谷氨酸发酵车间的物料衡算

工艺计算

生产方法：以工业淀粉为原料、双酶法糖化、流加糖发酵，低温浓缩、等电提取。

主要技术指标：

生产天数 淀粉糖转化率 原料淀粉含量 发酵谷氨酸产率 糖酸转化率 氨酸提取收率 味精对谷氨酸的精制收率 发酵醪初糖浓度

淀粉液化工艺参数： 淀粉乳浓度 工业淀粉规格 层流罐维持温度 液化时间 CaCl2流加率 淀粉质比热容 灭酶温度 淀粉：水

糖化工艺参数： 糖化pH值 糖化温度 糖化时间 时间

4.3 60℃ 25h 20min 糖化酶规格 加酶量（160 u/g） 灭酶温度 10万u/ml 1.6 L/T 80℃ 28.6％ 80％ 95℃ 1.5h 0.1％ 1.55KJ/Kg.K 120℃ 1：2.5 喷射器出口温度 a淀粉酶加酶量（10u/g） a淀粉酶规格 液化pH值 浆料初温 加热蒸汽 上升温度时间 105℃ 0.5 L/T 20000 u/ml 6.2 20℃ 0.3Mpa 20min 330天 98.5％ 80％ 10％ 60％ 95％ 124％ 13％(W／V) 发酵周期 产品纯度 流加糖浓度 发酵罐填充系数 种子罐填充系数 接种量 通气速率 辅助设备用气量 40小时 99％ 40％(kg／L) 85％ 85％ 5％ 0.1-0.18vvm 10％ 培养基配方：

水解糖 液氨 K2HP04 MgS04?7H2O MnS04 消泡剂 玉米浆

灭菌各参数：

培养基灭菌 蒸汽 灭菌前物料温度 预热 加热 冷却水始温 冷却水末温

0.4MPa 20℃ 75℃ 120℃ 20℃ 45℃ 蒸汽 200M发酵罐重 冷却排管 比热容 发酵罐始温 发酵罐末温 灭菌时间 灭菌中其它蒸汽损耗 3发酵培养基(W/V) 17％ 2％ O.15% 0.06％ 2 mg/L 0.04％ / 种子培养基(W/V) 4％ 0.24% 0.1％ 0.04％ 2 mg/L / l.5 % 发酵罐灭菌 0.2MPa 34.3t 6t 0.5KJ/Kg*K 20℃ 127℃ 1.5h 总汽耗30％

一、谷氨酸发酵车间的物料衡算

首先计算生产1000kg纯度为100%的味精需耗用的原材料以及其他物料量。 （一）、发酵液量

设发酵液初糖和流加高浓糖最终发酵液总糖浓度为180kg/

V1?1000180?60%?95%?99%?124%3，则发酵液量为：

?8.0(m)

式中 180——发酵培养基终糖浓度（kg/60%——糖酸转化率 95%——谷氨酸转化率

）

99%——除去倒罐率1%后的发酵成功率 124%——味精对谷氨酸的精制产率

（二）、发酵液配制需水解糖量，以纯糖计算：

G1?V1?170?1360(kg)

（三）、二级种液量：

V2?5%V1?0.4(m)3

（四）、二级种子培养液所需水解糖量：

G2?40V2?16(kg)

式中 40——二级种液含糖量（kg/）

（五）、生产1000kg味精需水解糖总量：

G?G1?G2?1360?16?1376(kg)

（六）、耗用淀粉原料量：

理论上，100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg，故耗用淀粉量为：

G淀粉?G?(80%?98.5%?111%)?1572.6(kg)

