400吨年L-谷氨酰胺生产工艺的设计计算书.doc

学号：10439119常 州 大 学毕业设计计算书（2014届）题 目 400吨/年L-谷氨酰胺生产工艺的设计 学 生 蒋宏伟 学 院 制药与生命科学学院 专业班级 生物工程 校内指导教师 王利群 专业技术职务 副教授 二一四年六月目 录目 录1 L-谷氨酰胺的生产工艺11.1 发酵工艺流程11.2 分离提取工艺流程21.3 工艺技术指标及基础数据32 物料衡算42.1 发酵罐的物料衡算42.2 种子罐的物料衡算92.3 提取工段的物料衡算122.3.1 发酵液预处理单元132.3.2 晶体干燥单元142.3.3 二次浓缩结晶单元162.3.4 阴离子交换182.3.5 电渗析脱盐212.3.6 一次浓缩结晶222.3.7 活性炭脱色243 能量衡算253.1 培养基实罐灭菌过程的蒸汽用量计算263.1.1 发酵罐灭菌蒸汽用量计算263.1.2 种子罐灭菌热量计算283.2 冷却水用量计算303.2.1 发酵罐冷却水的计算303.2.2 种子罐冷却水的计算313.2.3 维持发酵温度所需冷却水的计算313.3 分离工段的能量衡算323.3.1 浓缩结晶323.3.2 干燥334 设备设计与选型334.1 标准设备选型334.1.1 储罐的选择334.1.2 计量罐的选择354.1.3 泵的选择354.1.4 分离设备的选择374.2 发酵罐的设计384.2.1 发酵罐容积的确定384.2.2 发酵罐主要尺寸的计算384.2.3 发酵罐搅拌器的设计394.2.4 发酵罐设备结构的设计414.2.5 发酵罐设备材料的选择444.2.6 发酵罐壁厚的计算444.2.7 发酵罐支座的选择454.3 种子罐的选型454.3.1 二级种子罐容积和数量的确定454.3.2 主要尺寸的确定464.3.3 一级种子罐505 空气预处理系统计算与设计505.1 吸风塔505.2 前置过滤器515.3 空气压缩机525.4 压缩空气贮罐535.5 空气冷却器535.6 水滴分离设备555.6.1 旋风分离器555.6.2 丝网除沫器555.7 空气加热器565.8 空气除菌设备计算与设计575.8.1 空气总过滤器的计算及设计575.8.2 空气分过滤器576. 管道计算596.1 一级种子罐相关管道计算与选择596.2 二级种子罐相关管道选择606.3 发酵罐相关管道选择616.3.1发酵罐接管设计616.3.2 通风管计算616.4 提取阶段的管径选择626.4.1发酵罐的出料管径选择626.4.2 过滤器管径选择626.4.3 活性炭脱色管径选择626.4.4 一次结晶管径选择636.4.5电渗析脱盐管径选择636.4.6阴离子交换管径选择636.4.7 二次结晶管径选择647. 参考文献64II常 州 大 学 本 科 毕 业 设 计 计 算 书1 L-谷氨酰胺的生产工艺1.1 发酵工艺流程本设计用发酵法生产L-谷氨酰胺，发酵生产工艺流程如图1所示。图1 发酵法生产L-谷氨酰胺发酵工段工艺流程图1发酵过程用的菌株为黄色短杆菌ATCC14067SGR突变株。黄色短杆菌ATCC14067SGR突变株是由黄色短杆菌ATCC14067为出发菌株，经亚硝基胍（NTG）处理得SGR突变株2。发酵过程先将菌株置于斜面培养基培养，再转到一级种子罐培养，然后到二级种子罐培养，最后到发酵罐进行生产。发酵过程中的空气取自常州武进当地，经空气预处理后进入发酵系统。整个生产周期为48 h，其中发酵周期为36 h。一级种子罐的培养基为与二级种子罐培养基成分相同，种子罐培养基成分为：葡萄糖4%，脲0.5%，KH2PO4 0.1%，K2HPO4·3H2O 0.3%，MgSO4·7H2O 0.05%，玉米浆（CSL）4%，pH7.07.2。