黑曲霉深层发酵法生产2000t每a食品工业用糖化酶车间工艺设计


     XX大学 生命科学与技术学院生物工程系 课程设计 题目: 黑曲霉深层发酵法生产2000t/a食品工业用 糖化酶车间工艺设计 说明书 30 页 图纸 5 张(图纸附件无) 教研室主任 指导教师 学生 xxx 20xx年 X月 X日于北京 目录 目录……………………………………………………………………………………1 设计任务书……………………………………………………………………………5 1 工艺条件的确定和工艺流程说明…………………………………………………6 1.1概述 ……………………………………………………………………………6 1.1.1糖化酶 …………………………………………………………………… 6 1.1.2黑曲霉 …………………………………………………………………… 6 1.2 工艺原理……………………………………………………………………… 7 1.2.1 生化分离工程 ……………………………………………………………7 1.2.2 发酵原理 …………………………………………………………………7 1.2.3 絮凝原理 …………………………………………………………………7 1.2.4 过滤原理 …………………………………………………………………7 1.3 工艺路线的选择……………………………………………………………… 8 1.3.1 液体深层通气发酵法的选择 ……………………………………………8 1.3.2 间歇式操作的选择 ………………………………………………………9 1.4 工艺流程简述………………………………………………………………… 9 1.5 工艺流程说明………………………………………………………………… 9 1.5.1 种子制备 …………………………………………………………………9 1.5.1.1 固体孢子培养 ……………………………………………………… 9 1.5.1.2 种子罐培养………………………………………………………… 11 1.5.2 发酵………………………………………………………………………11 1.5.3 后提取……………………………………………………………………11 1.6 工艺技术指标及基础参数 ………………………………………………… 11 1.6.1 主要技术指标……………………………………………………………11 1.6.2 种子培养基(%)……………………………………………………… 11 1.6.3 发酵培养基(%)……………………………………………………… 12 2 工艺计算 …………………………………………………………………………12 2.1 发酵车间的物料衡算 ……………………………………………………… 12 2.1.1 生产能力计算……………………………………………………………12 2.1.2 发酵培养基配料计算……………………………………………………13 2.1.3 种子培养基配料的计算…………………………………………………13 2.1.4 过滤、产生发酵清液过程的物料衡算…………………………………14 2.1.5 液体与固体酶制剂过程的物料衡算……………………………………14 2.1.5.1 液体酶制剂中的物料衡算………………………………………… 14 2.1.5.2 固体酶制剂中的物料衡算………………………………………… 15 2.1.6 总物料衡算………………………………………………………………15 2.2 无菌空气用量的计算 ……………………………………………………… 16 2.2.1 单罐发酵无菌空气耗用量………………………………………………16 2.2.2 种子培养等其他无菌空气耗量…………………………………………16 2.2.3 发酵车间高峰无菌空气消耗量…………………………………………16 2.2.4 发酵车间无菌空气年耗量………………………………………………16 2.2.5 发酵车间无菌空气单耗…………………………………………………16 2.2.6 无菌空气总衡算表………………………………………………………16 3 设备选型计算 ……………………………………………………………………17 3.1 发酵罐 ……………………………………………………………………… 17 3.1.1 发酵罐的选型……………………………………………………………17 3.1.2 发酵罐生产能力的计算…………………………………………………17 3.1.3 发酵罐台数的确定………………………………………………………17 3.1.4 发酵罐容积的确定………………………………………………………17 3.1.5 校核………………………………………………………………………18 3.1.6 主要尺寸的计算…………………………………………………………18 3.1.6.1 罐径………………………………………………………………… 18 3.1.6.2 搅拌器……………………………………………………………… 18 3.1.7 搅拌轴功率的计算………………………………………………………19 3.1.8 冷却面积的计算…………………………………………………………19 3.1.9 设备结构的工艺设计……………………………………………………19 3.1.9.1 空气分布器………………………………………………………… 19 3.1.9.2 挡板………………………………………………………………… 19 3.1.9.3 密封………………………………………………………………… 19 3.1.9.4 冷却管布置………………………………………………………… 19 3.1.10 设备材料的选择 ………………………………………………………20 3.1.11 接管设计 ………………………………………………………………20 3.1.11.1 接管的长度设计 ………………………………………………… 20 3.1.11.2 接管直径的确定 ………………………………………………… 20 3.1.11.2.1按排料管的管径计算 …………………………………………20 3.1.11.2.2按通风管的管径计算 …………………………………………20 3.1.11.3排料时间的复核…………………………………………………… 21 3.1.12支座选择…………………………………………………………………21 3.2种子罐………………………………………………………………………… 21 3.2.1 种子罐的选型……………………………………………………………21 3.2.2 种子罐生产能力的计算…………………………………………………21 3.2.3 种子罐台数的确定………………………………………………………21 3.2.4 种子罐容积的确定………………………………………………………21 3.2.5 校核………………………………………………………………………21 3.2.6 主要尺寸的计算…………………………………………………………21 3.2.6.1 种子罐整体尺寸计算……………………………………………… 21 3.2.6.2 搅拌器尺寸计算…………………………………………………… 22 3.2.7 搅拌轴功率的计算………………………………………………………22 3.2.8 冷却面积的计算…………………………………………………………23 3.2.9 设备结构的工艺设计……………………………………………………23 3.2.9.1 挡板………………………………………………………………… 23 3.2.9.2 密封………………………………………………………………… 23 3.2.9.3 冷却水管…………………………………………………………… 23 3.2.9.4 进风管……………………………………………………………… 23 3.2.9.5 支座选择…………………………………………………………… 