年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计

沈 阳 化 工 大 学

本 科 毕 业 设 计

题 目： 年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计 院 系： 环境与生物工程学院 专 业： 生物工程 班 级： 生物 0702班 学生姓名： 吴皓 指导教师： 王红艳

论文提交日期： 2011 年6月 24 日 论文答辩日期： 2011年 6月 29 日

毕业设计（论文）任务书

生物工程 专业 07-02班 学生：吴皓

毕业设计（论文）题目：年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计。

毕业设计（论文）内容：味精生产工艺流程的物料衡算、热

量衡算、水衡算以及味精生产主要工艺流程工序的设计、设计味精生产的主要设备（发酵罐）的设计。 毕业设计（论文）专题部分：味精生产的工艺设计和发酵

罐的设计。

起止时间： 2011年 3月---2011年 6月

指导教师： 签字 年 月 日

教研主任： 签字 年 月 日 学院院长： 签字 年 月 日

年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计

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、利用谷氨酸生产细菌进行碳代谢、生物合成谷氨酸、谷氨酸与碱作用生成谷氨酸一钠即味精为主体工艺，进行物料衡算、热量衡算、水衡算和发酵罐选型计算,并绘制了发酵罐结构图，发酵流程图，全厂平面布置图糖化流程图，提取与精制流程图.

设计的结果和目的主要是通过工艺流程及相关设备进行计算，设计出一个具有高产量，低能耗，污染小的现代化味精生产工厂。

本次设计是通过对味精生产的四个工艺流程的物料、热量和水进行了衡算和发酵罐选型计算，得到可行的数据，并且据此选取了合适的发酵生产设备以及合理的工艺流程进行味精的工厂生产，从而提高味精生产的质量和产量，降低了生产的成本,既为味精的工厂化生产的进步提供合理的理论依据,又为环境保护和可持续发展提供重要的数据支持,因此此次味精工厂初步工艺设计是较为必要的.

通过一系列计算,我们得出了此次毕业设计所需的重要数据:玉米淀粉为原料日产100% MSG 68.75吨，每日消耗的86%的玉米淀粉质量为102.12吨，日运转糖化罐2罐，投放料2罐次。

本次设计采用7台公称容积为200立方米的机械搅拌式发酵罐进行

发酵，日运转6台。该发酵罐的具体技术参数为：高度为9.54m，罐体总高14.41m，罐身厚度14mm，封头壁厚16 mm，选用六平叶涡轮式搅拌器，搅拌器转数140r/min，搅拌轴功率2156kw，罐内工作压力0.15MPa。总蒸汽量330.4t/d，平均量13.8t/h，高峰时用量36.9t/h。日供给新鲜水12766.1t，二次水15413t/d，凝结水131.01t/d，每日排水15256t。从而完成了年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计。

由于此次味精工厂设计仅限于理论计算和模拟的运行数据,对于现实的生产只存在指导和借鉴意义,其实用性有待在生活生产中进行进一步可行性测试和研究.

关键词：味精；发酵；工艺设计; 发酵罐;

Annual production capacity of 22000 tons of monosodium glutamate factory preliminary process

design

Abstract

The design is an annual output of 22,000 tons of monosodium glutamate for material balance calculation , heat balance calculation, water balance calculation and the selection calculation of fermentor, process design; To hydrolysis of corn starch as raw materials to generate glucose, glutamic acid producing bacteria to use carbon metabolism, biosynthesis of glutamic acid , glutamic acid and alkali to form a sodium glutamate or MSG is the main process, for material balance calculation , heat balance calculation, water balance calculation and the selection calculation of fermentor, and mapped the structure of fermentation tank, fermentation process with control point map, the factory floor plan , saccharification process map and the process map of extraction and purification .

The result of the design and the destination of the process is to conceive a high yield, low energy consumption and the production of small pollution MSG plant modernization.

This design is to get the feasible data through the four phase calculation,

including the material balance calculation , heat balance calculation, water balance calculation and the selection calculation of fermentor, based on which we chose the factory of suitable fermentation production equipment and the reasonable technological processes to produce, in order to improve the quality and output and to low the cost at the same time, both giving the reasonable theory base to the progress of factory production of monosodium glutamate and providing the data support to the environment protection and sustainable development .So, the factory preliminary process design is comparative necessary.

After a series of calculation, we gain the following important data required for this design: the mass of the 100% MSG with corn starch as raw material is 68.75 t, the mass of 86% corn starch is 102.12t, the number of tank needed to work is 2, which demands of 2 times of filling.

This design adopts 7 mechanical agitated fermentor with the nominal of 200m3 to ferment, with 6 operating a day.This kind of fermentor technical parameters is as follow : The height is 9.54mm, the main height of can body is 14.41mm, the thickness is14 mm, the thickness of end socket is16 mm, the revolving speed is 140r/min, the shaft power is2156 kw, the working pressure inside the tank is 0.15MPa. The total quantity of steam is330.4 t/d, the average is 13.8t/h, peak consumption is36.9 t/h. the fresh water is2766.1 t/d,

secondary water is15413 t/d, condensed water130.1 is t/d, draining water a day is 15256t. Then, we accomplish the design.

Because of being curbed by the theory calculation and the process data, this design is only to guide the actual production, its practical applicability is waited to being further test and research.

