产吨土霉素车间工艺设计方案.pdf

1 / 31 课程设计 题目：年产 800 吨土霉素工厂设计 设计内容 30 页 图纸 4 张 指导老师：周延 学生姓名：李周阳 学号： 200882077 所在班级：生实 0801 2 / 31 年产 800吨土霉素车间工艺设计 摘 要： 土霉素是一种四环类广谱抗生素，有一定副作用。目前，中国已成 为世界上最大的土霉素生产国，占70%。目前我国畜用土霉素需求量很大。本 次设计为生产规模800 吨/年的土霉素车间。土霉素是微生物发酵产物，目前国 内土霉素提取工艺为用草酸(或磷酸 做酸化剂调节pH 值,利用黄血盐 -硫酸锌作 净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质,然后用 122#树脂脱色进一步净化土霉素滤 液,最后调 pH 至 4.8 左右结晶得到土霉素碱产品。本次设计也按照这个工艺流 程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。 设计中借鉴了实际发酵车间的布置，设计为3 层车间，共安装 5 个发 酵罐， 1 个酸化罐， 2 个二级种子罐， 1 个一级种子罐， 1 个通氨罐， 2 个补料 罐，1个板框过滤器， 1 个结晶罐，脱色罐，喷雾式干燥器等等相关设备。 目录 第 1 章绪论 第 1.1 节 引言 第 1.2 节 设计目标任务 第 1.3 节 本次设计的基本内容 第 2 章 工艺流程设计 第 2.1 节土霉素生产工艺流程简介 第 2.2 节土霉素生产总工艺流程图 第 3 章 物料衡算 第 3.1 节土霉素总物料衡算 3 / 31 第 3.2 节土霉素发酵工序物料衡算 第 3.3 节土霉素酸化稀释过滤工序物料衡算 第 3.4 节土霉素脱色结晶工序物料衡算 第 3.5 节土霉素干燥工序物料衡算 第 4 章 设备选型 第 4.1 节 发酵罐 第 4.2 节 二级种子罐 第 4.3 节 一级种子罐 第 4.4 节 氨水储罐 第 4.5 节 全料罐 第 4.6 节 稀料罐 第 4.7 节 储酸罐 第 4.8 节 酸化罐 第 4.9 节 稀释罐 第 4.10 节板框过滤机 第 4.11 节脱色罐 第 4.12 节结晶罐 第 4.13 节干燥器 第 5 章 管道设计 5.1 发酵罐 (三级罐 的接管设计 5.2 酸化设备的流体输送 5.3 稀释设备的流体输送 4 / 31 5.4 板框过滤设备的输送 5.5 脱色工段的流体输送 5.6 结晶过程的流体输送 5.7 管道汇总表 第 6 章 车间布置： 第 7 章结论 参考文献 第一章绪论 1.1 引言： 土霉素 Terramycin (Oxytetracycline是四环类抗生素，其在结构 上含有四并苯的基本母核，随环上取代基的不同或位置的不同而构成不同种 类的四环素类抗生素。分子式如图一所示，化学名：6-甲基-4-/h 装料系数 酸化稀释4 0.70 结晶8 0.70 1.3本设计基本内容 1.3.1工艺流程设计 根据设计任务，查阅有关资料、文献，搜集必要的技术资料，工艺参数， 进行生产方法的选择比较，工艺流程与工艺条件确定的论证。简述工艺流程。 7 / 31 1.3.2工艺计算 物料衡算：每个工序画工艺流程简图，列出所有工艺参数，计算，列出衡 算表，发酵和提取列出物料衡算总表。 热量衡算：不要求 设备选型：大、中、小罐、通氨、补料罐的尺寸及数量；大罐的罐壁、封 头、搅拌装置及轴功率。提取工段各工序主要设备尺寸及数量。 管道设计：大罐主要接管设计，提取各种设备的主要连接管道。 1.3.3完成初步设计阶段图纸：设备流程图、车间平面布置图。 第二章 工艺流程设计 2.1土霉素生产工艺流程简介 土霉素是微生物发酵产物，目前国内土霉素生产工艺主要含发酵和提 取两大步。提取工艺为用草酸(或磷酸 做酸化剂调节pH 值,利用黄血盐 -硫酸锌 作净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质,然后用 122#树脂脱色进一步净化土霉素 滤液,最后调 pH 至 4.8 左右结晶得到土霉素碱产品。本次设计也按照这个工艺 流程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。 