年产1000吨黄原胶发酵工厂的设计

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摘 要

黄原胶是由甘蓝黑腐黄单胞菌利用碳水化合物产生的一种胞外杂多糖，它具有良好的水溶性、增粘性、假塑性和耐酸碱、耐盐及耐酶解的能力，被广泛应用于食品、石油、印染、纺织等领域。此次毕业设计的题目是年产1000 吨黄原胶发酵工厂设计。为满足生产任务的要求，通过查阅相关的文献书籍，收集黄原胶发酵生产资料，从而设计出经济合理的黄原胶发酵生产路线。随后对工艺流程中所涉及的物料和热量等进行了衡算，同时完成了对主要生产设备和辅助设备的合理选型。另外，绘制出厂区总平面布置图、发酵车间的平面布置图、发酵车间立体布置图、全厂的工艺流程图、发酵罐的结构图和精馏塔的结构图。

关键词：年产1000吨黄原胶；发酵；工厂设计

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Abstract

Xanthan gum is an anionic extracellular heteropolysaccharide produced by the bacterium Xanthomonas campestris XUB-11. It has good water solubility and viscosity, plasticity and increasing resistance to acid and alkali, salt and enzyme-resistant ability.Xanthan gum is widely used in petroleum, printing and dyeing, food, textile and other fields.The topic of this graduation project is an annual output of 1000 tons of xanthan gum fermentation plant design. To meet the requirements of production task, by reviewing some relevant articles and books, collecting the fermentation production of xanthan gum, thus scheme out the economic rationality of xanthan gum fermentation route. Subsequently to compute material and heat balance involved in the technological process ,and complete a reasonable selection of main production equipment and auxiliary equipment. In addition, draw the layout of the factory, chief fermentation workshop, floor plan, three-dimensional layout of the fermentation plant, whole plant process flow diagram, structure diagram of the fermentation tanks and distillation column chart.

Keywords:an annual output of 1000 tons of xanthan gum; fermentation; plant design

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目 录

摘 要 .......................................................................................................................................... I Abstract .......................................................................................................................................... II 第一章 绪论 ................................................................................................................................. 1

1.1 引言 ................................................................................................................................... 1 1.2 黄原胶的结构特性 ........................................................................................................... 1 1.3 黄原胶的物化性质 ........................................................................................................... 2 1.4 黄原胶的生产制备 ........................................................................................................... 4

1.4.1菌种 .......................................................................................................................... 4 1.4.2培养基 ...................................................................................................................... 4 1.4.3发酵工艺 .................................................................................................................. 5 1.4.4提取工艺 .................................................................................................................. 7 1.5 黄原胶的应用 ................................................................................................................... 9 1.6 国内外黄原胶的发展研究现状及生产消费状况 ......................................................... 10 第二章 工艺计算 ....................................................................................................................... 12

2.1 物料衡算 ......................................................................................................................... 12

2.1.1总物料衡算 ............................................................................................................ 12 2.1.2发酵物料衡算 ........................................................................................................ 13 2.1.3酒精沉淀分离物料衡算： .................................................................................... 14 2.1.4干燥和破碎物料衡算 ............................................................................................ 15 2.1.5酒精回收车间物料衡算 ........................................................................................ 15 2.2 热量衡算 ......................................................................................................................... 16

2.2.1发酵车间热量衡算 ................................................................................................ 17 2.2.2干燥过程热量衡算 ................................................................................................ 19 2.2.3回收过程热量衡算 ................................................................................................ 19 2.3 发酵车间无菌空气耗量的计算 ..................................................................................... 20

2.3.1发酵罐的个数确定 ................................................................................................ 20 2.3.2发酵无菌空气耗量 ................................................................................................ 21 2.3.3种子培养等其他无菌空气耗量 ............................................................................ 21 2.3.4发酵车间高峰无菌空气消耗量 ............................................................................ 21 2.3.5发酵车间无菌空气年耗量 .................................................................................... 21 2.3.6发酵车间无菌空气单耗 ........................................................................................ 22

第三章 设备的工艺设计及设备选型 ....................................................................................... 23

3.1 概述 ............................................................................................................................... 23

3.1.1设备工艺设计及选型的意义 ................................................................................ 23 3.1.2设备工艺设计及选型的原则 ................................................................................ 23 3.1.3设备工艺设计及设备选型的依据 ........................................................................ 23 3.2 发酵车间 ....................................................................................................................... 24

3.2.1发酵罐的选型 ........................................................................................................ 24 3.2.2生产能力、数量和容积的的确定 ........................................................................ 24 3.2.3发酵罐个数的确定 ................................................................................................ 25 3.2.4主要尺寸的计算 .................................................................................................... 25 3.2.5冷却面积的计算 .................................................................................................... 25 3.2.6搅拌器设计 ............................................................................................................ 26

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3.2.7搅拌轴功率的计算 ................................................................................................ 27 3.3 酒精回收车间 ............................................................................................................... 29

3.3.1塔板数的确定 ........................................................................................................ 29 3.3.2塔径的计算 ............................................................................................................ 31 3.4 换热器的计算 ............................................................................................................... 32

3.4.1冷却面积的计算 .................................................................................................... 32 3.4.2最高热负荷下的耗水量 ........................................................................................ 33 3.4.3冷却管组数和管径 ................................................................................................ 34 3.4.4冷却管总长度计算 ................................................................................................ 34 3.5 设备材料的选择 ........................................................................................................... 35

3.5.1发酵罐壁厚的计算 ................................................................................................ 36 3.5.2种子罐 .................................................................................................................... 38 3.6 空气分过滤器 ............................................................................................................... 46

3.6.1种子罐分过滤器 .................................................................................................... 46 3.6.2发酵罐分过滤器 .................................................................................................... 47 3.7 板框过滤设备计算 ....................................................................................................... 48 3.8 流化床干燥器的计算 ................................................................................................... 49

3.8.1临界流化速度 ........................................................................................................ 49 3.8.2操作流化速度 ........................................................................................................ 50 3.8.3流化床几何尺寸 .................................................................................................... 51 3.8.4物料在干燥器内停留时间 .................................................................................... 52

第四章 厂址选择及车间布置设计 ........................................................................................... 54

4.1 厂址选择 ....................................................................................................................... 54

4.1.1厂址选择的一般性原则 ........................................................................................ 54 4.1.2从投资和经济效益方面考虑厂址选择 ................................................................ 54 4.1.3厂址的选择依据 .................................................................................................... 54 4.2 总平面布置设计 ........................................................................................................... 55

4.2.1工厂总平面布置设计原则 .................................................................................... 55 4.3 车间布置 ....................................................................................................................... 56

4.3.1车间布置的基本原则和要求 ................................................................................ 56 4.3.2年产1000吨黄原胶工厂的车间布置 .................................................................. 57

第五章 发酵工厂配套工程 ....................................................................................................... 58

5.1 黄原胶发酵有机废水的处理 ....................................................................................... 58 5.2 黄原胶发酵废气的处理 ............................................................................................... 58 5.3 黄原胶发酵废渣的处理 ............................................................................................... 59 5.4 黄原胶发酵工厂供电系统 ........................................................................................... 59 5.5 黄原胶发酵工厂给排水工程 ....................................................................................... 59 第六章 设计结果及总结 ........................................................................................................... 60 参考文献 ....................................................................................................................................... 62 致 谢 ....................................................................................................................................... 64 附 录 ....................................................................................................................................... 64

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第一章 绪论

1.1 引言

许多微生物都分泌胞外多糖,它们或附着在细胞表面,或以不定型粘质的形式存在于胞外介质中,这些胞外多糖对于生物体间信号传递、分子识别、保护己体免受攻击、构造舒适的体外环境等方面都发挥着重要的作用。这些分泌的多糖结构各异,其中一些有着优良的理化性质, 已为人类广泛应用。对于仍不为人类所知的绝大多数多糖,人们试图通过相关的多糖结构间的相互比较,推断出构效关系,从而人为地主动修饰、构造多糖,以满足应用的需要。其中,黄原胶是人类研究最为透彻、商业化应用程度最高的一种[1]。 1.2 黄原胶的结构特性

黄原胶(Xanthan gum)是由黄单胞菌(Xanthomonas campestris)利用碳水化合物产生的一种胞外多糖，具有良好的水溶性、增粘性、假塑性和耐酸碱、耐盐及耐酶解的能力，广泛应用于食品、石油、印染、纺织等领域[2]。黄原胶由五糖单位重复构成,如图1-1,主链与纤维素相同,即由以?-1, 4糖苷键相连的葡萄糖构成,三个相连的单糖组成其侧链:甘露糖→葡萄糖→甘露糖。与主链相连的甘露糖通常由乙酰基修饰,侧链末端的甘露糖与丙酮酸发生缩醛反应从而被修饰,而中间的葡萄糖则被氧化为葡萄糖醛酸,分子量一般在