Key Words： MSG; Fermentation ; Process Design ; Fermentor;

目录

摘要 Abstract

引言 .................................................................................................... 1 1．文献综述 ........................................................................................ 2 1.1 味精的理化性质 ....................................................................... 2 1.2 味精生产常用设备及常用菌种 ................................................. 3 1.3 味精的生产方法 ....................................................................... 3 1.3.1 蛋白质水解法 .................................................................. 3 1.3.2 合成法 ............................................................................. 3 1.3.3发酵法 ............................................................................. 4 1.4 我国未经发展现状及方向 ......................................................... 4 1.5本设计的意义及目标 ................................................................. 4 2．全场设计概论 ................................................................................. 6 2.1 味精的设计依据及主要技术参数 .............................................. 6 2.1.1 味精的产品规格 .............................................................. 6 2.1.2 味精工厂设计的主要技术参数 ......................................... 7 2.2 味精生产预采用的工艺流程 ..................................................... 7 3.基础恒算 .......................................................................................... 9 3.1 物料恒算 ................................................................................. 9

3.1.1 生产过程的总物料衡算 .................................................... 9 3.1.2 制糖工序的物料衡算 ..................................................... 11 3.1.3 连续灭菌和发酵工序的物料衡算 .................................... 13 3.1.4 谷氨酸提取工序的物料衡算 ........................................... 15 3.1.5 精制工序的物料衡算 ..................................................... 16 3.2 热量衡算 ............................................................................... 18 3.2.1 液化工序热量衡算 ......................................................... 18 3.2.2 糖化工序热量衡算 ......................................................... 20 3.2.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算 ....................................... 20 3.2.4 谷氨酸提取工序冷量衡算 .............................................. 24 3.2.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 .......................... 25 3.2.6 干燥过程的热量衡算 ..................................................... 27 3.2.7 生产过程耗用蒸汽衡算汇总 ........................................... 29 4.水平衡 ............................................................................................ 30 4.1 糖化工序用水量 ..................................................................... 30 4.2 连续灭菌工序用水量 .............................................................. 30 4.3 发酵工序用水量(使用新鲜水) ................................................. 30 4.4 提取工序用水量 ..................................................................... 31 4.5中和脱色工序用水量 ............................................................... 31 4.6 精制工序用水量 ..................................................................... 31 4.7 动力工序用水量 ..................................................................... 32 4.8用水量汇总 ............................................................................. 32

5.发酵罐及其附属设备 ....................................................................... 34 5.1罐体 ....................................................................................... 34 5.1.1罐体主要尺寸比例 .......................................................... 34 5.1.2罐的容积计算 ................................................................. 35 5.2搅拌器和挡板 ......................................................................... 37 5.2.1搅拌器 ........................................................................... 37 5.2.2档板 ............................................................................... 38 5.3空气分布装置 ......................................................................... 39 5.4罐的换热装置 ......................................................................... 39 5.4.1罐的换热装置的形式 ...................................................... 39 5.4.2换热面积的计算 ............................................................. 40 5.5轴封装置，联轴器和轴承 ....................................................... 41 5.5.2联轴器和轴承 ................................................................. 42 5.6消 泡 装 置 ........................................................................... 42 5.7传 动 装 置 ........................................................................... 42 5.8溶氧速率和溶氧系数 ............................................................... 43 5.8.1溶氧系数的计算 ............................................................. 43 5.8.2溶氧系数的换算 ............................................................. 44 5.9 发酵罐技术性能表 ................................................................. 45 参考文献 致谢

沈阳化工大学学士学位论文 引言

引言

味精是调味剂的一种，主要成分为谷氨酸钠。味精的主要作用是增加食品的鲜味，在中国菜里用的最多，也可用于汤和调味汁。味精又名”味之素”，学名”谷氨酸钠”。成品为白色柱状结晶体或结晶性粉末，是目前国内外广泛使用的增鲜调味品之一。其主要成分为谷氨酸和食盐。

味精的生产历史悠久,生产方法也不尽相同,但是随着社会的发展,人们对味精的需求量也在不断上升,但是味精的生产必然会造成一定的环境压力,为了调节好味精大批量生产和环境保护二者之间的关系,我们有必要探索一条既有较低的生产成本，从而实现较高的经济价值，又能够取得较好的环境保护效果的现代化味精生产之路,以满足现代社会对味精的需求,实现可绿色的持续发展。

想要实现味精的低成本低污染，就必须实现规模化工厂生产，实际经验表明，只有万吨级以上的味精工厂生产，才能实现这个目标，因此本设计进行年产2.2万吨味精工厂初步工艺设计就是为了在理论上和对现实模拟的基础上给出数据和理论支持，因此该设计具有一定的用价值和环保意义。

由于我们的水平有限，加之由于对先进设备和技术的了解程度有限，本设计中有许多不尽如人意的地方恳请各位老师和同学们批评指正。共同学习共同进步。

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沈阳化工大学学士学位论文 1文献综述

1．文献综述

尽管味精广泛存在于日常食品中，但谷氨酸以及其它胺基酸对于增强食物鲜味的作用，在20世纪早期，才被人们科学地认识到。 1907年，日本东京帝国大学的研究员池田菊苗发现了一种，昆布汤蒸发后留下的棕色晶体，即谷氨酸。这些晶体，尝起来有一种难以描述但很不错的味道。这种味道，田在许多食物中都能找到踪迹，尤其是在海带中。池田教授将这种味道称为“鲜味”，为大规模生产谷氨酸晶体的方法申请了专利[1]。

味精，学名谷氨酸钠。其发展大致有三个阶段：

第一阶段：1866年德国人里德豪森博士从面筋中分离到氨基酸，他们称谷氨酸，根据原料定名为麸酸或谷氨酸(因为面筋是从小麦里提取出来的)。1908年,池田菊苗试验，从海带中分离到L—谷氨酸结晶体，这个结晶体和从蛋白质水解得到的L—谷氨酸是同样的物质，而且都是有鲜味的。

第二阶段：以面筋或大豆粕为原料通过用酸水解的方法生产味精，在1965年以前是用这种方法生产的。这个方法消耗大，成本高，劳动强度大，对设备要求高，需耐酸设备。

第三阶段：随着科学的进步以及生物技术的发展，使味精生产发生了革命性的变化。自1965年以后我国味精厂都采用以粮食为原料(大米、甘薯淀粉)、提取、精制而得到符合国家标准的谷氨酸钠，为市场上增加了一种安全又富有营养的调味品用了它以后使菜肴更加鲜美可口[2]。

1.1 味精的理化性质

主要成分为谷氨酸钠。要注意的是如果在100°C以上的高温中使用味精，鲜味 剂谷氨酸钠会转变为焦谷氨酸钠，焦谷氨酸钠虽然对人体无害，但是焦谷氨酸钠没有鲜味，会使味精鲜味丧失。还有如果在碱性环境中，味精会起化学反应产生一种叫谷氨酸二钠的物质。所以要适当地使用和存放[3]。谷氨酸钠是一种氨基酸谷氨酸的钠盐。是一种无嗅无色的晶体，在232°C时解体熔化。谷氨酸钠的水溶性很好，溶解度为74克谷氨酸钠[4]。

