年产1400吨土霉素碱生产车间扩初设计毕业论文（廉明）

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1 总论

1.1 行业概况

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土霉素( Oxytetracycline ,OTC)是20世纪40 年代发现的四环素族成员 ,别名52羟基四环素 ,地霉素 ,地灵霉素 ,氧四环素等 ,分子式为 C2H24N209 ,相对分子质量 460.44,是一种广谱抗菌药物 ,被广泛用于治疗乳房炎 ,同时士霉素又是一种生长促进剂 ,常常被用作饲料添加剂。

在国内市场上，土霉素除了作为生产强力霉素等的原料外，主要用于畜禽药物以及饲料添加剂，临床用药微乎其微。以土霉素为原料生产半合成抗生素的市场前景较好。如多西霉素（强力霉素），就是以土霉素为原料经过多步反应制得的半合成抗生素，其市场价格是土霉素的5～7倍，产品大量出口。预计今年市场仍然看好，是土霉素深加工的一个方向，在众多抗生素品种中，价格最低的土霉素今后将会在我国大量用于畜禽用药及饲料添加剂中，预计这方面的需求会不断增长，成为土霉素的主要市场。

土霉素作为动物促生长剂 ,主要是利用其提取过后的废菌丝 ,其可作为动物饲料或添加剂 ,提高动物生产力和生活能力 ,当然同时我们也应该注意其作为饲料所带来的耐药性和公共安全问题 ,特别是对人体健康的影响。生产土霉素每年要有大量的废菌丝残渣。此外 ,尚还有3000IU～5000IU的土霉素。但是由于土霉素在我国已处于淘汰地位 ,废菌丝的来源亦受到限制 ,发展前景不容乐观。

但是由于土霉素生产成本低 ,价格便宜 ,服用方便 ,在农村广大地区耐药菌株相对较少 ,而一些新型抗生素虽然疗效好 ,但成本高 ,价格贵;其次与人们用药习惯也有关系。总之 ,四环素类的抗生素生产在国内虽是出于淘汰趋势 ,但作为兽用专用抗生素或添加剂在国内仍有很大市场。

1.2 设计概况

这次，我的设计的题目是“年产1800吨土霉素碱生产车间扩初设计”。在本次毕业设计中，我们要去综合运用所学的专业知识，通过自己的独立思考，去解决生产过程中的实际问题。为了出色的完成这次毕业设计，在老师的指导下，我们在前期查阅了大量的文献资料，通过老师的整体思路的讲解，使我们对整个设计有了一个大体了解。同时，

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我们还完成了开题报告的编写和前期各项工作的准备。与此同时，在毕业设计过程中的中期，我们进行了大量的数据演算，不断反复推敲，选型，使设计初见成效。同时，在2011年4 月，学校组织我们去河北圣雪大成制药有限公司的车间进行实地实习，由此，我们能够更好的了解本次毕业设计。毕业设计后期，通过老师几次重点突出的辅导，使我们在有限的时间里进行了数据的再次检查及制图的全过程，时我们的设计日趋完善，为我们今后的设计过程中提供了大量的实践经验。

2 设计依据

年产量： 1800吨 脱色收率：0.95 发酵单位：32000 u/mL 结晶收率：0.90 发酵周期：158h 干燥收率：0.97 辅助时间：10h 年工作日：330天 装料系数：0.75 成品效价：910 u/mg 过滤收率：1.12 中小罐周期：30h 发酵补料：接后体积48% 蒸发损失：接后体积20%

种子罐损失：小罐 消后体积12% 中罐 消后体积8% 种子罐装料系数：0.6%

接种量（以消后体积为准）：中罐9% 大罐15% 发酵单位富裕量：20% 发酵液稀释效价：18000 u/mL 滤液平均效价：13000 u/mL 酸化pH：1.75～1.85

加草酸量：3.2%（T/ m3），折合体积0.62 m3/T

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净化剂加量（以发酵液为准）：黄血盐0.21% 0.5 m3/T 硫酸锌0.15% 0.4 m3/T 配草酸水草酸用量（以水为准）：0.2%（kg/L） 碱化剂（以配碱化剂量为准）：氨水15%（kg/L） 亚硫酸钠2%（kg/L） 发酵液含渣量：38% 脱色：α=2.76（L/h）

交换负荷=F/M （F：流量，M：树脂体积） 结晶时间：60min 母液单位：1000 u/mL V=Qτ=Wt 容 /t

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（V：全部结晶罐体积m3，Q：体积流量m3/h，t：操作时间h，W：批处理体积m3） 湿晶体含水量：20% 成品含水量：7%

3 设计指导思想、原则

3.1 指导思想

充分贯彻执行国家的有关规定，尽量节约能源，合理利用废物，保护环境，符合城区建设规划要求。

生产、消防用水来自厂区内自来水供应，并与厂区供水管网引接，排水至厂区原有排水干管；

各生产车间、原料包装及储存车间、采用封闭式结构 在保证安全、经济运行的条件下，尽可能降低工程造价 年生产时间为330天。

3.2 设计原则

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车间应在居民区下侧，河流上游，要求地势平坦，水源丰富，并且节约用地，少占耕地。尽可能采用新工艺 、新设备、 新技术，以利于投产后达到好的经济效益。在条件允许情况下，尽可能的使用通用设备或标准设计以简化设计工作量，缩短工作时间。原料来源立足于国内、立足于本地，选择优质价廉的原料立足于本地。

4 土霉素生产工艺流程设计

4.1 产品性质和规格

土霉素（氧四环素，Oxytetracylinum）又称5-羟基四环素，属广谱抗生素两性化合物。本产品为黄色结晶性粉末，无臭，在紫外线辐射下可产生黄色荧光。分子式为C22H21N2O9-2H2O平均分子量为496.47。理论效价为1000u/mg，具有旋光性，熔点为148.5～185.5℃， 土霉素具有吸湿性，在空气中吸收水分而潮解且颜色变深。 在pH4.5～7.5之间难溶于水，不溶于有机溶剂。等电点为5.4。主要用于革兰氏阳性菌和革兰氏阴性菌引起的感染，对立克次体及过滤性病毒有一定作用，能抗阿米巴肠炎及肠道感染，可以用于治疗上呼吸道感染、泌尿系统感染并且效果显著。耐药性严重， 毒副作用低，具有成盐、沉淀、降解成色等一系列化学反应。