2?106~2?107D之间。黄原胶除拥有规则的一级结构外,还拥有二级结构,经X-射线衍射

和电子显微镜测定,黄原胶分子间靠氢键作用而形成规则的螺旋结构，双螺旋结构之间依靠微弱的作用力而形成网状立体结构,这是黄原胶的三级结构,它在水溶液中以液晶形式存在[3]。

侧链上的葡萄糖醛酸和丙酮酸群赋予了黄原胶负电荷。带负电荷的侧链之间以及侧链与聚合物骨架之间的相互作用决定了黄原胶溶液的优良性质。在低离子强度或高温溶液中,由于带负电荷侧链间彼此相互排斥作用,黄原胶链形成一种盘旋结构。然而即使电解质浓度的少量增加也会减少侧链间的静电排斥,使得侧链和氢键盘绕在聚合物骨架上,聚合物链伸展成为相对僵硬的螺旋状杆。随着电解质浓度的增加,这种杆状结构在高温和高浓度状态下也能稳定存在。在离子强度高于0.15 mol/L时,此结构可维持至100℃而不受影响。一般水溶性聚合物骨架被化学药品或酶攻击、切断后,会丧失其增稠能力。而在黄原胶溶液中,聚合物骨架周围缠绕的侧链可使其免于被攻击,所以黄原胶对化学药品和酶攻击的

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降解具有良好的抵抗性[3]。

图1-1 黄原胶的结构示意图

1.3 黄原胶的物化性质

黄原胶是一种类白色或浅黄色的粉末,是目前国际上集增稠、悬浮、乳化、稳定于一体,性能较为优越的生物胶[4]。分子侧链末端含有丙酮酸基团的多少,对其性能有很大影响

[5]

。黄原胶具有长链高分子的一般性能,但它比一般高分子含有更多的官能团,在特定条件

下会显示独特性能。它在水溶液中呈多聚阴离子且构象是多样的不同条件下表现出不同的特性,具有独特的理化性质。 (1)悬浮性和乳化性

黄原胶具有显著性的增加体系黏度和形成弱凝胶结构的特点而经常被用于食品或其他产品,以提高O/W 乳状液的稳定。但麻建国[6]的研究发现,只有黄原胶的添加量达到一定量后,才能得到预定的稳定作用。在黄原胶质量分数小于0.001%时,试验体系的稳定性变化不大;质量分数在0.01%~0.02%时样品底部富水层出现,但体系无明显分层;质量分数大于0.02%时,乳状液很快分层。只有当质量分数超过0.25%时,黄原胶才能起到提高体系稳定性的作用。 (2)水溶性和增稠性

黄原胶在水中能快速溶解,水溶性很好,在冷水中也能溶解,可省去繁杂的加热过程, 使用方便。吉武科等[7]在25℃下,用NDJ-1型旋转黏度计6 r/min时测得质量分数0.1%、0.2%、0.3%、0.7%、0.9%的黄原胶黏度分别为100 mPa?s、480 mPa?s、1300 mPa?s、5400 mPa?s和8600 mPa?s。从测试结果看出,黏度随浓度的递减而不成比例地降低,且质量分数0.3%是

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高低黏度的分界点。质量分数为0.1%的黄原胶黏度为100 mPa?s左右,而许多其他胶类在质量分数为0.1%时,黏度几乎为零。由此可见,黄原胶具有低浓度高黏度的特性。在相同的浓度,相同的温度条件下,黄原胶水溶液的粘度是瓜尔豆胶的1.7倍,海藻酸钠溶胶浓度的3~ 5倍。 (3)假塑性

黄原胶溶液是一种很典型的假塑性流体。黄原胶的水溶液在受到剪切作用时,黏度急剧下降,且剪切速度越高,黏度下降越快,如6 r/min时质量分数0.3%的黄原胶黏度为

1300 mPa?s,而60 r/min时黏度仅为400 mPa?s,还不到原来的1/3。当剪切力消除时,则立即

恢复原有的黏度。剪切力和黏度的关系是完全可塑的[8]。当黄原胶与纳米微晶纤维素复配时,能在水中形成高强度的全天然生物胶, 其触变性变得更强[9]。 (4)热稳定性

在0 ~ 100℃的温度范围内,黄原胶溶胶的粘度基本不发生变化。据报道,1%的黄原胶溶液在180℃的温度下处理4 min,黄原胶的粘度仍能保持其原始粘度的80%。加热到120℃，粘度仅下降3%。所以,黄原胶在饮料加工过程中,采用121℃的高温杀菌基本不会降低其粘度[10]。

(5)对酸、碱、盐稳定性

黄原胶溶液对酸、碱十分稳定,在酸性和碱性条件下都可使用,在pH ? 2~12黏度几乎保持不变。虽然当pH值等于或大于9时,黄原胶会逐渐脱去乙酰基,在pH值小于3时丙酮酸基也会失去,但无论是去乙酰基或是丙酮酸基对黄原胶溶液的黏度影响都很小[11]，即黄原胶溶液在pH ? 2~12黏度较稳定,所以对于含高浓度酸或碱的混合物,黄原胶是一个很好的选择。

在多种盐存在时,黄原胶具有良好的相容性和稳定性。它可在质量分数为10% KCl、10% CaCl2、5% Na2CO3 溶液中长期存放(25℃、90 d),黏度几乎保持不变[5]。相反,一定量的铝盐还可以显著提高其黏度。 (6)对大多数酶的稳定性

黄原胶同大多数酶类[12](蛋白酶、淀粉酶、纤维素酶和半纤维素酶)作用是均表现出良好的稳定性,可以说它具有高度的生物稳定性。据报道[13]由曲霉属微生物产生的纤维素酶可在1、2或3位的糖基上水解黄原胶;芽孢杆菌产生的黄原胶裂解酶可特异性地作用于甘露糖-丙酮酸支链。除此之外, 在很高的温度条件下(45~55℃)和没有离子存在的条件下,黄原胶分子处于无序状态下,纤维素酶在这样的条件下才能降解黄原胶。 (7)与增稠剂的协同增效性

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黄原胶与大多数天然人工合成的增稠稳定剂都有良好的配伍和交互作用。例如,与CMC、海藻酸钠、琼脂、魔芋胶、??环状糊精、明胶、洋芋粉、罗望子胶、卡拉胶、瓜尔豆胶、变性淀粉或改良淀粉等食品胶具有良好协同的增效作用,使粘度大大提高[10]。 1.4 黄原胶的生产制备 1.4.1 菌种

黄原胶发酵的菌种一般采用野油菜黄单胞菌(亦名甘蓝黑腐病黄单胞菌),此外,菜豆黄单胞菌(X.phaseoli)、锦葵黄单胞菌(X.malvacearum)和胡萝卜黄单胞菌(X.carotae) 亦可作为发酵菌种。

黄原胶由甘蓝黑腐野油菜黄单胞菌以碳水化合物为主要原料, 经好氧发酵生物工程技术产生的。1952年由美国农业部伊利诺斯州皮奥里尔北部研究所[14]分离得到的甘蓝黑腐病黄单胞菌,并使甘蓝提取物转化为水溶性的酸性胞外杂多糖而得到。70年代国外开发成功了较成熟的黄原胶生产工艺，目前美、英、法、日、德等国均大量生产黄原胶, 形成了50余种产品规格。国内对黄原胶的研究始于1979年,中科院微生物所和南开大学[15]在4 m3 的发酵罐中采用玉米淀粉作原料得到了黄原胶,目前已有十几家企业生产黄原胶。已发现甘蓝黑腐病黄单胞菌,锦葵黄单胞菌,胡萝卜黄单胞菌,木薯萎矮病黄单胞菌等菌种均能产生黄原胶,但目前仍多以甘蓝黑腐病黄单胞菌及其变异株为产生菌。Sutherland[16]认为,筛选细胞壁合成缺陷等菌株可能获得黄原胶高产菌,高产菌需冷冻干燥或无营养液保存。 1.4.2 培养基

黄单胞杆菌发酵法生产黄原胶常用的培养基[17]是:以葡萄糖、蔗糖或淀粉等为碳源,以蛋白质、鱼粉、豆粉或硝酸盐为氮源,加KH2PO4、MgSO4、CaCO3等无机盐和Fe2+ 、Mn2+、Zn2+ 等微量元素,以及生成促进剂谷氨酸、柠檬酸、延胡素酸等。

江伯英[18]用野油菜黄单胞菌接种在4%的淀粉培养基中,15 h后能使淀粉完全液化,发酵48 h能产生23~ 29 g/ L黄原胶。鉴于采用淀粉为底物的黄原胶发酵液在用低级醇提取时会发生剩余淀粉和黄原胶同时沉淀的现象,影响产品的质量,刘秀芳等[17]从萝卜的黑色病斑中分离出了一种L4菌株,其最佳的碳源是蔗糖、黄原胶产量21.23 g/ L、发酵液粘度高达

6.547 Pa?s;在最佳的发酵条件下,黄原胶产量可达28 g/L以上、发酵液粘度高达

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14~ 16 Pa?s[19]。王修垣等[20]在2 t中试罐上研究了L4菌株的发酵工艺,将L4菌种经培养后按

