味精工艺设计

年产2万吨味精工艺设计

XXX

（XXX学院化工专业XXX班，陕西 汉中 723001）

指导教师：XXX

[摘 要]：本设计是年产2万吨味精工艺设计；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一钠即味精为主体工艺，进行工艺计算、物料衡算、热量衡算、设备选型，并绘制了等电罐结构图，发酵工序带控制点图，糖化工序图，工厂平面布置图。

[关键词]：味精；发酵；工艺设计

Annual production capacity of 20000 tons of monosodium glutamate process design

WANG Xiao-fei

(Grade06, Class 1, Major of Chemical Engineering and Technique College of Chemical and environment

science of Shaanxi University of Technology,Hanzhong 723001,Shaanxi)

Tutor: LI Zhi-zhou

ABSTRACT：The design is an annual output of 20,000 tons of monosodium glutamate 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 process calculation, material balance calculation,heat balance calculation, equipment selection,and mapped the structure of isoelectric tank, fermentation processes with control point map, the factory floor plan, saccharification process map.

Key Words：MSG, Fermentation, Process Design

目 录

摘 要 ........................................................................................................... I ABSTRACT ................................................................................................ II 1.总 论 ......................................................................................................... 1

1.1项目依据 ...................................................................................................... 1 1.1.1课题背景及味精概述 ............................................................................ 1 1.1.2味精产业概况 ........................................................................................ 1 1.1.3味精需求现状 ........................................................................................ 2 1.2设计原则 ...................................................................................................... 2 1.3设计任务 ...................................................................................................... 3 1.4厂制概况 ...................................................................................................... 3 1.4.1工厂组织 ................................................................................................ 3 1.4.2工作制度 ................................................................................................ 3 1.4.3人员配备 ................................................................................................ 3 1.5厂址选择 ...................................................................................................... 3 1.5.1 建厂依据 ............................................................................................... 3 1.5.2 指导方针 ............................................................................................... 3 1.5.3 选厂经过 ............................................................................................... 4 1.6 环境保护剂废物处理 ................................................................................. 4

2.工艺设计 ................................................................................................... 6

2.1工艺流程设计 .............................................................................................. 6 2.1.1 工艺流程设计的重要性 ....................................................................... 6 2.1.2 工艺流程设计的原则 ........................................................................... 6 2.1.3 工艺流程设计 ....................................................................................... 6 2.2玉米制备淀粉工艺 ...................................................................................... 7 2.2.1湿法玉米淀粉制备工艺过程 ................................................................ 7 2.2.2湿法玉米淀粉生产的主要设备 ............................................................ 8 2.2.3玉米淀粉生产工艺技术指标 ................................................................ 8 2.3淀粉糖化工艺 .............................................................................................. 9 2.3.1概述 ........................................................................................................ 9 2.3.2一次喷射双酶法制糖工艺流程 ............................................................ 9 2.3.3一次喷射双酶法制糖工艺控制要点 .................................................... 9 2.4发酵工艺 .................................................................................................... 10 2.5谷氨酸提取工艺 ........................................................................................ 10 2.5.1概述 ...................................................................................................... 10 2.5.2谷氨酸发酵液的特征和主要成分 ...................................................... 10 2.5.3等电点—离子交换法提取谷氨酸 ...................................................... 11 2.6谷氨酸制造味精工艺 ................................................................................ 12

3.物料衡算 ................................................................................................. 13

3.1生产过程的总物料衡算 ............................................................................ 13 3.1.1生产能力 .............................................................................................. 13

3.1.2计算指标（以淀粉质为原料） .......................................................... 13 3.1.3物料衡算 .............................................................................................. 13 3.1.4总物料衡算结果 .................................................................................. 14 3.2制糖工序的物料衡算 ................................................................................ 14 3.3发酵工序的物料衡算 ................................................................................ 15 3.4谷氨酸提取车间物料衡算 ........................................................................ 17 3.4.1中和等电工序 ...................................................................................... 17 3.4.2离交工序 .............................................................................................. 18 3.4.3提取车间物料衡算验算 ...................................................................... 18 3.5精制车间物料衡算 .................................................................................... 19 3.5.1中和脱色工序物料衡算 ...................................................................... 19 3.5.2精制（结晶）工序物料衡算 .............................................................. 20 3.6精制生产过程物料衡算图 ........................................................................ 20

4.热量衡算 ................................................................................................. 23

4.1液化工序热量衡算 .................................................................................... 23 4.1.1液化加热用蒸汽量 .............................................................................. 23 4.1.2液化液冷却用水量 .............................................................................. 23 4.2糖化工序热平衡说明 ................................................................................ 23 4.3连续灭菌和发酵工序热量衡算 ................................................................ 23 4.3.1培养液连续灭菌用蒸汽量 .................................................................. 23 4.3.2培养液冷却用水量 .............................................................................. 24 4.3.3发酵罐空罐灭菌用蒸汽量 .................................................................. 24 4.3.4发酵过程产生的热量及冷却用水量 .................................................. 25 4.4谷氨酸提取工序冷量衡算 ........................................................................ 25 4.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 ................................................ 25 4.5.1热平衡与计算蒸汽加热量 .................................................................. 26 4.5.2二次蒸汽冷凝所消耗循环冷却水量 .................................................. 26 4.6干燥过程的热量衡算 ................................................................................ 27 4.7溴化锂制冷机所用蒸汽量 ........................................................................ 28 4.8生产过程耗用蒸汽衡算汇总 .................................................................... 28

5.水平衡 ..................................................................................................... 29

5.1糖化工序用水量 ........................................................................................ 29 5.2发酵配料及培养基灭菌后冷却用水量 .................................................... 29 5.3发酵过程冷却用水量 ................................................................................ 29 5.4谷氨酸提取工序冷却用水量 .................................................................... 29 5.5中和脱色工序用水量 ................................................................................ 29 5.6精制工序用水量 ........................................................................................ 29 5.7动力工序用水量 ........................................................................................ 29 5.8用水量汇总 ................................................................................................ 29

6.主要设备选型及计算 ............................................................................. 31

6.1罐的选择 .................................................................................................... 31

6.1.1发酵罐 .................................................................................................. 31 6.1.2种子罐 .................................................................................................. 33 6.1.3离子交换柱 .......................................................................................... 34 6.1.4尿素罐 .................................................................................................. 36 6.1.5等电罐 .................................................................................................. 36 6.1.6油罐 ...................................................................................................... 37 6.2泵的选择 .................................................................................................... 37 6.3空气系统选择 ............................................................................................ 37 6.3.1流程选择的原则 .................................................................................. 37 6.3.2空气净化设备流程 .............................................................................. 37 6.3.3具体设备要求 ...................................................................................... 37 6.4容器、槽的选择 ........................................................................................ 39 6.5其他设备的选择 ........................................................................................ 39 6.6辅助设备选择 ............................................................................................ 40

7.全厂总平面设计 ..................................................... 错误！未定义书签。

7.1总平面设计任务和步骤 ............................................................................ 44 7.1.1总平面设计任务 .................................................................................. 44 7.1.2工厂组织 .............................................................................................. 44 7.2总平面布置评述 ........................................................................................ 44 7.3工厂布置原则 ............................................................................................ 45 7.4竖向布置原则 ............................................................................................ 45 7.5设备布置的原则 ........................................................................................ 46 7.6厂区管线布置原则 .................................................................................... 46

8.设计结果 ................................................................................................. 47

8.1设计成果 .................................................................................................... 47 8.2 关键设备一览图 ....................................................................................... 47

总结 ............................................................................................................ 48 致谢 ............................................................................................................ 49 参考文献 .................................................................................................... 50 附录 ............................................................................................................ 51

1.总 论

1.1项目依据

1.1.1课题背景及味精概述

（1）味精生产方法概述

味精生产方法一般有水解法、合成法、从甜菜废糖蜜中提取及发酵法等。

最早的生产方法是蛋白质水解法。此方法要耗用大量的含蛋白质的粮食，而且原料来源少，价格高，收率较低，生产周期长，浓盐酸耗最大，设备腐蚀严重，劳动强度大，劳动条件差，成本高；但质量好，收率较稳定。甜菜废糖蜜系综合利用，但原料来源有地区局限性，同时设备庞大，生产工艺复杂，产品是L—型。目前绝大部分生产方法已用发酵法代替。

合成法优点不用粮食，采用石油废气，但生产过程中需用高压(200大气压)、高温(120℃以上)、有毒(氯氰酸)、易燃(溶剂)。设备投资大(比发酵法高1倍以上），生产工艺复杂、危险等。半成品消旋谷氨酸还要进行分割，年产量少于5000t者不经济。故生产上很少使用。

当今味精生产的主要方法为发酵法，此方法不仅原料来源广阔，可利用各种淀粉或野生物淀粉、甘蔗、糖蜜、甜菜糖蜜、石油化工产品醋酸、乙醇等。而且设备一般，腐蚀性低，劳动强度小，可自动化、连续化生产、收率高、成本比水解法低30～50％等优点。因此，发酵法是目前生产味精的主要方法[1]。

（2）味精的性质：

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。

分子结构如下：

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。

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味精产业概况

我国味精生产开始于1923年，至今已有80多年历史。它经历了创建、转换和发展三个阶段。 上海天厨味精厂最先用水解法生产味精。之后，1932年沈阳又开始用脱脂豆粕水解生产味精。但在解放前，我国味精工业像其它工业一样，与国外技术与世隔绝，生产长期落后，濒临破产的状态。直到1939年我国味精厂才有沈阳、天津和青岛味精厂三大味精生产家。这些生产家大都以豆粕为原料，工艺采用水解法生产。以上为创建期。

新中国成立后，味精生产如雨后春笋般的成长。1958年有关科研单位、院校和企业合作，进行发酵法制谷氨酸的试验研究工作。1964年上海味精厂和有关科学研究单位协作，开始采用发酵法生

产味精。特别是经过无产阶级文化大革命，味精生产迅速发展。目前全国大部分省(市)都有了味精生产，1967年全国味精产量为1965年产量的5倍。在发酵法生产得到了普遍应用后，在生产用菌种、原材料、发酵工艺、回收提取、以及设备和自动控制等技术方面也都有不少改进和发展。但发展是很不平衡的，距离先进水平还有差距，需要不断地努力。1970～1980年期间，北京等厂用醋酸原料生产味精，后因设备腐蚀等原因而停产；福建、广东、广西等省部分企业用甘蔗糖蜜生产味精。此阶段为转换阶段。