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化学式为C5H8O4NNa·H2O 摩尔质量187.13g mol-1

1.2 味精生产常用设备及常用菌种

常用设备:

(1) 糖化设备：水解锅 糖化罐 连续液化喷射器 (2) 培养基连消设备：维持罐 连消塔 热交换器

(3) 空气净化除菌设备：空气压缩机 空气换热器 气液分离器 空气过滤器 (4) 发酵罐 (5) 等电点罐

(6) 中和脱色槽 树脂交换柱 (7) 真空结晶罐

(8)常用容器设备：整体玻璃钢制容器[4]

1.3 味精的生产方法

1.3.1 蛋白质水解法

以蛋白质水解法为例：

以植物蛋白，如面筋等为原料，加入酸后进行水解，使原料中的植物蛋白水解成多种氨基酸，然后分离出谷氨酸，再制成味精，此法为传统工艺[5]。

1.3.2 合成法

主要包括以糠醛，丙烯晴和环戊二烯为原料的合成法等。

该法的优点是不用粮食，采用石油废气，但生产过程中需用高压(200大气压)、高温(120°C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[6]。

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1.3.3发酵法

该原料来源广阔，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[7]

1.4 我国未经发展现状及方向

我国味精生产历史比较悠久，最早使用的生产工艺是谷脘水解法，但该法会产生大量废水并对环境造成极大污染。上世纪50年代初日本率先发明用工业微生物发酵法生产谷氨酸的新工艺，并以此取代了谷脘水解法老工艺[8]。

我国直到1965年才实现谷氨酸的发酵法生产新途径。我国作为世界第一粮食生产大国，淀粉在国内不仅价格低廉而且能确保供应，而且淀粉作为生产谷氨酸的起始

原料，其价格远远低于谷脘粉，因此，该新法在我国的普及还是有较大优势的[9]。

从全国味精产量来看，在1965年前我国味精总产量不过区区几千吨，而2005年我国味精总产量已达惊人的118万吨，40年间整整增长了近300倍之多。即使在世界味精发祥地的日本也没有这样高的增长速度。据国内有关部门估计，至2005年，我国味精产量及谷氨酸发酵能力均占全球同类产品产量的3/4的份额[10]。

想要做精做强,须另辟蹊径，由于味精为微利产品，只有生产规模越大，厂家才能真正盈利，和产业的稳定发展，是我国味精生产更有竞争力[11]。

1.5本设计的意义及目标

意义

基于味精需求量之大、前景之好，本毕业设计选题为年产2.2万吨味精生产工艺初步设计。工艺是要不断创新、不断寻求更高效合理的生产途径及更环保的生产方法的，而原有味精生产工艺在某些方面不够理想，因此在这里加以改进，并在原有味精生产工艺基础上开发结合新工艺、新技术，使味精的生产在某些方面达到一个突破，使整个流程更加完善[12]。

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沈阳化工大学学士学位论文 1文献综述

目标

通过对上述研究内容的探索与研究，达到对味精工厂初步工艺设计关于如下方面的了解：

(1)原料粉碎、液化、糖化、扩培、发酵、提取、精制、污水处理。 (2)与上述工序配套的设备、自控、电气、土建、给排水管道等[13]。

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沈阳化工大学学士学位论文 2全场设计概论

2．全场设计概论

2.1 味精的设计依据及主要技术参数

2.1.1 味精的产品规格

⑴ 外观和感观要求

味精为无色～白色柱状晶体或白色结晶性粉末，有光泽，无肉眼可见杂质，具有特殊鲜味，无异味[12]。

⑵ 理化要求

理化要求符合表1规定

表1 味精理化要求

项目 含量(%) 透光率(%) 比旋光度[α]D20 氯化物(以Cl计)

PH 干燥失重(%) 砷(As)(mg/kg) 重金属(以Pb计)(mg/kg)

铁(Fe)(mg/kg) 锌(Zn)(mg/kg) 硫酸盐(以SO4计)(%)

指标 ≥99.0 ≥98 +24.8°～+25.3°

≤0.1 6.7～7.2 ≤0.5 ≤0.5 ≤10 ≤5 ≤5 ≤0.03

⑶ 味精卫生国家标准 GB 2720－8

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沈阳化工大学学士学位论文 2全场设计概论

⑷ 产品规格

味精按种类可分为: 含盐味精和特鲜(力)味精。 味精按大小可分为:80目、50目、30目。

2.1.2 味精工厂设计的主要技术参数

2.2万吨商品味精产品中，纯度为99%味精占80%纯度为80%味精占20%

表2 味精工厂设计的主要技术参数 序号 1 2 3 4 5 6 7

生产工序 制糖(双酶法)

发酵 发酵 谷氨酸提取 精制 发酵 发酵

参数名称 淀粉糖化转化率% 产酸率 g/dl 糖酸转化率 % 提取收率 % 收率 % 操作周期 h 倒灌(发酵失败)率 %

指标 96 11.0 65.0 94 95 42-48 0.5

2.2 味精生产预采用的工艺流程

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玉米淀粉 淀粉乳 调浆 一次喷射液化

水 液化酶

承受罐

闪冷 包装

层流罐液化 过筛

冷却 湿味精 糖化酶

三足分离机 灭酶

助晶槽 冷却

待用 结晶母液 结晶罐 过滤

脱色液 葡萄糖液 反洗 一次脱色

调PH.6.7～7.0 KCl KH2PO4 MgSO4

配料 玉米浆 糖蜜 生物素 正洗 颗粒炭柱

灭菌 低流分 树脂柱除铁 液氨 无菌空气 无菌浓缩糖 高流分 上氨水 前流分 发酵 二级种子 一级种子 斜面 上柱吸附 去环保 一次脱色 发酵液 5.6液 双效换热 母液 一步中和 上清 卧式离心机 晶种 沉降 谷氨酸 育晶 谷氨酸 锥兰分离机 母液 谷氨酸 5.6中和 二步中和 降温搅拌 碱 蒸汽 水