发酵罐的培养基成分：葡萄糖14%，KH2PO4 0.25%，MgSO4 7H2O 0.05%，MnSO4 H2O 0.001%，ZnSO47H2O 0.0001%，CuSO4 5H2O 0.0001%，维生素B1HCl 0.0001%，玉米浆干粉1.0%，(NH4)2SO4 5.0%，泡敌0.02%3。发酵时菌株在一级种子罐中培养6 h，然后全部进入二级种子罐，培养3 h，最后全部接入发酵罐。1.2 分离提取工艺流程发酵液中L-谷氨酰胺的分离提取采用如图2所示工艺流程。图2 L-谷氨酰胺分离提取工段工艺流程图4发酵料液经絮凝过滤处理后进行活性炭脱色，然后浓缩结晶，结晶采用冷却-溶析结晶，具体操作如下：将饱和溶液放入冰水中缓慢降温到15，在15养晶1小时；降温的同时以一定的速率逐滴加入乙醇，使溶液重结晶；当有大量晶体析出时停止加入乙醇，继续养晶一定时间；将结晶溶液用低速离心机进行离心分离，母液回流与过滤液一起进行脱色，废弃母液排除系统。接着进行电渗析脱盐，主要出去料液中的SO42-。在进行阴离子交换，让料液通过D330离子交换柱，然后再次浓缩结晶，同样母液需回流。最后烘干出成品。烘干操作：将晶体在气流干燥箱内干燥，控制干燥温度45，干燥10小时，冷却后得 L-谷氨酰胺成品，计算收率。提取过程中第一次调节pH调到5.5左右，第二次调节pH到4.5左右。提取阶段的总得率为73%。1.3 工艺技术指标及基础数据（1）生产规模：年产量400吨的纯度为99%的L-谷氨酰胺；（2）生产方式：发酵工段为间歇式操作；（3）生产方法：用黄色短杆菌SGRNO18进行发酵生产，谷氨酰胺产率80 g/L；（4）生产天数：每年300天；（5）操作参数：以工业级葡萄糖为原料，含量为99%，发酵液的密度为1050 kg/m3，葡萄糖对产物的转化率为63.6%，分离阶段得率为73%，生产周期为48 h，按一年300天计算，共生产150个周期，生产裕度为20%。L-谷氨酰胺发酵工艺技术指标汇总如表1所示，所以原辅材料规格如表2所示。表1 工艺技术指标及基础数据指标名称单位指标数指标名称单位指标数生产规模t/a400发酵周期h48生产方法间歇式发酵操作发酵液的密度kg/m31050年生产天数d/a300葡萄糖对产物转化率%63.6产品质量纯度99%生产裕度%20表2 原材料及辅助材料主要规格序号名 称规 格国标、部标或企标备 注1葡萄糖99%GB/T20880-2007桶式2玉米浆干粉粉状 蛋白48%，水分10%，灰分5%桶式2 物料衡算2.1 发酵罐的物料衡算以一个周期为基准进行计算。年产量为400 t，生产裕度为20%，全年生产150个周期，产品纯度为99%，故一个周期需生产的纯L-谷氨酰胺量为：提取阶段总得率为73%，故发酵结束时发酵液中L-谷氨酰胺的量为：葡萄糖在发酵过程中参与的反应有合成菌体、产物及部分副产物，并有一部分用于合成ATP及维持菌体等。（1）合成产品L-谷氨酰胺 63.6%的葡萄糖转化为产物，生成的产物量为4.34 t。反应方程如下：根据以上方程计算合成产物L-谷氨酰胺过程中底物的消耗和产物生成量。其中葡萄糖的消耗量为：3×180×4.34÷(2×187) = 6.27（t）根据葡萄糖对产物的转化率，计算培养基中葡萄糖的总量为：6.27÷63.6% = 9.86（t）消耗的氧气为：9×32×4.34÷(2×187) = 3.34（t）生成的二氧化碳量为：44×8×4.32÷(187×2) = 4.08（t）生成的水量为：14×18×4.32÷(187×2) = 2.92（t）（2）合成菌体 菌体化学组成的经验式为C8H13O4N，18%的葡萄糖转化为菌体，反应方程如下：用于菌体合成的葡萄糖为：9.86×18% = 