式中 80%—淀粉原料含纯淀粉量 98.5%—淀粉糖化转化率

（七）、液氨耗用量：

二级种液耗液氨量：2.4V2=0.96（kg） 发酵培养基耗液氨量：20V1=160（kg） 共耗液氨量：160+0.96=161.0（kg）

（八）、磷酸氢二钾耗量：

G（K2HPO4）=1.5V1+1V2=12+0.4=12.4（kg）

（九）、硫酸镁用量：

0.4V2+0.6V1=0.16+4.8=4.96（kg）

（十）、消泡剂耗用量：

0.4V1=3.2（kg）

（十一）、玉米浆耗用量：

15V2=6（kg）

（十二）、硫酸锰耗用量：

0.002V2=0.8（g）

（十三）、谷氨酸量：

发酵液谷氨酸含量为：

G1×60%（1-1%）=1360×0.6×0.99=807.84（kg）

实际生产的谷氨酸（提取率95%）为：

807.84×95%=767.45（kg）

45000t/a味精厂发酵车间的物料衡算表

物料名称 发酵液量/二级种液量/ 生产1t味精生产45000t/a味每日物料量 1091 54.55 1885454.5 （100%）的物料量 精的物料量 8 0.4 1360 360000 18000 61200000 发酵水解用糖量/kg 二级种培养用糖量/kg 水解糖总量/kg 淀粉用量/kg 液氨用量/kg 磷酸二氢钾用量/kg 12.4 558000 1691 16 1376 1572.6 161 720000 61920000 707670 72450 2181.8 187636.4 214445.5 21954.55 硫酸镁用量/kg 消泡剂用量/kg 玉米浆用量/kg 硫酸锰用量/g 谷氨酸量/kg 4.96 3.2 6 0.0008 767.45 223200 144000 270000 36 34535250 676.4 436.4 818.2 0.11 104652.3

二、谷氨酸发酵的热量衡算

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：

∑Q入=∑Q出+∑Q损————————（2-1）

式中

∑Q入─输入的热量总和（kJ） ∑Q出─输出的热量总和（kJ） ∑Q损─损失的热量总和（kJ）

通常，

∑Q入=Q1+Q2+Q3 ————————（2-2） ∑Q出=Q4+Q5+Q6+Q7 ————————（2-3） ∑Q损=Q8

式中

Q1—物料带入的热量（kJ）

Q2—由加热剂（或冷却剂）传给设备和所处理的物料的热量（kJ） Q3—过程的热效应，包括生物反应热、搅拌热等（kJ） Q4—物料带出的热量（kJ） Q5—加热设备需要的热量（kJ） Q6—加热物料需要的热量（kJ） Q7—气体或蒸汽带出的热量（kJ）

把（2-2）～（2-4）式代入（2-1）式，得

Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6+Q7+Q8

值得注意的是，对具体的单元设备，上述的Q1～Q8各项热量不一定都存在，故进行热量衡算时，必须根据具体情况进行具体分析。连续灭菌和发酵工序热量衡算计算指标（以淀粉质为原料）

计算指标见表2.1。

————————（2-4）

表2.1 计算指标

项目 淀粉糖化转化率 发酵谷氨酸产率 糖酸转化率 谷氨酸提取收率 味精对谷氨酸的精制收率 原料淀粉含量 发酵周期 生产天数

（一）培养液连续灭菌用蒸汽量：

经工艺物料衡算结果，发酵采用发酵罐体积为200m3。发酵罐装料系数85%，每罐产100%味精的量：

200×0.85×10%×95%×124%×1.272=25.47（t/d）

式中

1.272——

纯味精相对分子质量纯谷氨酸相对分子质量工艺参数 98.5% 10% 60% 95% 124% 80% 40h 330d ＝

187147?1.272

年产商品味精4.5万吨，日产100%味精136.4吨.发酵周期为40h，需发酵罐台数：

136.425.47?24?40?8.9

取9台

由于装罐率，所以每罐初始体积160m3糖浓度18.0g/dl，灭菌前培养基含糖20.0g/dl，其数量：

16020136.425.47?18?144（t）

每日投料罐次

?5.4 取6罐次。

灭菌加热过程中用0.4MPa，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。消毒灭菌用蒸汽量（D）：

D=3212 （kg/h）≈3.2 （t/h）

式中：

3.97为糖液的比热容， [KJ/（kg·°C）]

3.2×3×3=28.8 （t/d）

每天用蒸汽量：

高峰用蒸汽量： 平均用蒸汽量：

3.2×4=12.8 （t/h） 28.8/24=1.2（t/h）

（二）发酵罐空罐灭菌蒸汽量： 1、发酵罐体加热：

200m的发酵罐重34.3t，冷却排管重6t，比热容0.5 KJ/（kg·°C），用0.2MPa（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：

(34.3?6)?1000?0.51743-127?4.18?（127-20）?986(kg)3

2、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=200×1.39=278 （kg/h）

式中：

V—发酵罐全容积（m3）

ρ—加热蒸汽的密度（kg/ m3）0.15mPa（表压）时为1.39（kg/m3）

3、灭菌过程的热功当量损失：

200m3发酵罐的表面积为201㎡，耗用蒸汽量：

D损=

4、罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗：

201?0.001?1000?4.182743-127?4.18?（127-20）?41(kg)201?25.942743-127?4.18?（70-20）?199(kg)

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30%，空罐灭菌蒸汽消耗量;