23 3.3 连续灭菌设备 ……………………………………………………………… 23 3.3.1 连消塔……………………………………………………………………24 3.3.1.1 连消塔长度的计算………………………………………………… 24 3.3.1.2 进料管直径的计算………………………………………………… 24 3.3.1.3 连消蒸汽耗量……………………………………………………… 25 3.3.1.4 进气管直径计算…………………………………………………… 25 3.3.1.5 出料管直径计算…………………………………………………… 25 3.3.1.6 连消塔外圆尺寸计算……………………………………………… 25 3.3.1.7 外筒有效长度的校核……………………………………………… 25 3.3.1.8 支座选择…………………………………………………………… 26 3.3.2 维持罐……………………………………………………………………26 3.3.2.1 生产能力、数量和容积的确定…………………………………… 26 3.3.2.2 主要尺寸的确定…………………………………………………… 26 3.3.2.3 上部出料管开口位置……………………………………………… 26 3.3.2.4 接管计算…………………………………………………………… 26 3.3.2.5 支座选择…………………………………………………………… 27 3.3.3 螺旋板式换热器 ………………………………………………………27 3.3.3.1换热器1……………………………………………………………… 27 3.3.3.2换热器2……………………………………………………………… 27 3.3.4连消泵 ……………………………………………………………………27 3.4贮存用的罐和槽……………………………………………………………… 28 3.4.1 配料罐……………………………………………………………………28 3.4.1.1配料罐生产能力、容量、数量的确定 ……………………………28 3.4.1.2几何尺寸的确定 ……………………………………………………28 3.4.2玉米浆料槽……………………………………………………………… 28 3.4.2.1 玉米浆料槽生产能力、容量、数量的确定……………………… 28 3.4.2.2 几何尺寸的确定…………………………………………………… 28 3.4.3 无机盐槽…………………………………………………………………29 3.4.3.1 无机盐槽生产能力、容量、数量的确定 …………………………29 3.4.3.2几何尺寸的确定 ……………………………………………………29 3.5发酵车间设备一览表…………………………………………………………29 4 附图 ………………………………………………………………………………29 5 参考文献 …………………………………………………………………………29 6 主要符号说明 ……………………………………………………………………30 设计任务书 请设计一年产2000t食品工业用糖化酶发酵车间(黑曲霉深层发酵法生产) 一、基础数据: 生产规模:食品工业用糖化酶2000t/年 其中液体糖化酶1000 m3/年,固体粉末状糖化酶1000 t/年 产品规格:食品级液体糖化酶8万U/mL, 食品级固体粉末状糖化酶10万U/g 生产天数:150天(其他时间生产其他酶) 发酵单位:2万U/mL 提取总收率:85% 发酵清液得率:90% 发酵罐装料系数:80% 发酵时间105hr 生产周期:120hr 培养温度:32℃ 最大通气量:1VVM 发酵热 发酵培养基:玉米淀粉:22%;豆饼粉:4%;玉米浆:1%;(NH4)2S04:0.4%;Na2HP04:0.1%; 接种量:15% 种子培养基: 麦芽糊精:4%;玉米浆:1%;(NH4)2S04:0.2% K2HP04:0.2% 种子罐生产周期:60hr 最大通气量:1VVM 连消初温t1=75℃,终温t2=120℃,加热蒸汽0.42Mpa,其温度为145℃ 二、设计内容: 1.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。 2.工艺计算:发酵车间的物料衡算,无菌空气用量的计算。 3.糖化酶生产设备的选型计算(包括设备的容量、数量、主要的外形尺寸)。 三、设计要求: 根据以上设计内容书写设计说明书。 完成初步设计阶段图纸:工艺流程图(包括无菌空气、配料、菌种与发酵部分):发酵车间平面布置图。 1 工艺条件的确定和工艺流程说明 1.1 概述 本设计为年产2000吨的糖化酶的工厂设计,利用黑曲霉,结合液体深层发酵法、板框压滤提取得到糖化酶。本设计对糖化酶工艺流程、条件及生产原理做了相关的阐述,并对有关的物料衡算、无菌空气用量等作了相应的计算,以及对标准设备的选型和计算。利用黑曲霉发酵生产糖化酶的工艺流程包括原材料的处理、种子的培养、发酵、絮凝、过滤、成品加工等工艺,设计的主要成果是设计说明书、工艺流程图、发酵车间平面布置图。现对产物糖化酶及其生产菌株作简单介绍。 1.1.1 糖化酶 糖化酶又称葡萄糖淀粉酶(Glucoamylase EC 3.2.1.3),其系统名称为淀粉α-1,4-葡萄聚糖水解酶,是一种胞外外切酶,但其专一性低,主要是从淀粉链的非还原性末端依次水解α-1,4-糖苷键,水解下一个个葡萄糖单元[1],一般淀粉水解程度达80%。 糖化酶有以下性质:糖化酶是一种糖蛋白,通常碳水化合物占4%-18%,这些碳水化合物主要是半乳糖、葡萄糖、葡萄糖胺和甘露糖,其残基的排列在其热和酸碱稳定性上有特殊意义。真菌产生的糖化酶组分多型性是常见的,市售的糖化酶中可分离出葡萄糖酶Ⅰ和葡萄糖酶Ⅱ两种组分,而培养基成分和生产条件对糖化酶组分多型性也有影响,天然糖化酶在微生物培养或酶的制备过程中可能受葡萄糖苷酶和蛋白酶的作用而成多型性的酶类。工业用的糖化酶都是利用它的热稳定性,α-环状糊精可提高糖化酶的热稳性,最适温度范围一般为50℃-60℃。糖化酶具有较宽的pH值适应范围,但最适pH为4-5。钙离子与酶结合后可使结构变得松散些,更有利于催化反应。糖化酶是将麦芽糖糊精转化为D-葡萄糖,底物水解速度主要受底物分子的大小及结构影响,同时也受水解碳链序列中F一个键的影响,碳链越来越大,其最大反应速度随底物碳链的增长而增加,呈线性变化。 糖化酶多用于以葡萄糖作发酵培养基的各种抗生素、有机酸、氨基酸、维生素的发酵,它还大量用于生产各种规格的葡萄糖。总之,凡对淀粉、糊精必需进行酶水解的工业上,都可使用。使用糖化酶的优点有:一是糖化酶对设备没有腐蚀性,使用安全;而是使用糖化酶工艺简单、性能稳定、有利于各厂的稳定生产,使用糖化酶对淀粉水解比较安全,可提高出酒率,麸曲法能减少杂菌感染,节约粮食可降低劳动强度,改善劳动条件;三是使用糖化酶有利于生产机械化,有利于实现文明生产。所以说,糖化酶的应用前景广阔,值得我们深入的研究,以提高其生产量以及质量。 1.1.2 黑曲霉 黑曲霉在分类学上处于:真菌门、半知菌亚门、丝孢纲、丝胞目、丛梗孢科、曲霉属、黑曲霉群,拉丁学名:Aspergillus niger。其孢子头呈暗黑色,菌丝体由具横隔的分枝菌丝构成,菌丝黑褐色,顶囊球形,小梗双层,分生孢子球形,平滑或粗糙。一般进行无性生殖,其可育细胞称足细胞。 黑曲霉突变株在查氏培养基上菌落曲型为炭黑色,有辐射沟纹,从菌落边缘向中心,分化为伸长部位、活性部位、成熟部位、老化部位几个区域即孢子萌发最早出现于中心部位是伸展部位,并逐渐形成密生部位、分生孢子部位,最后在中心出现的是成熟部位,菌落背面无色或稍黄[2]。 1.2 工艺原理 1.2.1 生化分离工程[3] 对于自然界产生或由微生物菌体发酵的、动植物组织培养的酶反应等各种生物生产过程获得的生物原料,经提取分离,加工并精制目的成分,最终成为产品的技术。 