5%的接种量转入2 t发酵罐,装料113 t,搅拌转速为180 r/ min,发酵72 h,所得发酵液的粘度在8 Pa?s以上、最高达12 Pa?s,底物的平均转化率是62.45%。后来[21]在20 t的工业罐中,以蔗糖为底物,装料10 ~ 15 t ,搅拌转速为160 r/min,发酵液的粘度为7~ 9. 5 Pa?s,多糖对底物的平均转化率是61.6%。刁虎欣等[22,23]考察了影响野油菜黄单胞菌的发酵因素,发现碳源和无机盐是影响黄原胶分子质量大小的最显著因素,最佳的碳源是蔗糖和玉米淀粉的混合物,最佳的无机盐是轻质碳酸钙,它可作为缓冲剂, 调节发酵过程的pH,其解离出的Ca2+可作为聚合酶的促进因子,提高聚合酶的活性,提高黄原胶的聚合度和分子质量。丙酮酸含量是黄原胶产品的一项重要的指标,碳源、氮源和摇瓶振荡速度是影响黄原胶丙酮酸含量的极显著因素。李卫旗等[24]将甘蓝黑腐病黄单胞菌XC-82.5进行了改良,获得了诱变株R5,用蔗糖作碳源时黄原胶的产量是31.35 g/L、发酵液粘度是21 Pa?s, 发酵周期可缩短至64 h,最佳的无机盐是碳酸钙,用菜油取代PPE作为消泡剂可使摇瓶染菌率从90%降为8%。 1.4.3 发酵工艺

国内生产黄原胶常用的工艺流程与国外相同,但发酵罐为标准型通用反应器,通常后处理采用的是乙醇沉淀方法;生产工艺为:菌种→摇瓶→发酵罐→发酵液→热压式真空→脱水喷雾→干燥→成品包装。国外采用的生产工艺为: 菌种→摇瓶→种子罐→发酵罐→发酵液→后处理→烘干→粉碎→成品包装;发酵罐为专用搅拌式反应器,目前也逐步改为气升式发酵罐,以减少能耗,后处理采用的是物理脱水与化学沉淀相结合的办法。

由于采用菌体发酵时存在发酵后期因高粘而造成供氧不足的困难,许喜林等[25]研究了采用两步法发酵合成黄原胶的方法,第1步是利用黄单胞菌发酵,采用了较小量的碳源及低的碳氮比,终止时间控制在25 h,此时可获得较大的生物量及胞外酶,而不生成黄原胶,以有利于胞外酶的分泌和菌体的分离;第2步胞外酶发酵采用了无氮培养条件,且因发酵液中不含菌体省去了稀释和分离菌体的工序,可降低生产成本,黄原胶的产率高于单纯菌体发酵。

Pinches等[26]以第2代大菌落NRRL BL1459 S4-L Ⅱ为菌种,培养基中除了碳源、氮源外,还加入了许多盐类(磷酸二氢钾、硫酸钾、硫酸镁、氯化钙、柠檬酸、氯化铁)和微量元素(如硫酸锌、硫酸铜、硫酸锰、钼酸钠、碘化钾、硼酸),以更有利于黄原胶的产量和质量;分别以L-谷氨酸、蛋白胨为氮源,发现L-谷氨酸作氮源时发酵后期容易出现供氧不足、氮源耗尽的问题,而蛋白胨作氮源时不会出现这种现象;此外还发现一般情况下黄原胶的发酵过程由氮源控制。Peters等[27]将NRRL BL1459 S4-L Ⅱ经培养后、接种发酵合成黄原胶,

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培养基中也加入了多种盐类和微量元素,发酵过程中靠自动滴加4%的盐酸或10%的氢氧化钠来保持pH=7.0。Suh等[28]研究发现,采用葡萄糖作碳源,氯化铵作氮源(加入量分别是50 g/L和2 g/L)、其它条件同Peters等[27]时,发酵过程由氮源控制。

可以看出,国内的研究集中在菌种和发酵方法上,而国外则对影响黄原胶产量、质量和效益的氮源、盐类、微量元素等因素作了大量的研究,优化了生产工艺、提高了产品质量。

黄原胶发酵工艺多为间歇式,1972年Silan等[29]研究了连续发酵工艺, 发现黄原胶的得率是稀释速率的函数,当稀释速率是0.15 h-1时,黄原胶的最高得率是0.84 g/h/kg,葡萄糖的转化率由间歇发酵时的60%提高到连续发酵时的80%以上。

赵大健等[30]在0.2 m3的2级种子培养罐和1.2 m3的中试发酵罐中,采用两层6直叶圆盘涡轮搅拌,4块标准挡板,单管通气。可通过加大搅拌桨直径和搅拌转速,来提高溶氧速度。Galindo等[31]研究表明,在低浓度和中等浓度的黄原胶液中,通气时的搅拌功耗下降较小,气含率较高,而在高浓度的黄原胶液(0.35 g/L) 中,通气功耗下降很多、且有严重的不稳定现象。

Zhao等[2]在中试规模的黄原胶发酵罐中,用大直径的rushton桨取代小桨,结合转速的控制,使功耗及发酵周期大幅度下降,传热系数增加一倍以上。Pinches等[26]在发酵罐中采用3层6直叶圆盘涡轮搅拌,用NRRL BL1459 S4-L Ⅱ为菌种的黄原胶发酵中对生物量、黄原胶浓度、葡萄糖浓度和溶氧浓度分别建立了数学模型, 并进行了发酵过程模拟。

Peters等[27]在发酵罐中采用3层intermig桨搅拌,当通入空气时由于发酵后期发酵液粘度很大,若转速低于6.67 s-1会发生供氧不足的现象,降低了黄原胶的产量和分子量;若保持总气量不变、通入部分纯氧,则供氧能力明显增加,黄原胶的浓度也增加(即使转速很低),因此供氧量(尤其发酵后期)是影响黄原胶产量和质量的重要因素,可从工艺和工程两方面克服供氧不足的问题。此外电镜分析发现在罐中发酵情况与摇瓶发酵不完全相同,带搅拌的罐中发酵时菌体表面不存在粘液层。Nienow等[32]在19 m3的发酵罐中分别采用4层直叶圆盘涡轮、4层Ecato公司的prochem maxflo Ts型搅拌桨或3层A315桨进行搅拌,发现采用直叶圆盘涡轮时混合最差,通气后搅拌效率最低。Kawase等[33]研究了搅拌釜内黄原胶发酵液中混合时间,发现由于粘度的增加使混合时间增加很大,且气体分散也影响了液相混合,并提出了混合时间的模型。

此外,Pons等[34]在鼓泡塔中研究了黄原胶的发酵过程及模型化问题,发现同样功耗时鼓泡塔中氧的混合和传递情况比搅拌釜中好得多;采用Pinches等[26]的微分方程数学模型,对发酵过程进行了模拟,与实验结果吻合较好。Suh等[28]研究了鼓泡塔和气升式反应器中黄

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原胶的发酵过程,发现气升式反应器中氧传递速率满足不了菌体生长的要求,导致黄原胶的生产速率较低,发酵周期很长。由于黄原胶发酵后期粘度很大,加上发酵液是有屈服应力的假塑性流体,使发酵罐中溶氧、混合和传递很困难,需要很高的能耗,而对鼓泡塔的研究发现,同一横截面上可达瞬间混合均匀,因此利用鼓泡塔进行黄原胶发酵有很大的优势。他们利用发酵罐中黄原胶发酵的数学模型对发酵过程进行了模拟,结果与实验值吻合较好。 1.4.4 提取工艺

(1)硅藻土过滤- 超滤- 醇析提取黄原胶法

硅藻土过滤是一种较好的黄原胶发酵液预处理方法,将黄原胶发酵液等倍稀释,硅藻土用量为初始黄原胶发酵液的1%。此时黄原胶收率为98%;超滤浓缩优化工艺条件为:采用UFM-4 超滤膜,进料流量Q=100L/h(膜面流速2.46m/s),操作压力0.2MPa,黄原胶浓缩液终浓度60 g/L左右;醇析最佳工艺条件为:采用95%的工业乙醇作为醇析溶剂,pH=5.5,95%工业乙醇用量为黄原胶超滤浓缩液体积的1.2倍。 (2)酶处理法

成本较高;化学试剂易导致pH值的变化,从而降低产品中的丙酮酸含量。 (3)巴氏灭菌法

此法由于温度较高,可提高黄原胶的溶解度,并在一定程度上降低了溶液的粘度,利于随后的离心或过滤。但要注意温度不能过高,使其发生降解,一般维持在80～130℃,加热10～20min,pH 值控制在6.3～6.9,过滤前需要稀释,稀释剂一般为水、酒精或含低浓度盐的酒精。