986?278?199?411?0.3?2148.6(kg/h)

每空罐灭菌1.5 h，用蒸汽量：2148.6×1.5=3222.9（kg/罐）

每日用蒸汽量：3222.9=9668.6（kg/d）=9.7（t/d）

平均用蒸汽量：9668.6/24=402.9（kg/h）=0.4（t/h） 高峰用蒸汽量：2148.64=8594.4（kg/h）=8.6（t/h）

（三）液化工艺热量衡算 1、液化加热蒸汽量

加热蒸汽消耗量Ｄ可按下式计算

D=G×C×（T2-T1）÷[（h-i）η]

式中：

G——淀粉浆量（kg/h） C——淀粉浆比热容kJ/（kg*K） T2——浆料初温（20+273=293K） T1——液化温度（95+273=368K）

h——加热蒸汽焓2738kJ/kg（0.3Mpa,表压） i——加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377kJ/kg

淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉214.4t；连续液化214.4/24=8.93（t/h）。加水量为1:2.5，分浆量为10600×3.5=37100（kg/h）

粉浆比热C可按下式计算：

C=C0+C水

C=1.55+4.18=5.73 kJ/（kg*K）

式中：

C0——淀粉质比热容，取1.55kJ/（kg*K） C水——水的比热容，取4.18 kJ/（kg*K）

蒸汽用量

D=

37100?5.73（2738-377）95%?（368-293）?7108.4（kg/h）=7.1（t/h）

2、灭酶用蒸汽量

灭酶时将液化液由90℃加热至120℃，在100℃时的i为419kJ/kg

D灭=

37100?5.73（2738-419）95%?30?2895（kg/h）=2.9（t/h）

要求在20min内使液化液由90℃升至120℃，则蒸汽高峰值为：

2.9×4=11.6（t/h）

以上两项合计，

平均量：（7.1+2.9）/2=5（t/h）； 每日用量：5×24=120（t/d）

（四）糖化工艺热量衡算 1、糖化加热蒸汽量

加热蒸汽消耗量Ｄ可按下式计算

D2=G×C×（T2-T1）÷[（h-i）η]

式中：

G——淀粉浆量（kg/h） C——淀粉浆比热容kJ/（kg*K） T2——浆料初温（20+273=293K） T1——糖化温度（60+273=333K）

h——加热蒸汽焓2738kJ/kg（0.3Mpa,表压） i——加热蒸汽凝结水焓，在363K时为377kJ/kg

淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉214.4t；连续糖化214.4/25=8.58（t/h）。加酶量为1.6L/T淀粉。

蒸汽用量

2、灭酶用蒸汽量

灭酶时将糖化液由60℃加热至80℃，在80℃时的i为419kJ/kg

D灭=

37100?5.73（2738-419）95%?20?1930D=

37100?5.73（2738-377）95%?（333-293）?3791（kg/h）=3.8（t/h）

（kg/h）=1.9（t/h）

要求在20min内使糖化液由60℃升至80℃，则蒸汽高峰值为：

1.9×4=7.7（t/h）

以上两项合计，

平均量：（1.9+3.8）/2=2.85（t/h）； 每日用量：2.85×24=68.4（t/d）

三、谷氨酸发酵的水平衡计算

培养基冷却用水量：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)(45?20)?4.18=68896（kg/h）=69（t/h）

全天用水量： 69×3×4=828（t/d）

发酵过程产生的热量及冷却用水量。发酵过程的热量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，计算Q最大：

Q最大=

式中：

4.18(GCt?G1C1t1)V[KJ/（m3·h）]

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/（m3·h）] V——发酵液体积（m3）

根据味精厂的实测和经验数，谷氨酸的发酵热高峰值约53341 KJ/（m3·h） 200 m3发酵罐，装料量160 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）：

W=

3?10000?160（20-10）?4.18=114832.5（kg/h）114.8（t/h）

日运转9台，高峰用水量：

114.89=1033.2（t/h）

日用水量： 式中：

1033.2×0.8×24=19837.4（t/h）

0.8——各罐发热状况均衡系数

19837.4/24=826.6（t/h）

平均用水量：

设备设计与选型

一、发酵罐 （一）发酵罐类型

选用机械涡轮搅拌通风发酵罐

（二）发酵罐容积的确定

随着科技的发展，现有的发酵罐容量系列有：5，10，20，50，60，75，100，120，150，200，250，500m等等。一般说来单罐容量越大，经济性能越好，但风险也越大，要求技术管理水平也越高，根据生产的规模和实用性，可以先选择公称容积为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐。