4.2 产品质量规格：WS1-C2-0001-89

外观：淡黄色粉末 效价：> 910u/mg 异物：<5个/0.5g 比旋度：[α]D25：-199o 酸碱度：pH5.0～7.5 水分：4.0%～7.5% 吸收峰：430～490nm 有效期：四年

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4.3 工艺流程：（三级培养，深层发酵）

[筛选高单位菌种流程]

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菌种→斜面（37℃，14天）→ 孢子悬浮液→计数→诱变处理→分离→双碟（5～10个菌落）培养五天→挑选单菌落→试管斜面（4天）→挑斜面→接砂土管→砂土孢子→茄子瓶→斜面孢子

[工艺流程]

沙土孢子（36.5℃，4～5天）→斜面孢子（38℃，30～33h，空气搅拌）→一级种子培养 （30℃， 28～32h， 1：1.5VVm， 空气搅拌） → 二级种子培养（30℃，170～190h，1：0.8 VVm） → 发酵液 （草酸调 pH1.75～1.85， 硫酸锌0.15%，黄血盐0.25%） → 酸化液（板框顶洗过滤10h → 滤液（122#树脂脱色）→脱色液[15%水（含2%亚硫酸钠）调pH4.5～4.6，28～30℃] →结晶液（甩滤后用水淋洗再甩干）→湿晶体（进风：140～170℃，出风：40～80℃）→土霉素碱成品

4.4 工艺流程简述

4.4.1 种子制备

种子制备是在无菌条件下进行的，菌种名称为 UV-138二代。 4.4.2 各级培养基的配制

主要配料：糊精、黄豆饼粉、淀粉、玉米浆、固剂、氯化钠、磷酸二氢钾、硫酸氨、碳酸钠、氯化钴、玉米油、淀粉酶、碳酸钙 4.4.3 三级培养；（以龟裂链霉菌为菌种）

一级种子罐培养基采用实罐灭菌，消前加玉米油消沫剂，采用微孔压差法将斜面孢子接入种子罐，培养过程中空气搅拌。

二级种子罐培养基采用实罐灭菌。采用压差法将二级种子压入发酵罐中，全程通入无菌空气，实行机械搅拌，并进行补料。

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算，补料液为实罐灭菌。

参考指标： <一级种子培养>

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当总糖下降到5%时开始补料，补糖量按糖代谢速度残糖量和糖维持水平来计

消前：pH 6.1～pH 6.7 消后：pH 5.9～pH 6.4 糖：2.5%～3.7% 氨氮：0.09%～0.14% 溶磷（μg/mL）：80～130 压力降：0 h～6 h，0.01 MPa 6 h～10 h，0.02 MPa 10 h～放罐，0.03 MPa <二级种子培养>

消前：pH5.9～pH6.3 氨氮：0.36～0.5%

溶磷（μg/mL）：270～390 接种量：8～10% 培养时间（h）：26～32 培养温度（℃）：32±0.5 <发酵>

消前：pH5.8～pH6.1 氨氮：0.5%～0.7% 溶磷（μg/mL）：400～600 空气流量（m3/h）：3500 pH培养时间（h）：158 100h培养温度（℃）：31.5±1 100h-氨氮：0.13%～0.2% 溶磷（μg/mL）：85～135 接斜面孢子：两瓶

培养时间：30 h～34 h 培养温度：32℃±0.5℃ 消后：pH5.9～pH6.4 溶磷（μg/mL）：120～190 流量（m3/h）：900～1200 罐压（MPa）：0.05±0.01 搅拌转速（r/min）：160 消后：pH5.7～pH6.3 溶磷（μg/mL）：170～300 残糖：<2.5%

：0h～100h，6.6～6.1 ，6.5～5.5 放罐，6.1～6.2

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4.4.4 发酵液的酸化、净化、过滤

原理

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罐压（MPa）：0.03±0.01 搅拌转速（r/min）：130

利用土霉素碱能与草酸生成盐而溶于水的性质，使土霉素碱从菌丝体内转入水相，以便与菌丝分离，利用草酸和发酵液中的Ca2+生成溶解度极小的草酸钙，除去Ca2+。而草酸钙还能和一些有机杂质结合提高滤液质量：加入黄血盐和ZnSO4做净化剂。过量的黄血盐首先与发酵液中的Fe3+作用，生成普鲁士兰而去铁，反应式如下：

3Na4(Fe(CN)6)+4Fe3+ →Fe4(Fe(CN)6)3↓+12Na+

余下的黄血盐和ZnSO4作用生成胶状亚铁氰化锌复盐反应式如下：

2Na4(Fe(CN)6)+3ZnSO4 →Na2Zn3(Fe(CN)6)2↓+3Na2SO4

这种胶状物能吸附发酵液中部分蛋白质、色素，从而减少杂质对土霉素结晶的干扰。

过程：发酵完毕，将发酵液压入酸化罐中，开动搅拌和压缩空气，按快速加酸法（尽量避开等电点）加入草酸（除Ca2+），调pH值至2.0左右，待消沫后加黄血盐（除Fe3+），并用草酸水进行稀释再加入ZnSO4（除蛋白质）,最后稀释液打入板框过滤机，过滤完毕，用低单位液和草酸顶洗，4000u/mL左右回流，顶洗至500u/mL时停止。

参考指标：

酸化：pH1.75～pH1.85 稀释单位：18000u/mL 滤液要求：透光度>80% 效价：>500u/mL 4.4.5 滤液脱色及树脂再生 原理

滤液通过122#树脂脱色吸附，可除去部分色素和将杂质吸附，122-2#树脂是由水杨酸、甲醛和苯酚合成的弱酸性阳离子树脂，该树脂在酸性溶液中H+不活泼，不能发生离子交换作用。但能和滤液总的色素或有机杂质形成氢键，借助氢键力将这