(4)黄原胶沉淀分离的工艺

沉淀黄原胶的方法有加盐、加入可溶于水的有机溶剂(如乙醇、异丙基乙醇)等,或将这两种方法综合运用。加入有机溶剂不仅可降低溶液粘度和增加黄原胶的溶解度,还可洗脱杂质(如盐、细胞、有色组分等),但单独加入有机溶剂量太大,成本太高。加入盐离子可降低黄原胶的极性从而降低其水溶性,且加入盐的离子强度越高效果越明显,如Ca2, Al3

+

+

等,加入Na+则不会引起沉淀,因而,加入含低盐浓度的有机试剂是目前较为通用的方法。

具体的提取工艺与产品的应用范围有关,如用于采油,则需除去微粒(如细胞体)以免阻塞孔道;食品级的黄原胶则需脱除所有的菌体和杂质,如应用于纺织业等则要求相对宽松的多。

根据所需黄原胶的等级不同,干燥方法也有所差别。生产食品级黄原胶通常采用沸腾干燥法和滚筒干燥法,成本较高;生产工业级黄原胶则可直接使用喷雾干燥法。由于干燥过

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程中无需预处理发酵液、不除菌体，所得产品杂质含量较多，生产成本也大大降低。此外，真空干燥法也是获得黄原胶成品的重要方法之一，该方法简单易行，在干燥过程中科选择性出去菌体等杂质，因此被广泛用于生产各种等级的黄原胶成品。

综上所述，黄原胶的生产分为发酵和提取两步，目前国内外工业化生产工艺主要采用的是间歇式生产，实际过程为种子发酵、种子扩大和发酵。工艺流程为：黄原胶发酵液经调节pH至6.3～6.9、加热至80℃～130℃、稀释等预处理后进行固液分离，主要方法有过滤、超滤、离心分离等，然后进行初步纯化（提取），方法同固液分离，再进行高度纯化（精制），主要方法包括溶解、超滤、沉淀、离心分离等，最后干燥制成粉末状成品。发酵设备主要有改进型机械搅拌发酵反应器、气提环流发酵反应器、外循环机械搅拌发酵反应器和静态混合式发酵反应器等。黄原胶生产的工艺流程图如图1-3所示[1]：

图1-3 黄原胶生产工艺流程图

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我国生产黄原胶的厂家及生产规模情况如表 1-1所示

表1-1 我国黄原胶生产厂家及生产规模情况表

生产厂家 江苏金湖黄原胶厂 烟台味精厂 河北新河生物化学厂

生产规模（t/a）

80 50 300

生产方法 酒精法 酒精法

产品等级 食品级 食品级

技术来源 南开大学 山东食品发酵研究所 农科院土肥所

调pH沉淀法 食品级/工业

级

江西味精厂 上海化工研究院

200 20

调pH沉淀法 微滤超滤

工业级 食品级

农科院土肥所 上海农药所

1.5黄原胶的应用

(1)黄原胶在食品工业中的应用

黄原胶作为乳化剂、悬浮剂和增稠剂等在食品工业中得到广泛的应用。食品中添加的黄原胶含量通常为0.01%～0.8%左右。黄原胶可延长果肉饮料的悬浮时间、增加稳定性；增加肉制品的持水性，使肉组织滑嫩，弹性好，耐储存；便于罐头的泵送和灌装；使啤酒产泡丰富；提高牛奶的稳定性，提高奶油保形力；增大蛋糕体积，改善蛋糕结构，延长货架寿命；提高糖果盒蜜饯的温度稳定性，易于产品的加工制作；改善菜点的口感、组织状况、光泽度等。此外，黄原胶还用于面包、饼干、沙拉调汁、冷冻食品、低热量食品、果冻、巧克力等。

(2)黄原胶在日用化学工业中的应用

黄原胶在牙膏中可改良牙膏的延展成条性，使其均匀稳定，易于从管中挤出和泵送分装；在防晒类护肤品中可使皮肤免受紫外线的伤害；在美白和护肤类化妆品中可以作为增稠剂；在眼影中可延长其保质期，并使其具有流体结构；在香波中可改良其流动性质等。 (3)黄原胶在石油行业中的应用

黄原胶可提高钻井液的黏度，使其具有良好的悬浮性，可防止井室坍塌造成的危险；由于黄原胶的流变性，处于钻头周围的钻井液表现的黏度极低，有利于节省动力，降低能耗，节约成本并延长钻头寿命；黄原胶作为油田躯替剂，可以减少死油区，提高石油采收率；由于黄原胶的抗盐性和耐高温性，在特殊区域的钻井作业中作为增稠剂使用，如海洋、海滩等，也可节约成本。此外，黄原胶在三次采油中作为流变控制液使用可显著提高采油率。目前国外30%～40%的黄原胶用于钻井泥浆和三次采油。

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(4)黄原胶在医药行业中的应用

黄原胶在医药行业中的应用热点是作为载体缓释片剂。研究发现，以黄原胶为载体制备的扑热息痛和盐酸甲氧普胺缓释片剂等药品具有良好的缓释效果。此外，黄原胶还用于滴眼液助剂和软膏类药品助剂，可以提高药物的利用率，并提高使患者使用时的舒适感。 (5)黄原胶在其他方面的应用

黄原胶在纺织印染工业中可用作增稠剂、上胶剂、分散剂、上光剂等，印染色彩均匀、鲜艳；利用黄原胶的流变特性，可用于喷涂式涂料中，有着很好的防流挂效应，此外还可用于防火涂料、陶瓷釉料和热敏表面硅质涂料等；利用黄原胶的耐热性和低浓度高黏度的性质，可用于凝胶型抗溶泡沫灭火剂的生产；利用黄原胶的悬浮性和稳定性，可用于化肥和农药中；黄原胶还可用于胶体炸药、胶粘剂、照相、烟草、地矿、油墨、造纸、除锈剂、工业擦亮剂、湿法冶金的增稠剂、陶瓷生产中的釉浆悬浮剂和黏结剂等。 1.6 国内外黄原胶的发展研究现状及生产消费状况

目前，黄原胶的主要生产国家有美国、法国、日本、英国、奥地利和中国等，已经开发的还有加拿大、意大利、德国、挪威、澳大利亚、巴西、荷兰、韩国、罗马尼亚等国家，主要的生产企业还集中在国外。我国黄原胶的研究和生产起步较晚，上世纪60年代末才开始对黄原胶生产进行研究。经过南开大学、中国科学院微生物研究所等科研单位对黄原胶研究开发的相继开展，我国成功于1979年由南开大学生物系首次分离出一批黄原胶菌株，并提纯鉴定了这种酸性多糖，随后进行了逐级发酵的研究。1985年，南开大学在前面工作的基础上，开始研究食品级黄原胶。1986年，山东食品发酵工业研究设计院与烟台味精厂合作，第一次在我国工业化生产工业级黄原胶，后南开大学与江苏金湖黄原胶厂合作，第一次在我国工业化生产食品级黄原胶。但由于技术不成熟，这几家工厂的生产都以失败告终，最大的工艺问题就在于发酵设备和后提取上。后来化工部上海化工研究院运用上海农药研究所提供的菌种与本院后处理技术相结合，成功地开发了非醇提取黄原胶的生产工艺，大大降低了成本。2000年10月，张孝宽等人又成功地研发了具有现代国际先进水平的黄原胶第二代技术工程，标志着我国黄原胶生产水平达到了一个新的层次。

黄原胶自从实现工业化生产以来，年产量约以8%的速度逐年增加，但黄原胶的消费量增加速度却更快，据估计，增幅约每年10%的增长，导致黄原胶价格不断攀升。目前，我国工业级黄原胶报价在2.5万元/吨左右，食品级黄原胶的报价更高，按质量不同在5～9万元/吨之间。黄原胶消费量的增加主要是由于其应用的领域被不断发掘，在黄原胶生产

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的开始阶段，主要用于石油工业。随着黄原胶在食品工业中的优异性逐渐显示，食品用黄原胶量大幅度增加。美国作为黄原胶的最大生产国和消费国，其70%用于食品。而在我国，食品用黄原胶量占45%，石油工业用黄原胶量占40%，农药、饲料、环保、日化等行业总共用量占15%。

从国外黄原胶行业的发展趋势和国内黄原胶的研究现状来看,要提高我国的黄原胶生产工艺水平,需要加强对下列课题的研究:(1)开发适合高粘非牛顿系的新型高效的机械搅拌式发酵反应器,提高生产强度和产品质量;(2)开发新型的分离提取方法,降低分离提取的能耗和成本;(3)开展黄原胶发酵动力学的研究,建立发酵过程的数学模型,对生产过程和产品质量进行自动控制;(4)增加黄原胶产品的规格,研究黄原胶的使用方法;(5)通过对黄原胶进行化学改性等方法,进一步拓展黄原胶产品的市场。

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2.2热量衡算

2.2.1发酵车间热量衡算 (1)空消过程

C) ??998.2kg/m3 查得200C的空气比热容为Cp?4.181kJ/(kg? 。C) ?'?942.6kg/m3 空消排出1210C的蒸气，查Cp'?4.232kJ/(kg? 。 计算发酵罐空罐灭菌蒸气用量：

发酵罐罐体体积为150m3，设发酵罐是由不锈钢1Cr18Ni9Ti制造而成，此时，罐体重量为25.8t，冷却排管重4.5t，不锈钢1Cr18Ni9Ti的比热容0.5 [kJ/(kg?K)] 。用0.1MPa（表压）的蒸气灭菌，使发酵罐由20℃升温至121℃，蒸气用量为：

W1??25800?4500??0.5??121?20??622.275?kg?