1.77（t）消耗的氧气为：3.5×32×1.77÷(2×180) = 0.55（t）生成菌体的量为：187×1.77÷(2×180) = 0.92（t）生成的二氧化碳量为：44×4×1.77÷(180×2) = 0.87（t）生成的水量为：7×18×1.77÷(180×2) = 0.62（t）（3）其他 主要用于合成副产物和维持菌体存活，其中合成谷氨酸耗糖占总葡萄糖的3.8%，合成ATP耗糖2.4%，维持菌体存活耗糖约为12.2%，合计为18.4%，为计算方便，全部计入菌体维持耗糖。菌体维持的反应方程如下：葡萄糖消耗量为：9.86×18.4% = 1.82（t）消耗的氧气为：6×32×1.82÷180 = 1.94（t）生成的二氧化碳量为：44×6×1.82÷180= 2.67（t）生成的水量为：6×18×1.82÷180 = 1.09（t）整个发酵过程中，共消耗氧气5.83 t，生产二氧化碳7.62 t，生成水4.63 t6。根据发酵培养基组成计算各组分用量如下：发酵开始时发酵液总量：KH2PO4用量：MgSO4·7H2O用量：MnSO4·H2O用量：，由于用量很小，在物料流程图中可忽略不计。ZnSO4·7H2O用量：，由于用量很小，在物料流程图中可忽略不计。CuSO4·5H2O用量：，由于用量很小，在物料流程图中可忽略不计。维生素B1·HCl用量：，由于用量很小，在物料流程图中可忽略不计。玉米浆干粉用量：(NH4)2SO4用量：泡敌用量：由于发酵开始时的发酵液包括加入的培养基和接种的二级种子液，发酵罐接种量为7%，即二级种子液的量为：故发酵培养基的量为：其中水的用量为：65.50-0.014-3.52-0.70-0.035-0.176-9.86=51.20 (t)二级种子液中菌体含量为5%，则菌体量为：其余为水，水量为：经整理，一个生产周期所需发酵培养基各组分的量如表3所示。表3 一个生产周期所需发酵培养基各组分的量培养基组分培养基中浓度所需质量（t）葡萄糖 14% 9.86KH2PO4 0.25% 0.176MgSO47H2O 0.05% 0.035MnSO4H2O0.001% 7.04×10-4ZnSO47H2O 0.0001%7.04×10-5CuSO45H2O 0.0001%7.04×10-5维生素B1HCl 0.0001%7.04×10-5玉米浆干粉 1.0% 0.70(NH4)2SO45.0% 3.52泡敌0.02%0.014水56.12氧气消耗量5.83一个发酵周期中形成产物的量如表4所示。产物质量（t）L-谷氨酰胺4.34菌体1.17二氧化碳7.62水4.63表4 一个发酵周期中产物的生成量加入发酵罐的料液总重为70.43 t，包括发酵培养基和二级种子液，其中含水51.19+4.83=56.02 t。由于发酵过程中微生物的生长和产物合成需要消耗氧气，释放二氧化碳，发酵结束时，发酵液的质量为70.43-7.62+5.83=68.64吨，由于发酵过程中生成4.63吨水，所以发酵液中含水56.02+4.63=60.65吨。发酵液中含菌体0.92+0.10= 1.02 t。发酵液中含L-谷氨酰胺的量为4.34 t，据此可计算发酵液中杂质的含量68.64-60.65-1.02-4.34=2.63 t。综上可得发酵罐的物料衡算结果，如表5所示。表5 发酵罐物料衡算表物料名称引入物料（t）排出物料（t）二级种子液发酵培养基葡萄糖 0.009.860.00KH2PO4 0.000.180.00MgSO47H2O 0.000.040.00玉米浆干粉 0.000.700.00(NH4)2SO40.003.520.00泡敌0.000.010.00H2O4.8351.1960.65O20.005.830.00CO20.000.007.62L-Gln0.000.004.34菌体0.100.001.02杂质0.000.002.63合计4.9371.3376.26根据发酵罐加料量和装料系数计算发酵罐容积，培养基的密度为1050 kg/m3，则培养基的体积为：取发酵罐装罐系数为0.7，所以发酵罐的容积为应选取两个50 m3的发酵罐。