（三）生产能力的计算

现每天产99%纯度的味精136.4吨，谷氨酸生产周期为40h（包括发酵、发酵罐清洗、灭菌进出物料等辅助操作时间）。则每天需发酵液体积为V发酵。每天产纯度为99%的味精136.4吨，每吨100%的味精需发酵糖液8m3：

V发酵=8×136.4×99%=1080.3（m）

发酵罐填充系数为ψ=85%，则每天需要发酵罐的总容积为V0（生产周期为40h）。

V0= V发酵/ψ=1080.3/0.85=1271（m）

（四）发酵罐个数的确定

以公称容积为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为基础，则需要发酵罐的个数为N。

N= V发酵τ/（V总ψ*24）=1080.3×40/（200×0.85×24）=10.6（个）

则需要取公称容积为200 m3的发酵罐11个；

现以单灌公称容量为200 m3的六弯叶机械搅拌通风发酵罐为例，每天需要200m3N0

33

3

个：

实际产量为：

N0=1271÷200=6.36

约为7个

200?0.85?78?330?49087.（5t）

富裕量：（49087.5-45000）/45000=9%，满足产量要求。

（五）主要尺寸的计算：取高径比 H：D=2：1

V全?V筒?2V封?230m；V全?0.785D?2D?23π24则有： 因为

D?2?2303

H=2D；

33解方程得：

1.57D?0.26D?230

D?32301.83?5.0?m?

取D=5m，H=2D=10m； 封头高：

H封?ha?hb?1300?mm?

封头容积 ：V封=16.4（m3） 圆柱部分容积：V筒=197m3 验算全容积V全：

V全?V筒?2V封?197?2?16.4?229.8m‘??

3V全=V’全

符合设计要求，可行。

（六）冷却面积的计算

对谷氨酸发酵，每1m发酵液、每1h传给冷却器的最大热量约为4.18×6000kJ/（m·h）。采用竖式蛇管换热器，取经验值K=4.18×500 kJ/（m·h·℃）。 平均温差Δtm：

Δtm?Δt1?Δt2lnΔt1Δt23

3

3

Δtm?12?5ln125?8℃

对公称容量200 m的发酵罐，每天装7罐，每罐实际装液量为

1080.37?154.3m3

??

3换热面积

F?QKΔtm?4.18?6000?154.34.18?500?8?231.5m??

3

（七）搅拌器计算：

选用六弯叶涡轮搅拌器。该搅拌器的各部分尺寸与罐径D有一定比例关系

Di?D3?53?1.67?m?搅拌器叶径：

取Di=1.7（m）

叶宽 ： 弧长：

B?0.2Di?0.2?1.7?0.34?m? l?0.375Di?0.375?1.7?0.64?m?

D353?1.7?m?底距： 盘踞 ：

C??

di?0.75Di?0.75?1.7?1.28?m?L?0.25Di?0.25?1.7?0.43?m?叶弦长： 叶距 ：

Y?D?5?m?

弯叶板厚：

δ=12（mm）

取两挡搅拌，搅拌转速N2可根据50m3罐，搅拌直径1.05m，转速N1=110r/min。以等P0/V为基准放大求得：

N2?D1???N1??D??2?2/3[6]

?1.05??110????1.7?2/3?80?r/min?

（八）搅拌轴功率的计算

淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。

1、计算Rem

Re?DNρμ2m

式中： D——搅拌器直径，D=1.7m

N?8060?1.33?r/s?3

N——搅拌器转速，

ρ——醪液密度，ρ=1050 kg/m μ——醪液粘度， μ=1.3×10-3N·s/m2

将数代入上式：

Re?1.7?1.33?10501.3?10?32m?3.1?10＞1064

视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7

2、计算不通气时的搅拌轴功率P0：

P0?NPNDρ35

式中 Np——在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N——搅拌转速，N=80r/min=1.33r/s D——搅拌器直径，D=1.7m ρ——醪液密度，ρ=1050kg/m3

代入上式：

P0?4.7?1.33?1.7?1050?88.2?10W?88.2kW'353

两挡搅拌：

P0?2P0?176.4kW'

3、计算通风时的轴功率Pg

Pg?2.25?10?3?PND???Q0.08?203????0.39?kW?

22式中 P0——不通风时搅拌轴功率（kW），N——轴转速，N=80r/min

P0?176.4?3.1?104

D——搅拌器直径（cm），D3=1.73×106=4.9×106

Q——通风量（ml/min），设通风比VVm=0.11~0.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11；

则

Q=155×0.11×106=1.7×107（ml/min）

Q0.08??1.7?107?0.08?3.79

代入上式：

Pg?2.25?10?3?3.1?104?80?4.9?106???3.79?????0.39?69.1?kW?