2.2土霉素生产总工艺流程图 土霉素生产总工艺流程图 砂土孢子斜面孢子 孢子培养 36.5 4-5 天 种子培养 30 38h 0.65v/v/m 一级种子培养液 种子扩大培养 30 48h 1.0v/v/m 二级种子培养液 发酵 30 194h 1：2.0v/v/m 补加液氨 发酵液 酸化 2.3%g/ml 草酸调 pH1.75-1.85 ZnSO4 0.18% 黄血盐 0.23% 酸化液 稀释 200%v/v 稀释液 板框过滤 滤液 树脂脱色 122-2 树脂 脱色液 结晶 12%氨水 结晶液 分离洗涤 用滤后水淋洗再甩干 8 / 31 第三章 物料衡算 3.1总物料衡算 纯品土霉素的量： 800×99% =792 t/a 日产量： 792/315= 2.51 t/d 效价： 792×10 9×1000 =7.92 ×1014 单位/a 土霉素的生产过程总收率为99% 则发酵时的总效价： 7.92 ×10 14/99% =8×1014 单位/a 发酵液的效价： 35000单位/ml 发酵液的体积： 8×10 14/35000 =2.29 ×1010 ml =2.29 ×104 m3 3.2.1大罐的物料衡算： 每天发酵液的体积： 2.29×10 4/315=72.70 m3/d 每天损失的体积： 72.70×15%/=3.96 m 3/d 大罐一个发酵周期内所需稀料的量:17 m3，则一天内所需稀料料： 17/(194/24=2.10 m 3/d 设发酵开始的培养基体积为V，蒸汽带入的水量按20%计 由体积衡算 (V×20%+V ×20%+V+3.96+2.10+0.09×(1-15%= v发酵液=72.70m 3/d 得培养基体积 V 为 56.70m3/d 则加入的二级种子液体积： 56.70×20%=11.34m 3/d 蒸汽带入水量： 56.70×20%=11.34m 3/d 因此，每天所需培养基组成的量如下： 黄豆饼粉： 9 / 31 56.70×3%+3.96×3.5%+2.10×3%= 1.903m 3/d 淀粉： 56.70×8%+3.96×6.5%+2.10×3%= 4.856m 3/d 氯化钠： 56.70×0.2%+2.10×0.4%= 0.1218m 3/d 碳酸钙： 56.70×1.1%+3.96×0.4%+2.10×0.4%=0.6471m 3/d 植物油： 56.70×0.4%+2.10×1%= 0.24 78m 3/d 配料水： 56.70-1.903-4.856-0.1218-0.6471-0.2478=48.92m 3/d 表 1 三级发酵物料衡算表 进入发酵罐的量离开发酵罐的量 工程 体积 体 积 工程 体积 体 积 二级种子液11.34 91.66 发酵 液 72.70587.7 蒸 汽带入 水 量 11.34 91.66 损失12.83103.7 培养基56.70 458.3 全料量 3.96 32.01 稀料量2.10 16.98 氨水0.09 0.73 总量85.53691.4 总量85.53 691.4 表 2 三级发酵培养基的组成 工程体积 体积 × (1-15%= V 二级种子液 V 二级种子液× (1-15%= V二级种子液=11.34m 3/d V 二级种子液=11.34/0.85=13.34 培 养 基 黄 豆 饼 粉1.903 m3 淀粉 4. 856m 3 /d 氯 化 钠0.12 18m 3 碳酸钙0.6471m3 植物油 0.2478 m3/d 配料水 48.92 m3 /d 发酵罐 85.53 m 3/d 二级种子液 11.34 m 3/d 培养基 56.70m 3/d 蒸汽带入水量 11.34 m 3/d 全料量 3.96 m 3/d 稀料量 2.10 m 3/d 液氨 0.09 m 3/d 发酵液 72.70 m 3/d 液体损失率为15% 12.83 m 3 /d 11 / 31 得培养基体积 V 为 11.21 m 3 则加入的一级种子液： 11.21 ×20%=2.242m 3/d 蒸汽带入水量： 11.21 ×20%=2.242m 3/d 液体损失 15% 13.34×0.15=2.001m 3/d 接种损失 15% 2.242/(1-15%-2.242=0.3956m 3/d 总损失量 =液体损失 +接种损失 2.001+0.3956=2.397m 3/d 因此，每天所需培养基组成的量如下： 黄豆饼粉： 11.21 ×2.5%=0.2802m 3/d 淀粉： 11.21 ×2.5%=0.2802m 3/d 氯化钠： 11.21 ×0.36%=0.04036 m 3/d 碳酸钙： 