1.2.2 发酵原理[3] 指用黑曲霉等微生物,利用碳源(例如麦芽糊精,玉米淀粉,豆饼粉)、氮源(例如(NH4)2SO4,豆饼粉,液氨,玉米浆)、生长因子等物质,为黑曲霉提供生长代谢所需的原材料,在一定的温度、密度、压力之下,分解出蛋白质等所需产物的过程。 1.2.3 絮凝原理[3] 预处理加入絮凝剂(天然或合成大分子聚电质),降低排斥电位,同时吸附周围微粒,形成桥架,使其成为絮凝团分离。  发酵液在过滤之前常加入絮凝剂。常见的絮凝剂有:明矾、六水氯化铝、氯化铁、硫酸锌、碳酸镁等在水溶液中可生成各种氢氧化物凝胶,具有很大的表面积。  目前常用的絮凝剂是人工合成的高分子聚物,例如有机合成的聚丙烯酰胺类和聚乙烯亚胺衍生物。其优点是:用量少,絮凝体粗大,分离效果好,絮凝速度快以及种类多等优点。 1.2.4 过滤原理[3] (1)表层过滤(滤饼或饼层过滤):架桥现象---过滤介质(织物、多孔物体或多孔膜)随过滤的进行,滤渣在滤介一侧形成滤饼。初时,小于滤介微孔的颗粒穿过过滤介质进入滤液使之混浊,但颗粒经过微孔时互相架桥使流道更为狭窄。 (2)深床过滤(深层过滤):过滤介质——砂子、砂子砾石混合而成或其他堆积介质。介质层较厚,里面形成长而曲折的流道,通常处理颗粒的直径小于流道直径的悬浮液。 (3)过滤时加热可抑菌,但对于热稳定性低的糖化酶不适用,所以过滤须在无菌环境中进行。 (4)过滤时添加助滤剂的好处: 解决了两个问题:一是滤饼的可压缩问题;二是菌丝碎片和细菌细胞等小粒子会逐渐聚集在滤膜表面或者渗入滤布内部,使得过滤介质的部分孔被阻塞,过滤效率急剧下降。 (5) 最有效的两类预处理助滤剂是硅藻土和珍珠岩。 硅藻土:古代水生物残骸。 珍珠岩:膨化火山岩。 1.3 工艺路线的选择[4] 1.3.1 液体深层通气发酵法的选择 (1)酶制剂发酵生产技术有固体发酵法和液体发酵法。其中,固体发酵法有浅盘法、转桶法和厚层通气法;液体发酵法分为液体表面发酵法和液体深层通气发酵法。 (2)固体发酵定义   广义:微生物生长于不溶于水的基质,且基质上含有不同量的自由水(free water)。   狭义:微生物生长在潮湿不溶于水的基质进行发酵,在固体发酵过程中不含任何自由水,随著微生物产出的自由水的增加,固体发酵范围延伸至黏稠发酵(slurry fermentation)以及固体颗粒悬浮发酵。   固体发酵有其优点,如:培养基单纯,例如谷物类、小麦麸、小麦草、大宗谷物或农产品等均可被使用,发酵原料成本较经济; 基质前处理较液体发酵少,例如简单加水使基质潮湿,或简单磨破基质增加接触面积即可,不需特殊机具,一般家庭即可进行步骤;因获得水分可减少杂菌污染,此种低灭菌步骤即可施行的发酵,适合低技术地区使用;能产生特殊产物,如红麴产生的红色色素是液体发酵的十倍,又曲霉菌在固体发酵所产生的葡萄糖苷酶较液体发酵产生的酵素更具耐热性;固体发酵相当于使用相当高的培养基,且能用较小的反应器进行发酵,单位体积的产量较液体为高;下游的回收纯化过程及废弃物处理通常较简化或单纯,常是整个基质都被使用,如做为饲料添加物则不需要回收及纯化,无废弃物的问题; 固体发酵可食品产生特殊风味,并提高营养价值,如天培可作为肉类的代用品,其胺基酸及脂肪酸易被人体消化吸收。   但其缺点也很明显,如:限于低湿状态下生长的微生物,故可能的流程及产物较受限,一般较适合于真菌;在较致密的环境下发酵,其代谢热的移除常造成问题,尤其是大量生产时,常限制其大规模的产能;固态下各项参数不易侦测,尤其是液体发酵的各种探针不适用于固体发酵,pH值、湿度、基质浓度不易调控,(单位面积或体积内)生物的数量不易量测,每批次发酵条件不易一致,再现性差;不易以搅拌方式进行质量传递(大量迁移),因此发酵期间,物质的添加无法达到均匀;由于不易侦测,从发酵工程的观点来看,许多工作都只是在定性或观察性质,故不易设计反应器,难以量化生产或设计合理化的发酵流程;固体发酵的培养时间较长,其产量及产能常低于液体发酵;萃取的产物常因黏度高不易大量浓缩。 (3)液体表面发酵法又称液体浅盘发酵或液体静置培养法。此法无需搅拌,动力消耗少;缺点是培养基的灭菌须在单独的设备中进行。整个过程控制杂菌污染较难,而且发酵所需场地也比较大。 (4)液体深层通气发酵法是目前酶制剂生产中应用最广泛的方法 ,所用主要生物反应器(发酵罐)是一个具有搅拌桨叶和通风系统的密闭容器。该发酵罐又称通用式发酵罐,从培养基灭菌、冷切到接种后的发酵都在同一罐内进行。 总之,液体发酵法与固体发酵法相比而言,液体的流动性大,工艺条件容易控制,有利于自动化操作。由于采用纯种发酵,发酵过程不易染杂,所得产品纯度提高、质量稳定。该方法机械化强度高,劳动强度小,设备利用率高。 1.3.2 间歇式操作的选择 间歇式反应器是一种间歇的按批量进行反应的化学反应器,液体物料在反应器内完全混合而无流量进出。采用间歇操作的的反应器叫做间歇反应器,其特点是进行反应所需的原料一次装入反应器,然后在其中进行反应,经一定的时间后,达到所要求的反应程度便卸除全部反应物料,其中主要是反应产物以及少量未被转化的原料。间歇式操作发酵彻底、工艺技术要求低、不易染菌,而且染菌后的损失相对较小。目前酶制剂工业的液体发酵主要是采用间歇发酵法,国内外正在尝试连续发酵法和其他方法,一旦成功,将会推动酶制剂工业上一个新台阶。 选用此生产工艺,机械化和自动化程度高,生产过程安全,有完善的三废处理措施。 1.4 工艺流程简述 先将原材料粉碎,然后糊化备用。将备好的碳源和氮源加入发酵罐中,利用黑曲霉发酵,将发酵好的发酵液放入储罐中,加入絮凝剂絮凝。因为所需产物为胞外产物,所以,选用板框压滤机过滤,取滤液。再将滤液经过超滤膜,进一步过滤。加入防腐剂后,所得液体便可装罐,制成成品。流程主要包括:原材料的预处理、菌种的培养、发酵、过滤、成品加工。图1为总工艺流程示意图。 1.5 工艺流程说明 1.5.1 种子制备 1.5.1.1 固体孢子培养 在茄瓶中加入孢子培养基,灭菌冷却后接菌种。于31℃培养6-7天备用。 菌种 斜面培养 摇瓶孢子培养 种子罐扩大培养 原料 预处理 灭菌 冷却 空气 压缩 冷却 气液分离 过滤除菌 发酵 发酵液 过滤 滤液 2%酸性白土 2-5%硅藻土 酶清液 浓缩 再浓缩 浓缩酶液 防腐剂、稳定剂 成品酶液 冷却酒精 1%淀粉 压滤 滤饼 真空干燥 固体糖化酶 图1 糖化酶生产总工艺流程示意图 1.5.1.2 种子罐培养 种子培养基:麦芽糊精:4%;玉米浆:1%;(NH4)2SO4:0.2% K2HPO4:0.2%。在31℃培养48h,通风量0.5VVM。镜检菌丝生长正常,无杂菌污染,即可接种发酵罐。 1.5.2 发酵 培养基配方:玉米淀粉:22%;豆饼粉:4%;玉米浆:1%;(NH4)2S04:0.4%;Na2HP04:0.1%;α-淀粉酶0.01%;泡敌0.01%。0.2Mpa杀菌,冷却到32℃按接种量15%接入48h种子。可向培养基中添加少量的聚乙烯醇衍生物,可防止菌丝体结球而增加产量。最大通气量为1VVM,发酵时间105hr。所得发酵液酶活为2万U/ml。 1.5.3 后提取 由于黑曲霉产生的糖化酶是一种胞外酶,先真空转鼓过滤除去发酵液中的菌丝体,滤液(pH3~3.8)加2%酸性白土吸附转苷酶,加硅藻土2-5%作助滤剂得到酶清液,然后用超滤装置在25-30℃浓缩到1/2-1/3,超滤浓缩液继续用真空薄膜蒸发器再浓缩到1/2以下,然后加入防腐剂和稳定剂,就制成了高酶活的成品酶液。液体酶的生产工艺简单,使用方便,但保质期短。固体酶生产工艺较液体酶复杂,成本高,但便于运输,保质期长。食品工业用固体糖化酶的常用生产工艺是:在浓缩酶液中加淀粉1%,再加冷却到5℃以下的酒精至终浓度65%,压滤,滤饼在40-50℃真空干燥,即可得食品工业用固体糖化酶。 1.6工艺技术指标及基础参数 1.6.1主要技术指标 主要技术指标如表1.1所示。 