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些杂质吸附，从而提高原液色泽和质量。树脂在NaOH溶液中由H型变成Na型而失去氢键活性，能使吸附的色素和杂质解离出来，再经过酸水作用由Na型变成H型，可重复进行脱色。滤液通过122-2#树脂脱色吸附，可除去部分色素和将杂质吸附，而树脂经水反洗→反碱→正碱→通酸→洗酸的过程再生。 4.4.6 脱色液的连续结晶 原理

土霉素是酸碱两性化合物，等电点为4.5，可选择适当的碱化剂来调节脱色液pH至土霉素等电点，此时，土霉素在水中溶解度最小，可以从水溶液中直接结晶出来。生产控制结晶pH为4.4～4.8。根据土霉素结晶的速度，结晶达到完全需要50分钟，50分钟后母液中土霉素含量趋于稳定。连续结晶设备的容量，保证结晶液以最大量通过时维持50分钟。保证结晶液在流动的情况下达到完全结晶的目的。 4.4.7 结晶液离心分离

原理

将结晶液中晶体及母液经离心分离以便得到含水量少，纯度较高的土霉素晶体，在离心机转鼓内铺设滤袋加入结晶液。利用离心机产生的离心力将母液甩出，从而土霉素湿晶体留在滤袋内达到分离目的。 4.4.8 湿结晶体的气流干燥

原理

气流干燥为急剧快速干燥，在干燥过程中湿晶体和高温热空气接触，使水分很快蒸发，一般接触时间3 s～5 s，由于时间短可减少土霉素因长时间受热而发生破坏，保证产品质量。 4.4.9 结晶、干燥

用氨水调脱色液pH至4.5～4.8，进串联结晶罐，等电点附近搅拌沉淀结晶，将母液与晶体离心分离，并进行快速气流干燥，所得干粉再筛选分装。

5 工艺路线选择的论证

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发酵阶段 大罐：

V0=

V0：发酵罐体积 G：成品效价 M：年产量 m：年工作时间 n：发酵罐个数 Vp：发酵单位 η0：装料系数

ηm：过滤收率×干燥收率×脱色收率×结晶收率

物料恒算图 发酵部分：

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1000G?t?M

m?n??0??m?VpV配料 V配料 V冷凝水 V配料 V冷凝水 V接种量（忽略） V冷凝水 V补料 小罐 V放 V中罐 放 大罐 V蒸发损失 V蒸发损失 V蒸发损失 V放+V蒸发损失=V配料+V冷凝水+V接种量+V补料

=V消后+V接种量+V补料

=V接后+V补料

中罐：

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台数=

大罐台数?中罐周期

大罐周期第 10 页 共 63页

V放+V蒸发损失=V接种量+V消后

小罐：

台数=

中罐台数?小罐周期

中罐周期V放=V中罐接种量

土霉素生产流程

孢子培养36.5?0.5?C，3天；30?0.5?C，1天??斜面孢子砂土孢子?????????????????种子培养30?0.5?C，28?32h；空气搅拌2m3/m3?min????????????????????????一级种子罐培养液种子扩大培养30?0.5?C，28?32h；通气1.3?1.6m3/m3?min???????????????????????????二级种子培养液

发酵30?32?C，170?190h；机械搅拌140r/min；通气0.7?0.9m3/m3?min????????????????????????????????发 酸化，草酸调PH1.75?1.85；硫酸锌15%；黄血盐0.25%??酸化液酵液???????????????????????板框过滤BMY120m3122?2#树脂脱色???????????滤液?????????脱色液

连续结晶，15%氨水（含2%亚硫酸钠）调PH4.5?4.6，28?30h???????????????????????????结晶液

SS?800离心机分离，去离子水洗涤，甩滤后用水淋洗再甩干????????????????????????????湿晶体气流干燥，进风140?170?C；出风40?80?C????????????????????土霉素碱产品

放罐体积：

V放=V0η=80×0.77=61.6m3 ∵V放+V蒸发损失=V配料+V冷凝水+V接种量+V补料 =V消后+V接种量+V补料

=V接后+V补料

即V放+20%V接后= V接后+48%V接后

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∴V接后=

V补料=0.48 V接后 V蒸发损失=0.2 V接后

∵V消后= V接后-V接种量 ， V接种量=15%V消后 ∴V消后= V接种量=6.28m3 ∵V冷凝水=

1.05GC(t2?t1)

r第 11 页 共 63页

=0.274V配料

V配料=V消后-V冷凝水 即V配料=V消后-0.274V配料

∴V配料

V冷凝水

∵配料密度近似于水 ∴G配料=V配料

6 物料衡算

6.1 发酵阶段

发酵罐

发酵周期为t =(158+10)／24=7天

设：每天放两罐则需大罐为14台 V0=G×103×μp×t ／μm×ηs×η0×m×n

=1800×1000×910×7 ／0.95×0.90×0.97×1.12×32000×0.75×330×14 =111.33m3

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圆整为112m3

V放= V0×η0=112×0.75=84m3 由物料衡算：

V接后+V补=V蒸发+V放

∴ V放= V接后+V补-V蒸发

= V接后+48%V接后-20%V接后

=1.28 V接后=84 m3 ∴ V接后=65.625m3

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又∵V接后=V消后+V接种= V消后+15% V消后=1.15 V消后=65.625m3 ∴V消后=57.07m3

V接种=15% V消后=8.56m3 V补=48% V接后=31.5m3 V蒸发=20% V接后=13.125m3

V冷=1.05GC（t2-t1）／ r

＝1.05×84×（125-25）／523.5×1000 ＝1.68×10-2m3

∴V配料=V消前= V消后-V冷= 57.07-1.68×10-2=57.05m3

V进= V配料+V补+V接种+V冷=57.05+31.5+8.56=97.1 m3 V出= V蒸发+V放=13.125+84 =97.1m3

∵V进= V出

∴假设正确

二级种子罐

V放= V接种=8.56m3

V0= V接种 ／η0=5.35／0.6=14.27m3 圆整为15m3

由物料衡算：

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V消后+V接种= V放+V损失 V消后+9% V消后=8.56+8% V消后