我国味精生产自80年代开始进入高速发展阶段。从量变发展到质变，产量上获得历史性突破。1992年成为世界味精生产的第一大国，产量达34万t。2000年我国味精年产量将近100万t，占世界味精年产量的47﹪。我国味精产量不断增加的同时，生产技术水平也不断得到提高。据了解，现今我国味精生产的各项技术指标比90年代初有了较大的进步。味精生产企业实现了集约化经营。90年代初，我国味精生产企业130家，年产量约30万t。目前仅50家生产企业的年产量就达100多万t。河北梅花味精集团年产味精40万t。河南莲花味精集团有限公司一家企业年产量就达30万t，堪与国际上同类大企业比肩。

1910年日本味之素公司用水解法生产谷氨酸。1936年美国从甜菜废液(司蒂芬废液)中提取谷氨酸。日本1956年开始用糖质原料发酵法，1962年用合成法，1966年以醋酸为原料用发酵法生产味精。1977年，又改用糖蜜为原料发酵法生产谷氨酸。国外味精生产主要分布在日本、东南亚和非洲等地区，其它欧美国家和地区的产量很小，大多依靠外部供给。 1.1.3味精需求现状

1987年，联合国粮农组织和世界卫生组织宣布，取消对味精的食用限量，作为一种增加食品风味的调味料。味精不再需要评价其每日容许摄入量[2]。消费者可以放心食用味精。 （1）国际味精需求市场分析

在国际市场上，味精的消费主要集中在日本、东南亚、非洲等地，最近几年欧洲和南美洲等地的味精需求量也开始出现增长势头，国际市场对味精的需求也不断增加，味精行业的发展平稳向上。日本、韩国、东南亚等国家和地区人均味精消费较高，如日本2007年人均年消费味精1.53kg，香港为1.3kg，而我国仅为0.96kg。 （2）国内味精需求市场的分析

随着我国人民生活水平的提高和膳食结构的改变，以及对味精产品认识的普遍提高，味精的需求量不断增大，人均消费水平逐年提高，华东、中南、东南、 西南、华南地区人均年消费量已上升为1.0kg左右。就国内市场来讲，味精的主要消费群体在城市，城市居民年消费量占到总产量的70%以上，农村市场的发展潜力巨大。随着农村人口收入的增加，农民生活水平逐步提高。膳食结构进一步改善，农村市场对味精的需求量会逐步增加。 （3）西北地区味精需求市场的分析

过去由于西北地区人们的饮食习惯，人均年消费水平不足0.1kg克,，随着西部地区经济的不断发展，东西部经济、文化的交流，饮食结构日趋多样化，人均年消费也已增长到现在的人均0.5kg克左右。

总的来看，我国及全世界的味精消费量都在逐年增加。味精行业在食品工业中将占据重要的地位。

1.2设计原则

（1）遵守国家法则，贯彻党的基本建设方针，实事求是，因地制宜；

（2）合理利用国家资源和财产，最大限度的发挥硬件设施的内在潜力，节约土地，减少投资，降低成本，以获得最大的经济效益；

（3）采用成熟的，先进的工艺流程、设备，学习先进的生产技术，努力实现自动化、现代化，提高产品的科技含量，提高产品的国际竞争力；

（4）轻化工业产品批量小、品种多的特点，努力做到“一钱多用，一钱多能”，是本厂的宗旨； 尽可能创造出良好的劳动环境，以利于劳动工人的身心健康。

1.3设计任务

味精厂的设计范围：生产工艺及装置的设计；各车间、辅助生产车间、生活服务、办公设施等的建筑、结构设计；总平面设计；三废治理设计；热能动力、供电照明、给排水、采暖通风等设计。其中，味精生产的工艺流程布置及设计，主要设备的计算和选型为本次设计的主要内容。此外，还根据实际要求画出等电罐结构图，发酵工序带控制点图，工厂总平面布置图，糖化工序图等。 1.4厂制概况 1.4.1工厂组织

本厂职工按工作性质分为：生产性人员和非生产性人员。生产人员占全长职工的70％左右，非生产人员占全厂人员的30％左右。在非生产性人员中：50％为科研人员（兼职行政人员），6％为保安人员，10％为勤杂人员，其他的为34%。 1.4.2工作制度

法定假日和星期假日采用轮换倒班制度，连续工作制： 工作日=365－设备维修日

=365－45 =320(天)

1.4.3人员配备

根据工厂不同部门的工作性质要求，本工厂的人员配置见表1.1。

表1.1 劳动定员表

序号 1 2 3 3.1 3.2 4 5

部门 主要生产部门 辅助生产部门 管理及服务部门 管理部门 服务部门 合计

各类人员所占比例/%

管理 人员 10 3 50 50 — 63 7

技术 人员 15 3 55 55 — 73 8.1

生产 人员 600 — — — — 600 66.7

辅助生 产人员 — 140 — — — 140 15.5

服务 人员 — — 24 3 21 24 2.7

合计 625 146 130 108 22 900 —

比例 /% 69.4 16.2 14.4 12 2.4 — 100

1.5厂址选择 1.5.1 建厂依据

工厂选址和生产规模决策是企业长期战略决策的重要内容，它关系到企业的近期投资和未来的生产运作成本。根据各行业发展的需求，以及国际市场的需求，经省政府及市政府有关部门的批准，新建厂的厂址拟选在陕西省榆林市。 新建厂的主要原料，经上级主管部门的批准，直接榆林市及其附近省市取原料，节省经费，并且能够做到产品统一规格。 1.5.2 指导方针

（1）遵守国家的政策规定； （2）符合城市规划和工业布局； （3）利于生产，便于生活； （4）对环境不会造成威胁； （5）合理利用资源； （6）带动当地经济发展； （7）节约投资，留有余地。

1.5.3 选厂经过

厂址选择是味精厂建设中的一个重要环节[3]，是一项政策性、技术性很强，牵涉范围很广，关系到工厂投产后生存与发展的综合性工作。因此新建味精厂必须重视厂址选择工作。

选择味精厂厂址的基本原则：

（1）厂址选择必须符合国家工业布局和城市规划的要求，遵守国家有关法律、法规。所选厂址要满足生产需要，尽量不占或少占良田，节约用地，但要留有发展余地。

（2）厂址应靠近水量充足、水质良好的水源地。水质应符合《生活饮用水卫生标准》和味精生产的要求。

（3）厂址应尽可能靠近热电供应地，要有可靠的供应保证。对于中小型味精厂应尽可能利用社会热电站的蒸汽热电站，以减少新建工厂在热力方面的投资，对于较大型味精厂应考虑热电联产，建自备热电站，合理利用能源，降低生产成本。

（4）厂址周围应有良好的卫生环境，周边空气质量良好，无污染源，以保证味精生产，尤其是发酵工序对空气的质量要求。应远离居民密集区、文物风景区、机场以及散发大量粉尘和有害空气的工厂、仓储、堆场等区域。如不能远离有严重空气污染区时，则应位于其最大频率风向上风侧，或全年最小频率风向的下风侧。

（5）厂址应具满足建设工程需要的过程地质条件和水文地质条件。建厂厂址的基地应该有较高的承载力和稳定性，应避免在地震断层地区基本烈度为9度以上地区，易受洪水、泥石流、滑坡、土崩等危害的地区建厂。

（6）厂址应有便利的交通运输条件，味精生产用原料、燃料及成品等物质吞吐量较大，应尽可能靠近原有的交通运输线路，如铁路、公路、码头，以减少建设投资。

（7）厂址宜靠近原料、燃料基地及产品主要销售地区，尽量缩短运距。并靠近储运、机修、公用工程和生活设施等方面有良好基础和协作条件的地区。

（8）厂址附近应有生产污水、生活污水、废渣等排放的可靠排除地，并应保证新建工厂不给当地环境造成不良影响和危害。 1.6 环境保护剂废物处理

现代工业的发展虽然创造了巨大的财富，使人类的环境又为它付出了巨大的代价。随着世界特别是我国环境的明显恶化，国民的环境保护意识逐步提高，人类从严酷的事实中提高了对人类活动与环境之间关系的认识。为了防止环境质量的进一步恶化，为了我们自己，为了我们的子孙后代，必须保护环境。

味精工厂主要产生的“三废”及处理措施 [4-5]： （1）废气

现有味精企业除少数由热电站供给蒸汽外，多数企业自备锅炉，其烟尘排放基本上可以达标。主要通过加高烟囱高度和采用旋风除尘器、电除尘和布袋除尘等干式除尘和麻石水膜湿式除尘的办法来解决。

生产中使用的工艺过程中产生HCl、H2S、NH3、H2SO3等气体通过使设备密闭、脱硫措施及使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其逸出。

（2）废渣

味精企业的废渣即锅炉灰渣和回收的粉煤灰随生产运出厂外，其炉渣和粉煤灰可用于铺路和作建筑保温材料。有些工厂的大米渣、糖渣售出作饲料，灰渣可回收利用。

（3）噪声

味精生产主要噪声来源于发酵罐、空压机、鼓风机、引风机以及设有大功率的搅拌设备等，以发酵罐的噪声最大。100 m3发酵罐的噪声达到70~80Db。

（4）废水

味精企业的废水可分为高低浓度的有机废水。其中，刷罐水、生活污水、蒸发冷水等是低浓度废水。味精生产的主要污染物为高浓度有机废水，为谷氨酸母液。20世纪80年代后，各厂采取多种措施解决污染问题，已取得诸如废液生产复混合肥料、饲料酵母，通过浓缩—喷浆—干燥—造粒-

包装，变废为宝，厌氧、曝气处理废水等成果。但就全国味精行业来看，问题相当严重。进入21世纪，很多味精企业已采取浓缩制肥的办法，使高浓度废水得到彻底根治，但还有部分企业没有解决。此外每年还向环境排出大约400万吨的低浓度废水，可见排放的污染物负载量是十分惊人的。在国家环保法公布和味精工业污染物排放标准公布之后，企业今后通过清洁生产地管理和综合治理，坚决实行节能排放，坚决使废水达到排放标准，改善环境，促进生产。味精行业对废水治理展开较早并做了大量研发工作，提出不少治理方案。其中主要有：高浓度废液浓缩制生物发酵肥法；废液制取饲料酵母（SCP）法；厌氧—好氧二段生化法；生物转盘法；氧化塘（沟）法等。很多方法已经在生产中应用并取得很好的效果。对污染源、废水、废气、废渣、噪音粉尘烟等的具体防止和处理方法主要依据《环境保护法》及相应的可行性研究、环保报告和初审意见来确定。

2.工艺设计

2.1工艺流程设计

2.1.1 工艺流程设计的重要性

（1）生产工艺流程设计是工艺设计的基础，所涉及面很广，是味精工厂设计的核心和重要部分。在设计中必须做到技术先进、经济合理、成熟可靠；在保证产品质量条件下，力求工艺流程简化，生产管理方便；把各个生产过程按一定顺序、要求组合起来，编制成工艺流程图等来完成工艺流程设计。因为工艺流程设计的质量直接决定车间的生产产品质量、生产能力、操作条件、安全生产、三废治理、经济效益等一系列根本性问题。