表1.1 糖化酶发酵工艺技术指标 指标名称 单位 指标数 生产规模 t/a 2000 生产方法 深层液体发酵,有机溶剂沉淀提取 年生产天数 d/a 150 产品日产量 kg/d 13320 产品质量 U/ml 液体:8万 固体:10万 倒罐率 % 0 发酵周期 h 120 发酵辅助时间 h 15 菌种培养时间 h 60 接种量 % 15 发酵罐装料系数 % 80 放罐发酵单位 U/ml 2万 提取总收率 % 85 1.6.2种子培养基(%) 麦芽糊精:4%;玉米浆:1%;(NH4)2SO4:0.2% K2HPO4:0.2%。 1.6.3发酵培养基(%) 玉米淀粉:22%;豆饼粉:4%;玉米浆:1%;(NH4)2S04:0.4%;Na2HP04:0.1%。 2工艺计算[5] 2.1 发酵车间的物料衡算 物料衡算的意义:通过物料衡算,可以求出引入和离开设备的物料(包括原料、中间体和成品等)各组分的成分、质量和体积,进而计算成品的原料消耗定额、每日或每年消耗量以及成品、副产物、废物等排出物料量。根据其计算结果,可完成生产设备的容量、个数和主要尺寸的确定,工艺流程草图的设计,水、蒸汽、热量、冷量等平衡计算。在工厂建成投产后,同样可利用物料衡算,针对所用的生产工艺流程、车间或设备,利用可观测的数据去计算某些难以直接计算的参变量,从而实现对现行生产状况进行分析,找出薄弱环节,进行革新改造,挖掘生产潜力,制定改进措施,提高生产效率,提高正品率,减少副产品、杂质和三废排放量,降低投入和消耗,从而提高企业的经济效益。 物料衡算的方法步骤:弄清题意和计算的目的要求;绘出物料衡算流程图;写出生物反应方程式;收集设计基础数据和有关物化常数;确定工艺指标及消耗定额等;选定计算基准;计算;校核与整理计算结果,列出物料衡算表;绘出物料流程图。 拟设计年产2000t食品工业用糖化酶(其中含液体糖化酶1000m3(8万U/ml),固体粉末状糖化酶1000t(10万U/g)) 2.1.1 生产能力计算 (1)年产糖化酶总单位 1000×106×8+1000×106×10=1.8×1010万(U) (2)日产糖化酶总单位 1.8×1010/150=1.2×108万(U) (3)理论发酵清液量 1.2×108/2×106=60m3 (4)实际发酵清液量 60/85%=70.588m3/d (5)用来制作液体糖化酶的发酵清液量 70.588×8/(10+8)=31.37m3/d (6)用来制作固体糖化酶的发酵清液量 70.588×10/(10+8)=39.22m3/d (7)发酵原液量 70.588/90%=78.43m3/d 2.1.2 发酵培养基配料计算 根据发酵培养基的配方与接种量可计算出发酵液中各成分的用量。计算过程如下所示。表2.1所示为发酵培养基物料衡算结果。 (1)玉米淀粉用量 78.43×85%×22%=14.67t (2)豆饼粉用量 78.43×85%×4%=2.67t (3)玉米浆用量 78.43×85%×1%=0.67t (4)(NH4)2SO4 用量 78.43×85%×0.4%=0.267t (5)Na2HPO4用量 78.43×85%×0.1%=0.0667t (6)菌种用量 78.43×15%=11.76t 表2.1 发酵培养基物料衡算表 配料名称 含量/% 日投料量/t 玉米淀粉 22 14.67 豆饼粉用量 4 2.67 玉米浆用量 1 0.67 (NH4)2SO4 用量 0.4 0.267 Na2HPO4用量 0.1 0.0667 菌种用量 15 11.76 2.1.3 种子培养基配料的计算 由原始发酵量与接种量可知种子罐也聊为11.76t,根据种子培养基配方可计算出种子罐中各成分的用量。计算过程如下所示。表2.2所示为种子培养基物料衡算结果。 (1)麦芽糊精用量 11.76×4%=0.47t (2)玉米浆用量 11.76×1%=0.1176t (3)(NH4)2SO4用量 11.76×0.2%=0.02352t (4)K2HPO4用量 11.76×0.2%=0.02352t 表2.2 种子培养基物料衡算表 配料名称 含量/% 日投料量/t 麦芽糊精 4 0.47 玉米浆 1 0.1176 (NH4)2SO4 0.2 0.02352 K2HPO4 0.2 0.02352 2.1.4 过滤、产生发酵清液过程的物料衡算 已知发酵清液产量为7.588,可计算出以下物料量。表2.3所示为过滤、产生发酵清液过程物料衡算结果。 (1)过滤菌丝后的发酵液量 70.588/(1+2%+3%)=67.226m3/d (2)酸性白土量 67.226×2%=1.34t (3)硅藻土量 67.226×3%=2.02t (4)过滤除去菌丝及取样等损失量 78.43-70.588=7.842t 表2.3 过滤、产生发酵清液过程物料衡算表 投料量 放料量 物料名称 日投料量 物料名称 日放料量 成熟发酵液 78.43m3 菌丝等滤渣 7.842t 酸性白土 1.34t 发酵清液 70.588m3 硅藻土 2.02t 2.1.5 液体与固体酶制剂过程的物料衡算 2.1.5.1 液体酶制剂中的物料衡算 (1)液体酶制剂量 已知实际发酵清液70.588m3/d中用来制作液体糖化酶的发酵清液为31.37m3/d,设x为液体酶制剂的量,根据酶制剂与发酵清液的酶单位守恒:31.37×85%×2=x×8,得x=6.66m3 (2)蒸发前液量 设蒸发组分为50%,则蒸发前液量为:6.66/50%=13.32m3 (3)滤渣量 31.37-13.32=18.05t (4)超滤过程浓缩率 13.32/31.37=0.42 液体酶制剂制备过程的物料衡算结果如表2.4所示。 表2.4 液体酶制剂制备过程的物料衡算表 投料量 放料量 物料名称 日投料量/m3 物料名称 日放料量 发酵清液 31.37 滤渣 18.05t 蒸发组分 6.66m3 液体酶制剂 6.66m3 2.1.5.2 固体酶制剂中的物料衡算 (1)已知实际发酵清液70.588m3/d中用来制作固体糖化酶的发酵清液为39.22m3/d,设y为固体酶制剂的量 根据酶制剂与发酵清液的酶单位守恒:39.22×85%×2=x×10,故y=6.66t (2)添加淀粉量 39.22×1%=0.392t (3)压滤前的终体积 39.22/65%=60.94m3 (4)乙醇用量 60.94-39.22-0.392=21.33m3 (5)滤液放料量 60.94-6.66=54.28m3 连消、过滤、产生发酵清液过程的物料衡算结果如表2.5所示。 表2.5 连消、过滤、产生发酵清液过程的物料衡算表 投料量 放料量 物料名称 日投料量/m3 物料名称 日放料量 发酵清液 39.22 滤液 54.28m3 淀粉量 0.392 固体酶制剂 6.66t 乙醇 21.33 2.1.6 总物料衡算 由以上计算的物料衡算结果得到糖化酶发酵车间的总物料衡算表。 表2.6 糖化酶发酵车间总物料衡算表 物料名称 生产1t糖化酶(活度20000u/g)物料量 2000t/a糖化酶生产的物料量 每日物料量 固态糖化酶/kg 94.35 1000000 6660 液态糖化酶/L 94.35 1000000 6660 发酵液量/L 1111 11764500 78430 发酵清液量/L 1000 10588200 70588 二级种液/L 166.6 1764000 11760 玉米淀粉/kg 207.82 2200500 14670 豆饼粉/kg 37.68 399000 2660 玉米浆/kg 11.16 118140 787.6 (NH4)2SO4 /kg 4.12 43575 290.5 Na2HPO4/kg 0.85 9000 60 K2HPO4/kg 0.333 3528 23.52 麦芽糊精/kg 6.658 70500 470 酸性白土/kg 18.98 201000 1340 硅藻土/kg 28.617 303000 2020 淀粉/kg 5.55 58800 392 乙醇/L 302.176 3199500 21330 2.2 无菌空气用量的计算 耗氧生物的生存需要氧,黑曲霉为耗氧生物,而不同类型的发酵生产,适宜的溶氧浓度和耗氧速度不一样。