207281.07kg/d 图2-1 第三章 发酵车间热量衡算 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(J) Q4——物料带走热量(J) Q5——消耗于设备的热量(J) Q6——设备向外界散失热量(J) 3.1培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵罐500m³装料系数0.8,每罐产100%MSG量: 500×0.8×10.5%×95%×93%×1.272=47.20(t) 年产7万吨商品味精,日产100%MSG210吨。发酵操作时间48h,其中发酵时间38h,需发酵罐: 210÷47.20×48÷24=8.9(台),取9台 每日投料罐次 210÷47.20=5(罐) 日运转:8.9×38÷48=7(罐) 每罐初始体积400m³,糖浓度16.4g/dl,灭菌前培养基含糖19%,其数量: 400×16.4%÷19%=345.3(t) 灭菌加热过程中用0.4MPa蒸汽(表压)I=2738kJ/kg,使用板式换热器将物料由20℃预热至75℃,再加热至120℃。冷却水由20℃升至45℃。 每罐灭菌时间3h,输送流量: 345.3÷3=115.1(t) 消毒灭菌用蒸汽量: D消=100000×3.7×(120-75)×1.07÷(2743-4.18×120)=7428(kg/h)=7.4(t/h)(式中3.7为糖液的比热容) 每日用蒸汽量:7.4×5×3=111(t/d) 高峰量: 7.4t/h 平均量:111÷24=4.6(t/h) 3.2冷却液冷却用水量 120℃热料通过与生料热交换,降至80℃,再用水冷却至35℃,冷却水由20℃升至45℃,计算冷却水量 W=100000×3.97×(80-35)÷[(45-20)×4.18]=68896(kg/h)=171(t/h) 全天用水量:171×5×3=2565(t/d) 3.3发酵罐空罐灭菌用蒸汽量 发酵罐体加热,500m³1Cr18Ni9的发酵罐重85t,冷却排管重15t,1Cr18Ni9的比热容0.5kJ/(kg·K),用0.2MPa(表压)蒸汽灭菌,使发酵罐在0.15MPa(表压)下,由20℃升至127℃,其蒸汽量为: 100000×0.5×(127-20)÷(2718-127×4.18)=2446(kg) 因500m³发酵罐的全容积大于500m³,考虑到罐内的排管、搅拌器等所占空间,罐的自由空间仍按500m³计算,填充空间所需蒸汽量: D空=500×1.622=8111(kg) 式中1.622为加热蒸汽的密度 设辐射与对流联合给热系数α,罐外壁温度70℃,灭菌过程的热损失为: α=33.9+0.19×(70-20)=43.4 [kJ/(㎡·h·K)] D=700×43.4×(70-20)÷(2718-127×4.18)=695(kg) 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量为: 700×0.001×1000×(127-20)×4.18÷(2718-127×4.18)=143(kg) 式中 0.001——附着水平均厚度 (1mm) 灭菌过程蒸汽泄漏取总消耗量的5%,空罐灭菌蒸汽消耗量为: (2446+8111+695+143)÷(1-0.05)=11995(kg/h) 每空罐灭菌1.5h,用蒸汽量: 11995×1.5=17993(kg/罐) 每日用蒸汽量:17993×5=89965kg/d 平均量:89965÷24=3749(kg/h) 3.4发酵过程中产生的热量及冷却用水 通过冷却水带走的热量进行计算最大发热量Q最大为: Q最=[4.18×冷却水流量(T出-T进)]/发酵液总体积 根据味精厂的实测和经验数,谷氨酸的发酵热高峰值约为3.0×104[kJ/m³·h],500m³发酵罐,装料量400m³,使用新鲜水,冷却水进口温度10℃,出口温度20℃,冷却用水量: W=30000×400÷[(20-10)×4.18]=287081(kg/h)=287(t/h) 日运转7台,高峰用水量: 287×7=2009(t/h) 日用水量: 2009×0.8×24=38573(t/d) 平均用水量: 38573÷24=1607(t/h) 式中 0.8——各罐发热状况均衡系数 表3-1 生产过程耗用蒸汽量汇总表 生产工序 日用量(t/d) 