（2）工艺流程设计图是物料衡算、设备选型的基础。从其他角度来说，工艺流程设计是定性分析工作阶段，物料衡算是定量计算阶段。一般来说，先定性后定量，所以，工艺流程设计是物料衡算的前提和基础。

2.1.2 工艺流程设计的原则

（1）先进性

工艺流程的先进性从两个方面考虑：一方面是技术的先进；一方面是经济上的合理。两方面同等重要，缺一不可。

（2）可靠性

所设计的工艺流程必须可靠即经过实验室、工业小试、中试，证明技术是成熟的，生产安全可靠，才可以设计选用。

（3）结合国情，因地制宜

工艺流程的选择从技术角度来说，应尽量采用新工艺、新技术，单从具体情况考虑，并不必选择国外的先进的技术。因为国外的技术往往价格较高，技术保密性强，实用价值不大。所以，结合实际，选择自己易于掌握和改进的技术要方便、实用。 2.1.3 工艺流程设计

味精工艺流程图2.1如下。

图2.1 味精生产工艺流程图

2.2玉米制备淀粉工艺

2.2.1湿法玉米淀粉制备工艺过程

玉米在我国广泛种植，产量高，与其他淀粉原料相比，具有易于储存、工厂可以全年生产、不受季节限制、淀粉质量高等优点。因此玉米成为我国制造淀粉最重要的原料，玉米淀粉占我国淀粉总产量的90%以上，卫生发酵行业需要的糖源大都来自玉米。

玉米淀粉的制备分干法和湿法两种[6]。所谓干法是指靠磨碎筛分风选的方法，分出胚芽和纤维，而得到低脂肪的玉米粉。湿法是指“一浸二磨三分”，即将玉米温水浸泡、粗磨、细磨，分离胚芽、纤维素和蛋白质，而得到高纯度的淀粉。一般为获得高纯度的玉米淀粉都采用封闭式湿法工艺进行。封闭式流程只在最后的淀粉洗涤时用新水，其他用水工序都用工艺水，因此新水用量少，干物质损失少，污染大为减轻。本设计采用湿法制备淀粉。

湿法玉米淀粉生产工艺流程如图3.1所示。

图2.2 湿法玉米淀粉生产工艺流程图

1.玉米储存

玉米的储存一般采取立筒仓或平仓。储存玉米应备有相应的输送设备，装设测温仪表，同时注意通风、发热、发霉、虫害、防爆等问题，保证玉米质量。 2.玉米净化

玉米粒中混有砂石、铁片、木片、尘土等杂物，在加工之前要先将其去除，常采用带有吸尘（风力）的振动筛、比重除石器、除尘器等去除大小杂质，电磁分离机去除铁片，然后将玉米采用水力输送到浸泡罐，同时将灰分除去。水力输送的速度为0.9~1.2m/s，玉米和输送水的比例为1：（2.5~3.0），水温35~40℃。 3.玉米浸泡

玉米浸泡时亚硫酸浓度为0.15%~0.35%，浸泡温度48~50℃，浸泡时间40~50h。浸泡过程要严格控制亚硫酸浓度，过高过低对玉米浸泡都不利。 4.破碎与胚芽分离

浸泡的玉米经齿轮磨破碎后，用泵送至一次旋液分离器，底流物经曲筛虑去浆料，筛上物进入二道齿轮磨。经二次破碎的浆料泵入二次旋液分离器，分离出的浆料经二次曲筛得到粗淀粉乳与一次曲筛分离出的淀粉乳混合。两次旋液分离器分离的胚芽料液进入胚芽分离器分离出胚芽，得到的稀浆料进入细磨工序。进入一次和二次旋液分离器的淀粉悬乳液浓度为7~9°Bé，压力为0.45~0.55MPa，胚芽分离过程的物料温度不低于35℃。 5.细磨

二次旋流分离出的筛上物进入冲击磨（针磨）进行细磨，最大限度地使与纤维素联结的淀粉分

离出来，细磨后的浆料进入纤维素槽洗涤。 6.纤维分离

细磨后的浆料与洗涤纤维素水依次泵入六级压力曲筛进行逆流洗涤，纤维素从最后一级曲筛筛面排出，第一级曲筛筛下物为粗淀粉乳进入淀粉分离工序。细磨后的浆料浓度为5~7°Bé，压力曲筛进料压力为0.25~0.30MPa,洗涤用水温度45℃，可溶物不超过1.5%，纤维素洗涤用水量（210~230L）/100kg干玉米。 7.淀粉蛋白质分离

粗淀粉乳经除砂器、回转过滤器，进入分离麸质和淀粉的主离心机，第一级旋流分离器顶流的澄清液作为主离心机的洗涤水。顶流分离出麸质水，浓度为1%~2%，送浓缩分离机，底流为淀粉乳，浓度为19~20°Bé，送十二级旋流分离器进行逆流洗涤。洗涤用新鲜水，水温为40℃。经十二级旋流分离器洗涤后的淀粉含水60%，蛋白质含量低于0.35%。 8.淀粉的脱水干燥

洗涤后的淀粉乳可以用来直接制备淀粉糖，也可以经自动刮刀离心机等进行脱水，得到含水34%~38%的湿淀粉，再用气流干燥机干燥后得到成品淀粉。 2.2.2湿法玉米淀粉生产的主要设备

湿法生产玉米淀粉的主要设备如表2.1所示。

表2.1 湿法生产玉米淀粉的主要设备

工序 玉米浸泡 玉米破碎 胚芽分离 胚芽洗涤 细磨 纤维分离 淀粉与蛋白质分离

淀粉洗涤 麸质浓缩 麸质回收 淀粉脱水 淀粉干燥 湿纤维胚芽干燥 麸质干燥

主要设备 浸泡罐 凸齿磨 旋流分离器

曲筛 针磨

压力曲筛货锥型离心筛

碟片分离机 12级旋流分离器 碟片分离机

转股式真空吸虑机或板框式压滤机

卧式刮刀离心机

一级负压或正压二级气流干燥机

管束干燥机 气流干燥机或管束干燥机

2.2.3玉米淀粉生产工艺技术指标

（1）计算依据

a.年产2万吨味精需商品淀粉3万t，以年产商品淀粉（含水）3万t为基准进行计算。

b.玉米质量含淀粉≥70%，碎玉米及杂质≤3%，蛋白质8%～11%，脂肪4%～6%，含水14%。 （2）主副产品产量。

a.年产商品淀粉（含水14%）：3万t。 b.副产品（年产量）。

蛋白粉（含蛋白质60%，含水10%）：2680t； 麸质饲料（含蛋白质21%，含水12%）：7430t；

麸质饲料由玉米浆2000t+玉米纤维4000t+胚芽油饼1430t组成 ； 玉米米油：1248t。

c.原料

年耗用原料玉米（含水14%）：46722t； 年耗用净化玉米（含水14%）： 45357t； 年耗用干玉米：39007t。 （3）生产及辅助用水 生产用水比列：

玉米：输送水=1：3；

亚硫酸：玉米=（1.20～1.25）：1； 胚芽洗涤水：玉米=1.2：1； 纤维洗涤水：玉米=2.0：1； 淀粉洗涤水（软水）：玉米（干物）=2.5：1。

由此可以看出，如全部用新水生产1t淀粉需用水10t以上，耗水量很大，年产1万t淀粉，用水十几万t，排放污水也有近10万t，环保压力很大。 2.3淀粉糖化工艺 2.3.1概述

将淀粉质原料（如玉米、大米、小麦、木薯等淀粉）转化为葡萄糖的过程称作糖化工艺，其糖化液称淀粉糖或淀粉水解糖。淀粉是由葡萄糖单元通过α-1，4和α-1，6糖苷键连接而成的多糖，α-1，4和α-1，6糖苷键在酸或酶的作用下会断裂，形成葡萄糖单元。淀粉糖化按使用催化剂的不同可以分为酸解法、酶酸法和双酶法三种。双酶法生产的糖液产品质量高，杂质含量低而具有较大的优势，在味精行业已广泛应用，酸法和酶酸法已被企业淘汰。双酶法制糖工艺可根据升温方式的不同分为升温液化法、喷射液化法。喷射液化法又依所用加热设备的不同可分为一次喷射液化法和二次喷射液化法。一次喷射液化法由于能耗低，设备少，糖液质量好而获得了广泛的应用。本设计采用一次喷射双酶法制糖工艺。

2.3.2一次喷射双酶法制糖工艺流程

一次喷射双酶法制糖工艺流程如下：

酶、调pH Na2CO3

↓ ↓

淀粉乳→调浆→喷射液化→高温维持→闪蒸→层流液化→降温→糖化→升温灭酶→过滤→糖液 ↑ ↓

调pH（盐酸或石灰水/ Na2CO3）、酶 糖渣→饲料

2.3.3一次喷射双酶法制糖工艺控制要点

调浆配料：根据需要，将淀粉乳调节15~20°Bé（加自来水调节），用盐酸或石灰水/ Na2CO3调pH6.0~6.2。加入适量耐高温α-淀粉酶（20000标准活力/mL），每吨干淀粉0.5~0.6L。

糊化：将调好的淀粉乳，用泵送入水热器，利用水热器加热至108~110℃（玉米淀粉在100~160℃高温蒸煮下，才能正真溶解），然后进入高温维持罐（维持罐压力0.08~0.10MPa），通过压力维持把料液送入闪蒸罐，达到汽液分离，迅速降温至98~99℃以下。通过高温维持，温度混合均匀，淀粉颗粒充分润胀，初步水解淀粉，降低料液的黏度，达到理想的糊化效果。同时通过减压打开淀粉分子的网状结构，温度降至酶的最佳温度反应区间，以利于酶的进一步作用。

液化：料液经闪蒸后温度降至98~99℃，进入层流罐保温液化100~120min，液化结束后通过换热器降温至60~62℃，进入糖化罐。

糖化：液化液加盐酸/H2SO4调pH4.2~4.4，糖化温度（60±1）℃，加入糖化酶进行糖化。高效糖化酶的加量按1.0~1.5kg/t干基物计（以10万单位/mL为例），糖化时间36~40h，糖化结束用无水乙醇滴定检查无白色为终点。用稀碱水调节蛋白质等电点至pH4.8~5.0，然后升温至82~85℃灭酶，维持15min后降温至65℃。

过滤：灭酶后的糖化液通过动力输送到高位槽或直接上板框压滤机压滤，滤去蛋白质、糖渣，糖液透光率达到90%以上（用721分光光度计测），糖液打入贮糖罐（保温不低于60℃）供发酵用。