溶氧量与反应器类型、通风速率、搅拌条件等有关。对同一类型的发酵反应,由于使用的发酵罐形式不同,耗氧量也不同。此外,还常用无菌压缩空气押送培养基和其他料液,压缩空气消耗量也不一样。故压缩空气消耗量的计算是非常重要的设计任务。 2.2.1 单罐发酵无菌空气耗用量 (1)单罐发酵用气量 已知发酵过程中的最大通气量为1VVM,可得到单罐发酵用气量V=118×80%×1×60=5664(m3/h) (2)每年发酵罐单罐发酵批次 (80×150)/(100×5)=24 (3)单罐发酵年用气量 Va=5664×105×24=1473280m3 2.2.2 种子培养等其他无菌空气耗量 二级种子培养是在种子罐中进行的,可以根据接种量、通气速率、培养时间等进行计算。一般无菌空气消耗量之和约等于发酵过程空气耗量的20%。 (1)单罐种子用气量:5664×20%=1132.8(m3/h) (2)单罐种子年用气量:1132.8×60×24=1631232(m3/h) 2.2.3 发酵车间高峰无菌空气消耗量 高峰无菌空气耗量:5664×5+1132.8×4=32851.2 (m3/h) 2.2.4 发酵车间无菌空气年耗量 发酵车间无菌空气年耗量:1473280×5+1631232×4=77891328m3/a 2.2.5 发酵车间无菌空气单耗 根据设计,实际糖化酶年产量为2000t/a,所以发酵车间无菌空气单耗为: 77891328/2000=38945m3/t 2.2.6 无菌空气总衡算表 由以上衡算结果,可得出2000 t/a糖化酶生产车间无菌空气用量总衡算表。如表2.7所示。 表2.7 发酵车间无菌空气用量总衡算表 单罐通气量/(m3/h) 种子培养耗气量/(m3/h) 高峰空气耗量/(m3/h) 年空气耗量/m3 空气单耗/(m3/t糖化酶) 5664 1132.8 32851.2 77891328 38945 3设备选型计算[5] 进行设备的选型计算之前,首先应该明确设备的选型原则:保证工艺过程实施的安全可靠;经济上合理,技术上先进;投资省,耗材料少,加工方便,采购容易;运行费用低,水电气消耗少;操作清洗方便,耐用易维修,备品配件供应可靠,减轻工人劳动强度,实施机械化和自动化方便;结构紧凑,尽量采用经过实践考验证明确实性能优良的设备;考虑生产波动与设备平衡,留有一定余量;考虑设备故障与检修的备用。 3.1发酵罐 3.1.1 发酵罐的选型 好气发酵罐的研究从20世纪40年代开始,取得了一系列的成果。各种罐型纷纷出现,大致可分为机械搅拌型、气相连续型、水泵型、气升型四大类。 评价发酵罐技术性能的主要尺度是体积溶氧系数KLa;评价经济性能的依据是溶氧效率g。当然也要从实践性角度考虑,该种发酵罐已实践过的最大容积,放大性能,是否适合某种发酵醪的液体特性等。 当前,我国发酵行业中占统治地位的发酵罐仍是机械涡轮搅拌通风发酵罐,即通用罐。选用这种发酵罐的原因主要是由于其历史悠久,资料齐全,在比拟放大方面积累了较丰富的成功经验,成功率高。 因此,本设计选用机械涡轮搅拌通风发酵罐。 3.1.2 发酵罐生产能力的计算 每吨糖化酶(活度为2000U/g)所需的发酵液体积为:20000/(20000×85%×90%)=1.3m3; 生产2000t/a糖化酶(总活度为1.8×1010万U)所需的发酵液体积为:1.3×(1.8×1010/2×106)=11763m3; 每年生产糖化酶150天,则每天需要的发酵液体积为:11763/150=78.42m3; 由于发酵罐的填充系数为80%,所以每天需发酵液总容量为:78.42/80%=98.025m3。 3.1.3 发酵罐台数的确定 每天需发酵罐数量: 98.025/100=0.98,取整为1台;共需要发酵罐数量: (98.025×120)/(100×24)=4.9,取整为5台。添加1台备用罐共6台。 3.1.4 发酵罐容积的确定 一般来说单罐容积越大,经济性能越好,但风险越大,要求技术管理水平也越高。应在技术管理水平允许的范围内,尽量取较大的发酵罐。 所需发酵罐的总容积为:(78.43×120)/(24×0.8)=490.2m3 平均一台发酵罐的容积为:490.2/5=98.4 m3。 故选用公称容积为100 m3的发酵罐。 3.1.5 校核 查表得,公称容积为100 m3的发酵罐,总容积为118m3。则5台发酵罐的总容积为:118×3=590 m3>490.2 m3,可满足需要。 3.1.6 主要尺寸的计算 3.1.6.1 罐径 通过查通用式发酵罐系数表得下表。 表3.1 公称容积为100 m3的发酵罐主要尺寸 罐内径/mm 4000 圆柱高H0 8000 封头高h 1040 罐体总高H 10080 不计上封头的容积 109 全容积 118 3.1.6.2 搅拌器 机械搅拌通风发酵罐的搅拌涡轮有三种形式,可根据发酵特点、基质及菌体特性选用。由于糖化酶生产过程有中间补料操作,对混合要求较高,因此选用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各尺寸与罐径D有一定的比例关系,现将主要尺寸列出: 搅拌器叶径:Di=D/3=4/3=1.33(m) 叶宽: B=0.2Di=0.2×1.33=0.267(m) 弧长: l=0.375Di=0.375×1.33=0.5(m) 底距: C=D/3=4/3=1.33(m) 盘径: di=0.75Di=0.75×1.33=1(m) 叶弦长: L=0.25Di=0.25×1.33=0.33(m) 叶距: Y=D=4(m) 弯叶板厚: δ=14mm 列表整理以上数据,如表3.2所示。 表3.2 发酵罐搅拌器各部分尺寸 参数 结果 搅拌器叶径Di/m 1.33 叶宽B/m 0.267 弧长l/m 0.5 底距C/m 1.33 盘径di/m 1 叶弦长L/m 0.33 叶距Y/m 4 弯叶板厚δ/mm 14 3.1.7 搅拌轴功率的计算 搅拌轴功率可按单位体积搅拌轴功率相等的计算方法和经验进行计算确定。通常糖化酶发酵按1kW/m3发酵醪,对于装液量为94.4m3的发酵罐,应选取功率大于95 kW的电机。 3.1.8 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、冷却水可能达到的最高温的条件下,设计冷却面积如下。 发酵热为qmax=4.18×5000kJ/(m3h),采用竖式列管式换热器,取经验值K=4.18×500kJ/(m3h) 由于冷却水终温为27℃,初温为20℃,发酵温度为32℃,所以Δt1=32-20=12(℃),Δt2=32-27=5(℃),则对数平均温差为Δtm=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)=8 (℃)。 每天装1罐,每罐实际装液量为78.43m3,故换热面积为(4.18×5000×78.43)/(4.18×500×8)=98.0375(m2)。 3.1.9 设备结构的工艺设计 设备结构的设计主要包括以下内容:空气分布器,挡板,密封方式,搅拌器以及冷却管布置等。 3.1.9.1 空气分布器 空气分布器主要分多孔式和单管式,本设计通气量较大,故使用单罐通风,由于进风速度高,又有涡轮板阻挡,叶轮打碎、溶氧等都能处于良好的状态。 3.1.9.2 挡板 挡板的作用是加强搅拌强度,一般小型罐的设计中应加挡板,本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管,故不设挡板。 3.1.9.3 密封 本罐拟采用双面机械密封方式,处理轴与罐的动静问题。 3.1.9.4 冷却管布置 对于较大的罐,夹套冷却面积无法满足生产要求,而列管式冷却装置虽然冷却效果好,但耗水量过多,因此本设计使用的是竖直蛇管冷却装置。 