4、求电机功率P电：

P电?Pg?1.01?1?2?3

采用三角带传动η1=0.92；滚动轴承η2=0.99，滑动轴承η3=0.98；端面密封增加功率为1%；代入公式数值得：

P电?69.10.92?0.99?0.98?1.01?78.2?kW?

（九）设备结构的工艺计算

1、空气分布器：本罐采用单管进风，风管直径υ133×4mm。 2、挡板：本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管，故不设挡板。

3、密封方式：本罐采用双面机械密封方式，处理轴与罐的动静问题。 4、冷却管布置：

采用竖式蛇管最高负荷下的耗水量W：

W?Q总cP?t2?t1?

式中 Q总——每1m3醪液在发酵最旺盛时，1h的发热量与醪液总体积的乘积

Q总?4.18?6000?155?3.89?106?kJ/h?

cp——冷却水的比热容，4.18kJ/（kg·K） t2——冷却水终温，t2=45℃ t1——冷却水初温，t1=20℃

将各值代入上式：

W?3.89?1064.18??45?20??37225?kg/h??37.2?kg/s?

冷却水体积流量为3.72×10-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s，根据流体力学方程式，冷却管总截面积S总为：

S总?Wv

式中 W——冷却水体积流量，W=3.72×10-2m3/s V——冷却水流速，v=1m/s

代入上式：

S总?3.72?101?2?3.72?10?2?m?

2进水总管直径 ：

d总?S总0.785?3.72?100.785?2?0.218?m?

冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为S总，管径d0，组数为n，则： 取n=8，求管径。由上式得：

d0?S总n?0.785?3.72?10?28?0.785d内?81mm?0.077?m?

d?d0 g?5.12kg/m，内，认

查金属材料表选取υ89×4mm无缝管，为可满足要求，

d平均?80mm。

现取竖蛇管圈端部U型弯管曲径为300mm，则两直管距离为600mm，两端弯管总长度为0：

l0??D?3.14?600?1884?mml?

冷却管总长度L计算：由前知冷却管总面积

F?231.5m2

现取无缝钢管υ89×4mm，每米长冷却面积为

F0?3.14?0.08?1?0.25m??

2则:

L?FF0?231.50.25?926?m?

冷却管占有体积：

V?0.785?0.0892?926?5.76m??

3组管长L0和管组高度：

L0?Ln?9268?115.75?m?

另需连接管8m：

L实?L?8?926?8?934?m?

可排竖式直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占有体积为0.5m3，则：总占有体积为

V总?V液?V管?V附件?154.3?6.16?0.5?161m??

3则筒体部分液深为：

V总?V封S?161?16.40.785?52?7.3?m?

竖式蛇管总高

H管?7.3?0.25?7.55?m?

又两端弯管总长l0?1884mm，两端弯管总高为600mm， 则直管部分高度：

h?H管?600?7550?600?6950?mm?

则一圈管长：

l?2h?l0?2?6950?1884?15784?mm?

每组管子圈数n0：

n0?L0l?115.7515.8?7.3?圈?

取8圈

现取管间距为2.5D外?2.5?0.089?0.22?m?，竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m，则可计算出搅拌器的距离在允许范围内（不小于200mm）。

校核布置后冷却管的实际传热面积：

F实??d平均?L实?3.14?0.08?934?234.6m2

而前有F=231.5m，F实?F，可满足要求。

??

2

（十）设备材料的选择：

选用A3钢制作，以降低设备费用。

（十一）罐壁厚的计算

1、计算法确定发酵罐的壁厚S：

S?PQ2?????P?C （cm）

式中 P——设计压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.4MPa D——发酵罐内经，D=500cm

〔σ〕——A3钢的应用应力，〔σ〕=127MPa υ——焊接缝隙， υ=0.7 C——壁厚附加量（cm）

C?C1?C2?C3

式中 C1——钢板负偏差，现取C1=0.8mm C2——为腐蚀余量，现取C2=2mm C3——加工减薄量，现取C3=0

C?0.8?2?0?2.8?mm??0.28?cm?

S?0.4?5002?127?0.7?0.4?0.28?1.4?cm?