二次脱色 图1 味精生产工艺流程示意图

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沈阳化工大学学士学位论文 2全场设计概论

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沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

3.基础恒算 3.1 物料恒算

物料衡算是根据质量守恒定律而建立起来的，物料衡算是进入系统的全部物料重量等于离开该系统的全部物料重量，即：

∑F=∑D+W[7]

式中 ：F－进入系统物料量 (kg)

D－离开系统的物料量 (kg) W－损失的物料量 (kg)

3.1.1 生产过程的总物料衡算

⑴ 生产能力的计算

本设计的要求是年产量为2.2万吨商品味精生产，折算为100%的MSG的量为：2.2×99%×80%+2.2×80%×20%=2.09(万吨)

全年生产日为320天，则的日产量为：22000/320 =68.75吨/天) 日产100% MSG的量：2.09/320＝65.40(吨/天) ⑵ 总物料衡算

本设计以淀粉为主要原料进行生产，以1000kg纯淀粉为例进行计算。 ① 1000kg纯淀粉理论上产100% MSG的量

1000×1.11×81.7%×1.272＝1153.5(kg) 其中：1.11—淀粉水解理论转化率 81.7%—糖酸理论转化率 1.272—精制理论收率

② 1000kg纯淀粉实际产100% MSG的量

1000×111%×96%×65%×94%×95%×(－0.005)×1.272=747.42 (kg) 其中：96%—淀粉糖化转化率 65%—发酵糖酸转化率

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沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

94%—谷氨酸提取率 95%—精制收率

0.5—倒灌率 %

③ 1000kg工业淀粉(86%玉米淀粉)生产100% MSG的量

747.42×86%＝642.78(kg)

④ 淀粉单耗

ⅰ 生产1000kg100% MSG理论上消耗纯淀粉量：

1000×1000＝0.8669 (t) 1153.5ⅱ 生产1000kg100% MSG理论上消耗工业淀粉量：

0.8669×1000＝1.0080(t) 86%ⅲ 生产1000kg100% MSG消耗纯淀粉量：

1000×1000＝1.3379(t)

747.42ⅳ 生产1000kg100% MSG消耗工业淀粉的量：

1000×1000＝1.557(t) 642.78⑤总收率：

总收率=

实际产量747.42×100％＝×100%＝67.9%

1153.5理论产量⑥淀粉利用率：

1.0080×100%=64.8%

1.5557⑦生产过程总损失： 100%－64.8%=35.2%

物料在生产过程中损失的原因[5]： ⅰ 糖化转化率未达到理论值。

ⅱ 发酵过程中部分糖消耗于生长菌体及呼吸代谢，残糖高，灭菌损失，产生其他物质。

⑧ 原料及中间品计算

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沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

ⅰ工业淀粉日用量： 68.75×1.5557=102.12(t/d) ⅱ糖化液量

纯糖：102.12×0.99%×1.11%×86%=96.51(t/d); 折算为24%的糖液： ⅲ发酵液量：：

纯Glu量：96.51×65%=62.73(t/d) 折算为11g/dl的发酵液：

6.273=570.27(t/d) 1196.51

=402.12(t/d) 0.24

570.27×1.05=598.79 其中：1.05—为发酵液的相对密度 ⅳ 日提取Glu量：

纯Glu量： 62.37×94%=58.96(t/d)

折算为90%的Glu量：58.96/90%=65.52(t/d)

ⅴ 日排出废母液量(采等电-离回收法，以排出之废母液含为Glu0.3%计算) (62.73-58.96)/0.3%=1256.67(t/d) 〔3〕总物料衡算结果

表3 年产2.2万吨味精总物料衡算结果列汇总(工业原料中淀粉含量86%)

项目

工业原料 (t) 糖液(24％) (t) 谷氨酸(90％)(t) MSG(100％)(t)

排出0.3％谷氨酸废母液

每吨100%MSG的原料及中间品

1.4854 5.85 0.95 1/0 18

日用量 102.12 402.12 65.52 68.75 1256.67

3.1.2 制糖工序的物料衡算

⑴ 淀粉浆量及水量：

淀粉加水比例为 1:2.5，1000kg工业淀粉产淀粉浆 1000×(1＋2.5)=3500(kg)，加水量为25530kg。 ⑵ 粉浆干物质浓度：

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1000?86%×100%=24.57%

3500⑶ 液化酶量：

使用液体α—淀粉酶(占淀粉浆总量的0.25%) 3500×0.25%=8.75(kg) ⑷ CaCl2量： 3500×0.25%=8.75(kg) ⑸ 糖化酶量：

(用液体糖化酶)3500×0.25%=8.75(kg) (6) 糖化液产量：

1000?86%?1.11?96%=389935.01(kg)

24%.389935.01 24%糖液的相对密度为1.09 则体积为 =357738.54(L)

1.09 102.12 ×

(7) 加珍珠岩量：

(为糖液的0.15%) 389935.01×0.15%=584.90(kg) ⑻ 滤渣产量： (含水70%废珍珠岩)

584.90=1949.67(kg)

1?70%⑼ 生产过程进入的蒸汽和洗水量：

389935.01＋1949.67－357420－(893.55×3)－585.15=31198.88(kg) ⑽ 衡算结果：

年产2.2万吨味精)根据总物料衡算，日投入工业淀粉102.12吨.