11.21 ×0.4%=0.04484 m 3/d 磷酸二氢钾： 11.21 ×0.003%=0.0003363 m 3/d 磷酸二氢钾： 11.21 ×0.003%=0.0003363 m 3/d 植物油： 11.21 ×2.67%=0.2993 m 3/d 配料水： 11.21-0.2802-0.2802-0.04036-0.04484-0.0003363-0.0003363-0.2993=10.26 m 3/d 12 / 31 表 3 二级发酵物料衡算表 体 积 工程 体积 体 积 一 级 种 子 液 2.242 4.484 二 级 种子 液 13.34 26.68 带入水量2.242 4.484 损失2.397 4.794 培养基11.21 22.42 总量15.6931.38 总量15.69 31.38 表 4 二级发酵培养基的组成 工程体积 体积 × (1-15%= V一级种子液 V一级种子液× (1-15%= V一级种子液=2.242m 3/d 得培养基体积 V 为 2.586m 3/d 则 蒸汽带入水量 : 2.586 × 20%=0.5172m 3/d 液体损失 15% 2.638×0.15=0.3956m 3/d 接种损失 15% 2.586×20%×15%=0.07758m 3/d 总损失量 =液体损失 +接种损失 0.3956+0.07758=0.4673m 3/d 因此，每天所需培养基组成的量如下： 黄豆饼粉0.2802 m3 氯化钠 0.04036 m3 碳酸钙 0.04484 m3 植物油 0.2993 m 3/d 配料水 10.26m 3 /d 磷酸二氢钾0.0003363m 3 /d 磷酸氢二钾0.0003363m 3 /d 培 养 基 14 / 31 黄豆饼粉： 2.586 × 3%=0.07758 m 3/d 淀粉： 2.586 × 2.5%=0.06465 m 3/d 氯化钠： 2.586 × 0.4%=0.01034m 3/d 碳酸钙： 2.586 × 0.6%=0.01552 m 3/d 磷酸二氢钾： 2.586 × 0.005%=0.0001293 m 3/d 磷酸氢二钾： 2.586 × 0.005%=0.0001293m 3/d 植物油： 2.586 × 4%=0.1034 m 3/d 配料水： 2.586-0.07758-0.06465-0.01034-0.01552-0.0001293-0.0001293-0.1034=2.314 m 3/d 表 5 一级发酵物料衡算表 体 积 工程 体积 体 积 培养基2.586 4.086 一级种 子 液 2.638 4.168 带入水量 0.5172 0.8172 损失 0.4673 0.7383 总量3.1034.903 总量3.103 4.903 表 6 一级培养基的组成 体积 工程质量 ） 草酸1.67 13.50 滤液273.70 2212.41 黄血盐0.545 4.41 菌丝10.73 86.73 硫酸锌0.13 1.05 水167.21 1351.61 发酵液114.87 928.53 总量284.43 2299.14 总量284.432299.14 3.4脱色结晶工序物料衡算： 母液效价： 1370u/ml 氨水加量： 12% 酸 化 稀 释 过 滤 草 酸 1.67 t/d 黄血盐 0.545 t/d 硫酸锌 0.13 t/d 水 167.21t/d 发酵液 114.87t/d 菌丝 10.73t/d 滤液 273.70 t 17 / 31 由效价守恒得母液体积： 72.70 ×10 6×35000×99.24%×116% × 工程质量 滤液273.70 2212.41 母液303.01 2449.33 氨水32.84 265.46 湿晶体3.53 28.54 总量306.54 22477.87 总量306.54 2477.87 3.5 干燥工序物料衡算： 干晶体重： 800× =0.43 干晶含水量： W2=1.5%/(1-1.5% =0.02 应除去的水分： 788× 由前面的物料衡算中，已知年产800 吨土霉素的工厂 , 日产 72.70 m 3 的土霉 素。