2709.2?493.7 计算灭菌过程中的热损失：

设发酵罐外壁温度为70℃，此时，辐射与对流的联合给热系数为： ??33.9?0.19?(70?20)?43.4kJ/(m2?h?k) 150m3的发酵罐表面积为132.95m2。耗用的蒸气量为：

W2?132.95?43.4??70?20??130.25?kg?

2709.2?493.7132.95?0.001?1000??121?20??4.18?22.83?kg?

2709.2?493.7 罐壁附着洗涤水升温的蒸气消耗量（设罐壁附着洗涤水的平均厚度为1mm）：

W3? 一般取蒸气渗漏量为总蒸气消耗量的5%， ∴空罐灭菌时蒸气耗量为：

W蒸?622.275?130.25?22.83?816.2?kg/h?

1?0.05 每次空罐灭菌时间是1.5h，耗用的蒸气量为：

816.2?1.5?1224.3(kg/罐） ∴空消过程产生热量为：

Q?GCpt?1224.3?3?4.232?121?1.9?106(kJ 假设冷却水进口温度为10℃，出口温度为20℃。

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则冷却水用量为：

1.9?106 W水??4.55?104?kg/h??45.5?t/h?

20-10??4.181（罐/次） 每天实际运转的发酵罐是3?0.7?2.1。

高峰用水量为：45.5?2.1?95.55(t/h)

日用水量为：95.55?0.8?24?1834.56(t/h)(其中0.8为发酵罐发热状况均衡系数） 平均用水量为：(2)实消过程

每罐灭菌时间3h，需要的输料流量为：

114.5?1050?5.01(t/h)

241834.56?76.44(t/h) 24 灭菌所用的蒸气量为：

W蒸? 每天灭菌蒸气用量为：

（kg/罐) W蒸?860.4?3?1?2581.25010?4.181??121?20??860.4?kg/h?）

2709.2?493.7 实消过程产生热量为：

Q?GCpt?2581.2?3?4.232?121?3.97?106(kJ)

假设冷却水进口温度为20℃，出口温度为45℃。则冷却水用量为：

3.97?106 W水??3.97?104?kg/h?）

?45-20??4.181 高峰用水量为：3.80?104?2.1?7.98?104(kg/h) 日用水量为：7.98?104?0.8?24?1.54?106(kg/h)

1.54?106?6.42?104(kg/h) 平均用水量为：

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2.2.2干燥过程热量衡算

70.68%酒精中乙醇含量为：Gc?70.68%?0.6803?0.4808(t)

含水量为：Gs?0.6803?0.4808?0.1995(t)

干燥温度为80oC，查手册得乙醇比热容CC=3.63kJ/(kg?℃），汽化潜热rC=846 kJ/kg； 水的比热容CS=4.195 kJ/(kg?℃）, 汽化潜热rS=2258 kJ/kg 则干燥过程需热量为：

Q= GCCCt+GSCSt+GCrC+GSrS

=0.4808×103×3.63×80+0.1995×103×4.195×80+0.4808×103×846+0.1995×103×2258 =1.064×106 (kJ)2.2.3回收过程热量衡算

近似认为塔顶馏出液为纯乙醇，塔釜为水蒸气,则塔顶温度为78.4C，塔釜温度100C

0

0

进料温度为79.50C。查工具书得物性常数如下:

乙醇的摩尔热容 水的摩尔热容

78.40C

1000C

79.50C 149.5 KJ/(kmol.K)

147.5 KJ/(kmol.K) 75.41 KJ/(kmol.K)

75.96 KJ/(kmol.K)

75.51 KJ/(kmol.K)

78.4℃下乙醇的比汽化热为860kJ/kg，则摩尔汽化热为：r?860?46?39600(kJ/kmol) (1)冷却水用量的计算（冷却水进口温度15℃，出口温度35℃） 设塔顶为泡点回流，回流比R?LG1??3.88 DD 精馏段上升蒸汽流量为V?(R?1)D?(3.88?1)?346?1688.48(kmol/h) 精馏段下降的液体流量L，等于塔顶液体回流量，为馏出液D的3.88倍 在t?78.4℃时，水的摩尔汽化热为2400?18?43200kJ/kmol。 由xD?0.88得rC?39600?0.88?43200?0.12?40032(kJ/kmol) 所以冷凝器的热负荷：

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QC=rC?V =40032?1688.48

　 =6.76?107(kJ/h) 水的比热容：CP=4.187 kJ/(kg?℃)，则 则冷却水用量为：

GC= QC/CP(t2-t1)107/?4.187(35-15)? =6.76×　 =8.07×105(kJ/h) (2)加热水蒸气用量的计算

104 (kJ/kmol) 塔顶产品的焓等于回流液的焓：hD=1.15× 塔顶产品带出热量：QD?D?hD?346?1.15?104?3.98?106(kJ/h)

100=7596(kJ/kmol) 塔底产品的焓近似地取纯水蒸气的焓，即hW= CPt=75.96×106(kJ/h) 塔底产品带出的热量：QW=W×hW=288.35×7596=2.19× 原料液的平均摩尔热容：CP=0.48×149.5+0.52×75.51=110.02 ?kJ/(kg?℃)?

103 (kJ/kmol) 原料液的焓：hF= CPt=110.02×79.5=8.75×103=5.551?106(kJ/h) 原料液带入的热量：QF=F×hF=634.35×8.75× 所以再沸器的热负荷：QB=QD+QW+QC-QF=6.822?107(kJ/h) 101.325kpa(表压)水蒸气汽化焓r=2204 kJ/kg

则水蒸气用量为：GB= QB/r=6.822?107/2204?3.1?104(kg/h) 2.3发酵车间无菌空气耗量的计算 2.3.1发酵罐的个数确定

实际发酵液的体积为V'=114.5/80%=143.125(m)，故选用公称体积为150m的发酵罐,

33每天放一罐,每罐发酵周期为72小时。

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则发酵罐的个数为：n=72/24=3 ∴N=3×1+1=4（其中一个备用) 2.3.2发酵无菌空气耗量

(1)单罐发酵无菌空气耗用量

发酵罐通气量为：0.2vvm,单罐发酵过程的用气量（常压空气）： V=150×80%×0.2×60=1440(m3/h) (2)单罐年用气量

每年单罐发酵批次为：300/(72/24)=100(次/a)

单罐年用气量：Va=V×60×100=1440?60?100?8640000(m3) 2.3.3种子培养等其他无菌空气耗量

二级种子的培养是在种子罐中进行的，因此可根据接种量、通气速率、培养时间等进

行计算。

已知种子培养通气量为1vvm，培养48h,接种量为5%。

设种子罐的装料系数为70%，则种子罐体积为: Vg=114.5×5%/70%=8.18(m3) 查通用式发酵罐系数表可选用公称体积为10m3的种子罐。

1?60=420(m3/h) 单个种子罐用气量：Vd=10×70%×150=420×48×150=3024000(m3) 单罐年用气量：Va'=Vd×48×2.3.4发酵车间高峰无菌空气消耗量

Vmax=3(V+Vd)=3×(1440+420)=5580(m/h)

32.3.5发酵车间无菌空气年耗量

Vt=(3Va+Va')=3?(8640000?3024000)?34992000(m/a)

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叶弦长L?0.25d?0.25?1.5?0.375(m) 叶距Y?D?4.4(m) 弯叶板厚??12(mm)

取两档搅拌，搅拌转速N2可根据50m3罐，搅拌器直径1.05m，转速N1=110r/min，以 P0/V为基准放大求得：

1.05? N2?N1(D1)2/3?110????D2?1.5?2/3?87(r/min )3.2.7 搅拌轴功率的计算

通风搅拌发酵罐，搅拌轴功率的计算有很多方法，现用修正的迈凯尔（Michel.B.J）式求搅拌轴功率，并由此选择电机。淀粉水解糖液为低浓度的细菌醪液，可视作牛顿流体来处理。

(1)计算Rem：

Rem?D2N??

式中 D——搅拌器直径，D=1.5m； N——搅拌器转速，N=87=1.45(r/s)； 60 Ρ——醪液密度，Ρ=1050kg/m3；

10-3N?s/m2。 μ——醪液粘度，μ=1.3× 将各项数值代入上式：

1.52?1.45?1050?2.64?106?104 Rem?-31.3?10 则发酵液可视为湍流牛顿型流体，搅拌功率准数NP=4.7 (2)计算不通气时的搅拌轴功率P0 ：

P0'?NpN3D5?