选用14mm厚A3钢板制作。

2、封头壁厚计算：

标准椭圆封头的厚度计算公式如下：

S?PQ2?????P?C （cm）

式中 P=0.4MPa D=500cm 〔σ〕=127MPa

C=0.08+0.2+0.1=0.38（cm） υ=0.7

将数据代入公式得：

S?0.4?4002?127?0.7?0.4?0.38?1.5?cm?

（十二）接管设计 1、接管的长度h设计：

各接管的长度h根据直径大小和有无保温层，一般取100—200mm。

2、接管直径的确定：

按排料管计算：该罐实装醪量154.3m，设4h之内排空，则物料体积流量：

Q?154.33600?4?0.0107m/s3

?3?

发酵醪流速取v=1m/s;则排料管截面积为F物。

F物?Qv?0.0107120.0107m??

2因为 管径：

F物?0.785d

d?F物0.785?0.01070.785?0.117?m?

取无缝管υ133×4mm，125.mm〉117mm，认为合适。

按通风管计算，压缩空气在0.2MPa下，支管气速为20~25m/s。现通风比0.1~0.18vvm，为常温下20℃，0.15MPa下的情况，要折算0.2MPa、30℃ 状态。风量Q1取大值：

Q1?154.3?0.18?27.8m/min?0.463m/s?3??3?。

利用气态方程式计算工作状态下的风量Qf

Qf?0.463?0.10.35?273?30273?20?0.137m/s?3?

取风速v=25m/s，则风管截面积Ff为

Ff?Qfv?0.137252?0.0055m??

2因为

Ff?0.785d气

0.00550.785?0.084?m?

气管直径d气为：

d气?因通风管也是排料管，故取两者的大值。取υ133×4mm无缝管，可满足工艺要求。

排料时间复核：物料流量Q=0.0115m/s，流速v=1m/s； 管道截面积：

F?0.785?0.12523

?0.0123m??，

2在相同的流速下，流过物料因管径较原来计算结果大，则相应流速比为

P?Q0.0107Fv?0.0123?1?0.87?倍?

排料时间： t?2?0.87?1.74?h?

（十三）搅拌器：采用六弯叶涡轮搅拌器。

直径：

Di＝0.3—0.35D

现取：

Di?0.35D?0.35?5000?1750mm

叶片宽度：

h?0.2Di?0.2?5000?1000mm

弧长：

r?0.375Di?0.375?5000?1875mm

盘径：

??0.75Di?0.75?5000?3750mm

叶弦长：

l?0.25Di?0.25?5000?1250mm

搅拌器间距：

Y?Di?1750mm

底距：

b?1750mm

搅拌器转速N2，根据50L罐，470r/min，使用P0/V为基准放大[6]，50L 470r/min，搅拌器直径D1=112mm，两挡搅拌。

2/32/3N?N?D?1?21???470??112???75?D?2??1750??r/min?

（十四）支座选型：选用支撑式支座：

罐N1＝

二、种子罐

发酵所需的种子从试管斜面出发，经活化培养，摇瓶培养，扩大至一级乃至二级种子罐培养，最终向发酵罐提供足够数量的健壮的生产种子。种子罐冷却方式采用夹套冷却。

（一）二级种子罐容积和数量的确定： 1、二级种子罐容积的确定：

接种量为5%计算，则种子罐容积V种2为：

V种2?V总?5%?230?5%?11.5m??

3式中

V总——发酵罐总容积（m3）

2、二级种子罐个数的确定：

种子罐与发酵罐对应上料。发酵罐平均每天上7罐，需二级种子罐8个。种子罐培养8h，辅助操作时间8—10h，生产周期16—18h，因此，二级种子罐8个足够，其中一个备用。

（二）、主要尺寸的确定：

种子罐仍采用几何相似的机械搅拌通风发酵罐。 H：D=2：1，则种子罐总容积量V'总为：

V总?V筒?2V封‘‘’

简化方程如下：

V总?2?‘?24D?0.785D?2D?11.5m332??

3整理后： 解方程得： 则

1.57D?0.26D?11.5（m

33

）

D=1.85m

H=2D=2×1.85=3.7（m）

H封?475?25?500?mm‘查得封头高H'封 罐体总高H'罐： 单个封头容量： 封头表面积： 圆筒容量 ：

?

H罐?2H封?H筒?2?500?3700?4700?mm?

‘‘’V'封=0.971（m3） S封=4.05m2

V筒?0.785D?2D?9.94m‘2??