在冷却管的布置中,进水总管直径的计算,冷却管组数和管径,总长,以及每组管长,圈数,实际传热面积都是应当考虑的。 已知冷却水的进出口温度与冷却水的比热容,则醪液的总放热量为:4.18×5000×78.43=1972960(kg/h) 可知最高热负荷下的耗水量W为:1972960/[4.18×(27-20)]=18.73(kg/s) 则冷却水体积流量为0.0187m3/ s 取冷却水在竖直蛇管中流速为1m/s,则冷却管总截面积为:0.01873/1=0.01873(m2) 进水总管直径为:(0.0187/0.785)0.5=0.154(m)。 3.1.10 设备材料的选择 选用不锈钢制作,以降低设备费用。 3.1.11 接管设计 3.1.11.1 接管的长度设计 各接管的长度h根据直径的大小和有无保温,一般取100-200mm,具体值见表3.2。 表3.3 接管长度h 公称直径Dg/mm 不保温接管长 保温设备接管长 适用公称压力/MPa ≤15 80 130 ≤40 20-50 100 150 ≤16 70-350 150 200 ≤16 70-500 ≤10 3.1.11.2 接管直径的确定 由于排料管同时也是通风管,故计算管径时分别按排列管与按通风管计算管径,最后取较大者为总管径。 3.1.11.2.1 按排料管的管径计算 发酵罐装料78.43m3,2h之内排空,物料体积流量为:78.43/(3600×2)=0.0108(m3/s) 发酵液流速取v=1m /s,排料管截面积为:0.0108/1=0.0108(m3) 管径为:(0.0108/0.785)0.5= 0.118(m) 取无缝钢管Φ133×4,其内径125mm>118mm,适用。 3.1.11.2.2 按通风管的管径计算 由于通风比1vvm(0.1MPa,20℃),则通风量为:78.43×1=78.43(m3/min)=1.29(m3/s) 折算到工作状态(0.35MPa,32℃)下的风量为1.29×(0.1/0.35)×(273+32)/(273+20)=0.384(m3/s) 取风速为35m/s,则通风管截面积为0.384/35=0.0110(m2) 则通风管径为(0.0110/0.785)0.5=0.118(m),取无缝不锈钢管Φ133×4(公称压力<1.0MPa) 由于通风管也是排料管,故取无缝不锈钢管Φ133×4。 3.1.11.3 排料时间的复核 物料流量为0.0108m3/s,流速v=1m/s,管道截面积为0.785×0.1252=0.0123m2 在相同流速下,流过物料因管径较原来计算结果大,则相应流速比为0.0108/(0.0123×1)=0.88 排料时间为:2×0.88=1.76h 3.1.12 支座选择 生物工程工厂设备常用支座分为卧式制作和立式支座。其中卧式支座可分为支腿、圈型、鞍型支座三种。立式支座也分为悬挂、支承、裙式三种。 对于100m3的发酵罐,由于设备总质量较大,应选用裙式支座。故本设计选用裙式支座。 3.2种子罐 3.2.1种子罐的选型 种子罐的选型与发酵罐相同,也是采用机械搅拌通风管。 3.2.2 种子罐生产能力的计算 每天需种子液的量为: 78.42×15%=11.763m3; 由于种子罐的填充系数为80%,则每天需要种子罐总容量为:11.763/80%=14.7m3。 3.2.3 种子罐台数的确定 每天需要种子罐的数量为: 14.7/15=0.98,取整为1台; 共需要种子罐的数量为:(14.7×60)/(15×24)=2.45,取整为3台,加备用罐为4台。 3.2.4 种子罐容积的确定 已知车间年产2000t的糖化酶,每日所需种子液为11.76 m3/d,则所需设备总容积为:(11.76×60)/(24×0.8)= 36.75(m3)。 故选用公称容积为15 m3的种子罐。 3.2.5 校核 查表可知公称容积为15m3的发酵罐,总容积为:0.212×0.42×0.785+1.36×2=17.2(m3); 醪液的总换热量为:4.18×5000×11.76=2.46×105kJ/(m3×h) 则4台种子罐的总容积为68.8m3>36.75m3,可满足需要。 3.2.6 主要尺寸的计算 3.2.6.1 种子罐整体尺寸计算 求得种子罐的公称容积为15m3,设H/D=2,则可求得种子罐的直径D为2.02m,整合为2.1,则查椭圆形封头的尺寸、内表面积、容积表及筒体的容积面积及质量表可得V封=1.36m3,h1=525mm,h2=40mm,则封头高度为565mm,总高度为4200+2×565=4765mm。 表3.3为种子罐的各项尺寸数据。 表3.4 15m3种子罐主要尺寸 项目 数据 罐内径/mm 2100 罐体总高/mm 4765 圆柱部分容积/m3 14.54 封头高度/mm 565 封头容积/m3 1.36 全容积/m3 17.2 实际装液量/m3 13.76 3.2.6.2 搅拌器尺寸计算 由于种子罐较小,由于对混合程度要求不是很高,故选用适中的六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部尺寸与罐径D有一定比例关系,现将主要尺寸列出: 搅拌器叶径:Di=D/3=2.1/3=0.7(m) 叶宽: B=0.2Di=0.2×0. 7=0.14(m) 弧长: l=0.375Di=0.375×0. 7=0.2625(m) 底距: C=D/3=2.1/3=0. 7 (m) 盘径: di=0.75Di=0.75×0. 7=0.525(m) 叶弦长: L=0.25Di=0.25×0. 7=0.175(m) 叶距: Y=D=2.1(m) 弯叶板厚: δ=14mm 列表整理以上数据,如表3.5所示。 表3.5 种子罐搅拌器各部分尺寸 参数 结果 搅拌器叶径Di/m 0.7 叶宽B/m 0.14 弧长l/m 0.2625 底距C/m 0. 7 盘径di/m 0.525 叶弦长L/m 0.175 叶距Y/m 2.1 弯叶板厚δ/mm 14 3.2.7 搅拌轴功率的计算 搅拌轴功率可按单位体积搅拌轴功率相等的计算方法和经验进行计算确定。通常糖化酶发酵按1kW/m3发酵醪;对于装液量13.76m3的发酵罐,可选取功率大于13.76kW的电机。 3.2.8 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、冷却水可能达到的最高温的条件下,设计冷却面积如下。 发酵热为qmax=4.18×5000kJ/(m3×h),每天装1罐,取K=4.18×220kJ/(m3×h×℃),每罐实际装液量为11.76m3,故醪液每小时的总换热量为2.46×105kJ/(m3×h),故换热面积为(4.18×5000×11.76)/(4.18×220×7)=38.2m2。 3.2.9 设备结构的工艺设计 3.2.9.1 挡板 挡板挡板的作用是加强搅拌强度,本设计中种子罐较小,适合安装挡板。 3.2.9.2 密封 本罐拟采用双面机械密封方式,处理轴与罐的动静问题。 3.2.9.3 冷却水管 由前知醪液每小时的总换热量为2.46×105kJ/(m3×h),冷却水温变化从23℃到27℃,则最高热负荷下的耗水量为 2.46×105/[4.18×(27-23)]= 4.09×10-3(m3/s); 取水流速为1m/s,则冷却管径为(4.09×10-3/0.785 )0.5=0.072m。 查金属材料表取焊接管Dg=80mm可满足要求。 3.2.9.4 进风管 进风管管底应距罐30mm,采取向下的单管即可满足种子罐的要求。 由于进风管同时也是排列管,故与发酵罐中管径的计算相同,分别按排列管与按通风管计算管径,最后取较大者为总管径。 按排料管的管径计算如下。种子罐装料11.67m3,20min之内排空,物料体积流量为11.76/(60×20)=0.0098m3/s; 发酵液流速取v=0.9m /s,排料管截面积为0.0098/0.9= 0.011m2; 管径为0.118m,取无缝不锈钢管Φ133×4,其内径125mm>118mm,适用。 