1.01%V消后=8.56 m3 ∴ V消后=8.48m3

V接种=9% V消后=0.763m3 V损失=8% V消后=0.678m3 V冷=1.05GC（t2-t1）／r

=1.05×8.56×（125-25）／523.5×1000 =1.717×10-3m3

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∴V配料=V消前= V消后-V冷= 8.48-1.717×10-3=8.47m3

V进= V配料+ V接种+V冷=8.48+0.76=9.24m3 V出= V损失+V放=0.678+8.56=9.24m3 ∵V进= V出 ∴假设正确

二级种子罐台数=发酵罐台数×二级种子罐周期／发酵罐周期

=14×30／158=2.658台

设为6台，其中3台备用。 一级种子罐

V放= V接种=0.763m3

V0= V接种 ／η0=0.763／0.6=1.27m3 圆整为2m3

由物料衡算：

V消后+V接种= V放+V损失 （V接种可忽略）

V消后=0.763+12% V消后 88%V消后=0.763 ∴ V消后=0.867m3

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V损失=12% V消后=0.104m3 V冷=1.05GC（t2-t1）／r

=1.05×0.763×（125-25）／523.5×1000 =1.53×10-4m3

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∴V配料=V消前= V消后-V冷=0.867-1.53×10-4=0.867m3 V进= V配料+ V冷= V消后=0.867m3 V出= V损失+V放=0.104+0.763=0.867m3

∵V进= V出

∴假设正确

一级种子罐台数=二级种子罐台数×一级种子罐周期／二级种子罐周期

=6×30／30=6台

设为6台，其中3台备用。

6.2 提取阶段

6.2.1酸化

V大放=84 m3

发酵总单位=发酵单位×放罐单位=32000×84×106=26880亿单位 V草酸= V大放×3.2%×0.62=84×3.2%×0.62=1.6667m3 V黄血盐= V大放×0.21%×0.5=84×0.21%×0.5=0.0882m3 VZnSO4= V大放×0.15%×0.4=84×0.15%×0.4=0.0504m3 V酸化= V大放+V草酸+V黄血盐+VZnSO4

=84+1.6667+0.0882+0.0504=85.805m3 6.2.2稀释

稀释前效价=32000×（1+20%）=38400u/mL

稀释倍数=38400/18000=2.13

V稀释后= V酸化×稀释倍数=85.805×2.13=182.76m3

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6.2.3过滤

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稀释效价×过滤收率×V稀释后=滤液平均效价×V滤液

18000×1.12×182.76=13000×V滤液

V滤液=283.42m3

V低= V稀释后-V酸化=182.76-85.805=96.955m3 V高= V滤液-V低=283.42-96.955=186.47m3 V渣=38% V大放=38%×84=31.92m3 ∵V草酸水+ V稀释后= V滤液+ V渣

∴V草酸水=283.42+31.92-182.76=132.58m3

草酸用量=0.2% V草酸水=0.2%×132.58×103=265.16kg 6.2.4脱色

脱色单位=脱色收率×滤液平均效价×V滤液

=0.95×13000×283.42×106=35002.0亿单位

损失单位=滤液平均效价×V滤液×（1-脱色收率）

=13000×283.42×106×（1-0.95）=1842.2亿单位

6.2.5结晶

结晶单位=结晶收率×脱色单位=0.90×35002.0=31501.8亿单位 离心单位=结晶单位-母液效价×（V滤液+V碱化剂）

=31501.8-1000×（283.42+283.42×1%）×106=28643.76亿单位 干燥单位=离心单位×干燥收率=28643.76×0.97=27784.44亿单位 湿体含水量：20%

每次出产量：40×（1-20%）／（1＋7%）=34.41kg （SS-800 每台每次处理40湿晶体）

每台离心机每次处理：34.41×910×106=313.13亿单位 离心机总台数=27784.44／313.13=88.73台

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实际台数=离心机总台数／批次=88.73／4=22.18台 取23台

6.3 物料衡算图

发酵部分（ m3 ） 发酵部分（ m3 ） 损失 冷凝水 损失 冷凝水 损失 冷凝水 0.104 1.53×10-4 0.678 1.717×10-3 13.125 1.68×10-2 小罐 大罐 84m3 中罐 配料0.867 放料0.763 放料8.56 放料 V=2 V=112 V=15 补料 配料 配料 31.5 8.48 57.05

提取部分（亿单位）

损失单位 1842.2 过滤 结晶 38400 13000 35002.0 31501.8 28643.76 脱色 离心 27784.44

干燥 6.4 设备一览表

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项目 大罐 中罐 小罐 V放（ m ） 84 8.56 0.763

3

V0（ m ） 112 15 2 V消后（ m ） 57.07 8.48 0.867

3

3

V接后（ m ） 65.625 9.24 0.867

3

V种子液（ m ） 8.56 0.76 ——

3

V冷凝水（ m ） 1.68×10 1.717×10 1.53×10

3

-2-3-4

V损失（ m ） 13.125 0.678 0.104

3

V配料（ m ） 57.05 8.47 0.867

3

V补料（ m ） 31.5 —— ——

3

V进（ m ） 97.1 9.24 0.867

3

V出（ m ） 97.1 9.24 0.867

3

容积系数 0.75 0.6 0.6 周期（h） 158 30 30

7 设备计算与选型

7.1 发酵阶段

7.1.1 大罐

7.1.1.1 几何尺寸

V大罐=112 m3 设H0／D=3 V1=95 m3

V1=π/4 D2H0=95

∴ D=3.47m

本科毕业设计

第 18 页 共 63页

取D=3.5 m

H0=3×D=10.5 m

又∵Ha=D/4=0.858 m Hb=0.05 m

∴V2=π/4 D2（H b +D/6）

=π/4×32×（0.05+1/6×3.43） =5.744 m3

V= V

1+ 2V2 = 95+2×5.744=106.5 m3 基本符合要求，所以假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b）=10.5+2×（0.858+0.05）=12.32 m 液柱高：HL= H0η+ Ha+ H b=10.5×0.75+0.858+0.05=8.783 m 7.1.1.2 搅拌器功率 7.1.1.2.1 不通气时