过滤压力先低后高，最高不超过0.25MPa。 2.4发酵工艺

以淀粉、大米水解糖为原料。利用发酵法生产谷氨酸的基本要素是采用优良的菌株和控制合适的环境条件。要使谷氨酸稳定与高产，必须认识与掌握谷氨酸生产菌活动的规律，根据混种性能和发酵特点，用发酵条件来控制过程中化学及生物反应的方向和速度[7-8]。

微生物本身有多种代谢途径，当条件及环境因素发生改变时。必然影响控制代谢有关的酶的合成及其活性，从而产生不同的发酵产物。

谷氨酸发酵过程可分为三个阶段，长菌阶段，长菌型细胞向产菌型细胞的转移阶段与产酸阶段。 发酵条件的控制一般包括：发酵过程温度的控制，pH控制，种龄和种量控制，泡沫控制，排气CO2控制等。对温度的控制，谷氨酸产菌的最适温度为30～34℃，谷氨酸生产菌产生谷氨酸的最适温度是35～37℃，谷氨酸发酵在不同阶段的要求不同，需要分别加以控制。在正常情况下，为了保证足够的氮源，满足谷氨酸合成的需要，发酵前期控制pH为7.2左右，中期7.0～7.2，后期6.9～7.0，在将近放罐时，为了后续工段提起谷氨酸，pH6.5～6.8为好。对于种龄来说，一般一级种子种龄9～12h，二级种子种龄为7～8h，而种量在10%左右。在谷氨酸发酵中，由于通气搅拌与菌体代谢产生的CO2而使培养液产生大量的泡沫，消除泡沫的方法可以是物理消泡，机械消泡和化学消泡等方法。对于CO2一般为10%左右，发酵开始4～5h，排气中CO2迅速上升至10%以上，加大通风量，以保持在10%，在发酵中期至后期通风需下降，才能保持在10%左右。

发酵工序：过滤的滤液冷却到32℃，进入发酵罐发酵，用冷却水调温，每隔12小时升温1～2℃，当发酵时间接近34h时，温度升至37℃。加水使糖化液浓度为14%，发酵时间为34h，发酵菌种的产酸量与葡萄糖量之比为50％。发酵完的料液进行离心分离后进入谷氨酸提取工序。这一工序中包括传热，离心分离。 2.5谷氨酸提取工艺 2.5.1概述

从发酵液中提取谷氨酸必须要了解谷氨酸理化特性和发酵液的主要成分及特征，以利用它们之间物性差异，达到分离和提纯的目的[9]。从发酵液中分离谷氨酸的方法较多，有等电点法、离子交换法、等电点—离子交换法、连续等点—转晶法、锌盐法、钙盐法、溶剂萃取法、电渗析法等。国内味精生产厂采用的提取工艺主要是：等电点—离交法、连续等电—转晶法、离子交换法等。谷氨酸的分离方法应考虑工艺简单，收率高，产品纯度好，色泽低，操作安全，劳动强度小，设备简单，各种原辅材料价格低廉，来源广易，并应考虑清洁生产等方面的原则。本设计采用等电点—离交法提取工艺。

2.5.2谷氨酸发酵液的特征和主要成分

特征：

（1）正常发酵液放罐时的pH为6.8～7.2，温度在34～36℃，呈乳白色或淡黄色，有谷氨酸发酵的特殊气味。

（2）发酵液中有3%～5%湿菌体，折干菌体为0.8%～1.2%左右。细菌的相对密度为1.04，其大小为（0.7～1.0）μm×（1.0～3.0）μm。菌体内核酸（RNA）含量为7%～8%。

（3）谷氨酸发酵液中的菌体与其他胶体物质均以悬浮状存在，若把菌体在发酵液中视为一种胶体，它是属于S－型亲水性的。

主要成分：

（1）谷氨酸含量10%～13%。 （2）湿菌体含量2%～5%。

（3）乳酸、琥珀酸等有机酸含量<0.8%。 （4）酮酸0.06%左右。 （5）残糖0.5%以下。

（6）铵离子0.6%～0.8%。

（7）核酸和核苷酸类物质、腺嘌呤化合物0.02%～0.05% ，尿嘧啶化合物0.01%～0.03% 。

（8）残留的阴阳离子微量。阴离子：SO42- 、Cl-、PO43-；阳离子：K+、Na+、Ca2+等。 （9）有机色素少量。

（10）残留的消泡剂和其他培养基杂质。

（11）少量的谷氨酸类似物质谷氨酰胺、焦谷氨酸等。

（12）其他氨基酸 丙氨酸、丝氨酸、亮氨酸等，总量为0.7%～0.9%。 2.5.3等电点—离子交换法提取谷氨酸

原理：该方法是发酵液经等电点法提取谷氨酸以后，再采用单柱或串柱法，将等电点母液通过离子交换树脂进行交换然后用氨水洗脱树脂上的谷氨酸，收集高流分，将其酸化后调下批发酵液等电点，提取谷氨酸。

工艺流程：工艺流程见图2.3。

发酵液晶种育晶点停酸搅拌缓慢调酸等电点停酸搅拌沉淀离心分离硫酸+28℃2h4h以上pH3.0~3.210~12h（5~10℃）6~8hα-湿谷氨酸等电母液pH1.5H阳离子交换柱吸交洗脱初流分高流分加H2SO4调pH高流分废液加NH3配置洗脱液pH9.0提取菌体蛋白后废液经浓缩制复混肥料 酸液图2.3 等电点—离子交换法提取谷氨酸工艺流程图

2.6谷氨酸制造味精工艺

从谷氨酸发酵液中提取的谷氨酸，加水溶解，用碳酸钠或氢氧化钠中和，经脱色，除铁、钙、镁等离子，再经蒸发、结晶、分离、干燥、筛选等单元操作，得到高纯度的晶体或粉体味精，经过包装则成为商品味精。

谷氨酸制造味精的生产工艺流程如图2.4所示。

图2.4 谷氨酸制造味精的生产工艺流程图

3.物料衡算

3.1生产过程的总物料衡算 3.1.1生产能力

年生产商品味精（99%）20000t，折算为100%味精为19800t/a。

日生产商品味精（99%）：20000/320=62.5（t/d），折算为100%味精为62t/d。 3.1.2计算指标（以淀粉质为原料）

计算指标[10]见表3.1。

表3.1 计算指标

项目

淀粉糖化转化率 发酵产酸率（浓度） 发酵对糖转化率

培养菌种耗糖为发酵耗糖的 谷氨酸提取收率 精制收率

商品淀粉中淀粉含量 发酵周期（含辅助时间） 全年工作日

指标 98.5% 11% 60% 1.5% 96% 95% 86% 40h 320d

3.1.3物料衡算

（1）1000kg纯淀粉理论上产100%MSG量

1000×1.11×81.7%×1.272＝1153.5kg

式中81.7%——谷氨酸对糖的理论转化率

纯味精相对分子质量1841.272——＝＝1.272

纯谷氨酸相对分子质量147（2）1000kg纯淀粉实际产100%MSG量

1000×1.11×98.5%×60%×（100%－1.5%）×96%×95%×1.272＝749.6kg

（3）1000kg商品淀粉（含量86%的玉米淀粉）产100% MSG量

749.6×86%＝644.7 kg

（4）淀粉单耗

①1t100%MSG消耗纯淀粉量

1000＝1.334t/t 749.6②1t100%MSG实耗商品淀粉量

1000＝1.5511 t/t 644.7③1t100%MSG理论上消耗纯淀粉量

1000＝0.8669 t/t

1153.5④1t100%MSG理论上消耗商品淀粉量

0.8669＝1.008 t/t 86%（5）总收率 可按以下两种方法计算

①

实际产量（kg)理论产量（kg)?100%＝749.61153.5?100%＝64.98%

② （6）淀粉利用率

98.5%?60%?98.5%?96%?95?.7%1.0081.5511?100%?64.98%

?100%?65%

（7）生产过程总损失

100%－65%=35%

（8）原料及中间品计算

①商品淀粉或淀粉乳用量：日产100%味精62t，单耗商品淀粉1.5511t，日耗商品淀粉量

62×1.5511＝96.17t/d

相当日耗100%淀粉： 96.17×86%＝82.7 t/d 如使用15.2°Bé，含淀粉30.113g/dL的淀粉乳，日耗量为

82.7/30%=275.67m3/d（30.113g/dL≈30%）

②糖化液量：日产纯糖量

96.17×86%×1.11×98.5%＝90.43 t/d

只算为30%或34g/dL的糖液

90.4390.43＝301.43t；＝265.97 m3

304③发酵液量：发酵液中纯谷氨酸量

90.43×60%×（100%－1.5%）＝53.44 t/d

折算为谷氨酸11g/dL的发酵液量

53.44＝485.82 m3/d 11485.82×1.07＝519.83 t/d(1.07为发酵液相对密度)

④提取谷氨酸量：产纯谷氨酸

53.44×96%＝51.3 t/d

折算为90%湿谷氨酸量

51.3/90%＝57 t/d

3.1.4总物料衡算结果

总物料衡算结果汇总见表3.2。

表3.2 总物料衡算结果（年产2万t味精）

原料 玉米淀粉/t 糖液/t 谷氨酸/t 味精/t

规格 86% 30% 90% 100%

玉米淀粉原料

生产1t100%MSG

1.5511 4.862 0.9197 1.0

日（耗）产量（t/d）

96.17 301.43 57 62

3.2制糖工序的物料衡算

（1）淀粉浆量及加水量 淀粉加水比例为1:1.8，1000kg工业淀粉产淀粉浆

1000×（1＋1.8）＝2800kg

加水量为1800kg。

（2）粉浆干物质浓度

1000?86(00（3）液化酶量 使用耐高温α-淀粉酶（液体，20000U/mL），加酶量10 U/g干淀粉。1000kg干淀粉加酶量

1000?1000?10＝500mL＝0.5L

20000.5L液化酶质量约为0.6kg。

（4）CaCl2量 一般加量为干淀粉的0.15%，即1000kg干淀粉加CaCl2

1000×0.15%＝1.5kg

（5）糖化酶量 一般加糖化酶量为120 U/g干淀粉，如液体糖化酶为100000 U/mL，则每1000kg干淀粉加糖化酶量

1000?1000?120＝1200mL＝1.2L

1000001.2L糖化酶质量约为1.5kg。

（6）糖液产量

1000?86%?1.11?98.5%＝3134kg

300%的糖液相对密度1.1321，相当于1.1321×30%＝34g/dL

3134/1.1321＝2768L

（7）过滤糖渣量 湿渣（含水70%）10kg，折干渣量

10×（1－70%）＝3kg

（8）生产过程进入的蒸汽冷凝水及洗水量

3134＋10－3.6－2800＝340.4kg

（9）衡算结果（年产2万吨味精） 根据总物料衡算，按日投入商品淀粉96.17t，物料衡算汇总见表3.3。

表3.3 制糖车间物料衡算汇总表 项目 商品淀粉 配料水 液化酶 CaCl2 糖化酶 蒸汽冷凝水及

洗水量

累计

物料比例/kg

1000 1800 0.6 1.5 1.5 340.4 3144

日投料量/t 96.17 172.8 0.0576 0.144 0.144 32.68 301.82

项目 30%糖液 滤渣

物料比例/kg

3134 10 3144

日产料量/t 300.86 0.96 301.82

?100%＝30.7%

3.3发酵工序的物料衡算

（1）发酵培养基和用糖量 1000kg商品淀粉，可产100%糖量

1000×86%×1.11×98.5%＝940kg

其中初始发酵定容用糖占53%，即940×53%＝498kg（100%糖）；流加补量用糖占47%，即940×47%＝442kg（100%糖）。初糖用30%的糖液配料：