通风管的管径计算如下:由于通风比1vvm(0.1MPa,20℃),则通风量为11.76×1=11.76m3/min= 0.196m3/s,折算到工作状态(0.35MPa,32℃)下的风量为:0.196×(0.1/0.35)×(273+32)/(273+20)= 0.051(m3/s),取风速为25m/s,则通风管径为0.384/25=0.05m。 由于通风管也是排料管,故取Φ125×4无缝不锈钢管。 3.2.9.5 支座选择 采用支撑式支座,将种子罐置于楼板上。 3.3 连续灭菌设备 连续灭菌流程有三种:一是连消塔-喷淋冷却流程;二是喷射加热流程;三是板式换热器流程。三种流程各有优缺点现分别列举如下: 连消塔-喷淋冷却流程优点是连续性强,快速灭菌消毒,培养基营养成分破坏少,适用于大容积发酵罐物料的连续灭菌消毒。加热时间短,提高了热的利用率;操作条件恒定,灭菌质量稳定;易于实现管道化和自控操作;发酵设备利用率高。 缺点是对设备的要求高,需另外设置加热、冷却装置;操作较麻烦;染菌的机会较多,染菌涉及面广;不适合于含大量固体物料的灭菌;对蒸汽的要求高。 喷射加热流程中培养基受热时间短,营养物质的损失也就不很严重,同时该流程保证了培养基物料先进先出,避免了过热或灭菌不彻底等现象;板式换热器的加热和冷却时间比喷射加热连续灭菌流程要长些,但由于在培养基的预热过程同时也起到了灭菌后培养基的冷却,因而节约了蒸汽和冷却水的用量。 由于连消塔流程的种种特点较适合于本操作,故本设计将使用连消塔-喷淋冷却流程,计算其设备参数。 连续灭菌的基本设备一般包括:①配料预热罐,将配制好的料液预热到60-75℃,以避免连续灭菌时由于料液与蒸汽温差过大而产生水汽撞击声; ②连消塔,连消塔的作用主要是使高温蒸汽与料液迅速接触混和,并使料液的温度很快升高到灭菌温度(126-132)℃;③维持罐,连消塔加热的时间很短,光靠这段时间的灭菌是不够的,维持罐的作用是使料液在灭菌温度下保持5-7min,以达到灭菌的目的;④冷却管,从维持罐出来的料液要经过冷却排管进行冷却,生产上一般采用冷水喷淋冷却,冷却到40-50℃后,输送到预先已经灭菌过的发酵罐内 按以上流程,本设计将计算连消塔,维持罐及螺旋板式换热器,连消泵的设备选型。 3.3.1 连消塔 连消塔操作相关参数如表3.6所示。 表3.6 连消塔操作相关参数 类型 喷孔型 生产能力 2h处理78.4m3培养基,其相对密度为1.09 数量 1套 灭菌时间 10min 停留时间 10-30s 培养基流速 0.1m/s 3.3.1.1 连消塔长度的计算 取培养基流速0.1m/s,在连消塔中停留时间t=10s,则连消塔长度为0.1×10=1(m)。 3.3.1.2 进料管直径的计算 由生产能力可知,进料体积流量为78.4/2=39.2(m3/h); 物料流速范围v=0.3~0.6m/s,取v=0.42m/s,则进料管截面积为:39.2/(3600×0.42)=0.026(m2),管径为(0.026/0.785)0.5=0.182(m); 查资料手册,取无缝不锈钢管Φ200×3.5,其内径193mm>182mm,可满足生产要求。 3.3.1.3 连消蒸汽耗量 2h处理78.4m3培养基,其相对密度为1.09,则质量流量为(78.4×1.09)/2=42.728(t/h)=42728(kg/h); 培养基的比热容为[0.37×22/100+(100-22)/100] ×4.18=0.86×4.18[kJ/(kg×℃)]; 连消初温t1=75℃,终温t2=120℃,加热蒸汽0.42Mpa,其温度为145℃,热焓为654.3×4.18kJ/kg,比容为0.45m3/kg, 120℃的蒸汽热焓为120.5×4.18kJ/kg,则蒸汽消耗量为:[42728×0.86×4.18×(120-75)]/[4.18×(654.3-120.5)]=3098kg/h; 蒸汽的体积流量为:3098×0.45=1393m3/h; 因热损失蒸汽耗量增加10%,则蒸汽总质量流量为3098×1.1=3409kg/h; 蒸汽总体积流量为1393×1.1=1532 m3/h。 3.3.1.4 进气管直径计算 0.42MPa下,气速范围为20~50m/s,取气速为42m/s,则进气管截面积为1532/(3600×42)=0.011m2; 进气管直径为(0.01/0.785)0.5=0.114m; 查材料手册,取无缝不锈钢管Φ133×4,内径125mm>122mm,可满足生产要求。 3.3.1.5 出料管直径计算 已知出料量为42.7+3.409=46.1(t/h),取出料管流速为0.42m/s,则体积流量为46.1/1.09=42.3(m3/h); 出料管截面积为:42.3/(3600×0.42)=0.028(m2); 出料管直径为(0.028/0.785)0.5=0.188(m); 查材料手册,取无缝不锈钢管Φ203×6,内径191mm>188mm,可满足生产要求。 3.3.1.6 连消塔外圆尺寸计算 已知出料体积流量为42.3m3/h,物料在连消塔内移动速度取0.1m/s,则连消塔面积为:42.3/3600×0.1=0.188(m3); 可求出连消塔外圆尺寸为(0.118/0.785+0.1332)0.5=0.41(m),查表,取Dg为0.426m。 3.3.1.7 外筒有效长度的校核 由于连消塔内径圆整后尺寸扩大,应重新确定有效长度。 当取Φ390时,连消塔截面积为0.11m2,有效长度为L=1; 当取Φ426时,连消塔截面积为:0.785×(0.4262-0.1332)=0.128(m2),有效长度为:1×0.109/0.112=0.85(m)。 3.3.1.8 支座选择 由于连消塔重量不大,故可以选用悬挂式支座,安装时重心应偏上100mm。 3.3.2 维持罐 维持罐,连消塔加热的时间很短,光靠这段时间的灭菌是不够的,维持罐的作用是使料液在灭菌温度下保持5-7min,以达到灭菌的目的。 维持设备有维持罐及维持管两种。管式对保证先进先出、防止滑漏是有利的,但阻力较大;罐式加工安装容易,但缺点是滞留滑漏现象较多。现选用罐式维持罐。 3.3.2.1 生产能力、数量和容积的确定 由于连消塔出料质量流量为46.1t/h,体积流量为42.3m3/h,根据前述灭菌时间,扣除在连消塔停留的时间,即为在维持罐中的逗留时间:600-10=590s=9.83min; 维持罐填充系数取84%,则维持罐总容积为:42.3×9.83/(60×84%)=8.25m3; 由于在维持罐容量小于8m3时,一般规模取1个,当大于等于8m3时可改为2~3个,故为了使设备维修等方便,取二个维持罐。 3.3.2.2 主要尺寸的确定 维持罐考虑返混问题,拟取H/D=2.5~3,现取H=3D,又因该设备有一定温度和压力,视为受压容器,采用椭圆封头。 由于V罐=2V封+V筒=2×(π/24)D3+0.785D2×3D=4m3,解方程可得D=1.22m,取D=1.2m; 查椭圆形封头的尺寸、内表面积、容积表及筒体的容积面积及质量表可得V封=0.255m3,h1=300mm,h2=25mm,则封头高度为300+25=325mm,总高度为3.6+2×0.325=4.25m。 核算其总容量为0.785×1.22×3.6+2×0.225=4.58m3,两个维持罐总容量为9.16m3,大于8.25m,可满足要求。 3.3.2.3 上部出料管开口位置 经计算可以得出,上部出料管的开口位置应离下封头底的距离为:(4.3-0.255)/(0.785×1.22)+0.325=3.97m。 3.3.2.4 接管计算 进出料直径应取与连消塔出料管相同的尺寸,即Φ203×6,可保证生产顺利进行。 校验物料在管中的流速为:42.3/(3600×0.785×0.1912)=0.417m/s,可满足0.42m/s的流速需求。 