搅拌器直径：D i =D/3 =1/3×3=1.17m 挡板宽度：B=0.1D=0.35 m 搅拌叶间距：S=2×D i =2×1=2.43m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 1.17m

C +3S =1.17+3×2.34=8.19m ＜ HL=8.783 m C +4S =1.17+4×2.43=10.89m > HL=8.783 ∴取4层搅拌器

令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件：

ρ=1050㎏/ m3 n=140r/min μ=0.1 N·S/㎡ 则：R2em= D iρn／μ

=1.172×140×1050／60×0.1=3.35×104＞104 属湍流

本科毕业设计

第 19 页 共 63页

设搅拌器采用六箭叶涡轮搅拌器，查《发酵设备》，Np=3.7

轴功率：P0= N p D i5ρn3=3.7×1.175×（140/60）3×1050=108.2KW

f校正=1D3DiHL=1.583 Di∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.583×108.2=171.2KW 四层搅拌功率P= P* [1+0.6×（4－1）]=479.584KW 7.1.1.2.2 通气时

P工况=P罐+1/2ρg HL

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×8.783 =1.76×105 Pa

Q标=VVm×V放=0.8×84=67.2 m3/min Q g = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=67.2×1.01×10×（273+32）／（1.76×105×273）

5

=43.08 m3/min 通气准数：

Na= Q g／（D i3n）=43.08／140×1.173=0.192＞0.035 通气轴功率：

Pg =P（0.62－1.85 Na）

=479.584×（0.62－1.85×0.192） =126.99 kW

N实际 =1.02 Pg／（η1η2η3）

=1.02×126.99／0.95×0.98×0.99 =140.54 kW

本科毕业设计

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴) 查《化工工艺设计手册》，选用Y315M2-2型电机

功率：160 kW，转数：2970 r/min，效率：91.5%

检验：160×91.5%=146.4 kW＞140.54kW

∴所选合格

7.1.1.2.3 通气管道

通气管径入口罐压： Pg = P罐+1/2ρg HL

第 20 页 共 63页

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×8.783

=1.762×105Pa Qg= Q标P标T工况 ／P工况T标

=67.2×1.01×105×（273+32）／1.76×105×273

=43.08 m3/min 取4根通气管 空气管道取Ws=6 m/s

d=4×Qg/（60×Ws×π）=43.08×4／（60×6×π）=0.152 m 查《化工工艺设计手册》，选φ150×6㎜

7.1.1.3 蛇管冷却

取水在蛇管内流速Ws =0.8 m/s 发酵热q=16800kJ/ m3·h 则：Q总=q V放=16800×84=141×106 kJ/ h 发酵温度 32℃——32℃ 冷却水温度 23℃——18℃

Δt 9℃——14℃

本科毕业设计

Δtm= （14－9）／ln14/9=11.32 ℃

第 21 页 共 63页

查《发酵设备》，取K=450×4.2=1890 kJ/ m3h℃

传热面积：F= Q总／（KΔtm）=1.41×106／1890×11.32=65.90㎡ 冷却水用量：W水 = Q总／KΔt

=1.41×106／4.2×（23－18） =6.7×105 ㎏/h

V水=6.7×105／1000×3600=0.0187 m3/s

取5根蛇管：

V′= V水／5=0.0187／5=0.0037 m3/s

F′=F／5=65.9／5=13.18㎡

D内=（4 V′／Wsπ）1/2 =（4×0.0037／0.8π）1/2 =0.077m

查《化工工艺设计手册》，选φ80×4.5㎜

Re= d uρ／μ=0.077×0.8×1000／1105.59×10-5=5.57×104＞104 属于湍流

L = F′／（πD内）=13.18／0.077π=54.52m

设每根长7 m， 则54.52／6.5=7.79 取8根 所以每根长7 m，每组8根。 7.1.2 中罐

7.1.2.1 几何尺寸

V中放=15 m3 设H0／D=3 V1=12m3

V1=π/4 D2H0=12

∴ D=2.25 H0=2D=4.5m

本科毕业设计

又∵Ha=1/4D=0.563m H b=0.025m

∴封头容积 V2 =π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×2.252×（0.025+1/6×2.25） =1.59 m3

校核 V= V1+ 2V2 = 12+2×1.59=15.18m3

∴假设合理。

第 22 页 共 63页

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=4.5+2×（0.563+0.025）=5.676 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=4.5×0.6+0.563+0.025=3.288m 7.1.2.2 搅拌器功率

7.1.2.2.1 不通气状况下搅拌功率

搅拌器直径：D i =1/3D =2.25/3=0.75 m 挡板宽度：B=0.1D=0.225 m 搅拌叶间距：S=2 D i =1.5 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.75m

C +S =0.750+1.5=2.25 m ＜ HL= 3.29 m

C +2S =0.750+3=3.75 m > HL= 3.29 m ∴取2层搅拌器 令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件：

ρ=1050 ㎏/ m3 n=170 r/min μ=0.1 N S/㎡ 则：Rem = Di2ρn／μ=0.752×240×1050／（60×0.1）

=2.36×104＞104 属湍流

采用六箭叶涡轮搅拌器，查《发酵设备》，Np=3.7 轴功率：P0= N p Di5ρn3=3.7×0.755×（240/60）3×1050

=59.0kW

本科毕业设计

∵HL /D≠2.5

f校正=1/3[（D/ D i）（HL/Di）] 1/2=1.21 ∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.21×59=71.34kW

第 23 页 共 63页

二层搅拌功率P= P* [1+0.6×（2－1）]=114.15kW 7.1.2.2.2 通气下的搅拌功率

P工况=P罐+1/2ρg HL

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×3.29=1.48×105 Pa Q标=VVm×V放=1.5×8.56=12.84 m3/min Qg= Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=12.84×1.01×105×（273+32）／1.48×105×273

=9.79 m3/min 通气准数：

Na = Qg／（D i3n） =9.79／240×0.7503 =0.172＞0.035

通气轴功率：

Pg =P（0.62－1.85 Na）

=114.15×（0.62－1.85×0.172） =34.47kW

N实际 =1.02 Pg／η1η2η

3

=1.02×34.47／0.95×0.98×0.99 =38.15kW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴)