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式中 Np——在湍流搅拌状态时其值为常数4.7； N——搅拌转速，N=1.45(r/s)； D——搅拌器直径，D=1.5m； ?——醪液密度，ρ=1050kg/m3。 将各项数值代入上式：

P0'?4.7?1.453?1.55?1050?114.23(kW) 取两档搅拌时,则

　　　P0=2P0'= 2×114.23 = 228.46(kW)

(3)计算通风时的轴功率Pg:

P0ND30.39 Pg?2.25?10?(0.08)(kW)

Q?3 式中 P0——不通风式搅拌轴功率(kW),P02?228.462?5.22?104； N——轴转速,N?87?1.45(r/s)； 60 D——搅拌器直径(cm),D3?1.53?106?3.375?106； Q——通风量(ml/min)，通风比vvm=0.2。

106=2.29×107(ml/min)，Q0.08??2.29?107? 则 Q=114.5×0.2×0.08?3.88。

代入上式计算得：

46?3?5.22?10?87?3.375?10?? Pg?2.25?10????3.88??0.39?158.6(kW)

(4)求电机功率P电： 电机功率:P电?Pg?1?2?3?1.01

采用三角带传动?1=0.92，滚动轴承?2 =0.99 ，滑动轴承?3=0.98，端面密封增加的功率为1% ，代入上式得：

P电 =158.6?1.01=179.5 (kW)

0.92?0.99?0.98 (5)设备结构的工艺

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设备结构的工艺设计，是将设备的主要辅助设置的工艺要求交代清楚，供制造加工和采购时取得资料依据。其内容包括：空气分布器、挡板、密封方式、搅拌器以及冷却管布置等。现分别简述如下：

① 空气分布器：对于好气发酵罐，分布器主要有两种形式，即：多孔（管）式和单管式。对通风量较小（如Q?0.02~0.05ml/s）的设备，应加环型或直管型空气分布器；而对通气量较大的发酵罐，则使用单管通风，由于进风速度高，又有涡轮板阻挡，叶轮打碎、溶氧是没有问题的。本罐采用单管进风，风管直径计算见3.5.1（3）接管设计。

② 挡板：挡板的作用是加强搅拌强度，促进液体上下翻动和控制流型，防止产生涡旋而降低混合和溶氧效果。如罐内有相当于挡板作用的竖式冷却蛇管，扶梯等也可不设挡板。为减少泡沫，可将挡板上沿略低于正常液面，利用搅拌在液面上形成的涡旋消泡。本罐因有扶梯和竖式冷却蛇管，故不设挡板。

③ 密封方式：随着技术的进步，机械密封已在发酵行业普遍采用，本罐拟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：对于容积小于5m3的发酵罐，为了便于清洗，多使用夹套冷却装置。随着发酵罐的容量的增加，比表面积变小，夹套形成的冷却面积已无法满足生产要求，于是使用管式冷却效果。蛇管因易沉积污垢且不易清洗而不采用；列管式冷却装置虽然冷却效果好，但耗水过多。因此广泛采用的是竖直蛇管冷却装置。 3.3 酒精回收车间 3.3.1 塔板数的确定

已知条件：XF =0.48 ，XD =0.88 ，XW=0.00004 ，回流比R?3.88，泡点进料。

回收过程物料衡算知: 进料tF=79.5℃,tw=100℃, tD=78℃ 塔顶、塔底条件下纯组分的饱和蒸汽压表见表3-1：

表3-1 塔顶，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压表

乙醇 水

塔顶（kPa）

101.32 44.56

塔底（kPa）

224.68 101.32

进料（kPa）

108.34 47.76

对塔顶有：

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　　　logPA0 =7.338-1652.05/(231.48+78)=2.000

0 ∴PA =101.32kpa

　　　logPB=7.074－1657.46/(227.02+78)=1.640

00 ∴PB=43.65 kpa 则：

αD= PA / PB=101.32/44.65=2.32 对塔底有：

　　　logPA =7.338-1652.05/(231.48+100)=2.354

000

∴PA =225.94kpa

　　　logPB=7.074－1657.46/(227.02+100)=2.006

000 ∴PB=101.39 kpa 则：

αW= PA / PB=225.94/101.392=2.23

（2.32×2.23）1/2=2.275 ∴α=(αDαW)1/2=00 则最少理论塔板数为：

Nmin =log[XD(1-XW)/ XW(1-XD)]/(logα)-1 　　　=log[0.88(1-0.00004)/ 0.00004(1-0.88)]/(log2.275)-1 =13.7 取Nmin=14 又:

R?Rmin3.88?2.14??0.353 R?13.88?1N?Nmin?0.31

N?1查吉利兰关联图知:

∴N=20.7 确定全塔效率:

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t= (tw+ tD)/2 =(100+78)/2 　　 = 89 ℃ 查液体黏度共线图 μL=0.38

∴αμL=2.275×0.38=0.865 查精馏塔全塔效率图知E0=52%

则实际塔板数　NP=N/E0=20.7/52%=39.8 ∴取塔板数40块

3.3.2 塔径的计算 (1)确定液相密度?L:

塔顶馏出液的平均摩尔质量：ML=0.88×46+0.12×18=42.64 (kg/kmol)

104 (kg/h) 塔顶物料质量为：L=RD=3.88×346?42.64=5.72×V=(R+1)D =(3.88+1)×346?42.64 =7.2?104 (kg/h) tD=78.5℃ ?a=740 kg/m3 ?b=972 kg/m3 由42.64/?L=0.88×46/740+0.12×18/972 解出得

?L=749.1 (kg/m3) (2)确定气相密度?V：

　　　　MV =0.9×46+0.1?18=43.2 (kg/kmol)

?V=PMV /RT=101.325×43.2/[8.315×(78.5+273)]?1.5(kg/m3)

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(3)物料的体积流量Vs：

LS=5.72?104 /749.4=73.9m3/h=0.02053(m3/s)

104/1.5=48000 m3/h=13.33(m3/s) VS=7.2× (4)确定气相负荷因子C：

取板间距HT=0.6m，清液层高度hL=0.08m，则分离空间的高度为 　　　0.6-0.08=0.52m

(L/V)×(ρL/ρV)1/2=(73.9/48000)×(749.4/1.5) 1/2 =0.034

由Smith关联图得汽相负荷因子C20=0.15 m/s 修正表面张力后的C值为：C= C20(σ/20)0.2 查表面张力共线图得：σ=17.5mN/m，则

C=0.15×(17.5/20)0.2=0.146(m/s) (5)计算塔径DT： 最大允许空塔汽速为：

umax??L??V749.1?1.5?0.146??3.26(m/s)

?V1.5 选取空塔汽速为：u=0.75umax=0.75×3.26=2.44 (m/s) 塔径DT?4Vs4?13.648??2.67(m) ?u3.14?2.44 ∴ 取塔径D=3m

塔高为:H=N?HT=40?0.6=24(m) 3.4 换热器的计算 3.4.1 冷却面积的计算

根据3.2.5冷却面积的计算，得：对公称容积150m3的发酵罐，所需换热面积

F?299.34m2。

32

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3.4.2 最高热负荷下的耗水量

Q总W?cp?t2?t1?

式中 Q总------每1m3发酵液在发酵最旺盛时,1h的发热量与发酵液总体积的乘积：

114.5=2.87×106(kJ/ h)； Q总=4.18×6000× Cp-------冷却水的比热容,4.18 kJ/( kg?K)； t2--------冷却水终温, t2 =25℃； t1--------冷却水初温, t1 =20℃。 代入上式得:

2.87?106W?4.18??25?20?