498498＝1465L ＝1660kg，即

34g/dL30%初糖配13g/dL，初定V＝

498kg13g/dL＝3831L，13g/dL糖液相对密度1.05，则

3831×1.05＝4023kg

流加补糖用60 g/dL浓糖浆（相对密度1.223），则

442＝737L，737×1.223＝901kg

60g/dL（2）发酵配料 每吨商品淀粉产100%糖940kg，发酵配料用各种营养物比例见表3.4。

表3.4 发酵配料用各种营养物比例 成分 玉米浆（CSL）

糖蜜 MgSO4·7H2O

KCl Na2HPO4·12H2O 其他（生物素等）

总计

数量（t） 0.0028 0.0035 0.0024 0.0055 0.0071 0.0007 0.022

数量（kg）

2.8 3.5 2.4 5.5 7.1 0.7 22

（3）配料用水 初始配料时培养基含糖量不低于20%，向30%的糖液中加水量为

3060?（－1）＝830kg

20%（4）接种量 发酵初定容3831L，种量为10%，即383L。种子液相对密度1.02，则

383×1.02＝391kg

在391kg种液中含有100%糖14kg（用30%糖液46.7kg）、玉米浆5.2kg、甘蔗糖蜜3.4kg、K2HPO40.68kg、蒸汽及水335.02kg。

（5）连续灭菌过程进入的蒸汽及补水量

4023－1660－22－830－391＝1120kg

（6）发酵过程中加入99%液氨量 1t商品淀粉产100%糖940kg，产100%谷氨酸

940×60%×98.5%×96%＝533.3kg

式中 96%——谷氨酸提取收率

一般发酵耗氨量为谷氨酸量的0.30，即：

533.3×0.30＝160kg

99%液氨在35℃相对密度为0.5874，160/0.5874＝272L

（7）加消泡剂量 一般1t谷氨酸加消泡剂5kg，则

533.3×5＝2.7kg 1000消泡剂相对密度为0.8，2.7/0.8＝3.4L

（8）发酵生化反应过程所产生的水分 1t商品淀粉在发酵液中所产生的100%谷氨酸量

940×60%×98.5%＝555.5kg

生成1mol谷氨酸产3molH2O；生成1mol菌体产7 molH2O。 根据发酵反应式，发酵产生的水分为

3?18555.5?＝204kg

147长菌过程产生水分，1g菌体产酸11g，应产生水分为

555.57?18×＝43.3kg 11147以上合计产生水247.3kg。

（9）发酵过程从排风带走的水分 进风25℃，相对湿度70%，水蒸气分压18mmHg（1 mmHg=133.322Pa）；排风32℃，相对湿度100%，水蒸气分压27 mmHg。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

1.5?760－27?100%2.5?760－18?70%通风比1:0.3，发酵液数量5000L，带走水分量 X出－X进＝0.622?27?100%－0.622?18?70%＝0.015－0.0042＝0.011kg水/kg干空气5000×0.3×60×32×1.157×0.001×0.011＝37kg

式中 60——60min

32——发酵时间，h

1.157——32℃时干空气密度，kg/m3

（10）发酵过程化验取样、放罐残留及其他损失 约13kg。 （11）发酵终止时的数量 1t商品淀粉，发酵终止时

1660＋901＋22＋830＋1120＋391＋247.3＋160＋2.7＋119.6－37－13＝5403.6kg

（30%糖）＋（补浓糖）＋（营养物）＋（配料水）＋（灭菌水）＋（种子）＋（反应水）＋（液氨）＋（消泡剂）＋（空消蒸汽）－（尾气带水）－（损失）＝（终止数量）

式中 119.6——空消时耗用的蒸汽量

发酵液相对密度1.07，5403.6/1.07＝5050L，每日产发酵液2514.4t，即2514.4/1.07＝2350m3/d。 （12）衡算结果汇总 年产2万吨味精，日投商品淀粉（86%）96.17t，配料、连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总见表3.5。

项目 30%糖液 60g/L浓糖浆 玉米浆 糖蜜 无机盐等 配料水 灭菌进入蒸汽

及补水 种液

反应水 液氨 消泡剂 空消蒸汽 累计

表3.5 配料、连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表

1t工业淀粉之匹配每天进入系统的1t工业淀粉之匹配

项目

物料/kg 物料/（t/d） 物料/kg 1660 159.6 5403.6 发酵液

901 2.8 3.5 15.7 830 1120 391 247.3 160 2.7 119.6 5453.6

86.6 0.27 0.34 1.51 79.8 107.7 37.6 23.8 15.4 0.26 11.5 524.5

尾气带水 损失

37 13 5453.6

每天离开系统的物料/（t/d）

519.6

3.56 1.25 524.5

3.4谷氨酸提取车间物料衡算

采用等电-离交回收工艺（按1000kg商品淀粉相对应量计算）。 3.4.1中和等电工序

（1）发酵液数量 5404kg；5050L。

（2）高流量 为发酵液的45%，即2432kg。

（3）92.5%硫酸用量为纯谷氨酸用量的90%，即533.3×90%＝480kg。 （4）等电液数量

5404＋2432＝7836kg

（5）谷氨酸产量 ①分离前Glu量

100%Glu量：5050×11（W/V）＝555.5kg

②分离后Glu量

100%Glu量：555.5×96%＝533.3kg 90% Glu量：533.3/90%＝592.6kg

（6）加水量 479kg。

（7）洗水量 为90% Glu量的14.5%，即592.6×14.5%≈86kg。 （8）母液（上清液）数量

7836＋479－592.6＋86＝7808kg

（9）物料衡算汇总 根据以上计算，再乘以96.17（日投商品淀粉数量），即得出每日的物料量，汇总见表3.6。

表3.6 谷氨酸等电工序物料衡算汇总表 项目 发酵液 高流 水 累计

1t商品淀粉及相应

物料/kg

5404 2432 565 8401

每天进入系统的物

料/（t/d）

519.7 233.9 54.3 807.9

项目 90% Glu 母液

1t商品淀粉及相应

物料/kg

592.6 7808 8401

每天离开系统的物料/（t/d）

57 750.9 807.9

3.4.2离交工序

（1）母液调pH用硫酸量 1t商品淀粉相应用92.5%硫酸480kg，其总调pH用酸量占66%，即

480×66%＝317kg

（2）母液数量 7808kg。

（3）调高流用硫酸量 为总用酸量的34%，即480×34%＝163kg。

（4）洗脱液用99%液氨数量 为纯Glu的12%，即533.3×12%＝64kg。 （5）高流量 2432kg。

（6）排出废液量 废液中含Glu0.29g/dL，相对密度1.02。

555.5－533.3＝7655L，即7655×1.02＝7808kg

0.29%（7）配洗脱液用水量

7808＋2432－（317＋163＋64）－7808＝1888kg

（8）物料衡算汇总 根据以上计算，汇总见表3.7。

表3.7 离交工序物料衡算汇总表

项目 母液 92.5%硫酸 99%液氨 洗脱液用水

累计

1t商品淀粉及相应

物料/kg

7808 317＋163＝480

64 1888 10240

每天进入系统的物

料/（t/d）

750.9 46.2 6.2 181.6 984.9

项目 高流 废液

1t商品淀粉及相应

物料/kg

2432 7808 10240

每天离开系统的物料/（t/d）

233.9 751 984.9

3.4.3提取车间物料衡算验算

以1t商品淀粉折纯量860kg为基础进行验算。

发酵液等电液水565kg5404kg 5050L 折纯Glu555.5kg高流 2432kg7836kg母液谷氨酸90%Glu593kg折纯Glu555.5kg提取收率533.3/555.5=96?.5%H2SO4480kg99%液氨64kg洗脱液用水1888kg7808kg 7655L含Glu1.9g/dL折纯Glu146kg废液7808kg7655L含Glu0.29g/dL折纯Glu22kg22/555.5=4%高流2432kg2339L含Glu5.3g/dL折纯Glu124kg

3.5精制车间物料衡算

3.5.1中和脱色工序物料衡算

（1）谷氨酸数量 100%Glu量：533.3kg，90% Glu量：593kg。

（2）离子膜碱用量 理论上1mol谷氨酸需1molNaOH，即40/147＝0.272，1kg谷氨酸需100%NaOH0.272kg。533.3kg100%Glu需用30%液体离子膜碱量

533.3×0.272/30%＝484kg

30%NaOH相对密度1.328，484/1.328＝364L。

（3）粉末活性炭用量 加活性炭量按纯谷氨酸量的2.5%，533.3kg100%Glu需用活性炭量

533.3×2.5%＝13.3kg

（4）中和脱色液数量 要求浓度达到20°Bé，40g/dL。

533.3?1.272＝1696L

4096×1.16＝1967kg

式中 1.16——含40%MSG溶液的相对密度

（5）废炭渣数量 含水75%，则

13.3/（1－75%）＝53kg

（6）用水量

1967－593－484－13.3＋53＝930kg

（7）物料衡算汇总 见表3.8。

表3.8 中和脱色工序物料衡算汇总表 项目 90% Glu 离子膜碱 活性炭 水 累计

1t商品淀粉及相应

物料/kg

593 484 13.3 930 2020

每天进入系统的物料/（t/d）

57 46.5 1.28 89.4 194.18

项目 中和脱色液 废炭渣

1t商品淀粉及相应

物料/kg

1967 53 2020

每天离开系统的物料/（t/d）

189.17 5.01 194.18

3.5.2精制（结晶）工序物料衡算

（1）中和脱色液（俗称原液）数量 1967kg，1696L，20°Bé，含MSG40g/dL。 （2）产MSG量 精制收率95%，产100%MSG量

533.3×1.272×95%＝644.4kg

（3）产母液量 母液平均含MSG25 g/dL，则

533.3×1.272×（1－95%）/25＝136L 136×1.1＝150kg（1.1为母液相对密度）

（4）蒸发结晶过程加水 约为脱色液的10%，即200kg。

（5）MSG分离调水洗水量 约为MSG产量的5%，即644.4×5%＝32kg。 （6）结晶过程蒸发水分

1967－644.4－150＋200＋32＝1404.6kg

（7）物料衡算汇总 见表3.9。

项目

40g/dL中和脱色液 结晶过程加水 分离调水洗水

累计

表3.9 精制工序物料衡算汇总表 1t商品淀粉及相应每天进入系统的1t商品淀粉及相应项目

物料/kg 物料/（t/d） 物料/kg

1967 200 32 2199

189.2 19.2 3 211.4

100%MSG 母液 蒸发水分

644.4 150 1404.6 2199

每天离开系统的物料/（t/d）

62 14.4 135 211.4

3.6精制生产过程物料衡算图

以投料1000kg商品淀粉（含量86%的玉米淀粉）为基准，所得各部中间物料及其辅料量的衡算结果汇总见图3.1；按年产2万吨味精衡算结果（以日产量为基准）汇总见图3.2。