本科毕业设计

查《化工工艺设计手册》，选用Y280S-6型电机 功率：45 kW，转数：980 r/min，效率：92%

检验：45×92%=41.4 kW＞38.15 kW

∴选型合适

7.1.1.2.3 通气管道

通气管径入口罐压： Pg = P罐+1/2ρg HL

第 24 页 共 63页

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×3.29

=1.48×105 Pa

Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=12.84×1.01×105×（273+32）／1.48×105×273

=9.79 m3/min

通气管取2根, Ws=10m/s

d=（Q g／2×60×Ws×π/4）1/2

=[6.16／（2×60×10×π/4）]1/2 =0.102m

查《化工原理》，选φ100×5.0㎜

7.1.3 小罐 7.1.3.1 几何尺寸

V小罐=2m3 设H0／D=2 V1=1.7 m3 V1=π/4 D2H0=1.6

∴ D=0.9m H0=2D=1.80m 又∵Ha=1/4D=0.45m H b=0.025m

本科毕业设计

封头容积V2=π/4 D2（H b +1/6D）

第 25 页 共 63页

=π/4×0.902×（0.025+1/6×0.90） =0.11 m3

校核V= V1+ 2V2 = 1.7+2×0.11=1.92 m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=1.80+2×（0.45+0.025）=2.75 m

液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=1.80×0.6+0.45+0.025=1.56 m

7.1.3.2 通气管道（取1根）

P工况=P罐-P标

=1.01×105+0.5×105－1.01×105=0.5×105Pa Q标=VVm×V放=1.5×0.763=1.14 m3/min Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=1.14×1.01×105×（273+32）／（0.5×105×273）

=2.57 m3/min

取Ws=5m/s

空气管道d=[Qg／（60×Ws×π/4）]1/2

=[2.57／（60×10×π/4）]1/2 =0.074m

查《化工原理》，选φ80×4.5㎜

7.1.4 大罐配料罐 7.1.4.1 几何尺寸

η0=0.75 ρ=1050㎏/ m3 n=140r/min μ=0.1 N S/㎡ V配料=57.07 m3

本科毕业设计

V罐= V配料／η0=57.07／0.75=76.09 m3

第 26 页 共 63页

取2个配料罐，V′罐=38.05m3, 取38 m3

取V1=33m3 令H0／D=2

V1=π/4 D2H0=33 m3

7.1.4.2 C +2S =0.93+2 ∴ D=2.8m H0=2D=5.6m 又∵Ha=1/4D=0.7m H b=0.04m 封头容积V22=π/4 D（H b +1/6D）

=π/4×2.82×（0.04+1/6×2.8） =3.12 m3

校核V= V1+ 2V2 = 33+2×3.12=39.24 m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=5.6+2×（0.7+0.04）=7.08 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=5.6×0.6+0.6+0.04=4.1 m 搅拌器功率

搅拌器直径：D i =1/3D =0.93 m 挡板宽度：B=0.1D=0.28 m 搅拌叶间距：S=2 D i =1.87 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.93 m

×1.87=4.67 m > HL

C + S =0.8+1×1.6=2.8 m ＜ HL ∴取2层搅拌器 令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件：

ρ=1050㎏/ m3 n=140r/min μ=0.1 N S/㎡ 则：R2em= Diρn／μ

本科毕业设计

=0.932×140×1050／（60×0.1） =2.12×104＞10000 属于湍流

第 27 页 共 63页

采用2层六箭叶搅拌浆叶，查《发酵设备》，Np=3.7

轴功率：P0 = Np Di5ρn3

=3.7×0.935×（140/60）3×1050 =34.33 kW

f校正=1/3[（D/ D i）（HL /D i）]1/2=1.214 ∴实际轴功率P*= f校正×P0

=1.214×34.33 =41.69 kW

两层搅拌功率 P=P* ×[1+0.6×(2-1)]=66.71 kW

电机功率 N电=1.02 Pg／(η1η2η3 )=73.82kW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴)

电机选型： 选用Y280M-2型电机 功率：90 kW

转数：2970 r/min，效率：92%

检验：90×92%=82.8 kW＞N电

∴选型合适

7.1.5 中罐配料罐 7.1.5.1 几何尺寸

η0=0.6 ρ=107 ㎏s2/ m4 n=140 r/min μ=0.0102 ㎏ S/㎡ V配料=8.48 m3

本科毕业设计

V罐= V配料／η0=8.48／0.6=14.13 m3

选1个配料罐

取V1=12 m3 令H0／D=2

V1=π/4 D2H0=13

第 28 页 共 63页

V= V 7.1.5.2 C +S =0.67+1.33=2m R∴ D=2.0m H0=2D=4m 又∵Ha=1/4D=0.5 m H b=0.025 m

封头容积 V2 =π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×22×（0.025+1/6×2） =1.13 m3

1+ 2V2 = 12+2×1.13=14.25 m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=4+2×（0.5+0.025）=5.1 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=3.36×0.6+0.42+0.025=2.92 m 搅拌器功率

搅拌器直径：D i =1/3D =0.67 m 挡板宽度：B=0.1D=0.2 m 搅拌叶间距：S=2 D i =1.33 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.67 m

＜ HL ∴取2层搅拌器 2e = D iρn／μ

=0.562×140×1050／60×0.01 =1.1×105＞4000 属湍流

本科毕业设计

轴功率： P0 = Np Di5ρn3

第 29 页 共 63页

采用2层六箭叶搅拌浆叶，查《发酵设备》，Np=3.7

=3.7×0.675×（140/60）3×1050 =6.7 kW

f校正=1/3[（D/ D i）（HL /D i）]1/2=1.20 ∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.20×2.7=3.3 kW

两层搅拌功率 P=P* ×[1+0.6×(2-1)]=8.06 kW

电机功率 N电 = P*×1.02／η1η2η3

=8.06×1.02／0.95×0.98×0.99 =8.91kW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴) 电机选型：选用Y160M-4型电机