表4 制糖工序物料衡算汇总

进入系统

项目 工业淀粉 配料水 液化酶 CaCl2 糖化酶 珍珠岩 洗水和蒸汽 累计

离开系统

项目 糖液

物料比例(kg) 3818.4

日投料量(kg)

389935.01

物料比例(kg) 日投料量(kg)

1000 2500 8.75 8.75 8.75 5.73 305.52 3837.5

102120 255300 893.55 893.55 893.55 585.15 30571.59 391257.39

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滤渣 19.1 1949.67

累计 3837.5 391884.68

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

3.1.3 连续灭菌和发酵工序的物料衡算

⑴ 发酵培养基数量： ①?? 数量为：

389935.01?24%=570636.6(L)

16.4% 1000kg工业淀粉，得到24%的糖液 kg，发酵初始糖浓度16.4g/dl，其

16.4 g/dl的糖液相对密度为1.06，糖液质量为： 570636.60×1.06=534057.33(kg) ② 配料

按放罐液体积计算：

16.4S4057.33×=604874.80(L)

15.6%玉米浆：534057.33×0.2%(w/v)=1068.11(kg) 甘蔗糖蜜： 534057.33×0.3%(w/v)=1602.17(kg)

无机盐(P、Mg、K等) 534057.33×0.2%(w/v)=1068.11(kg)

配料用水：配料时培养基中含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量为：

389935.01?24%－389935.01=102641.48(kg)

19%③ 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量：

604874.80－389935.01－102641.48－1068.11×2－1602.17=108559.92(kg) ④ 发酵零小时数量验算：

389935.01＋1602.17＋1068.11×2＋102641.48＋108064.18=604379.06(kg) 其体积为

604379.06=570168.92(L)，与以上计算一致.

1.06⑵ 接种量：

534057.33×1%(w/v)=5340.57(L). 534057.33×1.06=5661.00(kg)

⑶ 发酵过程加液氨数量为发酵液体积的2.8%.则液氨的量为：

534057.33×2.8%(w/v)=14953.60(kg) 液氨溶重为0.62kg/L，则液氨的体积为：

13

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

14953.60=24118.72(L) 0.62⑷ 加消泡剂的量为发酵液的0.05%，消泡剂的量为： 534057.33×0.05%(w/v)=267.03(kg) 消泡剂的相对密度为0.8，其体积为： ⑸ 发酵过程从排风带走的水分：

进风25°C，相对湿度? =70%，水蒸汽分压18㎜Hg(1mmHg=133.322Pa)排风32°C，相对湿度? =100%，水蒸汽分压27㎜Hg，进罐空气的压力为1.5大气压(表压)(1大气压=101325 Pa)，排风0.5大气压(表压)，出空气的湿含量差：

27?100X出－X进=0.622×－0.622×=0.01(kg水/kg绝干

1.5?760?27?100%2.5?760?18267.03=333.78(L) 0.8空气)

通风比 1:0.2， 带走水量：

534057.33×0.2×60×36×1.157×0.001×0.01=2669.35(kg)

式中 ：1.157为32°C时干空气密度(kg/m3) 过程分析：放残留及其他损失：5300kg. ⑹ 发酵终止时的数量：

604874.80＋5661.00＋14953.60＋267.03－2669.35－5300=617787.08(kg) ⑺ 衡算结果汇总：

年产2.2万吨商品味精日投工业淀粉102.12吨，连续灭菌和发酵工序的物料衡算总列见表5：

14

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表5 连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总

进入系统

项目 24%糖液 玉米浆 甘蔗糖蜜 无机盐 配料水 灭菌过程进汽

水 接种量 液氨 消泡剂 累计

1t工业淀粉对应的物料

/kg 3818.4 11.75 17.62 11.75 1005 1058.76 62.3 164.5 2.94 6153.02

t/d 389.93 1.06 1.60 1.06 102.64 108.56 5.34 14.95 0.27 625.4

项目

离开系统 1t工业淀粉对应的物料

/kg 6071.62

t/d

发酵液 617.79

空气带走水

量 过程分析、放罐及残留及其它损失 累计

29.4 2.67

52.00 6153.02

5.3 625.8

3.1.4 谷氨酸提取工序的物料衡算

按1000kg工业淀粉计算： ⑴ 发酵液数量： 534057.33L，604874.80kg. ⑵ 加98%硫酸量： 为发酵液的3.6%(w/v)

534057.33×3.6%=19226.06(kg) 98%硫酸的相对密度1.84，故其体积为：⑶ 谷氨酸产量： ①??

分离前谷氨酸量：

19226.06 =10448.95(L) 1.84100%Glu量： 534057.33×11.0%(w/v)=58746.31(kg) ② 分离后谷氨酸量：

100%的Glu量： 58746.31×94%=55221.53(kg) 90%的Glu量：

55221.53=61357.25(kg)

90% 其中 ： 94%为Glu提取率. ⑷ 母液数量：

15

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

母液含Glu0.3g/dl则母液的体积为：

58746.31?55221.53 =1174926.70(L)，质量约为1174926.70kg

0.3%⑸ 谷氨酸分离洗水量：

61357.25×20%=12271.45(kg)，体积为134.98 L ⑹ 母液回收过程中用水以及酸、碱等数量：

1174926.70+61357.25－604874.80－19226.06－12271.45=599911.64(kg) ⑺ 物料衡算结果：

根据以上计算， 年产2.2万吨商品味精日投工业淀粉102.12吨，谷氨酸提取工序物料衡算汇总见表6：

表6 谷氨酸提取工序物料衡算汇总

进入系统

项目 发酵液 H2SO4 分离用水 回收加水 累计

1t工业淀粉之匹配物料

(kg) 6071.62 211.5 134.98 7190.13 13608.23

t/d 604.87 19.23 12.27 599.91 1236.28

项目 90%谷氨酸 母液

离开系统 1t工业淀粉之匹配物料

(kg) 674.9 12933.33

t/d 61.36 1174.93

累计 13608.23 1236.29

3.1.5 精制工序的物料衡算

⑴ 谷氨酸数量：

100%Glu 55221.53kg， 90%Glu 61357.25kg ⑵ Na2CO3量：

61357.25×36.6%=22456.75(kg) ⑶ 加活性炭量：

61357.25×0.3%=184.08(kg) ⑷ 中和液数量：

55221.53?1.272=175604.47(L)

40%(wv)16

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175604.47×1.16=203701.18(kg)

式中 ： 1.16为含40%(w/v)MSG溶液的相对密度(20°C) ⑸ 中和加水量：

203701.18－61357.25－184.08－22456.75=119703.1(kg) ⑹ 产MSG量：

产100%MSG量，精制收率95%，产100%MSG量为：

55221.53×1.272×95%=66729.70(kg) ⑺ 产母液量：

母液平均含MSG量25%(w/v).