平均量(t/d) 高峰量(t/d) 连消 发酵罐空消 累计 111 90 201 4.6 3.7 8.3 7.4 18 25.4 第四章 发酵车间水平衡 4.1配料用水 糖液含糖24%,加水配成19%糖液345.3t,每罐料需加水: 345.3×[1-(19%÷24%)]=329.6(t) 每日按投料5罐次,需水量: 5×329.6=1648(t/d) 平均量: 1648÷24=68.66(t/h) 要求在0.5小时内加水329.6t,所以高峰量: 329.6×1÷0.5=659.2(t) 4.2冷却水用量 冷却水使用二次水,前面已算出,高峰量171t/h,每日用水量2565t/d,平均用水量: 2565÷24=106.88(t/h)。 4.3发酵工序用水量 使用新鲜水,前面已算出,每日用水量38573t/d,平均用水量1607t/h,高峰用水量287t/h。 第五章 无菌空气消耗量 5.1发酵工艺指标及基础数据 根据前面工艺技术指标及物料衡算结果,列出空气消耗有关的基本数据如下。 每日发酵液量:1756.62m³ 每日二级种液量为:140.53m³ 发酵时间:38h 发酵周期:48h 发酵挂全容积:500m³ 发酵罐装料系数:0.8 5.2发酵过程无菌空气用量计算 发酵车间无菌空气消耗量主要用于谷氨酸发酵过程通风供氧,其次为种子培养的通气以及培养基压料输送也需要压缩空气。此外,因设备和管路、管件等的消毒吹干以及其他损耗构成无菌空气的耗用量。 查得500m³规模的通气搅拌发酵罐的通气速率为0.15~0.35vvm,取0.35vvm进行计算。 单罐发酵过程用气量: V=500×0.8×0.35×60=8400(m³/h) 单罐年通气量: Va=V×32×160=43008000(m³) 式中,160—每年单罐发酵批次(160=320×24÷48) 二级种子培养是在种子罐中进行的,可根据接种量、通气速率、培养时间等饭进行计算,但通常的设计习惯,是把种子培养用气、培养基压送及管路损失等等算作一次,一般取这些无菌空气消耗量之和等于发酵过程空气耗用量的20%。故这项无菌空气耗用量为: V1=V×20%=1680(m³/h) 单罐每年用气量为: Va1=1680×8×160=2150400(m³/a) 式中,8—种子罐培养时间 发酵车间高峰无菌空气消耗量 Vmax=9×8400+5×1680=84000(m³/h) 发酵车间无菌空气年耗量 Vt=9×43008000+5×2150400=397824000(m³/a) 根据设计,实际味精产量G=70000t/a,故发酵车间无菌空气单耗为: V0=Vt /G=5683(m³/t) 根据上述计算结果,得70000t/a味精厂无菌空气衡算表,如下表所示: 表5-1 无菌空气衡算表 项目 m³ 发酵罐全容积 单罐通气量 种子罐耗用量 高峰空气耗量 年空气耗量 空气单耗 500 8400 1680 84000 397824000 5683 第六章 设备计算与选型 6.1发酵罐的选择 发酵罐为圆筒体,锥底,平盖的设计。为使发酵液降温,以及达到均匀的目的,罐内除有蛇形换热器外,还有通风装置和搅拌装置。 发酵罐采用的是500m³机械搅拌通风发酵罐,优先考虑的是满足工艺的要求,其次是经济性。本设备选用1Cr18Ni9Ti材料。 6.2发酵罐的主要尺寸 V全=V筒+2V封=500m³ 封头折边忽略不计,则 V全=V筒+2V封=0.785D2×1.9D+πD3×2÷24=500 H=1.9D,解方程得:1.75D3+0.262D3=500 D=6.58m,取6.6m H=1.9D=12.5m 圆柱部分容积 V1=0.785×6.62×12.5=427(m³) 上下封头体积 V2=V3=π×6.63÷24=38(m³) 取填充系数为0.8,实际装液量为:500×0.8=400(m³) 6.3冷却面积的确定 影响发酵罐冷却面积的因素很多,诸如:不同的菌种系统、基质浓度、材质、冷却水温、水质、冷却水流速等。 不同容量发酵罐的冷却面积如下: 发酵产品 装料体积/m3 冷却面积/m3 冷却面积m2/发酵液体积m3 酵母 50 40 0.8 谷氨酸 40 60 1.5 柠檬酸 40 16-20 0.4-0.5 谷氨酸发酵罐冷却面积取1.5m2/m3; 由上知填充系数Ф=80%,则每个500m3的发酵罐换热面积: A=500×0.8×1.5=600m³ 6.4搅拌器设计 由于谷氨酸发酵过程中有中间补料操作,对混合要求高,因此选用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部尺寸与发酵罐径D有一定比例关系,主要尺寸如下。 