86%商品淀粉1000kg（折纯淀粉量860kg）液化酶0.6kgCaCl20.5kg糖化酶1.5kg滤渣10kg30%糖液3134kg玉米浆2.8kg糖蜜3.5kg无机盐15.7kg种子391kg液氨160kg消泡剂2.7kg糖蜜3.4kg无机盐0.7kg玉米浆5.2kg11g/dLGlu发酵液5404kg92.5%H2SO4480kg含0.29g/dLGlu废液7808kg90%谷氨酸593kg99%液氨64kg30%碱液484kg活性炭13kg废炭53kg40g/dL中和脱色液1967kg25g/dL母液150kg100%MSG644.4kg图3.1 味精生产过程物料衡算图（以1000kg商品淀粉为基准）

86%商品淀粉96.17t/d液化酶0.0576tCaCl20.144t糖化酶0.144t滤渣0.96t30%糖液300.86t玉米浆0.27t糖蜜0.34t无机盐1.51t种子36.4t液氨15.4t消泡剂0.26t糖蜜0.68t无机盐0.14t玉米浆1.04t11g/dLGlu发酵液519.6t92.5%H2SO446.2t含0.29g/dLGlu废液751t99%液氨6.2t90%谷氨酸57t30%碱液46.5t活性炭1.28t废炭5.01t40g/dL中和脱色液189.2t25g/dL母液14.4t100%MSG62t/d图3.2 味精生产过程物料衡算图（年产2万吨味精，以t/d为基准）

4.热量衡算

4.1液化工序热量衡算 4.1.1液化加热用蒸汽量

（1）淀粉浆量（G） 根据物料衡算，日投商品淀粉96.17t/d，配30.7%的淀粉浆

96.17/30.7＝313 t/d，平均313/24＝13t/h

（2）淀粉浆比热容（c）可按下式计算

X100－X c＝c0＋c水100100式中 c——淀粉浆比热容，kJ/（kg·℃） c0——淀粉质比热容，取1.55 kJ/（kg·℃） X——淀粉质干物质含量，（30.7）% c水——水的比热容，取4.186 kJ/（kg·℃）

30.7100－30.7 c＝1.55?＋4.186?＝3.38kJ（/kg·K）100100（3）蒸汽用量（D）

G（cT2－T1） D＝h1－h2式中：G——淀粉浆量，kg/h

c——淀粉浆比热容，kJ/（kg·℃）

T1——淀粉浆初温，（20＋273＝293K） T2——液化温度，（110＋273＝383K）

h1——加热蒸汽热焓，2748.5kJ/kg（0.4MPa，表压） h2——加热蒸汽凝结水热焓，在383K时为461 kJ/kg

13?103?3.38?（383－293）D＝＝1729kg/h≈1.7t/h

2748.5－461高峰量： 1.7×1.15＝1.96t/h≈2 t/h 每日用蒸汽量： 1.7×24＝40.8 t/d 4.1.2液化液冷却用水量

使用螺旋板换热器，物料由95℃降为61℃。

使用循环水降温，进口温度28℃，出口温度52℃，需冷却水量（W）：

（13＋1.7）?103?3.38?（[95＋273）－（61＋273）]W＝＝16815kg/h≈16.8t/h

（[52＋273）－（28＋273）]×4.186每日用冷却水量： 16.8×24＝403.2t/d

需补充新鲜水量： 16.8×3%＝0.5 t/h 4.2糖化工序热平衡说明

液化液61℃进入糖化罐，在60℃下维持32~36h，因糖化罐外保温，绝热较好，糖化过程中不需补充热量，不消耗蒸汽。糖化终止时，糖化液调节pH至4.8~5.0，酶即失活，也可不加热灭菌，以节约蒸汽。

4.3连续灭菌和发酵工序热量衡算 4.3.1培养液连续灭菌用蒸汽量

发酵罐公称容积720m3，装料系数0.8，每罐产MSG量

720×0.8×0.11×0.96×0.95×1.272＝73.5t

年产味精2万吨，日产味精（100%）62t，发酵生产周期40h（发酵32h，辅助8h），需发酵罐台数

6273.524每日投放罐次：2×24/40＝1.2罐次 日运转：2×32/24＝1.6台

每罐发酵初始体积：720×55%＝396m3≈400 m3 糖浓度13g/dL，灭菌前含糖20g/dL，其数量：

13400?＝260m3

203

密度1.05t/ m，260×1.05＝273t

灭菌加热过程中用0.4MPa蒸汽（表压），h1＝2748.5kJ/kg，使用螺旋板式换热器将物料由20℃预热至70℃，再加热至120℃；冷却水由20℃升至45℃。

每罐灭菌时间2h，物料流量：

400?1.05＝210t/h 2灭菌用蒸汽量：

210?1000?3.7?（[120＋273）－（70＋273）]D＝＝17296kg/h≈17.3t/h

2748.5－120?4.186式中 3.7——糖液的比热容，kJ/（kg·℃）

每日用蒸汽量：17.3×2×1.2＝41.52t/d，平均用蒸汽量：41.52/24＝1.73t/h；最大用汽量为3t/h。 4.3.2培养液冷却用水量

120℃热料通过与冷料热交换，由120℃降至75℃，再用水冷却至35℃；冷却水由30℃升至45℃。计算冷却用水量（W）。

210?1000?3.7?（[75＋273）－（35＋273）]W＝＝494983kg/h≈495t/h

（[45＋273）－（30＋273）]?4.186每日用水量：495×2×1.2＝1188t/d，平均用水量：1188/24＝49.5t/h；最大用水量为150 t/h。使

用发酵冷却循环水。

4.3.3发酵罐空罐灭菌用蒸汽量

（1）发酵罐体加热用蒸汽量 发酵罐公称容积720 m3，材质为SS304，发酵罐罐体重118t，比热容0.5 kJ/（kg·℃），使用0.4 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：

118?1000?0.5?（[127＋273）－（20＋273）]D＝＝2853kg/h≈2.9t/h

2748.5－535.4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

每日用蒸汽量：2.9×1.2＝3.48 t/d，平均用蒸汽量：3.48/24＝0.145 t/h。

（2）填充发酵罐空间所需蒸汽量 公称容积720 m3发酵罐的全容积为793 m3，其蒸汽用量为：

D＝Vρ＝793×1.39＝1102.3kg/h＝1.1t/h

式中ρ——加热蒸汽的密度（kg/ m3），1.39 kg/ m3

发酵罐灭菌（0.15 MPa，表压）1h。

每日用蒸汽量：1.1×1.2＝1.32 t/d，平均用蒸汽量：1.32/24＝0.055 t/h。 （3）灭菌过程的热损失 辐射与对流联合给热系数α，罐外壁温度60℃。

α＝33.9＋0.19×[（60＋273）－（20＋273）]＝41.5 kJ/（m2·h·℃）

720 m3发酵罐的表面积为475 m2，消耗蒸汽量：

475?41.5?（[60＋273）－（20＋273）]D＝＝356kg/h

2748.5－535.4（4）罐壁附着洗涤水升温所需蒸汽量

?40＝1.4台，取2台

D＝475?0.001?1000?（[127＋273）－（20＋273）]?4.182748.5－535.4＝96kg

式中 0.001——附壁水平均厚度，m

（5）灭菌过程蒸汽排汽及渗漏量 取总耗汽量的10%，空罐灭菌蒸汽消耗量为：

（2.9＋1.1）?1000＋356＋96＝4947kg/h≈5t/h

1－10%每个空罐灭菌1h，蒸汽消耗量为5t/罐。

发酵罐每日投料罐次：1.2罐，每日用蒸汽量：5×1.2＝6 t/d；平均用蒸汽量：6/24＝0.25 t/h。 4.3.4发酵过程产生的热量及冷却用水量

通过计算生化反应热来计算总发酵热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＋3H2O＋890 kJ

搅拌热＝860×4.18×p（p——搅拌功率，kW） 汽化热＝空气流量（m3/h）×（h出－h进）ρ

式中 h进、h出——进出的空气热焓，kJ/kg干空气 ρ——空气密度，kg/ m3

此外，液氨在流加过程中因汽化而吸热，有利于发酵降温。

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4.5×104kJ/（m3·h）。 公称容积720 m3发酵罐，装液量为576 m3，其发酵热为：

576×4.5×104＝2.592×107kJ/h

日运转发酵罐1.6台，总发酵热：

Q总＝1.6×2.592×107＝4.15×107 kJ/h＝11527 kW

选用2台NG84M溴化锂制冷机。每台制冷量7033 kW，使用0.8 MPa蒸汽，耗汽量8.8 t/h，冷媒水用量1008 m3/ h，冷却水用量1706 m3/ h。

2台溴化锂制冷机按1台运转计算，需蒸汽8.8 t/h，需用循环冷却水1706 m3/ h。再加上培养基灭菌后用冷却水49.5 t/h，合计用冷却水为1755.5 m3/ h。

循环冷却水采用无填料喷雾冷却塔进行降温，选用800 m3/ h冷却塔3台。冷却水在循环使用中约损失4%（掺入部分生产过程用水），需补充新鲜水量：

1755.5×4%＝70.22 m3/ h

4.4谷氨酸提取工序冷量衡算

等电罐540 m3，装液量432 m3，相对密度1.07，由30℃降至10℃，降温速度为2℃/h，每台罐需冷量为：432×103×1.07×2×3.97＝3.67×106kJ/h 式中 3.97——等电液比热容，kJ/（kg·K）