55221.53?1.272?5%=14048.36(L)

25% 母液的相对密度为1.11，则其质量为： 14048.36×1.11=15593.68(kg) ⑻ 废湿活性炭数量： 湿炭含水75%

184.08=736.32(kg)

1?75%⑼ MSG分离调水洗水量： 66729.70×5%=3336.48(kg)

⑽ 中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸发出的水量：

203701.18＋3336.48－66729.70－15593.68－736.32=123977.96(kg) ⑾ 物料衡算汇总：

年产2.2万吨商品味精日投工业淀粉102.12吨，精制工序的物料衡算汇总见表7：

17

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表7 精制工序物料衡算汇总表

进入系统

项目 90% Glu Na2CO3 活性炭 中和加水 分离洗水量 累计

1t工业淀粉及匹配物料

(kg) 674.9 247.01 2.02 1316.65 36.7 2277.28

t/d 61.36 22.46 0.18 119.70 3.34 207.04

项目 100% Glu 母液 废炭 蒸发水量 累计

离开系统 1t工业淀粉之匹配物料

(kg) 733.98 171.52 8.08 1363.7 2277.28

t/d 66.73 15.59 0.74 123.98 207.04

3.2 热量衡算

热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的热平衡方程表示如下： Q1＋Q2＋Q3=Q4＋Q5＋Q6[7] 式中： Q1—物料带入的热量 (J) Q2—蒸汽热量(J)

Q3—各种热效应，如发酵热，稀释热，溶解热等(J) Q4—物料带走热量(J) Q5—消耗设备上热量(J) Q6—设备向外界散失热量(J)

3.2.1 液化工序热量衡算

⑴ 液化加热蒸汽量：

加热蒸汽消耗量(D)可按下式计算：

D=

GC(t2?t1)

I??式中： G—淀粉浆量(kg/h)

C—淀粉浆比热容[KJ/(kg·°C)] t1—浆料初温(20＋273=293K) t2—液化温度(90＋273=371K)

18

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I—加热蒸汽焓2730KJ/kg(0.3mPa表压)

λ—加热蒸汽凝结水的焓，在371K时为383.6KJ/kg(用内差法求得;其中89.9°C时λ=376.61，100°C时为390.08)

① 淀粉浆量G：

根据物料衡算，日投工业淀粉102.12t，连续液化粉浆量为 4.26×1000×3.5=14910(kg/h)

② 粉浆干物质浓度：

4260?86%×100%=24.57%

14910102.12 = 4.26(t/h)，加为1：2.5，24③ 粉浆比热C可按下式计算：

X100?X[7]

＋C水 100100式中： C0—淀粉质比热容，取1.55 KJ/(kg·°C)

C=C0

X—粉浆干物质含量 24.57%. C水—水的比热容，4.18 KJ/(kg·°C)

C=1.55×24.57100-24.57＋4.18×=3.53[KJ/(kg·°C)] 100100④ 蒸汽用量： D=

14910?3.53?(90?20)=1570.17(kg/h)

2730?383.6⑵ 灭酶用蒸汽量：

灭酶时将液化液由90°C加热至100°C，在100°C时的λ为419KJ/KG

D灭=

14910?3.53?(100?90)=227.75(kg/h)

2730?41960=683.25(kg/h) 20 要求在20min内使液化液由90°C升温至100°C，则蒸汽高峰量为：

227.75×以上两项合计，平均量1570.17＋227.75=1797.92(kg/h)=1.8(t/h) 每日用量 1.8×24=43.2(t/d)

高峰量 1570.17+683.25=2253.42(kg/h) ⑶ 液化液冷却用水：

使用板框换热器，将物料由100°C降至65°C，使用二次水，冷却水进口温度20°C，

19

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

出水温度58.7°C，需冷却水量(W)为：

W=

(14910?1797.92)?3.53?(100?65)=12760.79(kg/h)即531.69(t/d)

(58.7?20)?4.183.2.2 糖化工序热量衡算

⑴ 日产24%的糖液389.94吨 即：

389.94=357.74(m3)，糖化操作周期30h其中糖化时间25h，糖化罐300 m3，1.09装料200m3，需糖化罐数：

357.7430×=2.15(台)取3台. 20025⑵ 液化液冷却用水：

使用板式换热器，使糖化液(经灭后)由85°C降至60°C，用二次水冷却，冷却水进口温度为20°C，出口温度为45°C，平均用水量为：

W=

389.94?1000?3.53?(85?60)=13720.97(kg/h)

(45?20)?4.18?24要求在2 h内把200 m3液糖液冷却到40°C，高峰用水量为：

13720.97200?103?1.09? =89811.97(kg/h)

16652.41225每日糖化罐同时运转：2.15×=1.79=2(罐)

30357.74每投放料罐次： =1.79=2(罐)

200每日冷却水用量：2×89.81×2=359.24(t/d)

3.2.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算

⑴ 培养液连续灭菌用蒸汽量： 国内大多采用的发酵罐体积为200 m3。

200 m3发酵罐装料系数0.70，每罐产100%MSG量： 200×0.70×11%×94%×95%×1.272=17.50(t/d)

年产商品味精2.2万吨，日产100%MSG68.75吨.发酵操作时间42h(其中发酵时

20

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

间32 h)需发酵罐台数：

68.7542?=6.87(台)取7台. 17.524每罐初始体积140 m3糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量：

140?16.4%=120.84(t)

19h.75每日投(放)料罐次=3.92 取4罐次。

17.532日运转6.8?=5.23(罐)取6罐次。

42灭菌加热过程中用0.4mPa(表压)I=2743 KJ/kg，使用板式换热器将物料由20°C预热至75°C，再加热至120°C，冷却水由20°C升到45°C。

每罐灭菌时间3h，输料流量：

120.84=40.28(t/h) 340280?3.97?(120?75)=3212(kg/h)≈3.2(t/h)