3’‘3不计上封头容积 ： V‘?V封?V筒?9.94?0.971?10.9?m? 有效’‘3校核种子罐总容积V'总：V‘?? ?2V?V?2?0.971?10.9?12.84m总封筒比需要的种子罐容积11.5m3大 ，可满足设计要求。

（三）、冷却面积的计算：采用夹套冷却 1、发酵产生的总热量：

Q总?4.18?6000?154.3?2%?7.74?104?kJ/h?

2、夹套传热系数：

K?4.18??150~250?kJ/m?h?℃2??

现取K=4.18×220kJ/（m2·h·℃） 3、平均温差：

发酵温度32℃；水初温20~23℃，取23℃；水终温27℃，则平均温差：

?tm?9?52?7℃

4、需冷却面积F：

F?Q总K?tm?7.74?1044.18?220?7?12.0m??

25、核算夹套冷却面积：

按静止液深确定夹套高度：

H0?V醪?V封S罐?9.25-0.9710.785?1.852?3?m?

静止液体浸没筒体高度：

HL?H封?H0?500?3000?3500?mm?

夹套可能实现的冷却面积为封头表标面积S封与圆筒被液体浸没的筒体为表面积S筒

之和：

S夹?S筒?S封??DH0?S封?3.14?1.85?3?4.05?21.5m??

2夹套高度应不高于动态时的液面高度，因高于液面的传热面积，并没有起多少冷却作用。综上，传热需要的面积F=12（m2）该设计夹套能提供的冷却面积为S夹=21.5 m2。S夹〉F，可满足工艺要求。

6、设备材料的选择：采用A3钢制作。 7、壁厚计算：

（1）、夹套内罐的壁厚：

?mPL?S?D??2.6ED??0.4?C

式中 D——设备的公称直径，185cm

m——外压容器的稳定系数，与设备的起始椭圆度有关，在我国，m=3 P——设计压力，与水压有关，P=0.4MPa

E——金属材料的弹性模量[9]，对A3钢E=2×105MPa C——壁厚附加量，C=C1+C2+C3=0.08+0.1+0=0.18 L——筒体长度，L=110cm

将数值代入公式：

3?0.4?110??S?185???5?2.6?2?10?185?0.4?0.18?1.01?cm?

取10mm。

（2）、封头的厚度δ封：

查《发酵工厂工艺设计概论》P317表16 碳钢椭圆封头最大需用内部压力： I.对于上封头，取δ封=6mm； II.对于下封头，取δ封=8mm；

Ⅲ.冷却外套壁厚：查《发酵工厂工艺设计概论》P314表13 碳钢与普低钢制内压圆筒壁厚，确定δ套=5mm；

Ⅳ.外套封头壁厚：查《发酵工厂工艺设计概论》P316表15 椭圆形封头（JBH54—73），确定δ

8、设备结构的工艺设计 （1）、挡板：根据全挡板条件，

BD套封

=6mm；

式中：

B——挡板宽度，B＝0.1D=0.1×1850=185mm D——罐径，D＝1850mm Z——挡板数：Z?0.5DB?0.5?1850185?5?Z?0.5 取Z＝6块

（2）、搅拌器：采用六弯叶涡轮搅拌器

直径： Di＝0.3—0.35D

现取：

Di?0.35D?0.35?1850?648mm

叶片宽度： h?0.2Di?0.2?1850?370mm

弧长： r?0.375Di?0.375?1850?694mm

盘径：

??0.75Di?0.75?1850?1388mm

叶弦长：

l?0.25Di?0.25?1850?463mm

搅拌器间距： Y?Di?648mm

底距：

b?648mm

搅拌器转速N[6]

2，根据50L罐，470r/min，使用P0/V为基准放大，50L 470r/min，搅拌器直径D1=112mm，两挡搅拌。

2/32/3N2?N?D1??470??112?1????146?D?2??648???r/min?

（3）、搅拌轴功率的计算：淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。I.计算Rem:

2Rem?DNρμ

式中 D——搅拌器直径，D=0.65m N——搅拌器转速，N?14660?2.42?r/s?

ρ——醪液密度，ρ=1050 kg/m3 μ——醪液粘度， μ=1.3×10-3N·s/m2

2将数代入上式：

Re.65?2.42?1050m?01.3?10?3?8.3?105＞104

视为湍流，则搅拌功率准数Np=4.7 II.计算不通气时的搅拌轴功率P0：

P30?NPND5ρ

式中 Np——在湍流搅拌状态时其值为常数4.7

罐N1＝

N——搅拌转速，N=146r/min=2.43r/s D——搅拌器直径，D=0.65m

ρ——醪液密度，ρ=1050kg/m3 代入上式：

P0?4.7?2.43?0.65?1050?7.8?10W?7.8kW'353

两挡搅拌：

P0?2P0?15.6kW'

III.计算通风时的轴功率Pg:

Pg?2.25?10?3?P02ND???Q0.08?3????0.39?kW?