2.2 种子罐的物料衡算种子罐采取一级种子罐和二级种子罐，培养基的成分相同，先进行二级种子罐的计算。根据发酵罐物料衡算结果，二级种子液质量为4.93 t，由二级种子液密度1050 kg/m3计算其体积：取装罐系数为0.7，二级种子罐所需容积为4.69÷0.7=6.70，考虑到二级种子培养时间仅需3 h，而24 h内仅一个发酵罐需要接种，故选取3.5m3二级种子罐1个即可满足生产需求。一级种子罐接种量为10%，所以一级种子液质量为0.49 t，二级种子培养基质量为4.44 t。二级种子罐培养基成分为：葡萄糖3%4%，脲0.3%0.5%，KH2PO4 0.1%，K2HPO4·3H2O 0.3%，MgSO4·7H2O 0.05%，玉米浆（CSL）3%4%，pH7.07.2。故一个生产周期中，二级种子培养基各组分所需量为：葡萄糖：脲：KH2PO4：K2HPO4·3H2O：。玉米浆（CSL）：二级种子培养基中加水量为：4.44-0.20-0.02-0.02-0.20=4.00 t。接入的一级种子液中菌体浓度为3%，故一级种子液中菌体质量为：0.49×3%=0.01 t一级种子液中水的质量为：0.49-0.01=0.48 t。综上可得二级种子罐的物料衡算结果，如表6所示。表6 发酵罐物料衡算表物料名称引入物料（t）排出物料（t）一级种子液二级种子培养基葡萄糖0.000.200.00KH2PO47H2O0.000.020.00脲0.000.020.00玉米浆干粉0.000.200.00H2O0.484.004.83菌体0.010.000.10合计0.494.444.93一级种子液的密度为1050 kg/m3，则一级种子液体积为：装罐系数为0.8，故一级种子罐所需容积为：0.47÷0.8=0.59 m3，由于24 h内二级种子培养仅需接种1次，故选择0.3 m3一级种子罐1个即可满足生产需求。一级种子培养基组成与二级种子培养基组成相同，一个生产周期中，一级种子培养基各组分所需量为：葡萄糖：脲：KH2PO4：K2HPO4·3H2O：玉米浆（CSL）：整理得一个生产周期中，种子培养所需各组分用量如表7所示。表7 种子培养基组分及一个生产周期的用量培养基组分组分浓度一级种子罐所需用量（t）二级种子罐所需用量（t）用量汇总（t）葡萄糖3%4% 0.0190.200.219脲0.3%0.5%0.0020.020.022KH2PO40.1%0.00050.0050.0055K2HPO43H2O0.3%0.00140.0150.0164玉米浆干粉3%4%0.0190.200.219以上数据中小于0.01的指标不列入物料衡算表。一级种子罐接种量为10%，即接入摇瓶种子0.05 t，由于菌体质量小于0.01 t，故忽略不计，全部计入水的质量。一级种子培养基的质量为0.49-0.05=0.44 t，其中葡萄糖为0.02 t，玉米浆为0.02 t，其余计入水的质量，即0.44-0.02-0.02=0.40 t。综上可得一级种子罐的物料衡算结果，如表8所示。表8 一级种子罐的物料衡算表物料名称引入物料（t）排出物料（t）摇瓶种子液一级种子培养基葡萄糖0.000.020.00玉米浆0.000.020.00H2O0.050.400.48菌体0.000.000.01合计0.050.440.492.3 提取工段的物料衡算下面进行分离提取工段的物料衡算。