2743?120?4.12消毒灭菌用蒸汽量(D)： D=

式中：3.97为糖液的比热容， [KJ/(kg·°C)] 每天用蒸汽量： 3.2×3×4=38.4(t/d) 高峰用蒸汽量：

3.2×6=19.2(t/h) 平均用蒸汽量：

38.4/24=1.6(t/h) ⑵ 培养液冷却用水量：

由120°C热料通过与生料热交换，降至80°C，再用水冷却至35°C，冷却水由20°C升至45°C，计算冷却水量(W)：

W=

40280?3.97?(80?35)=68896(kg/h)=69(t/h)

(45?20)?4.18全天用水量： 69×3×4=828(t/d) ⑶ 发酵罐空罐灭菌蒸汽量：

21

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

① 发酵罐体加热：

200m3，1Cr18Ni9的发酵罐体重34.3t，冷却排管重6t，1Cr18Ni9的比热容0.5 KJ/(kg·°C)[8]，用0.2 mPa(表压)蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15 mPa(表压)下由20°C升至127°C，其蒸汽量为：

(34300?6000)?0.5?(127?20)=986(kg)

2718?127?4.18② 填充发酵罐空间的蒸汽量：

因200 m3发酵罐的全容积大于200 m3，考虑到罐内之排管，搅拌器等所占之空间罐之自由空间仍按200 m3计算，填充空间需蒸汽量：

D空=Vρ=200×1.622=324.4(kg) 式中 ： V—发酵罐全容积(m3)

ρ—加热蒸汽的密度(kg/ m3)0.2 mPa(表压)时为1.622 ③ 灭菌过程的热功当量损失：

辐射与对流联合给热系数α，罐外壁温度70°C。

α=33.9＋0.19×(70－20)=43.4[kg/(m3·h·°C)] 200m3发酵罐的表面积为201㎡，耗用蒸汽量： D损=

201?43.4?(70?20)=199.42(kg)

2718?127?4.18④ 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗：

201?0.001?1000?(70?20)=45.95(kg)

2718?127?4.18 式中： 0.001—附壁水平均厚度(1mm) 1000—水密度 (kg/m3)

⑤ 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽消耗量;

986?324.4?199.42?45.95=1558.19(kg/h)

1?0.05每空罐灭菌1.5 h，用蒸汽量： 1598.19×1.5=2337.28(kg/罐) 每日用蒸汽量：

2337.28×4=9349.13(kg/d) 平均用蒸汽量：

22

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

9349.13 =389.55(kg/h) 24高峰用蒸汽量：

1558.19×6=9.35(t/h)

⑥ 发酵过程产生的热量及冷却用水量： 发酵过程的热量计算有下列几种方法： ⑴ 通过计算生化反应来计算发酵热Q总

Q总=生物合成热+搅拌热-汽化热 生物合成热可通过下列方程计算：

C6H12O6+6O2→6CO2+6H2O+2813KJ

C6H12O6+NH3+1.5O2→C5H9O4N+CO2+1.5H2O+890KJ 搅拌器=860×4.18×P(P—搅拌功率，KW) 汽化热=空气流量(m3/h)×(I出－I进)ρ

式中：I出，I进—进出之空气热焓(KJ/Kg赶空气)

ρ—空气密度

⑵ 通过燃烧热进行计算：

Q总=?Q作用物燃烧??Q产物燃烧

有关物料的燃烧热：

葡萄糖：15633KJ/Kg 谷氨酸：15424KJ/Kg 玉米浆：12289KJ/Kg 菌 体：20900KJ/Kg

以发酵6—12小时耗糖速率最快，为放热高峰。 通过冷却水带走的热量进行计算：

在最热季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进出口温度，然后即可算出最大发热量Q最大， [KJ/(m3·h)]

Q最大=

4.18?冷却水(Kg/h)?t出?进?发酵液总体积(m)3

⑶ 通过发酵液温度升高进行计算：

关闭冷却水观察罐内发酵液温度升高，用下式计算Q最大

23

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

Q最大=

4.18(GCt?G1C1t1)V[KJ/(m3·h)]

式中： G—发酵液重量(kg)

C—发酵液比热容[KJ/(kg·°C) t—1h内发酵液温度升高数(°C) G1—设备筒体的重量(kg)

C1—设备筒体的比热容[KJ/(m

3

·h)]

V—发酵液体积(m3)

以上四种方法，以(3)(4)比较简单使用。根据部分味精厂的实测和经验数，谷氨酸的发酵热高峰值约3.0×104 KJ/(m3·h)

200 m3发酵罐，装料量140 m3使用新鲜水，冷却水进口温度10°C，出口温度20°C，冷却水用量(W)：

3.0?104?140W==100500(kg/h)=100(t/h)

(20?10)?4.18日运转6台，高峰用水量：

100×6=600(t/h) 日用水量：

600×0.8×24=11520(t/d) 平均用水量：

11520=480(t/h) 24式中： 0.8—各罐发热状况均衡系数

3.2.4 谷氨酸提取工序冷量衡算

等电罐200 m3，装液量146m3，相对密度1.06。由30°C降至5°C，降温速度2°C/h，基冷量为：

146×103×1.06×2×3.97=1.2?106(KJ/h) 式中：3.97—发酵液比热容[KJ/(kg·°C)]

中和时 H2SO4对水的溶解热为92KJ/mol，6h加98% H2SO411620kg，其溶解热

24

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

为：

11620?98%×92=1781.73(KJ)(可忽略)

6?98%1.2?106 =333(kw)

3600每天运转6台，总制冷量： 333×6=1998(kw)

3.2.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算

年产2.2万吨商品味精，日产100%MSG68.75吨，选用25 m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶罐操作周期24h，其中辅助时间4 h，每罐产100%MSG10吨，需结晶罐台数：

68.75=8.18(台) 取9台.

10?1.6式中： 1.6—每罐投入的晶种量(t) ⑴ 热平衡与计算加热蒸汽量：

每罐投入40g/dl的中和脱色液(俗称原液)23 m3，流加30g/dl母液32 m3，过程中加水6 m3，在70°C下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h，放料数量20 m3

热量衡算： ①来料带入热量：

进料温度35°C，比热3.5 KJ/(kg·°C)。

Q来料 =(23×1.16＋32×1.13)×3.5×35×103=7.7×106 式中 ：1.16—脱色液浓度(g/dl) 1.13—母液浓度(g/dl) ② 加水带入热量：

Q来水=6×4.18×35×103=8.8?105(KJ) ③ 晶种带入热量： MSG比热容1.67 KJ/(kg·°C) Q来晶=1600×1.67×20=5.3×104(KJ)

25

沈阳化工大学学士学位论文 3基础恒算

④ 结晶放热：

MSG结晶热为12.7KJ/mol

(10?1.6)?106?12.7Q晶热==5.7?105(KJ)

187⑤ 母液带走热量：

分离母液12 m3，折算为相对密度1.26时15t，比热容为2.83 KJ/(kg·°C).