式中

P0——不通风时搅拌轴功率（kW），P02?15.62?243.4W N——轴转速，N=146r/min

D——搅拌器直径（cm），D=0.65×10=2.7×10

Q——通风量（ml/min），设通风比VVm=0.1—0.18，取低限，如通风量

3

3

6

5

变大，Pg会小，为安全。现取0.11；

则

Q=3.1×0.11×106=3.41×105（ml/min）

Q0.08??3.41?1050.08??2.77

代入上式：

Pg?2.25?10?3?243.4?146?2.7?105???2.77?????0.39?11.8?kW?

IV.求电机功率P电：

P电?Pg?1.01?1?2?3

采用三角带传动η1=0.92；滚动轴承η2=0.99，滑动轴承η3=0.98；端面密封增加功率为1%；代入公式数值得：

P电?11.80.92?0.99?0.98?1.01?13.3?kW?

（4）、进风管：

该管距罐底25~60mm之间，现取30mm向下单管。

通风管管径计算：设罐压0.4MPa，发酵温度t=32℃，风速v=20m/s，通风量为0.18VVm，常压下t0=20℃，送风量V为：

V?3.1?0.18?0.56m/min?3?

将通风换算成工作状态，求通风管直径d1

V?d1?0.1P?273?t273?t0?0.56?0.1?3050.785?v?600.4293?0.012?m??12?mm0.785?20?60?

圆整，查《发酵工厂工艺设计概论》，P313表12，无缝钢管（YB231-70），管径采用25×3mm ,内径25-2×3=19 mm大于12 mm，可满足生产要求。

（5）、进出物料管：

该管为物料进口，管底距罐底25~60mm之间，现取30mm向下单管。 按输送物料算：20min送完3.1m3物料，则物料流量为：

V物?3.120?60?0.0026m3/s

管道截面为F，物料流速为v=0.5—1m/s，现取v=0.5m/s，则：

F?V物v?0.00260.5?0.0052m??

2设管径为：

d2?F0.785?0.00520.785?0.08?m?

圆整，查《发酵工厂工艺设计概论》，P313表12，无缝钢管（YB231-70），管径采用108×4mm ,内径108-2×4=100 mm大于80 mm，可满足生产要求。

（6）、冷却水管：由前知需冷却热量Qmax?7.74?104kJ/h，冷却水温变化 20℃ 45℃，水比热容：

则耗水量W为：

W?Qcw?t1?t2??7.74?104cw?1?4.18kJ/?kg?℃?

4.18??45?20??740.7?kg/h?=0.00021（m3/s）

取水流速v=4m/s；则冷却管直径为：

d?0.000214?0.785?0.008?m?

9、支座选型：选用支撑式支座。

V?3.1?0.18?0.56m/min?3?

将通风换算成工作状态，求通风管直径d1

V?d1?0.1P?273?t273?t0?0.56?0.1?3050.785?v?600.4293?0.012?m??12?mm0.785?20?60?

圆整，查《发酵工厂工艺设计概论》，P313表12，无缝钢管（YB231-70），管径采用25×3mm ,内径25-2×3=19 mm大于12 mm，可满足生产要求。

（5）、进出物料管：

该管为物料进口，管底距罐底25~60mm之间，现取30mm向下单管。 按输送物料算：20min送完3.1m3物料，则物料流量为：

V物?3.120?60?0.0026m3/s

管道截面为F，物料流速为v=0.5—1m/s，现取v=0.5m/s，则：

F?V物v?0.00260.5?0.0052m??

2设管径为：

d2?F0.785?0.00520.785?0.08?m?

圆整，查《发酵工厂工艺设计概论》，P313表12，无缝钢管（YB231-70），管径采用108×4mm ,内径108-2×4=100 mm大于80 mm，可满足生产要求。

（6）、冷却水管：由前知需冷却热量Qmax?7.74?104kJ/h，冷却水温变化 20℃ 45℃，水比热容：

则耗水量W为：

W?Qcw?t1?t2??7.74?104cw?1?4.18kJ/?kg?℃?

4.18??45?20??740.7?kg/h?=0.00021（m3/s）

取水流速v=4m/s；则冷却管直径为：

d?0.000214?0.785?0.008?m?

9、支座选型：选用支撑式支座。

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