由于分离提取工段有两次结晶母液的回流，故在预处理单元物料衡算后，将根据各单元的分离得率，逆工艺流程进行计算。2.3.1 发酵液预处理单元反应液的预处理采用絮凝、过滤耦合工艺，得率为98%。因此，预处理后得到的滤液中各组分的含量如下：L-谷氨酰胺：4.34×98%=4.25（t）杂质：2.63×98%=2.58（t）滤饼中各组分的含量如下：L-谷氨酰胺：4.34-4.25=0.09（t）菌体的量：1.02 t（按菌体完全去除计算）杂质：2.63-2.58=0.05（t）根据滤饼湿含量为49.1%，可计算滤饼的总质量为：（0.05+1.02+0.09）÷（1-49.1%）=2.28 t其中水的量为2.28×49.1%=1.12 t。所以滤液中水的量为60.65-1.12=59.53 t。综上可得预处理单元的物料衡算结果如表9所示。表9 发酵液预处理单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）滤液废渣L-谷氨酰胺4.344.250.09菌体1.020.001.02水60.6559.531.12杂质2.632.580.05合计68.6466.362.282.3.2 晶体干燥单元由发酵工段物料衡算可知，一个生产周期可得到纯L-谷氨酰胺3.17 t，纯度为99%，水含量为1%，即一个生产周期可得到产品3.20 t。晶体干燥单元的得率为99%，故湿晶中L-谷氨酰胺含量为3.20 t。湿晶中溶剂含量为25%，所以溶剂量为：结晶过程所用溶剂为水:乙醇（8:1）混合溶液，则溶剂中水量为：溶剂中乙醇量为：晶体干燥过程带走水分：晶体干燥过程带走乙醇的量为0.12 t。综上可得产品干燥单元的物料衡算结果如表10所示。表10 产品干燥单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）溶剂蒸发和产物损失产品L-谷氨酰胺3.200.033.17水0.950.920.03乙醇0.120.120.00合计4.271.073.202.3.3 二次浓缩结晶单元图3 二次浓缩结晶单元物料流向图图3为二次浓缩结晶单元物料流向图，离子交换洗脱液经浓缩后降温至15结晶，结晶过程中流加乙醇，水和乙醇的最终质量比为8:1。计算中认为离子交换洗脱液中杂质已全部去除，根据L-谷氨酰胺在15的水:乙醇（8:1）溶液中的溶解度进行物料衡算。由于结晶后母液回收，故重复结晶的得率为100%。二次浓缩结晶单元的单次结晶得率为94.1%，根据湿晶中产物的量求出浓缩液中L-谷氨酰胺的量：母液中L-谷氨酰胺的量为：L-谷氨酰胺在质量比为8:1水和乙醇的混合溶剂中的溶解度及超溶解度如图4所示。图4 水:乙醇（8:1）混合溶剂中L-谷氨酰胺的溶解度及超溶解度7由图可见，15时，水:乙醇（8:1）溶液中L-谷氨酰胺的溶解度为1.75 g。因此二次结晶母液的总质量为：其中，水的质量为：乙醇的质量为：离子交换液中L-Gln的浓度为70 g/L，所以洗脱液中水量为：浓缩过程蒸发水分：结晶过程中添加的乙醇量为：综上可得二次浓缩结晶单元的物料衡算结果如表11所示。表11 二次浓缩结晶单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）离子交换液乙醇母液蒸发湿晶L-谷氨酰胺3.400.000.200.003.20水48.570.0010.3237.300.95乙醇0.161.231.110.160.12合计52.131.2311.6337.464.272.3.4 阴离子交换将电渗析脱盐后的料液调pH至4.5左右，然后通过D330阴离子交换柱，阴离子交换过程得率为89.9%，电渗析脱盐后的溶液中L-Gln的量为：离子交换后废液中L-谷氨酰胺的量为：电渗析脱盐液中L-Gln的浓度为70 g/L，所以电渗析脱盐液中含水的量为：根据2.3.3的计算，离子交换液中水量为48.57 t，因此电渗析液经离子交换后产生的废水量为：54.00-48.57=5.43 t。