搅拌器叶径Di=D÷3=6.6÷3=2.2(m) 叶宽B=0.2Di=0.2×2.2=0.44(m) 弧长l=0.375Di=0.375×2.2=0.83(m) 底距C=D/3=6.6÷3=2.2(m) 盘径di=0.75Di=0.75×2.2=1.65(m) 叶弦长=0.25Di=0.25×2.2=0.55(m) 叶距Y=D=6.6(m) 宽叶板厚14(mm) 取两档搅拌,搅拌转速110r/min。 6.5搅拌器的功率的确定 通常谷氨酸发酵按1kW/m³发酵醪计算。 对于500m³发酵罐,装液量400m³,则应选取功率≥400kW的电机。 6.6发酵罐结构的工艺设计 对于500m³发酵罐,空气分布器采用单管进风,进风速度快,又有涡轮板阻挡。冷却管布置则采用竖直蛇管冷却装置,在环境较高的地区为了进一步增加冷却效果,也有利用罐皮冷却。因罐内有相当于挡板作用的竖式冷却蛇管、扶梯等,所以不设挡板。本设计采用双面机械密封方式,处理轴与罐的动静问题。 最高热负荷的耗水量W 式中,Q总—每1m3醪液在发酵最旺盛时,1h的发热量与醪液总体积的乘积 cp—冷却水的比热容,4.18kJ/(kg·K) t2—冷却水终温,t2=27℃ t1—冷却水初温,t1=20℃ 将各值代入上式 冷却水体积流量为0.095m3/s,取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s,根据流体力学方程式,冷却管总截面积A总为: 式中,W—冷却水体积流量,W=0.095m3/s V—冷却水流速,v=1m/s 代入上式: 进水总管直径: 取Dg350×9。 设冷却管总表面积为S总,管径d0,组数为n,则: 取n=12,求管径。由上式得: 查金属材料表选取φ108×4mm无缝管,d内=100mm,d平均=104mm。 现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为250mm,则两直管距离为500mm,两端弯管总长度为: 由前知冷却管总面积A=600㎡, 现取无缝钢管φ108×4mm,每米长冷却面积为 则: 冷却管占有体积: 每组管长L0: 另需连接管4.2m: 可排竖式直蛇管的高度设为静液面高度,下部可伸入封头500mm。设发酵罐内附件占有体积为1.5m3,则:总占有体积为 则筒体部分液深为: 竖式蛇管总高 ;取管间距为0.5m。 又两端弯管总长,两端弯管总高为1m, 则一圈管长为: 每组管子圈数: (圈);取6圈。 现取管间距为,竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m,则最内层竖蛇管与罐壁的最小距离: 与搅拌器的距离:,在允许范围内(不小于200mm)。 校核布置后冷却管的实际传热面积为: 可满足要求。 6.7发酵罐壁厚的计算 采用计算法确定发酵罐的壁厚,参照《味精工业手册》。 (cm) 式中,P—设计压力,取最高工作压力的1.05倍,现取P=0.4MPa D——发酵罐内经,D=660cm 〔σ〕——A3钢的应用应力,〔σ〕=127MPa φ——焊接缝隙, φ=0.7 C——壁厚附加量(cm) 式中,C1——钢板负偏差,现取C1=0.8mm C2——为腐蚀余量,现取C2=2mm C3——加工减薄量,现取C3=0 选用18mm厚A3钢板。 封头壁厚计算,标准椭圆封头的厚度计算公式如下: (cm) 式中 P=0.4MPa D=660cm 〔σ〕=127MPa C=0.08+0.2+0.1=0.38(cm) φ=0.7 选用19mm厚A3钢板。 6.8接管设计 各接管的长度h根据直径大小和有无保温层,一般取100~200mm。 按排料管(也是通风管)计算:该罐实装醪量400m3,设2h之内排空,则物料体积流量 发酵醪流速取v=1m/s;则排料管截面积为A物。 管径: 取无缝管φ325×8mm,309mm〉267mm,认为适用。 设计每一个发酵罐有一个空气除菌系统: 通风量为: 。 利用气态方程式计算工作状态下的风量Qf: 取风速v=25m/s,则风管截面积Af为: 则气管直径d气为: 因通风管也是排料管,故取两者的大值。取φ325×8mm无缝管,可满足工艺要求。 