3.3.2.5 支座选择 由于维持罐较小,可选用支撑式支座。 3.3.3 螺旋板式换热器 螺旋板式换热器是一种高效换热器设备,适用于汽-汽,汽-液,液-液对流传热。它适用于化学、石油、溶剂、医药等行业。按结构形式可分为不可拆式螺旋板及可拆式螺旋板。 本设计所需换热器有两种用途,分别用来加热物料与冷却培养基,其设计过程如下所述。 3.3.3.1 换热器1 换热器1是培养基的预热器,利用被加热物料,将需要连消的培养基预热(20℃到75℃),与此同时,从维持罐内流出的热培养基被冷却,从120℃降到80℃。 该过程需要的热量为:42.3×1000×0.86×4.18×(120-80)=6082401.6kJ/h; 又逆流过程的平均温差为:[(120-75)-(80-20)]/ln[(120-75)/(80-20)]=52.1℃,查表可知该过程的总传热系数大概在1100~1500kJ/(m2×h×℃),取1200kJ/(m2×h×℃),则换热面积为60824016/1200×4.18×52.1=23.3m2,查表得面积为26.6m2,选用I6,I16B20-0.4/800-6。 换热器数量与维持罐配套,应选2个。 3.3.3.2 换热器2 换热器2是培养基的冷却器,维持罐流出的培养基经换热器1冷却后,在此换热器中用冷水进一步冷却至发酵温度35℃,送入已杀过菌的发酵罐,准备接种发酵,此过程中冷却水由20℃升到45℃ 。 此过程中的热负荷为42.3×103×0.86×4.18×(80-35)=6842701.8kJ/h,该过程的平均温差为[(80-45)-(35-20)]/ln[(80-45)/(35-20)]=23.6℃,总传热系数大概在1100~1500kJ/(m2×h×℃),取1200kJ/(m2×h×℃),则该过程的传热面积为:6842701.8/1200*4.18*23.6=57.8m2。 查表取60.08m2.选用I6,I16B60-1.0/1200-14. 数量与换热器1配套,选2个。 3.3.4 连消泵 生物工程工厂使用的泵,从输送液体的原理上分,可分为叶片式和容积式两大类,其中使用最广泛的是离心泵。因为它体积小,效率高,运行可靠,控制方便。 表3.7列出了对泵的要求的基本性质参数,作为选择泵的依据。 表3.7 连消泵的基本性质参数 输送液体性质 密度为1.09t/m3,温度在125℃以下 有无固体 无固体颗粒,澄清,透明 有无气体 基本上无气体 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04~0.5MPa 流量:正常流量为40m3/h 位置 一般设在车间或泵房中,进口侧泵在液面之下 根据以上参数,查有关图表,可确定选择离心泵即可满足生产要求。现选IS80-50-200。该产品转速为2900r/min,流量为50m3/h,扬程为50m。设备用泵1台,故共需2台离心泵。 3.4 贮存用的罐和槽 在生产过程中需要配料罐,玉米浆料槽,无机盐槽等设备。设计时,应考虑选择合适的材质,相应的容量,以保证生产的正常运行。在此前提下,应选用比表面积小的几何形状,以节省材料、降低投资费用。 3.4.1 配料罐 配料罐又名搅拌罐、配料桶,为上开启式,下斜底三层结构,具有可加热自动控温、保温、搅拌功能;传热快、适应温差大、清洗方便等优点。广泛应用于食(乳)品、制药、日化、饮料、油脂、化工、颜料等行业做为中间缓冲、储液、搅拌、调配设备(在物料无须加热可调配均匀的的状态下,该设备为最经济实用)、加热、混合调配或杀菌处理。特别适合于无蒸汽热源的单位与科研机构的小、中试使用。并可按工艺需要采用全封闭式结构、保温结构。 3.4.1.1 配料罐生产能力、容量、数量的确定 根据前面对物料的衡算,可知每天产糖化酶13.32t需配料78.4m3,每三班配一次,取填充系数为80%,则储罐总体积为98m3,故选用2个50m3配料槽即可满足要求。 3.4.1.2 几何尺寸的确定 配料罐为非标设备,其选型可以以发酵罐为参考,高度为发酵罐的一半即可,故配料罐的尺寸为4000×5000。 3.4.2 玉米浆料槽 3.4.2.1 玉米浆料槽生产能力、容量、数量的确定 由物料衡算可知,每天产糖化酶13.32t需要0.79t玉米浆,则每班(1日3班)需要0.79/3=0.263(t)米浆; 每三班配一次,由于玉米浆较粘稠,则不用考虑装料系数,每个储罐总体积为0.76m3,故选用1m3浆料槽1个即可满足要求。 3.4.2.2 几何尺寸的确定 贮存槽可取H/D=2,取平底锥形封头结构,根据0.785D2×2.0D=1m3,则有D=0.86m,即罐径为0.86m,取0.9m,则罐高为1.8m。 3.4.3 无机盐槽 3.4.3.1 无机盐槽生产能力、容量、数量的确定 由物料衡算可知,每天产糖化酶13.32t需要0.434t无机盐,,每三班配一次,取填充系数为80%,则每个储罐总体积为0.467m3,故选用1m3浆料槽1个即可满足要求。 3.4.3.2 几何尺寸的确定 贮存槽可取H/D=2,取平底锥形封头结构,根据0.785D2×2.0D=1m3,则有D=0.86m,即罐径为0.86m,取0.9m,则罐高为1.8m。 3.5 发酵车间设备一览表 由以上计算过程和所需设备,列出设备一览表,如表3.8所示。 表3.8 年产2000t糖化酶发酵车间设备一览表 序号 设备位号 设备名称 规格与型号 单位 数量 材料 1 R0101A-E 发酵罐 100m3, φ4000×10080 台 6 不锈钢 2 R0102A-D 种子罐 15m3,φ2100×4765 台 4 不锈钢 3 T0103 连消塔 φ426×1000 座 1 不锈钢 4 V0104A-B 维持罐 4m3,φ1200×4250 台 2 不锈钢 5 E0105 螺旋板式换热器I I6,I16B20-0.4/800-6 台 1 不锈钢 6 E0106 螺旋板式换热器II I6,I16B60-1.0/1200-14 台 1 不锈钢 7 P0107A-B 连消泵 IS80-50-200 台 2 不锈钢 8 V0108A-B 配料罐 50m3,φ4000×5000 台 2 不锈钢 9 V0109 玉米浆料槽 1m3,φ900×1800 台 1 不锈钢 10 V0110 无机盐槽 1m3,φ900×1800 台 1 不锈钢 4 附图 附图为初步设计阶段图纸,包括1张工艺流程图(包括无菌空气、配料、菌种与发酵部分)和3张发酵车间平面布置图。 5 参考文献 [1]梁新红,孙俊良,唐玉,郭祖峰.黑曲霉糖化酶分离纯化与酶学性质研究[J].河南科技学院学报,2011,39(4):24-27. [2]单海艳.黑曲霉生产糖化酶及酶活测定[J].牡丹江大学学报,2010,19(7):92-94. [3]严希康主编.生化分离工程[M].化学工业出版社,2000. [4]吴思方主编.发酵工厂工艺设计概论 [M].中国轻工业出版社,2006. [5]吴思方主编.生物工程工厂设计概论 [M].中国轻工业出版社,2008. 6 主要符号说明 表6.1 主要符号说明 表示符号 单位 名称 l m 长度 d m 管径 D m 罐直径 z m 高度 Hg m 安装高度 A m2 面积 V m3 体积 m kg 质量 t ℃ 温度 u m/s 流速 G kg/(m2s) 质量流速 p Pa 压力 qm kg/s 质量流量 qv m3/h 体积流量 I kJ/kg 焓 K W/(m2℃) 总传质系数 c kJ/(kg℃) 比热容 本文档由香当网(https://www.xiangdang.net)用户上传

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    文***品

    贡献于2021-01-13

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