为方便计算，设通过D330离子交换柱后，电渗析脱盐残留的杂质全部除去。根据脱色、一次结晶和电渗析过程中杂质的去除率，计算电渗析液中杂质含量。已知脱色、一次结晶和电渗析过程杂质去除率分别为10%、33%、75%，故脱色过程去除杂质的量为：脱色液中所含杂质的量为：一次结晶除去杂质的量为：湿晶中所含杂质的量为：电渗析除去杂质的量为：电渗析液中所含杂质的量为：因此，离子交换去除杂质0.39 t。D330离子交换柱的再生液为4% NaOH溶液，密度为1.045 g/cm3，需要的再生接触时间为40 min，再生液流速为5 m3/h，所以再生液用量为其中NaOH的量为：其中水量为：再生液对离子交换柱进行处理后，全部排入废液贮罐。加上离子交换过程中产生的1.43 t废水，废液中水的总量为3.34+5.43=8.77 t。综上可得阴离子交换单元的物料衡算结果如表12所示。表12 阴离子交换单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）电渗析液再生液废液离子交换液L-谷氨酰胺3.780.000.383.40水54.003.348.7748.57NaOH0.000.140.140.00乙醇0.160.000.000.16杂质0.390.000.390.00合计58.333.489.6852.132.3.5 电渗析脱盐电渗析脱盐过程得率为89%，故脱盐前一次结晶中的L-Gln量为：脱盐过程损失的L-Gln量为：湿晶中溶剂的质量含量为25%，其中水:乙醇=8:1，故湿晶中含水：湿晶中含乙醇：由2.3.4计算可知，一次结晶的湿晶中杂质含量为1.55 t，电渗析脱盐除去杂质1.16 t。一次结晶后的湿晶加水溶解后，L-Gln的浓度为70 g/L，所以溶解湿晶加水量为：由此可以计算废液中的水量为：综上可得电渗析脱盐单元的物料衡算结果如表13所示。表13 电渗析脱盐单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）湿晶水废液电渗析液L-谷氨酰胺4.300.000.523.78水1.2760.167.4354.00乙醇0.160.000.000.16杂质1.550.001.160.39合计7.2860.169.1158.332.3.6 一次浓缩结晶图5 一次浓缩结晶单元物料流向图图5为一次浓缩结晶单元物料流向图，引入物料包括二次结晶母液和活性炭脱色液，引出物料有湿晶、一次结晶母液（部分回流至脱色柱脱色，部分因杂质浓度高而废弃），以及浓缩时蒸发水分，结晶过程中添加乙醇。一次结晶与二次结晶操作条件相同。一次结晶因杂质浓度较高，单次结晶得率较二次结晶低，约为91.3%，根据一次结晶中L-Gln的量计算结晶前浓缩液中L-Gln的量：其中二次结晶母液中L-Gln的量为0.20 t，所以活性炭脱色液中L-Gln的量为4.41 t。故一次结晶母液中L-Gln的量为：其中回流的一次结晶母液中含L-Gln 0.28 t，废弃的母液中含L-Gln 0.03 t。由4.2.5计算可知一次结晶后得到的湿晶中，L-Gln的量为4.30 t，水量为1.27 t，乙醇量为0.16 t，杂质量为1.55 t。母液中L-Gln的溶解度为1.75 g/100 g溶剂，故回流的一次结晶母液质量为：其中，水的质量为：乙醇的质量为：废弃的一次母液质量为：其中，水的质量为：乙醇的质量为：所以需要流加的乙醇量为：浓缩液中水的总量为：由于活性炭柱脱色后，脱色液中水量基本保持不变，包括滤液中水量和回流母液中的水量，所以脱色液中水量为59.53+14.22=73.75（t）。