排料时间复核:物料流量Q=0.056m3/s,流速v=1m/s; 管道截面积: , 在相同的流速下,流过物料因管径较原来计算结果大,则相应流速比为 排料时间: 6.9支座设计 生物工程工厂设备常用支座分为卧式和立式支座。其中卧式支座又分为支腿,圈型支座,鞍式支座三种。立式支座也分为三种即悬挂支座,支承式和裙式支座。 对于100m³以上的发酵罐,由于设备总质量较大,应选用裙式支座。所以本设计选用裙式支座。 6.10种子罐 种子罐选型同发酵罐,采用机械搅拌通风罐。 种子罐的容积:V种子=500×8%=40(m³) 种子罐的数量:种子罐个数与发酵罐对应上料,发酵罐平均每天上5个,种子罐培养8h,辅助操作8~10h,生产周期16~18h,一般的厂是1个种子罐对一个发酵罐,因此,种子罐的个数为5个。 种子罐的主要尺寸,种子罐总容积量V'总为: ,取H=2D , 解方程得: D=2.8m,取2.8m H=2D=2×2.8=5.6(m) 圆柱部分容积 V1=0.785×2.82×5.6=34(m³) 上下封头体积 V2=V3=π×2.83÷24=3(m³) 总容积34+3×2=40(m³) 种子罐采用夹套冷却。 (1)发酵产生的总热量: (2)夹套传热系数: 现取K=4.18×220kJ/(m2·h·℃) (3)平均温差:发酵温度32℃;水初温取23℃;水终温27℃,则 平均温差: (4)需冷却面积F: (5)核算夹套冷却面积:按静止液深确定夹套高度, 液深 : =6.2m 夹套高度应不高于动态时的液面高度,因高于液面的传热面积,并没有起多少冷却作用。该设计夹套能满足要求。 6.11种子罐的设备工艺 挡板采用A3钢制作。 根据全挡板条件, 式中,B——挡板宽度B=(0.1-0.12)D=0.1×2800=280mm D——罐径 D=2.8m Z——挡板数: 取Z=5块 种子罐搅拌器采用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部尺寸与发酵罐径D有一定比例关系,主要尺寸如下。 搅拌器叶径Di=D÷3=2.8÷3=0.93(m) 叶宽B=0.2Di=0.2×0.93=0.19(m) 弧长l=0.375Di=0.375×0.93=0.35(m) 底距C=D/3=2.8÷3=0.93(m) 盘径di=0.75Di=0.75×0.93=0.70(m) 叶弦长=0.25Di=0.25×0.93=0.23(m) 叶距Y=D=2.8(m) 宽叶板厚14(mm) 取两挡搅拌,搅拌转速110r/min。 根据《生物工厂设计概论》,对于40m³种子罐选取功率≥40kW的电机。 进风管距罐底25~60mm之间,现取30mm向下单管。 通风管管径计算:设罐压0.4MPa,发酵温度t=32℃,风速v=20m/s,通风量为0.18VVm, 常压下t0=20℃,送风量V为: 将通风换算成工作状态,求通风管直径d1 圆整,无缝钢管(YB231-70),管径采用76×4mm,内径76-2×4=68mm大于56.4mm,可满足生产要求。 进出物料管为物料进口,管底距罐底25~60mm之间,现取30mm向下单管。 按输送物料算为40min送完40m3物料 则物料流量为 管道截面为F,物料流速为v=0.5~1m/s,现取v=0.5m/s,则: 设管径为: 圆整,无缝钢管(YB231-70),管径采用Ф245×7mm,内径245-2×7=231mm可满足生产要求。 对于冷却水管,由前知需冷却热量,冷却水温变化由23℃升到27℃,水比热容 则耗水量W为: 取水流速v=4m/s;查的水在平均温度25摄氏度下的密度为:997.1kg/m3;则冷却管直径为 选用无缝钢管,,满足要求。 对于种子罐本设计选用支撑式支座。 6.12喷射泵 每天需发酵液1756.62m³,每天装液量为400m³发酵罐5个。 选用HYZ-10两台设备,查资料得每台1h输液量120m³,每台泵实际输液量为110m³,则每罐料由两套连消系统同时供料,则灭菌时间为: t=400÷(2×110)=1.8(h) 即1.8h可装满一罐。每天实际连消工作时间为: t1=1.8×5=9(h) 6.13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为110m³,则可计算出维持罐有效容量为: V有效=110×10÷60=18.3(m³) 取维持罐填充系数为0.8,则维持罐全容量为: V全容=18.3÷0.8=22.9(m³) 考虑到维持罐内物料的返混问题,现取H/D=3,因设备有一定温度和压力,视为受压容器,采用椭圆封头。 