发酵的操作时间需要194h(其中发酵时间 184h,这样生产需要的发酵罐应 为： N=72.70/140×194/24=4.20 设备容积的计算： 由前面的物料衡算中，已知年产800 吨土霉素的工厂 , 日产 72.70 m 3 的土霉 素，每天的发酵液的量：V0=72.70 (m 3/d 湿晶体 3.53t/d 干 燥 干晶体 2.51t/d 水分 1.02t/d 19 / 31 所需设备总容积：V=72.70×194/(24 ×0.7= 839.51(m 3 查表公称容积为 200 m 3 的发酵罐，总容积为230m 3。 则 5 台发酵罐的总容积为： 230×5=1150 m 3839.51 m3, 可满足需要 主要尺寸 公称容 积 VN(m 3 罐内 径 D(mm ） 圆 筒 高 H0(mm 封 头 高 h0(m m 罐 体 总 高 H(mm 不计 上封 头容 积 (m 3 全容 积 (m 3 搅 拌 器 直 径 D(mm 搅拌 转速 n(r/mi n 电 动 机 功率 N(kW 200 5000 10000 1300 12600 223 230 1700 150 230 搅拌轴功率 发酵的操作时间需要48(其中发酵时间 44h,这样生产需要的二级种子罐应为： N=11.34/35×48/24=0.648 设备容积的计算： 20 / 31 由前面的物料衡算中，已知年产800 吨土霉素的工厂 ,日产 11.34m3 的二 级种子液，每天的种子液的量：V0=11.34(m3/d 所需设备总容积：V=11.34×48/(24×0.7= 32.40(m3 查表公称容积为 50 m3的发酵罐，总容积为55.2m3。 则 1 台二级种子罐的总容积为： 55.2m332.4m3,可满足需要 4.3 一级种子罐 : 选型 : 选择机械搅拌通风发酵罐 容积和数量的确定 由前面的物料衡算中，已知年产800 吨土霉素的工厂 , 日产 2.242 m3 的一级种子液。 所以选用公称容积为5m3的二一级种子罐，装料系数为0.7, 那么该罐生产的能 力为: 5×0.7=3.5(m3 发酵的操作时间需要38(其中发酵时间 35h,这样生产需要的二级种子罐应为： N=2.242/3.5 ×38/24=1.014 设备容积的计算： 由前面的物料衡算中，已知年产800 吨土霉素的工厂 , 日产 2.242m3的二级种子 液，每天的种子液的量：V0=2.242(m3/d 所需设备总容积：V=2.242×38/(24 ×0.7= 5.07(m3 查表公称容积为 5m3的发酵罐，总容积为6.27m3。 则 2 台二级种子罐的总容积为： 21 / 31 6.27 ×2=12.54m35.07m3,可满足需要 44 通氨罐 : 每罐三级发酵需要0.09m3的液氨，且有 5 个发酵罐均连续操作，考虑装料系数 为 0.7 ，0.09*5/0.7=0.64m3 ，故选取公称容积为1m3的罐一个。 4.5 全料罐 : 每罐三级发酵需要32m3的全料，且有 5 个发酵罐均连续操作，考虑装料系数为 0.7 ，32*5/0.7=228.57 m3故选用公称容积为50m3 的储罐，故选取5 个全料 罐。 4.6 稀料罐 : 每个三级发酵罐需要17m3的稀料，且有 5 个发酵罐均连续操作，考虑装料系数 为 0.7 ，17*5/0.7=121.43 m3 ，故选取公称容积为50 m3的储罐 3 个。 4.7储酸罐 每天产生发酵液共72.70m3/d，酸化工程中加入草酸1.67 t/d，二水合草酸密度 为 1.653kg/L，则可推算出体积为1.01m3，考虑装料系数为0.7，实际体积为 1.43m3，则选择公称容积为2.5m3 的储液罐即可满足生产要求。酸化稀释共需 4小时，属间歇操作，因此一个罐可以满足6大罐的需要，即每天工作4小时 4.8酸化罐 : 酸化罐中包含原料发酵液和加入的酸液，总体为72.70m3，考虑到装料系数为 0.7，则实际需要的罐体积为103.85m3，因此，选用 2 个公称容积为50m3 的酸 化罐即可满足生产要求。 4.9稀释罐 : 在稀释的过程中加入两倍体积的水，使得酸化液的体积变为218.1m3，考虑装 料系数为0.7，则实际需要的罐体积为311.6m3，因此，选取公称容积为75m3 的罐 5 个，可满足每天生产一批的要求。 4.10板框过滤机。 