Q=15×103×2.83×70=3.0?106(KJ) ⑥ 随二次蒸汽带走热量：

Q二蒸=?23?32?6?20??2626?106?1.077?108(KJ) 式中： 20—结晶罐放罐时的结晶液量(m3) 2620—70°C蒸汽焓(KJ/kg) ⑦ 随结晶MSG带走热量：

Q出晶=10×103×1.67×70=1.17?106(KJ) 需外界供给热量：

Q=(Q母＋Q二蒸＋Q出晶)－(Q来料＋Q来水＋Q来晶＋Q晶热)=(3.0?106＋1.077×108＋1.17×106)－(7.7×106＋8.8×105＋5.3×104＋5.7×105)=10.3×107(KJ) 计算蒸汽用量：

每罐次用蒸汽量： 热损按5%折算，通蒸汽为0.2mPa(表压)

9.5?107 D==45830(kg/罐次)

(2717?535)?0.95式中：2171—0.2 mPa(表压)下的蒸汽焓(KJ/kg) 535—0.2 mPa(表压)下的凝结水焓(KJ/kg) 每罐浓缩结晶器时间20h.每小时耗蒸汽高峰量：

45830=2292(kg/ h) 209台罐(实际是8.18台)同时运转，高峰用蒸汽量： 8.18×2292=18759(kg/ h) 每日用蒸气量：

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8.18×18759=153448.04(kg/ d)=153.4(t/d) 每小时平均用蒸汽量：

153.4

=6.39(t/h) 24

⑵ 冷却二次蒸汽所消耗冷却水量： ① 二次蒸汽数量，即水蒸发速度：

23?32?6?20=2.05(m3水/h)

20② 冷却水用量：

使用循环水，进口温度30°C，出口温度45°C，70°C水蒸汽焓2626.8(KJ/kg)，需冷却水量(W)

2.05?103?(2626.8?45?4.18) W==80000(kg/h)=80(t/h)

(45?30)?4.189台罐高峰用水量 80×9=720(t/h)

全日用水量： 80×20×8.18=13088(t/d) 平均用水量：

13088=545.3(t/h) 24为了保证循环水温度不低于30°C，需加二次水。

3.2.6 干燥过程的热量衡算

分离之后湿MSG含水2%，干燥后达到0.2%，进加热之空气为18°C，相对湿度

? =70%，通过加热器使空气升至80°C，从干燥器出来的空气为60°C。

年产2.2万吨商品味精，日产湿味精=4.38(t/h).

68.7570.15=70.15(t)两班生产，即：

1?0.021670。15?2%?68.75?0.2%=0.079 t/h=79(kg/h)

16

18°C空气湿含量 ? >70%，X0=0.009(kg/kg绝干空气)，I0=41.8(KJ/kg绝干空气)加热80°C，I1=104.5(KJ/kg绝干空气)。

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用公式： Δ=

I2?I1=Q物料＋Q损失－Q初温

X2?X1式中 Δ—空气经过干燥后的热量变化(KJ/kg) I1—出空气加热器之空气热焓(KJ/kg) I2—出干燥之空气热焓(KJ/kg) I0—冷空气之热焓(KJ/kg) X0—空气湿含量(KJ/kg绝干空气)

X1—进干燥器之空气湿含量(KJ/kg绝干空气) X2—出干燥器之空气湿含量(KJ/kg绝干空气)

Q初温—物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量(KJ/kg绝干空气) Q物料—加热物料所耗热量[KJ/(kg·°C)]

Q损失—损失热量，通常为有效热量的10%[KJ/(kg·°C)]

Q初温—物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量(KJ/kg绝干空气) Q物料—加热物料所耗热量[KJ/(kg·°C)]

Q损失—损失热量，通常为有效热量的10%[KJ/(kg·°C)]

4.38?103?(60?18)?0.4?4.18 Q物料==5042.3(KJ/kg水)

61 Q损失=0.1×(595×4.18＋0.47×60×4.18＋5042.3－18×4.18)=757.21(KJ/kg水) Δ=18×4.18－5042.3－757.21=-5724.27(KJ/kg水) 设X2=0.0108.

I2=I1＋Δ(X2－X1)=104.5＋(-4464.65)×(0.0108－0.009)=96.5(KJ/kg空气) 空气耗量为：

79 =43888.89(kg/h)

0.0108?0.00980°C时空气的比容为0.83(m3/kg)

实际消耗空气量： 43888.89×0.83=28127.78(m3/kg)

耗用蒸汽量(D)，使用0.1mPa(表压)蒸汽加热，热损失按15%计算：

D=

(104.51?41.8)?43888.89?1.15=1437.39(kg/h)

2706.7?504.722.99=0.96(t/h) 2428

每天用蒸汽量： 1437.39×16=22.99(t/d) 平均每小时用蒸汽量：

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3.2.7 生产过程耗用蒸汽衡算汇总

每日用蒸汽量为：332.4t/d.每小时平均量为13.8t/ h.高峰量为：36.7 t/ h.100%MSG单耗蒸汽量为： 332.4 / 68.75 = 4.83t/ d

以上计算不包括采暖及生活用蒸汽.蒸汽衡算汇总见表8：

表8 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 精制 干燥 中和脱色 空气净化及其它

2，累计

日用量(t/d) 45.6 43.2 9.3 153.4 23.0 12.9 43 330.4

平均量(t/h) 1.9 1.8 0.4 6.4 1.0 0.5 1.8 13.8

高峰量(t/h) 2.1 2.5 9.4 18.7 1.3 0.7 2.2 36.9

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