V维=2V封+V筒=2πD3÷(24+0.785D2×3D)=22.9(m³) 解方程得D=2.06(m),取2.0m。 查得1m高圆筒容量3.14m³,V封=1.2m³,h1=0.5,h2=0.05。 验算V维持=3.14×6+2×1.2=21.24(m³),满足设计要求。数量与喷射加热器配套,确定为2个。 6.14螺旋换热器 螺旋换热器是一种高效换热器设备。按结构形式可分为不可拆螺旋板式和可拆分螺旋板式换热器。 换热器1是糖液的预热器,利用被加热物料,将所需要连消的糖液预热(25℃→65℃),同时,从维持罐内流出的热糖液被冷却,从115℃降至72℃。 Q=G1cw(t2-t1)=110×1000×0.91×4.18×(115-72)=1.8×107(kJ/h) 式中cw为糖液的比热容,0.91 平均温差: Δt=50-47/(ln50/47)=48.5℃ A=Q/(KcΔt)=74(㎡),查得取80(㎡) 数量与维持罐配套,确定为2个。 换热器2是糖液的冷却器,维持罐流出的糖液经换热器1冷却后,在此换热器中用冷水进一步冷却至发酵温度。 Q=Gcw(t2-t1)=110×1000×0.91×(72-30)=1.76×107(kJ/h) 平均温差: Δt=37-14/(ln37/14)=23.7℃ A=Q/(KcΔt)=148.0(㎡),查得取150(㎡) 数量与螺旋板式换热器1配套,确定为2个。 6.15连消泵 连消泵输送的是密度为1.05t/m³的水解糖液,其黏度范围(1.3-0.5)×10-3Pa•s,温度在115℃以下。介质中无颗粒、澄清、透明,基本无气体。操作温度为60至70℃,进口侧靠调浆罐液位压送,出口侧设备压力为0.4至0.5MPa,最大流量qmax=120m³/h,最小流量为qmin=100m³/h,正常为110m³/h。 连消泵一般设在车间或泵房中,进口侧泵在液面下。 据上,查有关图表,可确定选择离心泵即可满足生产要求。先选用IS125-100-200。转速为2900r/min,流量200m³/h,杨程50m。为保证连续生产,考虑设备用泵一台,因此,泵的数量为2台,流量用阀门调节。 6.16空压机 高峰无菌空气消耗量为84000m³/h,即1400m³/min。生产能力为: 1400×1.1=1540(m³/min)。 如果每个发酵罐各有一台空压机供气,则每台空压机所需供气量为: Q0=1540÷10=154(m³/min) 每台空压机所需排气量: Qn=Q0(p0×T1)/(p1×T0)=154×(0.1×298)/(0.1×273)=168(m³/min) 根据计算,总阻力为0.179(MPa),考虑到压头余量增加1.1倍,则ΔH=0.197(MPa),取压头0.2MPa。根据排气量和压头,查相关空压手册,选用DW-210/2.7的空压机,生产能力210m³/min,压头0.27MPa,可满足生产。 6.17贮气罐 材料选用A3钢。 容积为210×0.1=21m³ 主要尺寸如下, H:D=2:1 V=2×3.14×D3/24+0.785D2×2D=21 解得D=2.3m,H=4.6m H封=600+25=625mm H总=0.625×2+4.6=5.85m 6.18配料罐 选用Q235—A型材料。 每次配料装液2h,调浆0.5h,加入物质1760t,比重1.09kg/L ,则 V=(1760×2×0.5)/(1.09×24)=67.3m³ 设填充系数为0.85,总容积为67.3÷0.85=80m³ 需要2个40m³配料罐。 罐体壁厚为8mm,罐底壁厚为12mm。 设H:D=3.2:1 V=3.14×(D/2)×2H 解得H=4500mm 查得H封=890mm H总=8100mm 搅拌器转速为30r/min,浆长1700,电机功率11kW。 6.19尿素罐 40%尿素在常温下腐蚀性不大,选用碳钢。 前已算出尿素量320L,设填充系数0.7,则 V=320/0.7=0.457m³ 选择1个 尺寸如下,取H=D 2×3.14×D3/24+0.785D3=0.457 解得D=0.8m,H=0.8m 查得H封=225mm H总=1025mm 搅拌转速1.5r/min,电机功率9kW。 