功率：11 kW，转数：1460 r/min，效率：88%

检验：11×88%=9.68 kW＞N电

∴选型合适

7.1.6 小罐配料罐 7.1.6.1 几何尺寸

η0=0.6 n=130r/min 物料20 ℃ V配料=0.867m3

V罐= V配料／η0=0.867／0.6=1.45 m3 取V0=1.5 m3

取V1=1.15 m3 令H0／D=2

V1=π/4 D2H0=1.15

∴ D=0.9m H0=2D=1.8m

本科毕业设计

又∵Ha=1/4D=0.225m H b=0.025m 封头容积 V2 =π/4 D2（H b +1/6D）

第 30 页 共 63页

=π/4×0.92×（0.025+1/6×0.9） =0.111 m3

校核 V= V1+ 2V2 = 1.15+2×111=1.137 m3

7.1.6.2 C +2S =0.3+1.2=1.5m R ∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=1.80+2×（0.225+0.025）=2.3 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=1.80×0.6+0.225+0.025=1.33 m 搅拌器功率

搅拌器直径：D i =1/3D =0.3 m 挡板宽度：B=0.1D=0.09 m 搅拌叶间距：S=2 D i =0.6 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.3 m C + S =0.3+0.0.6=0.9m ＜ HL

＞HL ∴取2层搅拌器 2e = D iρn／μ

=0.32×140×1050／(60×0.1) =2205＜104

采用六箭叶涡轮搅拌器，查《发酵设备》，Np=3.7 轴功率：P50= Np Diρn3

=3.7×0.35×（140/60）3×1050 =0.120 kW

f校正=1/3[（D/ D i）（HL /D i）]1/2=1.22

本科毕业设计

N电= P0×1.01／η1η2η

第 31 页 共 63页

∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.22×0.120=0.146 kW

3

=0.12×1.01／(0.95×0.98×0.99) =0.13 kW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴)

电机选型：选用Y90S-6型电机

功率：0.75kW，转数：910r/min，效率：72.5%

检验：0.75×72.5%=0.54kW＞N电

∴选型合适

7.1.7 大罐配料罐——发酵罐 7.1.7.1 管道

令Ws=1m/s，打料时间t=80min，

V配=π/4 D2Wst=57.05m3

∴D=0.123m

查《化工原理》，取φ125×5.0㎜

检验： Ws =4V／（πD2t）

=4×57.05／π×0.1232×80×60 =1m/s

∴符合要求

流量：Q=π/4 D2Ws

=π/4×0.1232×1×3600 =42.78m3/h

7.1.7.2 泵

本科毕业设计

查《化工原理》，选F75-25型泵

第 32 页 共 63页

流量：48.8 m3/h，扬程：25 m，转数：2960 r/min，

轴功率：5.17 kW，重量：49 kg

N电：5.5kW，效率：62%，叶轮外径：D=1118㎜

7.1.8 中罐配料罐——中罐 7.1.8.1 管道

令Ws=1 m/s，打料时间t=50 min，

V配=π/4 D2Wst=8.47 m3 ∴D=0.060m

查《化工原理》，取φ65×6.0㎜

检验：Ws =4V／（πD2t）

=4×5.296／（π×0.0482×50×60） =1 m/s ∴符合要求

流量： Q=π/4 D2Ws

=π/4×0.0602×1×3600 =10.18 m3/h

7.1.8.2 泵

查《化工原理》，选F50-16A型泵

流量：10.55 m3/h，扬程：12m，转数：2960r/min， 轴功率：0.456kW，重量：73 kg

N电：1.1kW，效率：47%，叶轮外径：D=190㎜

7.1.9 小罐配料罐——小罐

本科毕业设计

7.1.9.1 管道

令Ws=1 m/s，打料时间t=15 min，

V配=π/4 D2Wst=0.867 m3

∴D=0.035 m

查《化工原理》，取φ40×5.0㎜

检验：Ws =4V／（πD2t）

第 33 页 共 63页

=4×0.542／（π×0.0282×15×60） =1 m/s ∴符合要求 流量：Q=π/4 D2Ws

=π/4×0.0282×0.98×3600 =3.46 m3/h

7.1.9.2 泵

查《化工原理》，选F25-26A型泵

流量：4.02 m3/h，扬程：18.2m，转数：2960r/min， 轴功率：0.0502 kW，重量：60kg N电：1.1 kW，效率：19%

7.1.10 冷却设备

一、二级种子罐用夹套水冷却。 发酵温度 31℃～31℃ 冷却水温度 23℃～18℃ Δt 8℃ ～13℃

Δtm= （13-8）／ln13/8=10.30℃

本科毕业设计

查《抗生素生产设备》，K=1050 kJ/m3h℃ 一级种子罐：Q= KFΔtm= w cp（t2-t1）

冷却面积：F=16800×0.763/(1050×10.3)=1.185m2

第 34 页 共 63页

冷却水流速：W=16800×0.763/4.2×（23-18）×1000=0.61m3/h

二级种子罐：Q= KFΔtm= w cp（t2-t1）

冷却面积：F=16800×8.56/(1050×10.3)=13.3m2

冷却水流速：w=16800×8.56/4.2×（23-18）×1000=6.85m3/h

7.1.11 大罐补料罐 7.1.11.1 补氨水罐

V补N=0.04V消后=0.04×57.07=2.28 m3/批

V0= V补N／0.75=2.28／0.75=3.04m3

设H0／D=2 取V1=2.7 m3

V1=π/4 D2H0=2.5

∴ D=1.15m ，H0=2D=2.3 m

Ha=1/4D=0.29m H b=0.025m

封头容积V2 =π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×1.202×（0.025+1/6×1.20） =0.225 m3

V= V1+ 2V2 = 2.5+2×0.225=2.95m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=2.00+2×（0.25+0.025）=2.93 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=2.00×0.75+0.25+0.025=2.04 m 7.1.11.2 补糖罐

本科毕业设计

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V补C=48%V消后－V补n =57.07×0.48－2.28=25.11 m3/批

V0= V补C／0.75×2=25.11／0.75=33.48m3 圆整为21 m3 设H0／D=2

V1=π/4 D2H0=28 ∴ D=2.61m H0=2 D=5.22 m Ha=1/4D=0.65m H b=0.04m 封头容积V2=π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×2.32×（0.04+1/6×2.3） =2.54 m3