等电罐每天运转台数为发酵罐每台放罐数×2，即1.2×2＝2.4台，每日总冷量为：3.67×106×2.4/3600＝2447 kW。

选用1台NG72M溴化锂制冷机，制冷量4220 kW，使用0.8 MPa压力蒸汽5.16 t/h，冷媒水量726 m3/ h，冷却水量1200 m3/ h。选用800 m3/ h无填料喷雾冷却塔1台。

冷却水在循环使用中约损失4%（掺入部分生产过程用水），需补充新鲜水量：1200×4%＝48m3/ h。

关于硫酸对水溶解热问题，因硫酸总量的2/3用于上柱母液调pH，另1/3用于高流调酸，一般不直接用于发酵液中和，其溶解热可不计算。 4.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算

年产2万吨商品味精，日产100%MSG62t，选用30 m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期12h，每罐产100%MSG18 t，需结晶罐台数：

12?＝1.9台，取2台。

（18－2）24式中 2——每结晶罐投入的晶种量，t 4.5.1热平衡与计算蒸汽加热量

每罐投入40g/dL的中和脱色液（俗称原液）37.5 m3，流加30g/dL母液43.3 m3，过程中加水8 m3，在70~75℃下真空蒸发结晶，浓缩2h，育晶10 h，放料数量25 m3。

（1）热量衡算

①来料带入热量：进料温度35℃，比热容为3.5 kJ/（kg·℃）。

Q来料＝（37.5×1.16＋43.3×1.13）×3.5×35×103＝1.13×107kJ

②加水带入热量

Q来水＝8×1×4.186×35×103＝1.17×106 kJ

③晶种带入热量：MSG比热容为1.67 kJ/（kg·K）。

Q来晶＝2000×1.67×20＝6.68×104 kJ

④结晶放热量：MSG结晶热为12.7 kJ/mol

（18－2.0）?106?12.7Q晶热＝＝1.09?106kJ

1873

⑤母液带走热量：分离母液25 m，折算为相对密度1.26时为31.5t，比热容为2.83 kJ/（kg·℃）。

Q母液＝31.5×103×2.83×70＝6.24×106 kJ

⑥二次蒸汽带走热量

Q二次蒸汽＝[37.5＋43.3＋8－（25×1.26）]×2626×103＝1.5×108 kJ

式中 25——结晶罐放料时的结晶液量，m3 1.26——结晶液相对密度

2626——在70℃时水蒸汽的焓，kJ/kg ⑦随结晶MSG带走热量

Q出晶＝18×103×1.67×70＝2.1×106 kJ

每罐结晶过程需外界供给热量：

Q＝（Q母液＋Q二次蒸汽＋Q出晶）－（Q来料＋Q来水＋Q来晶＋Q晶热）

＝（6.24×106＋1.5×108＋2.1×106）－（1.13×107＋1.17×106＋6.68×104＋1.09×106） ＝1.45×108 kJ

（2）计算蒸汽用量 每罐次用汽量：热损失按2%计算。

1.45?108D＝＝69341kg/罐次＝69.3t/罐次 （2738.5－604.7）?（－12%）式中 2738.5——使用0.3MPa（表压）蒸汽的焓，kJ/kg

604.7——使用0.3MPa（表压）蒸汽冷凝水的焓，kJ/kg 每台罐每小时耗蒸汽量：69.3/12＝5.8 t/h

2台罐运转，每日耗蒸汽量：5.8×2×24×0.8＝222.72 t/d 式中 0.8——结晶罐运行均衡系数

平均用汽量：222.72/24＝9.28 t/h 4.5.2二次蒸汽冷凝所消耗循环冷却水量

（1）二次蒸汽数量（即水蒸发速度） 使用大气冷凝器，用水直接冷凝二次蒸汽，冷却水一般采用来自发酵车间的循环冷却水（二次水）。结晶罐二次蒸汽平均蒸发速度：

37.5＋43.3＋8－25＝5.32m3水/h

12（2）冷却水用量 使用循环水进口温度30℃，出口温度45℃，70℃时水蒸汽的焓2626.8 kJ/kg。每台罐需冷却水量：

625.32?1000?（2626.8－45?4.186）＝206601kg/h＝207t/h

（[45＋273）－（30＋273）]?4.1862台罐高峰用水量： 207×2＝414 t/h

每日用水量： 414×24×0.8＝7948.8 t/d 式中 0.8——结晶罐运行均衡系数

平均用水量： 7948.8/24＝331.2 t/h

为保证循环水温度不高于30℃，需采用1台降温冷却塔（800 m3/ h），根据季节、气温变化，补充适量二次水。

4.6干燥过程的热量衡算

分离后的湿MSG含水2%，干燥后达到0.2%；进入加热器的热空气为18℃，相对湿度为70%，通过加热器使空气升至80℃后进入干燥器，从干燥器出来的空气为60℃。

（1）日产100%味精62t，日产湿味精64t，湿味精产量为2.67 t/h，干燥时需蒸发水量：

64?2%－62?0.2%W＝＝0.048t/h＝48kg/h

24（2）味精干燥过程所需热量

Q＝Q汽化＋Q物料＋Q损失

＝Wγ＋G×1.67×（T2－T1）＋Q损失

（48×2423.7＋2.67×103×1.67×42） ＝1.15×

＝349153 kJ/h 式中：Q——味精干燥过程所需热量，kJ/h Q汽化——物料中水分蒸发所需热量，kJ/h Q物料——加热物料所需热量，kJ/h

Q损失——损失热量（通常为有效热量的15%），kJ/h W——干燥时蒸发水量，kg/h

γ——水的汽化潜热，取2423.7 kJ/kg G——干燥物料量，kg/h

1.67——MSG比热容，kJ/（kg·℃）

42——出料温度40℃与进料温度18℃之差 T2——从干燥器出来的空气温度，℃ T1——进入加热器的空气温度，℃

（3）味精干燥过程需空气量 进入加热器的热空气为18℃，相对湿度为70%，通过加热器使空气升至80℃后进入干燥器，从干燥器出来的空气为60℃。

冷空气湿含量： X0＝0.009kg水/kg干空气

Q349153G＝＝＝17457.65kg/h

c（qT1－T2）0.24?4.186?（[80＋273）－（60＋273）]式中 G——味精干燥过程需空气量，kg/h

cq——空气比热容，0.24×4.186 kJ/（kg·K）

（4）味精干燥过程耗用蒸汽量 使用0.4MPa（表压）蒸汽加热，热损失按10%计。

G（h1－h0）17457.65?（104.5－41.8）D＝?1.1＝?1.1＝0.6t/h

?12108.4式中 D——味精干燥过程耗用蒸汽量，kg/h

G——味精干燥过程需空气量，kg/h h0——冷空气热焓，41.8kJ/kg干空气 h1——80℃空气热焓，104.5 kJ/kg干空气 每日用蒸汽量：0.6×24＝14.4t/d

4.7溴化锂制冷机所用蒸汽量

发酵液冷却用NG84M溴化锂制冷机2台，1台运行，1台备用；使用0.8 MPa蒸汽，耗汽量8.8 t/h。

提取等电液冷却用NG72M溴化锂制冷机1台，用0.8 MPa蒸汽5.16 t/h。 以上合计蒸汽用量为14 t/h。用汽均衡系数取0.9，实用蒸汽量为：

14×0.9＝12.6 t/h

每日用量为： 12.6×24＝302.4 t/d 4.8生产过程耗用蒸汽衡算汇总

衡算结果：每日用蒸汽量：678.3 t/d，平均用汽量为：28.26 t/h，高峰量为34.2 t/h。100%MSG单耗蒸汽量：678.3/62＝10.9t/t。

使用溴化锂制冷机致使蒸汽单耗偏高，但可降低水耗，并且较高温度的蒸汽冷凝水可返回锅炉使用，不但节水，还可提高锅炉热效率，，节约用煤。

以上计算不包括副产品复混肥及生活、采暖等用汽。蒸汽衡算汇总见表4.1。

表4.1 生产过程耗用蒸汽汇总表

生产工序 液化、糖化 连消 发酵罐空消等 中和脱色 精制 干燥 溴化锂制冷机 空气净化及其他

累计

日用量（t/d）

40.8 41.5 6 11.5 222.7 14.4 302.4 39 678.3

平均用量（t/h）

1.7 1.73 0.25 0.48 9.28 0.6 12.6 1.62 28.26

高峰用量（t/h）

2 2 1.2 0.6 11.6 0.8 14 2 34.2

5水平衡

5.1糖化工序用水量

（1）配料用水 日投商品玉米淀粉96t，用水比1:1.8，用水量为

96×1.8＝173 t/d

因连续生产，平均水量＝高峰水量＝173/24＝8t/h，使用新鲜水。

（2）液化液冷却用水量 平均用水量为16.8 t/h；日用水量为403.2 t/d，使用循环水。补充新鲜水量为0.5 t/h。

5.2发酵配料及培养基灭菌后冷却用水量

发酵配料用水量见表3-5：发酵配料用水80 t/d，使用新鲜水。

培养基灭菌后冷却用水量：高峰用水量150 t/h，全天用水量1188 t/d，平均用水量50 t/h，使用循环水。补充新鲜水量为1.4 t/h，每日为33.6t。 5.3发酵过程冷却用水量

溴化锂制冷机冷却循环水量为1706 t/h，每日为40944t。补充新鲜水量为70 t/h，每日为1680t。 5.4谷氨酸提取工序冷却用水量

溴化锂制冷机冷却循环水量为1200 t/h，每日为28800t。补充新鲜水量为48 t/h，每日为1152t。 5.5中和脱色工序用水量

（1）配料用水 每日使用90%谷氨酸57t，中和液含MSG为40%，需加水量90 t/d。使用结晶罐加热用蒸汽的冷凝水。

（2）洗炭柱及炭柱再生用水

①配稀酸稀碱用水：炭柱再生用42%碱液，为味精量的1%，即62×1%＝0.62 t/d，配成3%的

0.62?42%稀碱液为＝8.68t/d；需加水8.68－0.62＝8.06 t/d。使用循环冷却水。

3%炭柱再生用30%盐酸，为味精量的0.75%，即62×0.75%＝0.465 t/d，配成2%的稀酸液为0.465?30%＝7t/d；需加水7－0.465＝6.5 t/d。

2%②洗炭柱及再生处理用水量约为426 t/d。

合计用水量：8.06＋426＋6.5＝440.56 t/d＝18.36 t/h。 5.6精制工序用水量

（1）结晶过程加水 2台30 m3结晶罐，结晶周期12h，结晶过程加冷凝水8t/罐，每日生产4罐批次，共用水32t。

（2）结晶冷却水 每日用水量7948.8 t/d；平均用水量331.2 t/h；高峰用水量414 t/h。使用循环水。

5.7动力工序用水量

年产2万吨味精工厂。

（1）75 t/h锅炉1台（包括复合肥等副产品用汽、生活采暖用汽），共用新鲜水45 t/h。其中味精生产用水量28 t/h，蒸汽冷凝水返回17 t/h，补入新鲜水13 t/h。