处理液密度 =32.84t/218.1m3=0.150t/m 3，处理时间取 30min，板框压滤机处理能 力： )/( 2.436 60*30 1.218*36003600 3 hm T V Q， M=436.2*0.150=65.43t 22 / 31 因此选用如下设备，因考虑到两级脱色，故选2 台： 型号过滤面积 /m 2 滤板数量 /pcs 滤框面 积/m 2 最大工作 压力 /MPa 处 理 能 力 /t 质量/t Larox-PF 96 96 16 96 1.6 70 73 4.11脱色罐 : 脱色保留时间30-50 分钟，取40min，液通过树脂罐的线速度控制在0.001- 0.002m/s ，取 0.0015m/s，则物料在罐内停留的距离即0.0015*40*60=3.6m，考 虑装料系数0.7，则 3.6/0.7=5.14m，因此选取罐体高度超过5.14m 的罐即可。 因此，选取公称容积50m3的储液罐 ,其罐内部圆筒高度为6m。 液氨储罐 加入的液氨体积为35.04 m3，考虑装料系数为0.7，实际需要体积为50.06m3， 则选用公称容积为50m3的储液罐即可满足要求，结晶时间为8 小时，属间歇操 作，则每天只一次，因此只需1 个罐。 4.12结晶罐 : 采用三级连续结晶，设三级罐的总体积为V V/(V 处理量 /248 V 处理量 291.97 m 3，则 V97.32 m3 为了晶核的形成和形成晶体的饱满，三级罐应依次由小到大 则分别选择 公称容积为 5m3 10m3 100m3的三个罐串联即可满足要求。 4.13干燥器 : 每天生产湿晶体重量3.53t，干晶体重量2.51t，则须除去水分1.02t，每小时处 理量为1.02/24=42.5kg，因此选用蒸发水分为50kg/h 的脉冲旋风式气流干燥 器，具体参数见下表 型号蒸发水分 /(kg/h 装机功率 /kw 占地面积 /m2高度/m XQG50 50 7 17 8 23 / 31 4.14 车间设备一览表 设备名称所属车间数量型号 一级种子罐发酵车间 7 公称容积 5m3 1500 二级种子罐发酵车间 5 公称容积 50m 3 3100 三级发酵罐发酵车间 3 公称容积 200m3 4600 通氨罐发酵车间1公称容积 1m3 900 补料罐 (全料罐 发酵车间 4 公称容积 50 m 3 3 100 补料罐 (稀料罐 发酵车间2公称容积 50 m 3 3 100 酸化反应罐酸化过滤车间1公称容积 50 m 3 3 100 酸化储罐酸化过滤车间 1 公称容积 2.5m312 00 稀释罐酸化过滤车间3公称容积 75 m33 200 板框过滤机酸化过滤车间 2 Larox-PF 96 过滤面积 96m2 脱色罐脱色结晶车间 1 公称容积 50 m3 3400 液氨储罐脱色结晶车间1公称容积 50 m 3 3400 结晶罐脱色结晶车间 3 公称容积分别为5m3、10m3、 100m 3 旋风干燥器干燥车间1XQG50，蒸发水分 50kg/h 第五章：管道设计 5.1发酵罐 (三级罐 的接管设计 : 冷却面积的计算： 按发酵生成热高峰、一年中最热的半个月的气温、冷却水可能到最高温的条件 下，设计冷却面积。取qmax=4.18×6000 KJ/( m 3 h 采用竖式列管式换热器，取经验值K=4.18×500 KJ/( m 3 h tm=(12-5/(ln12/5=8 ( 每天装 0.52 罐，每罐实际装液量为 : 72.70/0.52=139.81 (m 3 1 5 2 1 5 3 2 1 5 2 1 1 3 1 24 / 31 换热面积 : F=4.18 × 6000× 139.81/(4.18× 500× 8=209.71 (m 3 设备结构的工艺设计 1.空气分布器：单管通风 2.挡板：不设挡板 3.密封方式：机械密封 4.冷却管布置 a)最高热负荷下的耗水量： W=4.18 ×6000×139.81/(4.18× 则冷却水体积流量为W =0.03329m3/s ，取冷却水在竖直蛇管中的流速为 v=1m/s, 冷却管总截面积 : S总=0.03329/1=0.03329 (m 2 进水总管直径 d总 2= S 总/0.785, 解出 d总=0.2059 冷却管组数和管径 设冷却管径为 d0，组数为 n 则：S总=0.7850 nd0 2，根据本罐情况，取 n=8，求出 管径： d0=0.073 d0，可满足要求， d平均=86 mm 。 