6.22尿素计量罐 材料选用普通碳钢,灭菌时温度较高。 每天灭菌两次则容量为: 0.457/2=0.228m³ 尺寸如下,取H=D 2×3.14×D3/24+0.785D3=0.228 解得D=0.6m,H=0.6m 筒体壁厚5mm,封底壁厚6mm。 6.23泡敌贮罐 每生产1吨味精需泡敌6.55kg,每天生产210t,则消耗量为: 6.55×210=1375(kg/d) 每小时消耗: 1375÷24=57.3(kg/h) 每月消耗: 1.4×30=42(t/月) 设每一个泡敌贮罐可供正常生产使用一个月,去填充系数为0.8,则罐总体积为: 42÷0.8=52.5,圆整为55m³ 材料选用碳钢。 取H:D=2:1,平底,锥形封头结构,有 0.785D2×2D=55 解得D=3.3m H=6.6m 筒体壁厚取6mm。 人孔取标准图号JB583-64-4,Dg=400。 出料管取φ80×4mm。 设液位计:Dg15 6.24泡敌计量罐 考虑到杀菌时碳钢会生锈,所内筒使用不锈钢,外筒使用碳钢。 尺寸确定如下,取H:D=2.5:1,锥底,椭圆封头,夹套加热冷却。 罐径D=0.8(m) 罐高H=2.0(m) 可装容积1.15(m³) 6.25主要设备参数 表6-1 发酵罐 高径比 罐径 m 换热面积 m2 电机功率 kW 最高负荷下的耗水量 kg/s 进水总管直径 m 冷却管组数 管径规格 mm 冷却管总长度 m 一圈管长 m 每组管子圈数 实际传热面积 m2 发酵罐的壁厚 mm 封头壁厚 mm 接管规格 mm 通风管规格 mm 相应流速比 1.9:1 6.6 600 400 95.2 0.35 12 φ108×4 1829 148.2 6 660 18 19 φ325×8 φ325×8 0.747 表6-2 种子罐 高径比 罐径 m 2:1 2.8 罐体总高 m 冷却面积 m2 搅拌器电机功率 kW 送风量m³/min 通风管规格 mm 物料流量m³/s 物料管管径规格 mm 耗水量 kg/h 冷却管规格 mm 5.6 193.32 40 11.52 Ф76×4 0.0167 Ф245×7 47847 Ф76×4 第七章 车间布置图 在布置车间设备时,应根据车间在工厂总平面图中的相应位置、车间工艺流程图、主要设备和附属设备的类型、尺寸等来确定车间的设备平、立面位置以及厂房柱网尺寸。 7.1通道宽度与净空高度 通道系车间内人、货的通行道,其要求见表7-1。 表7-1 通道宽度与净空高度 项 目 指 标(m) 人行道、通道、楼梯、人孔宽度 走道、楼梯、操作台、管架净空高度 平台到水平人孔 0.75 2.2~2.5 0.6~1.5 7.2设备安装与检修 设备布置时,除考虑日常维修外,还需考虑大修,因此设备周围应留出一定平面与空间。并注意设备搬运运道与出入口、设备吊装口等。大设备和需经常检修的设备,其直上方应设吊钩,在设备吊装口上方设电动葫芦,以方便设备吊装和检修。 7.3设备之间或设备与墙之间的净间距 应结合设备的大小,设备上连接管线多少,管径粗细,检修的频繁程度以及生产经验来决定安全距离。 主要参考文献 [1]吴思方.《发酵工厂工艺设计概论》.中国轻工业出版.1995. [2]梁世中.《生物工程设备》.中国轻工业出版社.2002. [3]姚玉英.《化工原理》.天津大学出版社.1999. [4]黎润钟.《发酵工厂设备》.中国轻工业出版社.1991. [5]于信令.《味精工业手册》.中国轻工业出版社.1995. [6]上海医药设计院.《化工工艺设计手册》.化工出版社.1986. [7]刁玉玮.王立业.《化工机械基础》.大连理工大学出版社.2003. [8]化工部设备设计技术中心站.《材料与零部件》.上海科学技术出版社.1982. 致谢 本次毕业设计是在指导老师XX老师的悉心指导下完成的,在设计的准备、进行及设计的写作过程中,XX老师都付出了大量的时间和精力,XX老师严谨的治学态度、渊博的学科知识、高度的责任心,使我受益匪浅,让我不仅学到了许多知识,更学到了许多做人做事的道理。在此我要向一直以来辛苦工作的XX老师表示我最衷心的感谢和最崇高的敬意! 本文档由香当网(https://www.xiangdang.net)用户上传

    下载文档到电脑,查找使用更方便

    文档的实际排版效果,会与网站的显示效果略有不同!!

    需要 10 香币 [ 分享文档获得香币 ] 0 人已下载

    下载文档