二次母液回流中含水10.32 t，由此计算浓缩过程需蒸发的水量为：73.75+10.32-15.74-1.27=67.06（t）一次母液中的乙醇，回流至活性炭脱色单元后，经脱色后仍保留于脱色液中，因此浓缩过程需蒸发的乙醇量包括二次母液回流带入体系中的乙醇量和一次母液回流带入系统的乙醇量，即1.11+1.78=2.89 t。由2.3.4计算可得，活性炭脱色液中杂质含量为2.32 t，一次结晶除去杂质0.77 t，包括蛋白质、无机盐等杂质。其中91%杂质在回流母液中，即0.70 t，0.07 t杂质随废液排出。综上可得一次浓缩结晶单元的物料衡算结果如表14所示。2.3.7 活性炭脱色根据2.3.6节计算结果，活性炭脱色液中L-Gln含量为4.41 t。活性炭柱脱色后，脱色液中水量基本保持不变，包括滤液中水量和回流母液中的水量，即59.53+ 14.22=73.75（t）。由2.3.4计算可知，活性炭脱色液中杂质含量为2.32 t，而引入活性炭柱的物料中杂质含量为2.58+0.70=3.28 t，故此过程去除杂质量为3.28-2.32=0.96 t。L-谷氨酰胺脱色消耗活性炭通常按料液质量的2.5%计，则一周期消耗活性炭约81.56×2.5%=2.04（t）。综上可得活性炭脱色单元的物料衡算结果如表15所示。表14 一次浓缩结晶单元物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）乙醇二次母液脱色液一次母液蒸发湿晶回流废液L-谷氨酰胺0.000.204.410.280.030.004.30水0.0010.3273.7514.221.5267.061.27乙醇2.131.111.781.780.192.890.16杂质0.000.002.320.700.070.001.55合计2.1311.6382.2616.981.8169.957.28表15 活性炭脱色物料衡算表物料名称引入物料量（t）排出物料量（t）滤液一次母液回流残留于柱子脱色液L-谷氨酰胺4.250.280.124.41水59.5314.220.0073.75乙醇0.001.780.001.78杂质2.580.700.962.32合计66.3616.981.0882.263 能量衡算本生产工艺流程中，培养基的灭菌与冷却、发酵温度的维持、浓缩结晶等过程涉及能量衡算，相关参数指标及基础数据见表16所示。表16 能量衡算参数指标及基础数据8项目指标发酵罐体积50 m3发酵罐料液总量70.43 t发酵周期（含辅助时间）48 h加热蒸汽温度132.9 加热开始温度25 间接加热结束温度90 最终加热结束温度121 发酵温度30 传热系数1674 kJ/（m2·h·）培养基的比热容4.18 kJ/(kg·)蒸汽的汽化热2169 kJ/kg蒸汽的热焓2728 kJ/kg冷却水温度20 3.1 培养基实罐灭菌过程的蒸汽用量计算3.1.1 发酵罐灭菌蒸汽用量计算发酵罐灭菌过程采用实罐灭菌法，先于夹套中通入蒸汽，将培养基间接加热到90，然后再将蒸汽直接通入培养基加热至灭菌温度，保温一定时间。3.1.1.1 间接加热的计算（1）间接加热蒸汽耗用量式中：G培养基质量，kg；c培养基的比热容，kJ/(kg·)；t1培养基加热起始温度，；t2培养基间接加热结束温度，；S加热蒸汽用量，kg；r蒸汽的汽化热，kJ/kg；加热过程中热损失，取5%。（2）换热面积的计算根据工艺要求，间接加热时间不超过2 h，由下式计算换热面积：式中：间接加热所需时间，h；G培养基质量，kg；c培养基的比热容kJ/(kg·)；K加热过程中平均传热系数，kJ/（m2·h·）；F换热面积，m2；ts 加热蒸汽温度，；t1开始加热时培养基温度，；t2加热结束时培养基温度，。