?1.37?105(kg/h)

?38.17(kg/s) 冷却水体积流量为

38.17

?3.817?10?2(m3/s)1000 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?W v10-2m3/s； 式中 W——冷却水体积流量，W=3.817× V——冷却水流速，v=1m/s。 代入上式：

3.817?10-2?3.817?10-2(m2) S总?1 进水总管直径为:

33

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3.817?10-2??0.221(m) d总?0.7850.785总S3.4.3 冷却管组数和管径

设冷却管总表面积S总，管径d0，组数为n，则：

S总?n?0.785d02

竖直蛇管的组数n，根据罐的大小一般取3,4,6,8,12??组。通常每组管圈数不超过6圈，增加组数可排下更多冷却管；管与搅拌器的最小距离不应小于250mm,每组管子的中心距为2.5D外—3.5D外，管两端U型或V型弯管，可弯制或焊接。安装时每组竖直蛇管用专用夹板夹紧，悬挂在托架上。夹板和托架则固定在罐壁上。管子与罐壁的最小距离大于100mm，主要考虑便于安装、清洗和良好传热。 现根据本罐情况，取n=12，求管径。由上式得：

S总3.817?10-2??0.067(m) d0?n?0.78512?0.785 查金属材料表选取无缝钢管?76×4无缝钢管，d内=68mm、g=7.10kg/m，d内＞d0 认为可满足要求，d平均=72mm。

现取竖直蛇管圈端部U型弯管曲径为375mm，则两直管距离为750mm，两端弯管总长为：

l0??D?3.14?750?2355(mm) 3.4.4 冷却管总长度计算

由前知冷却管总面积F=299.34m2;现取无缝钢管?76×4，每米长冷却面积为:

1=0.23 (m) F0=3.14×0.072×2则冷却管总长度L为： L?F299.34??1301.5(m) F00.23 冷却管占有体积V?0.785?0.0762?1301.5?5.9(m3)

34

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另接连接管12m:L实=L+12=1301.5+12=1313.5(m)

可排竖直蛇管的高度，设为静液面高度，下可深入封头 300mm。设发酵罐内部附件 占有体积为0.75m3，则：总占有体积为 V总?V液?V管?V附件?127.22?5.9?0.75?133.87(m3) 则筒体部分液深为：

V总-V封133.87-12.52??7.5(m) 2S截面0.785?4.4 竖直蛇管高度H管?7.5?0.3?7.8(m)

又两端弯管总长l0?2355mm，两端弯管总高为500mm，则直管部分高度为：

h?H管-600?7800-600?7200(mm)

则一圈管长l?2h?l0?2?7200?2355?16955(mm) 每组管子圈数n0： n0?L0108.5??6?圈? l17.0 现取管间距为2.5D外=2.5×0.076=0.19(m)，竖直蛇管和罐壁的最小距离为0.15m，则 可计算出搅拌器的距离在允许的范围内（不小于200mm）。

作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现现有设计无法安排下真么多冷却管，则应 考虑增大管径或增加冷却管组数，以便得到合适的安排。 校核布置后冷却管的十几传热面积为：

F实??d平均?L实?3.14?0.072?1313.5?302.11(m2) 而前有F实?299.34m2，F实＞F,可满足要求。 3.5 设备材料的选择

发酵设备的材料选择，优先考虑的是满足工艺的条件，其次是经济性。如激素、抗

生素、有机酸发酵时，考虑到对产品质量和产量的影响、安全性、后道工艺的除铁困难或腐蚀性强等，则必须使用加工最好、耐酸腐蚀的不锈钢。如采用1Cr18Ni9Ti等制作发酵设备，使用18-12Mo2Ti制作水解设备。为了降低造价也可在碳钢设备内衬薄的不锈钢板。而像黄原胶发酵则可以用碳钢制作发酵设备，精制时用除铁树脂去除铁离子。随着科学技

35

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术的进步，会出现一些复合材料和喷涂金属和耐腐蚀涂料等新材料新技术，将会进一步降低设备投资费用。本设备选用1Cr18Ni9Ti制作发酵罐，以降低设备费用。 3.5.1 发酵罐壁厚的计算：

2 采用1Cr18Ni9Ti工作压力?3kg/cm,公称直径Dg=4400 mm

(1)计算法确定发酵罐的壁厚S：

S?PD?C

2?????P 式中 P——设计压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.21MPa；

D——发酵罐内径，D=4400mm；

???——1Cr18Ni9Ti的许用压力，???=137MPa；

?——焊缝系数，根据情况焊缝情况和探伤的程度，查相应表决定。其范围在0.5--1 之间，现取??0.9；

C——壁厚附加量（cm）。

C=C1+C2+C3

式中 C1——钢板负偏差，视钢板厚度查表确定，其范围在0.13---1.3之间，现取 C1=0.5mm；

C2——为腐蚀裕量，单面腐蚀去1mm，双面腐蚀取2mm，现取C2=2mm；

10%；现取C3=0。 C3——加工减薄量，对冷加工C3=0，对热加工C3=S0× 代入上式得：

C=0.5+2+0=2.8mm =0.25(cm)

S?0.21?440?0.252?137?0.9?0.21

?0.6(cm) 圆整后取S=0.8cm。

选用8mm后的1Cr18Ni9Ti钢板制作，查表知，直径4.4m，厚8mm，筒高10m，每米

36

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高重988kg，C筒?988?10?9880(kg)。

(2)封头壁厚计算：标准椭圆封头的厚度计算公式如下：

S?PD?C

2?????0.51P式中 P=0.21MPa D=4400mm ?σ??137MPa

?=0.9

C=0.08+0.2+0.1=0.38 (cm)

S?0.21?440?0.382?137?0.9?0.5?0.21 ?0.77(cm)?7.7(mm)

查钢材手册圆整为S=8mm，G封?1150kg。 (3)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：接管直径的确定，主要根据流体力学方程式计算。已知物料的体积流量，又知各种物料在不同情况下的流速，即可求出管道截面积，计算出管径。计算出的管径再圆整到相近的钢管尺寸即可。

现以排料管（也是通风管）为例计算其管径。该发酵罐实装醪量为127.22m3，设在2h之内排空，则物料体积流量： Q?127.22?0.0177(m3/s)

3600?2 发酵醪流速取??1m/s，则排料管截面积为F物：

F物?Q??0.0177?0.0177(m2) 1 由 F物?0.785d2得管径:

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F物0.0177??0.15(m) d?0.7850.785 取无缝钢管?165×4.5,156mm＞150mm，认为适用。

若按通风管计算，压缩空气在0.21MPa下，支气管流速为10—20m/s。现按通风比

0.2vvm，为常温下20℃，0.1MPa下的情况，要折算到0.21MPa，28℃状态。风量Q1取

大值，Q1?127.22?0.2?25.444(m3/min)?0.424(m3/s)。 利用气态方程式计算工作状态下的通风量Qf： Qf?0.424?0.1273?28??0.218(m3/s) 0.2273?20 取风速??20m/s，则风管截面积Ff为： Ff?Qf?0.218?1.09?10?2(m3/s) 20?2 Ff?0.785d气，则气管直径d气为：

1.09?10-2?0.118(m) d气?0.785 因通风管也是排料管，故取两者的大值。取d = ?165×4.5无缝管，可满足工艺要求。 排料时间复核：物料流量Q?0.0177m3/s，流速??1m/s；管道截面积

F?0.785?0.1502?0.0177m2，在相同流速下，流过物料因管径较原来计算结果大，则 相应流速比为P?Q0.0177??0.93(倍)，排料时间为 t?2?0.93?1.86(h)。 Fv0.01791?1 (4)支座选择

发酵工厂设备常用支座分为卧式支座和立式支座。其中卧式支座又分为支腿，圈型支座，鞍型支座三种。立式支座又分为悬挂支座、支撑式支座和群式支座。对于75m3以上的发酵罐，由于设备总重量较大，应选用裙式支座。本设计选用裙式支座，具体结构在机械设计时完成。 3.5.2 种子罐

(1)种子罐选型:种子罐选型同发酵罐，仍采用机械搅拌通风发酵罐。

38

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(2)种子罐容积和数量的确定

① 种子罐容积的确定:按接种量5%计算，则种子罐容积V种为： V种?V总?5%?175?5%?8.75(m3) 式中 V种——发酵罐总容积（m3）。

② 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1罐，需种子罐 1个，种子罐培养48h，辅助操作时间为12h,生产周期为60h，因此，种子罐3只就足够。

③ 主要尺寸确定:种子罐仍采用几何相似的机械搅拌通风发酵罐。H:D =2:1；则种子罐总容量V'总?2V'封?V'筒；简化计算方程如下：

V'总?2??24D3?0.785D2?2D?8.75(m3)

解方程得：D=2.19m，圆整到推荐的系列尺寸，取D=2.3m。 则H=2D=2×2.3=4.6(m) 查相应表得封头高H'封：

H'封?615(mm) 罐体总高H'罐：

H'罐?5380(mm)

单个封头容量： V'封?1.76(m3) 封头的表面积 s封?3.02(m2) 圆筒容量 V'筒?19.1(m3)

不计上封头容积 V'有效?V'封?V'筒?1.76?19.1?20.86(m3) 校核种子罐总容积V'总：

V'总?2V'封?V'筒?2?1.76?19.1 ?22.62m3 39

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比需要的种子罐容积8.75m3大，满足设计要求。

(3)冷却面积的计算：根据计算和资料介绍，当罐的容积V?5m3时用夹套换热器冷却，可满足生产要求。如容积大于5m3，则随着比表面积的减小，而无法满足生产要求，因此，该种子罐仍采用竖直蛇管换热器。

种子发酵产生的总热量：同前发酵罐

Q总?4.18?6000?114.5?5%?1.44?105(kJ/h)

(4)换热面积：对黄原胶发酵，每1 m3 发酵液，每1h传给冷却器的最大热量为

4.18×6000kJ/ (m3?h),采用竖式列管换热器,取经验值K=4.18×500kJ/ (m3?h?℃)。

28 ℃----------28℃ 20 ℃----------25℃

8 3

平均温差：

?tm??t1??t2ln??t1/?t2?

8?3ln?8/3??5.1℃?