取竖蛇管端部 U型弯管曲率半径为 250 mm ，则两直管距离为500 mm ， 两端弯管总长度： l0=D=3.14×500=1570 mm c 冷却管总长度 L 计算 已知冷却总面积 F=209.71m 2，无缝钢管 89×3.5 每 M冷却面积为：F0=3.14×0.086×1=0.2700 d 每组管长 L0和管组高度 每组管长 : L0= L/n=776.7/8=97.08 (m 另需连接管 8m ：L实际=L+8=784.7 筒体部分液深：=4.387(m 竖直蛇管总高 : H管=4.387+0.5=4.887 e 每组管子圈数 n0 n0= L0/l=97.08/11.95=8.124 (圈 管间距为：2.5d外=2.5×0.089=0.23 (m 竖蛇管与罐壁的最小距离为0.2m，可算出与搅拌器的距离为0.23m0.2m，在允 许范围内。 作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现无法排下这么多冷却管，可考虑增 大管径，或增加冷却管组数 f 校核冷却管传热面积 F实=d平均L实际=3.14×0.086×784.7=211.9 F，可满足要求。 设备材料的选择： 优先考虑满足工艺要求，其次是经济性。本设计选A3钢，以降低设备费用。 接管设计： a 接管长度 h 设计 管直径的大小和有无保温层，一般取100200mm。 b 接管直径的确定 按排料管 发酵液流速取 v=1m/s 排料管截面积：S料=Q/v=0.02/1=0.02 (m 2 管径 d：d 2= S 料/0.785, 解出 d=0.16 160mm，适用。 按通风管计算，通风比2vvm(0.1MPa ，20 26 / 31 通风量：Q =140×2=280(m 3/min=4.7下的风量： Qf=4.7×0.1 ×=1.4 则通风管径： df 2=S f/0.785, 解出 df=0.27 相应流量比：P=Q/Sv=0.02/(0.022 ×1=0.9 倍 排料时间：t=2×0.9=1.8110mm，适用。 5.3稀释设备的流体输送 稀释罐进料管即采用酸化罐的排空管不锈钢焊接钢管133×5 稀释液的体积为218.1m 3，采用三个酸化罐，即每个罐内液体的体积为 72.70 m 3，装料 102m3，2h 之内排空，物料体积流量 smQ/10*09.1 23600 70.72 32 27 / 31 发酵液流速取 v=1m/s，排料管截面积 22 2 料 10*09. 1 1 10*09.1 m v Q S 管径m S d11.0 785.0 10*09.1 785.0 2 料 取不锈钢焊接钢管133×5，其内径 123mm110mm，适用。 5.4板框过滤设备的输送 : 进入板框过滤机的管道与稀释液流出的管道相同，不锈钢焊接钢管133×5 。 经板框过滤后，由滤液效价可知体积为268.91m3，处理时间 30min 物料体积流量 smQ/15. 0 5.03600 268.91 3 发酵液流速取 v=1m/s，排料管截面积 2 15.0 1 15.0 m v Q S料 管径 m S d438.0 785. 0 15.0 785.0 料 故选用不锈钢焊接钢管取450×5，其内径 440mm438mm。 5.5脱色工段的流体输送 : 进入脱色罐的管道与板框过滤流出的管道相同，不锈钢焊接钢管450×5 。 流出脱色罐的管道V=291.97m 3，操作时间为 40min， 物料体积流量 smQ/12.0 )60/40(3600 291.973 发酵液流速取 v=1m/s，排料管截面积 2 12.0 1 12.0 m v Q S料 管径 m S d39.0 785. 0 12.0 785.0 料 故选用不锈钢焊接钢管取450×5，其内径 440mm390mm。 5.6结晶过程的流体输送 28 / 31 液氨的输送 需要加入的液氨体积为35.04m3，结晶的停留时间为8 小时，物料体积流量 smQ/10*2. 1 83600 04.35 33 发酵液流速取 v=1m/s，排料管截面积 23 3 10*2.1 1 10*2 .1 m v Q S料 管径 m S d039.0 785. 0 10*2. 1 785.0 3 料 取不锈钢焊接钢管4 5× 2.5，其内径 40mm39mm，适用 结晶罐之间的流体输送 结晶总处理体积为291.97 m3，结晶的停留时间为8 小时，物料体积流量 smQ/01. 0 83600 291.97 3 发酵液流速取 v=1m/s，排料管截面积 2 01.0 1 01.0 m v Q S料 管径 m S d113.0 785. 0 01.0 785.0 料 取不锈钢焊接钢管 133× 5，其内径 123mm113mm，适用。 干燥条件 混合气体由 45 oC 加热到 150oC，喷雾干燥器进口温度 150 oC，喷雾干燥 器出口温度 110 oC，物料出口温度 60 oC，进口温度 60oC，采用压力式 雾化器雾化。 