V= V1+ 2V2 = 28+2×54=30.08m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b）=5.22+2×（0.65+0.04）=7.32 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=5.22×0.75+0.65+0.04=4.605 m

取4个补糖罐。

7.1.11.3 补糖配料罐 7.1.11.3.1 几何尺寸

V0= V糖／η0=22.52／0.75=40.11m3 取V1=π/4 D2H0=34m m3

令H0／D=2

∴ D=2.76 m H=5.52

Ha=D/4=0.69 m Hb=0.04 m

封头容积V2=π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×2.842×（0.04+1/6×2.76）

本科毕业设计

=2.99 m3

V= V1+ 2V2 = 34+2×2.99=39.98 m3

∴假设合理。

第 36 页 共 63页

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=5.52+2×（0.64+0.04）=6.98 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=5.1×0.75+0.64+0.04=4.87 m 7.1.11.3.2 搅拌器功率

搅拌器直径：D i =1/3D =0.92 m 挡板宽度：B=0.1D=0.276 m 搅拌叶间距：S=2 D i =1.84 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.92 m

C +2S =0.92+2×1.84=4.6m ＜ HL

C +3S =0.92+3×1.84=6.44m > HL ∴选用3层六箭叶涡轮式搅拌器

Re = D i2ρn／μ

=0.922×140×1050／60×0.1 =2.07×104 > 104为湍流 查《化工工艺设计手册》，Np=3.7

轴功率：P0 = Np Di5ρn3

=3.7×0.925×（140/60）3×1050 =32.53 kW

f=1/3[（D/ D i）（HL /D i）]1/2=1.33 ∴ P校正=P0f=21.9×1.33=43.21 kW

电机选型：查《化工工艺设计手册》选用Y280M-6型电机

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功率：55kW，转数：980 r/min，效率：92%

检验：55×92%=33.966kW＞50.6 kW

∴选型合适

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7.2 旋风分离器

7.2.1 大罐

两个大罐合用一台旋风分离器，一共七台。 假定（d p）min=10μm

查《抗生素生产设备》，L′=1.5， b′=0.25， h′=0.5 Q标=VVm×V大放=0.8×84=67.2m3/min P工况=P罐－P标

=1.01×105+0.03×106－1.01×105=0.03×106Pa Q g= Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=67.2×1.01×105×（273+32）／（0.3×105×273）

=252.76 m3/min

Q原=2×252.76=505.52m3/min=8.42 m3/s

∴空气流量：Wg=541.5 Q原1/3／（d p）min4/3=51.13m/s

分离器直径：D=（V／h′b′Wg）1/2=1.15 m 取为1.2m

7.2.2 中、小罐及其它罐合用一台旋风分离器。 7.2.2.1 中罐

Q标=VVm×V大放=0.8×8.56=6.848m3/min P工况=P罐－P标

=1.01×105+0.03×106－1.01×105=0.03×106 Pa Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

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=25.76 m3/min

7.2.2.2 小罐

Q标=VVm×V小放=1.5×0.763=1.14m3/min

P工况=P罐－P标

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=6.848×1.01×105×（273+32）／（0.3×105×273）

=1.01×105+0.03×106－1.01×105=0.03×106Pa Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=1.14×1.01×105×（273+31）／（0.3×105×273） =4.30m3/min

Q总=2 Qg小＋2Qg中

=2×4.30＋2×25.76 =60.12 m3/min=1.0 m3/s

∴空气流量：Wg=541.5V1/3／（dp）min4/3=25.11 m/s

分离器直径：D=[V／（h′b′W g）]1/2=0.56 m 取0.6m

7.3 空气过滤器

7.3.1 总过滤器

令表压：P表=0.3×105Pa，温度：30℃，纤维：d f=10μm，填空率：α=8%

临界流速（Wg）c=1.8×104 df=1.8×104×10×10-6=0.18m/s 空气通过无介质过滤器时的流速：

W=Wg（1－α）=0.18×（1－8%）=0.166m/s

Q标=14×67.2＋3×6.84＋3×1.14=964.76 m3/min Qg总= Q标P标T工况 ／P工况T标

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=831.01m3/min

7.3.2 分过滤器 7.3.2.1 小罐

设P表=0.5×105Pa，T=304K，W=0.166m/s Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

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=964.76×1.01×105×（273+32）／1.31×105×273

=1.14×1.01×105×304／（1.31×105×273） =0.98 m3/min 7.3.2.2 中罐

设P表=0.5×105Pa，T=304K Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=6.84×1.01×105×304／（1.31×105×273）

=5.87m3/min

7.3.2.3 大罐

设Pg=1.31×105Pa，T=304K Q 标=67.2m3/min

Q g = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=67.2×1.01×105×304／（1.31×105×273） =57.69m3/min

7.4 提取阶段

7.4.1 〈酸化罐〉 7.4.1.1 几何尺寸

设有8个酸化罐，酸化罐与稀释罐同用，装料系数为0.7。

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每次用4个罐，V稀释后=182.76 m3

V′= V稀释后／4=45.69 m3 V= V′／0.75=60.92 m3 取56m3

设H0／D=3 V1=π/4 D2H0=41

∴ D=2.86 m H= 3D=8.57m

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液柱高：HL = 0.75H+ha+hb = 0.75×8.57=6.42 m 7.4.1.2 搅拌器

采用3层六箭叶涡轮搅拌器。 搅拌器直径：D i =1/3D =0.95m 挡板宽度：B=0.1D=0.286m 搅拌叶间距：S=2.5D i =2.38m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.95m C +2S =0.95 + 2×2.38=5.71m ＜ HL C +3S =0.95+3×2.38=8.09m > HL

ρ=107㎏s2/m4 n=130r/min μ=0.01㎏S/m3 则：Rem=Di3ρn／μ

=0.953×130×1050／60×0.1 =2.03×104＞104

查《发酵设备》，Np=3.7 轴功率：P0 = Np Di5ρn3

=3.7×0.955×（130/60）3×1050 =29.12 kW

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