Q总1.44?105??13.51(m2) 需冷却面积：F?K?tm4.18?500?5.1 (5)求最高热负荷下的耗水量W W?Q总

cp(t2-t1) Q总------每1m3发酵液在发酵最旺盛时,1h的发热量与发酵液总体积的乘积， Q总?4.18?6000?114.5?5%?1.44?105(kJ/h)；

4.18 kJ/( kg?K)； Cp-------冷却水的比热容,　 t2---------冷却水终温,t2 =25℃； t1---------冷却水初温,t1 =20℃。 代入得:

40

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1.44?105 W??6.9?103(kg/h)?1.92(kg/s)

4.18??25?20? 冷却水体积流量为

1.92

?1.92?10?3(m3/s)1000 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得: 冷却管总截面积S总为： S总?W v310-2m/s； 式中 W——冷却水体积流量，W=3.42× V——冷却水流速，?=1m/s。 代入上式：

1.92?10-2 S总??1.93?10-2(m2)

1 进水总管直径

S总1.92?10-2??0.157(m)?157(mm) d总?0.7850.785 (6)冷却管组数和管径

设冷却管总表面积S总，管径d0，组数为n，则： S总?n?0.785d02

竖直蛇管的组数n，根据罐的大小一般取3,4,6,8,12??组。通常每组管圈数不超过6圈，增加组数可排下更多冷却管；管与搅拌器的最小距离不应小于250mm,每组管子的中心距为2.5D外—3.5D外，管两端U型或V型弯管，可弯制或焊接。安装时每组竖直蛇管用专用夹板夹紧，悬挂在托架上。夹板和托架则固定在罐壁上。管子与罐壁的最小距离大于100mm，主要考虑便于安装、清洗和良好传热。 现根据本罐情况，取n=12，求管径。由上式得： d0?1.92?10-2??0.045(m)?45(mm)

n?0.78512?0.785总s 查金属材料表选取?57×3.5无缝钢管，d内=50mm，g=4.62kg/m，d内＞d0 认为可

41

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满足要求，d平均=54mm。

现取竖直蛇管圈端部U型弯管曲径为250mm，则两直管距离为500mm，两端弯管总长为l0:

l0??D?3.14?500?1570(mm) (7)冷却管总长度L计算

由前知冷却管总面积F=12.1m2;现取无缝钢管?57×3.5，每米长冷却面积为

1=0.17(m2) F0=3.14×0.054× 则冷却管总长度为： L?F13.51??79.5(m) F00.17 冷却管占有体积V?0.785?0.0572?79.5?0.203(m3) 另连接管8m:L实=L+8=79.5+8=87.5(m)

可排竖直蛇管的高度，设为静液面高度，下可深入封头100mm。设发酵罐内部附件占有体积为0.2m3，则：总占有体积为 V总?V液?V管?V附件?127.22?5%?0.203?0.2?6.764(m3)

V总-V封6.764-1.76??1.21(m) 则筒体部分液深为：

S截面0.785?2.32 竖直蛇管高度H管?1.21?0.2?1.41(m)

又两端弯管总长l0?1570mm，两端弯管总高为500mm 则直管部分高度为：h?H管-600?1410-400?910(mm) 一圈管长： l?2h?l0?2?910?1570?3390(mm) 每组管子圈数n0： n0?L06.63??2?圈? l3.39 现取管间距为2.5D外=2.5×0.057=0.1425m，竖直蛇管和罐壁的最小距离为0.15m，则可计算出搅拌器的距离在允许的范围内（不小于200mm）。

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作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现现有设计无法安排下真么多冷却管，则应考虑增大管径或增加冷却管组数，以便得到合适的安排。 校核布置后冷却管的十几传热面积为：

F实??d平均?L实?3.14?0.054?87.5?14.84(m2) 而前有F实?13.51m2，F实＞F,可满足要求。 (8)设备结构工艺的计算

① 挡板根据全挡板条件，

B?Z?0.5 D 式中 B——挡板宽度，B=(0.1~0.2)D=0.1?2300=230mm； D——罐径， D=2300mm； Z——挡板数： Z?0.5D2300?0.5??5(块)，取 Z=6(块)。 B230② 搅拌器：种子罐仍采用六弯叶涡轮搅拌器。该搅拌器虽然没有标准化，但有大家公认的比例尺寸：

直径Di=0.3~0.35D ，现取Di=0.3D=0.3×2300=690mm 叶片宽度h=0.2Di=138mm 弧长r=0.375Di=258.75mm 盘径?=0.75Di=517.5mm 叶弦长l=0.25Di=172.5mm 搅拌器间距Y=D=690mm 底距b?D?767mm 3搅拌器转速N2，根据50L罐，470r/min，使用P0/V为基准放大，50L罐

N1=470r/min,搅拌器直径Di=112mm。

?D1?N2?N1??D???2?23?112??470??690??23?140(r/min)

取两档搅拌，搅拌功率术法同发酵罐。 (9) 搅拌轴功率的计算：

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淀粉水解糖液为低浓度细菌醪，可视为牛顿流体，计算步骤如下： ①计算Rem：

Rem?D2N??

式中 D——搅拌器直径，D=0.69m； N——搅拌器转速，N=140=2.33r/s； 60 ?——醪液密度，?=1050kg/m3；

10-3N?s/m2。 ?——醪液粘度，?=1.3× 将数值代入上式： Rem?D2N?0.692?2.33?1050??1.3?106?104 -31.3?10? 发酵液可视为湍流牛顿型流体，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' = NP N3D5?

式中 NP——在湍流搅拌状态时其值为常数4.7； N——搅拌转速，N=2.33r/s； D——搅拌器直径，D=0.69m； Ρ——醪液密度，?=1050kg/m3；

1050 ? 9.8(kW) P0' = 4.7×(140/60)3×0.695× 取两档搅拌,则P0=2P0' = 2×9.8 = 19.6(kW) ③计算通风时的轴功率Pg:

P0ND30.39 Pg?2.25?10(0.08)

Q?3 式中 P0——不通风式搅拌轴功率（kW）,P0?19.62?384.16； N——轴转速，N?140r/min?2.33r/s；

2 44

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D——搅拌器直径(cm)，D3?6.93?106?3.3?108；

Q——通风量（ml/min），Q0.08=(122.27×5%×0.1?106)0.08=2.913。 代入上式计算得：

8?3?384.16?140?3.3?10?? Pg?2.25?10????2.913??0.39?13.6(kW)

④求电机功率P电： 电机功率 P电?Pg?1?2?3?1.01

采用三角带传动?1=0.92，滚动轴承?2 =0.99，滑动轴承?3=0.98，端面密封增加的功率为1% ，代入得：

P电?13.6?1.01?15.4(kW)

0.92?0.99?0.98 (10)进风管（进出料管）：该管为物料和通风公用，管底距罐底25~60mm之间，现取

30mm向下单管。

①按通风管计算管径：设罐压0.2MPa，发酵温度t=28℃，风速?=20m/s，通风量为

Q=0.1vvm，常压下t0=20℃，送风量V为：V?127.22?5%?0.1?0.64(m3/min)。

将通风换算成工作状态，求通风管直径d1：

V?d1?0.1273?t0.1273?28?0.64??P273?t00.2273?20?0.0187(m)?18.7(mm) ?0.785???600.785?20?60②按输送物料算：20min送完6.4m3的物料，则物料流量为：

V物?6.36?5.3?10-3(m3/s)

20?60 管道截面积为F，取物料流速为?=1m/s，则

V物5.3?10-3??5.3?10-3(m2) F?v1 设管径为d2：

45

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F5.3?10?3??0.0822(m)?82.2(mm) d2?0.7850.785 取d1、d2两者最大值，作为进料（气）管，由于d2?d1，现取管径D=82.2mm，查金属材料表，取?108×4无缝钢管。

105kJ/h,冷却水温变化20℃?25℃，水比热③冷却水管：由前知需冷却热量Qmax=1.44×容cw=4.18kJ/(kg?℃）。 耗水量W为：

Q1.44?105W????t?tcw214.18??25?20?

?6.9?103(kg/h)?1.92?10?3(m3/s)

1.92?10?3 取水流速为v?1m/s；冷却管直径为d??0.05m，查金属材料表，取焊接

0.785管Dg?57mm即可满足生产要求；取冷却管接管长度h=200mm。 3.6 空气分过滤器

为了提高除菌效果，减少倒灌损失，一般对无菌要求较高的好气发酵系统，在总过滤器后面都加装用超细玻璃纤维滤纸的分过滤器。分过滤器的空罐气速一般取0.2—1.5m/s；通过滤层的气速为1.0—1.5m/s。分过滤器花板钻?8孔，开孔率40%左右。有的分过滤器还附装金属丝网除雾装置。 3.6.1 种子罐分过滤器

(1)分过滤器过滤层直径的计算：

D滤?4V ?vs式中 V——通过分过滤器的空气（在0.2MPa下）流量（m3/s)；

V?6.36?0.1?

0.13011???5.4?10?3(m3/s) 0.212936046

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