由物料衡算可知： .湿晶含水量 W1=30%，干晶含水量 W2=1.5%, 水 分 的 蒸 发 量W=1.02t/d ， 湿 物 料 的 量G1=3.53t/d,干 物 料 的 量 G2=2.51t/d. 根据环境温度为 20 oC.相对湿度 80%,在 I-H 图上查得 X 0=0.018kg水蒸 气/kg 绝干空气 .I0=49.24KJ/kg干空气 . 当 t1=160 oC,t2=80 oC 时,在 I-H 图上查得 I1=I2=192KJ/kg 干空气 X=0.0425kg水蒸气 /kg 干空气 . 29 / 31 L=W/=42448kg干空气 /d. 求得空气在 20 oC 的比容 v0=0.862m 3/kg 干空气 ,则进风量为 V0=L×v0=42448×0.862=36590 m 3/d 排风量： 根据计算 ,80 oC 尾气排出时的含湿空气比容 v2=1.088m 3/kg干空气 排风量 V2=L×v2=42448×1.088=46183 m 3/d 总热耗 理论热耗 Qt=L(I2-I0= 42448 ×(192.59-49.24= 6084920Kj/d 设定设备热量损耗为8% 实际总热耗 Qp= Qt/nn= 6084920/(1-8%=6614043 Kj/d .空气加热器面积 查饱和水蒸气性质表得到 ,当表压 0.8MPa时,饱和蒸汽温度 T=174.5 oC 其比热焓为 I=2777.5kj/kg,冷凝水比热焓 i=739.4kj/kg 对数平均温度为 tm=(T-t0-(T-t1/ln(T-t0/(T-t1=(174.5-20-(174.5- 160/ln(174.5-20/(174.5-160=59.17 oC 加热器面积 F=Qp/Ktm=6614043/83.74/59.17=1334.85m 2 蒸汽用量 D= Qp/(1-i=6614043/(2777.5-739.4= 3245kg蒸汽/d 布袋除尘器的面积和袋数 一般情况下布袋负荷去q=180m 3/( m3h 则袋滤器面积 Fd=V/q=31506/180=175m 2 若布袋直径 120×L2000 则布袋数 Z=F/(3.14 ×d×L=232袋 5.7 管道汇总表 由此可以的到所有车间的管路总表 管道名称所属车间管道材料管径/mm 管壁厚 /mm 发酵罐通气管发酵车间不锈钢焊接钢管650 10 种子罐进液管发酵车间不锈钢焊接钢管45 2.5 排料管发酵车间不锈钢焊接钢管 133 5 补全料输液管发酵车间不锈钢焊接钢管12 1.5 补稀料输液管发酵车间不锈钢焊接钢管12 1.5 30 / 31 通氨管发酵车间不锈钢焊接钢管12 1.5 酸化液进料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管 133 5 酸化液出料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管133 5 稀释液进料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管 133 5 稀释液出料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管133 5 板框过滤进料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管133 5 板框过滤出料管酸化稀释车间不锈钢焊接钢管 450 5 脱色罐进料管过滤结晶车间不锈钢焊接钢管450 5 脱色罐出料管过滤结晶车间不锈钢焊接钢管 450 5 液氨输送管过滤结晶车间不锈钢焊接钢管45 2.5 结晶罐输液管过滤结晶车间不锈钢焊接钢管133 5 第六章 车间布置 见附图 第七章 结论 本工艺流程只是初步对土霉素发酵提取工序进行的设计，还有更多可以 优化的地方，如酸化工艺可以用磷酸替代草酸，结晶前对脱色液进行超滤可得 到注射用土霉素溶液。 参考文献： 1: 李永丽 . 酸化提取工艺的研究 J.内蒙古石油化工 .2009,11:6-7 2: 王树民 . 硫酸铅法回收土霉素发酵废液中的草酸J. 河北大学学报 .23(45- 47. 31 / 31 3: 魏有权 , 王化军, 张强. 液膜技术分离回收发酵废液中土霉素的实验研究J. 中国抗生素杂志 .28(6:335-337.