（2）240 m3/min离心式空压机2台（开1备1），用循环水70 m3/h，补充新鲜水2.8 t/h。 5.8用水量汇总

（1）新鲜水用量（平均量m3/h）及味精单耗水量

配料＋液化糖化＋发酵（配料、冷却）＋提取＋空压机＋锅炉＝ 8＋0.5＋（1.4＋70）＋48＋2.8＋45＝175.7 m3/h 全日用水量：175.7×24＝4216.8 m3/d

100%味精单耗新鲜水量：4216.8/62＝68 m3/t （2）循环水（平均量m3/h）

液化冷却＋连消冷却＋发酵冷机冷却＋提取冷机冷却＋配稀酸碱及洗炭柱＋结晶冷却＋空压机

＝16.8＋50＋1706＋1200＋18.36＋331.2＋70＝3392.36 m3/h

（3）蒸汽冷凝水

a.结晶工序 结晶罐加热蒸汽用量10 t/h，干燥机加热蒸汽量0.76 t/h，合计为10.76 t/h。 b.溴化锂制冷机用蒸汽14 t/h。

合计用蒸汽24.76 t/h，全天用汽594.24t。

以上蒸汽可以回收利用，回收率按90%计算，每天可回收冷凝水594.24×90%＝534.8 t/d。其中谷氨酸中和用去90 t/d，结晶过程用去32t/d，尚余冷凝水412.8 t/d（17.2 t/h）全部返回锅炉。

6主要设备选型及计算

味精生产设备由淀粉、糖化、空气净化、发酵、提取、中和脱色、结晶干燥和包装等专用设备以及通用设备所组成。

设备选型的总体原则是： 1.满足工艺要求； 2.设备成熟可靠；

3.能够充分利用原料，避免浪费； 4.使用寿命尽量长； 5.容易安装，便于操作； 6.尽量采用国产设备。 设备平衡计算公式： （1）所需设备台数

日产量（t）操作周期（h）×

每台设备产量（t）24（h）（2）投（放）料次数

24（h）设备台数×

操作周期（h）（3）运转台数

运转时间（h）设备台数×

操作周期（h）6.1罐的选择

一般要求[3,16]：

（1）生产能力大，有足够弹性，机械性能好，可靠性高； （2）满足工艺要求，操作稳定，效率高； （3）结构简单，制造和维修方便，成本低。 见表6.1 罐设备选型。 6.1.1发酵罐

每立方米发酵液产99％味精：

4.88891187.13 1000????＝49（kg）100100100147.13年产发酵液：

19800000＝404082（m3） 49每天产发酵液：

404082＝1263（m3） 320发酵罐装料系数70％，发酵作业周期(包括空消、实消或连消、进料、出料、清洗等)共48小时。所需发酵罐的容积为：

1263?2＝3609（m3） 0.73

应选用公称体积为200m发酵罐18台或100m3发酵罐36台。 本设计选100m3发酵罐，故每罐发酵液体积为：0.7×100=70（m3）=70000（L）

发酵罐一般安装于室内，高径比一般为2，因此不需要考虑风载和雪载，只要考虑设备运行质量和操作要求，裙座壁厚一般与筒体等厚即可[11-12]。

每台罐100 m3计算： （1）主要尺寸

H0:D=2:1 装料系数0.7

＝·H0＝0.785?D2?2D＝1.57D3 0.7470?D＝3100＝3.99（m） 1.57取 D=4(米） H0＝4×2＝8(m)

圆桶部分体积V0＝0.785 ×42×8＝100.5（m3)

椭圆封头体积：折边高度ha=80(毫米)，封头高度=1000(mm)。

V底＝0.785?4?0.08＋实际总容积：V＝V0十2× V 底＝107.5(m3)

23.14?4380 ＝3.5（m3）

图4.1 发酵罐结构体

（2）罐体壁厚

S＝3?4000230[?]?－?＋3＝3?4000 ＝10.45（mm）35230??0.84取 S＝11(mm) （3）封头壁厚

S'＝取 ：

3?4000?2.3 ＋3＝17.28（mm）55200??0.82.9S??18(mm)（4）搅拌器

谷氨酸发酵系好气性深层培养，需通入空气并以搅拌器进行强烈搅拌，使之分散溶入液相以利

菌体利用，因此搅拌在发酵过程中起着十分关键的作用。味精行业多采用六弯叶涡轮搅拌器，为节省功率，发酵罐上挡搅拌可采用轴流旋浆式。

二档六弯叶涡轮搅拌器尺寸如下： 叶径：d=0.35D=1400(mm) 叶宽：h＝0.2d＝2800(mm) 弧长：r＝0.375d＝526(mm) 底距：b＝D/3＝1334(mm) 盘径：s=0.75d=1050(mm) 叶弦长：1＝0.25d＝350(mm) 叶距：Y＝D＝4000(mm)

搅拌转数确定：根据5000L罐180r／min放大：

?＝180?搅拌功率：六弯叶涡轮功率因数Np=4.8

231500＝95（r/min） 40003?95?n＝0.5?2?4.8????1.43＝56.3（kW）

?60?选用60kw的电动机。 （5）冷却面积

按发酵热6000Kcal／m3?h计算，列管传热系数500Kcal／m3?h?℃： 平均温差：

32℃ → 32℃ 23℃→ 427℃ ↓ ↓ 9℃ 5℃ 9＋5 ?t＝＝（℃）72Q6000?70 F＝＝＝120（m2）K?T7?5006.1.2种子罐

接种量1％，培养时间12h，辅助时间4h，每天需种子量700L，考虑备用及周转，选用200L种子罐5台（备用1台）。一级摇瓶种子每天五瓶800～1000mL，接种量为0.57～0.7％。

种子罐结构尺寸计算[13]如下： （1）罐体尺寸

H0:D＝2:1

D＝3＝0.5（m） 1.57

0.2取Φ500×1000mm

圆桶部分体积＝0.785×0.52×1=0.196（m3） 椭圆封底体积hl＝25(mm)，h2=125（mm） V底＝0.021(m3)

总容积=0.217（m3）=217(L) （2）搅拌器

用六弯叶涡轮二档，d＝0.35D=175mm

转数按50L种子罐350r／min放大，取n＝275r／min，配用0.6kw电动机，夹套冷却。

6.1.3离子交换柱

（1）离子交换柱的构造为圆弧型或锥形封头，常压操作。离子交换树脂为苯乙烯与二乙烯的共聚合物。二乙烯苯用量即交联度，一般7～12％，交联度大则交换容量小，但选择性大。操作时树脂层高度一般为圆筒高度的70～80%，留有空间作为反冲时树脂的疏松和扩展。离子交换柱上柱母液30～32 m3，谷氨酸含量1.4～2.0%，选用Φ1400×4500离子交换柱5台。

（2）化学反应

a.吸附

RSO3H＋NH4CL?RSO3NH4＋HCL

'＋[H?]NH2CHR'COOHNH4????NH2CHRCOOH＋NH4 RSO3H＋NH2CHR'COOH?RSO3·H3NCHR'COOH b. 洗脱

＋RSO3－H3NCHR'COOH＋NaOH?'

RSO3Na＋H2NCHRCOOH＋H2ORSO3NH4＋NaOH?RSO3Na＋NH3·H2O

c. 再生

RSO3Na＋HCl?RSO3H＋NaCl

(3)操作要点

a.发酵液上柱量与树脂体积有关，根据发酵液中谷氨酸当量与氨当量，分别用华勃法及蒸氨法测定决定。带茵体倒上柱属于一级交换，正上柱属于多级交换，故倒上柱总交换当量要低一些。一般正上柱每立方米树脂上1.0～1.1 kg当量，倒上柱每立方米树脂上0.9～1.0 kg当量。发酵液上柱量约为60 kg谷氨酸／m3湿树脂，母液上柱量约为40kg谷氨酸／m3湿树脂。

b.离子交换柱的树脂充填量为保证倒冲水洗完全及一定的膨胀度，正上柱有效树脂体积约为柱的70％，倒上校时约为拄的60％，即充填高度H分别为柱高度H的0.7及0.6倍。

c.交换时树脂交换基团-SO3H电离，而在树脂内部的pH值约等于1，氨基酸等电点值pH均高于1，故被树脂吸附。上柱发酵液调pH5.0～5.5(正上柱时pH酸性，赶出CO2，避免上柱时产生泡泡，发生短路结柱)。

d.一般洗脱流速要比上柱流速慢，但谷氨酸溶解度低、浓度高时流速过慢要发生堵柱。流速越馒，吸附越完全。

e.上柱量足时，洗脱高峰集中，但有漏液流失，要进行回收。上柱量少时，洗脱液浓度低，体积大。

f.使用0.5％茚三酮丙酮溶液的显色反应，可检验谷氨酸是否漏失(灵敏度2μg／mL)。

g.发酵液中氨当量浓度与谷氨酸当量浓度的比1.2～1.5为正常，1.5～2.0为不正常，可调节上校量使之正常。如果比值在2.0以上，影响交换。

h.发酵液pH过高，游离氨过高。影响谷氨酸酸吸附。发酵液中有残尿时，尿素能形成氢键，使谷氨酸洗脱。

（1）柱尺寸 树脂体积：3.5m3 树脂高度＝2D 树脂填充度=0.6

3.5＝?D2?2D＝D342?? D＝3取D=1.4（m）

＝1.31（m）1.753.5

Z=1.4×2=2.8（m）

H＝Z0.6＝2.80.6 ＝4.7（m）（2）交换柱壁厚(衬胶)

试水压3kg／cm2．照内压3kg/cm2计算：

?DS＝＋C230[?]?－?2?1400＋3

38230??0.8－24 ＝4.5（mm）

＝取S＝6 (mm） 折边锥形体型厚：

?＝90?,y＝1.2（r/D＝0.15）S'＝?Dy230[?]?＋C

2?1400 ＝＋338230??0.84 ＝6.2（mm）取S`=7（mm）

（3）花板

开孔率：10～20% 。 厚度：

S?D0.1P?????C

??式中：φ—开孔强度系数，

bt(b?1)tbt?t

b—最长列或对角线上开孔数 t—管间距

dS最小?H?58 （mm) (一般不小于20mm） 把D＝1400mm，t=40mm，d＝20mm

正六角形排列805个孔，b＝29

805?0.785?2020.785?14002?100%＝16.3%

S＝1400?0.1?2＋3＝27.3（mm）

3800?0.5082.9式中

取S＝30mm 校验：

??29?40?28?20?0.50829?40?20

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