计算得：F=42 m23.1.1.2 直接加热蒸汽用量的计算 直接蒸汽加热所需蒸汽用量用下式计算：式中：S加热蒸汽用量，kg；i蒸汽的热焓，kJ/kg；cs冷凝水的比热容，kJ/(kg·)。 3.1.1.3 保温阶段的计算保温阶段蒸汽用量根据经验估算，S=（30%50%）×直接加热蒸汽消耗量，小于5m3发酵罐取50%，大于5m3发酵罐取30%左右。这里取30%。所以保温阶段蒸汽用量为30%×2.16=0.65（t）由此可以计算一个发酵罐一个生产周期用于培养基灭菌的蒸汽量：4.63+2.16+0.65=7.74 (t)故2个发酵罐一个生产周期用于培养基灭菌的蒸汽量为15.48 t。3.1.2 种子罐灭菌热量计算（1） 二级种子罐冷却面积的计算二级种子罐体积较小，故采用夹套冷却。首先计算维持发酵温度所需的冷却面积。发酵产生的总热量：夹套传热系数：现取K=4.18×220kJ/（m2·h·）平均温差：发酵温度30；水初温20 ；水终温24 ，则平均温差： 需冷却面积F： 其次，核算夹套的有效冷却面积。静止液体浸没筒体高度：液柱高度： 夹套的有效冷却面积为封头表标面积S封与圆筒被液体浸没的筒体表面积S筒之和：综上，传热需要的面积F=3.2 m2，该设计夹套能提供的冷却面积为S夹=3.46 m2，S夹F，可满足工艺要求。 间接加热所需时间 间接加热蒸汽耗用量 保温阶段蒸汽用量为35%×0.448=0.157（t）（2） 一级种子罐由于一级种子罐比较小，为0.3m3，一级种子罐夹套换热面积为柱体表面积与封头表面积之和，查表得F=0.5 m2。 间接加热所需时间 间接加热蒸汽耗用量 保温阶段蒸汽用量为50%×0.041=0.020（t）一个生产周期中，培养基灭菌所需蒸汽用量汇总于表17。表17 一个生产周期培养基实罐灭菌过程的蒸汽用量设备发酵罐二级种子罐一级种子罐间接加热蒸汽用量（t）9.260.450.04直接加热蒸汽用量（t）4.320.000.00保温阶段蒸汽用量（t）1.300.1570.02蒸汽用量合计（t）14.880.610.06总计（t）15.55年用量（t）2332.503.2 冷却水用量计算本设计所用冷却水的温度为20，将培养基从121冷却到30，实测当培养基t1 为80时，冷却水出口温度t2 为37。3.2.1 发酵罐冷却水的计算（1）冷却水用量计算式中，W 为冷却水的用量，kg/h；c2 为冷却水的比热容，kJ/(kg·)；t2s 为冷却水进口温度，；t1 为培养基冷却过程中某时刻的温度，；t2 为对应培养基t1 温度时冷却水出口温度，；K 为平均传热系数，kJ/（m2·h·）；F 为传热面积，m2。所以：（2）冷却时间计算3.2.2 种子罐冷却水的计算（1）二级种子罐冷却水的计算 冷却水用量计算 冷却时间计算（2）一级种子罐冷却水的计算 冷却水用量计算 冷却时间计算3.2.3 维持发酵温度所需冷却水的计算采用竖式蛇管冷却装置，最高热负荷下的冷却水用量用下式计算：式中：Q总发酵最旺盛时，每m3醪液1 h的发酵热与醪液总体积的乘积，Q总=35.22×26500=7.68×105 kJ；cp冷却水的比热容，4.18 kJ/h；t1冷却水进水温度，t1=20 ；t2冷却水出水温度，t2 =27 。代入上式得：W=7.68×105÷ 4.18×(27-20)=4.6×104（kg/h）一个生产周期中的冷却水用量汇总于表18。为了节省能源，冷却水可循环使用。表18 一个生产周期中的冷却冷却水汇总表计算项发酵罐灭菌冷却二级种子罐灭菌冷却一级种子罐灭菌冷却发酵罐温度维持冷却水流量(t/h)39.822.450.3546冷却时间（