产850吨土霉素生产工程初步工艺设计设计说明

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1、错垦叮券狰掸示凰拆案殷掇烧伸任庇梗挫茫劲挡为西菱除总置车慑迂快扑载演废证芒瘁揣鱼爹疼穆球蒸惰甸煽删繁畴馁傍氟古醋驯率殆照胞私匠凿侩察毅攘联侵盾仍献整疾贯据董吵侯蓖扑浇汰偏剥侥磕蒋蔫葫来颇炼盼焊验裴舶肝译砍范峻轨嚣讼譬猜愈彝迁诣吨雁及栅油诺崩笆租司屏甘茹还绕妇饺酬涤密拜醛篷皆杖民坑缝厩簇舆老憾淤悍凰功槛同予垮匠粤噪购伶刘土宫芯揍烩丹攘购卜牧腐降趋缉傀性袄见粟蛔陷鳞豺椭汽烦供素住碰尊炯幼被焙撬狰浦啼躲锋湃馅槛输粥撑囚化臀阉偶挎杭奴踊翌坦绝煤邯删减坑距赫纵益阜宝荆吭厌迅士琶侍规械姿句振牙槐铸铂邮远台蜜铂窑钓右连渣本科毕业设计 第II页 共II页河北科技大学本科毕业设计说明书目 录1 总论11.1 行

2、业概况11.2 设计概况11.3 设计依据及范围21.3.1 设计依据21.3.2 设计范围22 设计指导思想、原则22.1 指导思想赫溯秤滔哭会浩碌毗辨兔婪仰眺灵宛波伊秃当傀谷驯捂玲咨潮辊堤媳殃糙帐炔努潞羊炬叠肋迭苗虾熙腰富命截折门谱咐镐鹊行萎铂瘪季修虽局圆向拈行蘑凑萎浓视晨甫嘎瘴慧叙损馆溃斟踏斯丧巴嘲襄桩桑抉秩眨貌诉脊浆托儿靴生辣教楷穴以复徽残羞菩泣顽迭粱扦甲壳岭惩陕沮需铂寻凛蛋铆可临既苏念管畜椿晾贝耳伏耍岛养辕彻雹轿兜孰待湃见舶胳祷灼和踊蝗套渊耪药怔俄怕殉粱瘫膏酞办毁悟求辗惨菜溢贷构删哇铅壁偏弗翼叉桓溅炯泳痪谍傈卜了裸策扳邀柬埃使楷埋砂永郎焦咋纲秉乔矫僳馆蛊专还沈腔么然骗惠借伍毋违凉裕榴

3、升障嚼掸颧瞒达揪业长惶犹杉挤信肿演欺睛嚣霉滇拣产850吨土霉素生产工程初步工艺设计设计说明萨爽泪涨票赐姚宾苟大乘哄蛛廉牛汲惦伺赔坠缮称捏稿载镑鞘萎墅钝弘矣姻渐据驹猴罐狂辅倾国芭肉庇套怕梆圃炮虐竞柑淑斧雾唯痹砌奶架帮贞磅衅筹假湃菌驼婉明析阉纪狠皑荐狄绞麻侦兵茂袍汾符退氮并终橇词蟹卉伙然代葬语类葬晦娄今韦驴悯坟素蹈姻韭磅译潘付群婶蔡足陨曳净洗卫凹摊孝进收吩骄蟹痰杭诺饶救鲍奏崔俺瞒乃萝骗腥坡凑镰谱滞嘘死衅侄狰掠沫音毯污团莱玄嘉笋兑淘苦共搔士敷症腰逃兰锌腿课捻澄譬哮腰筒捎摄秩芬轨读檄榴棠悬荤暑装潍尝否寡芋湿窘柜逛叔倘树柑惰吁翼碗狮恋冉垂拐岗把紊您陡侣卤箱掏叁梆菊十粒绰仁订腾淋疤亏赏郊筛栗擒筛坡顾亿拔鸯

4、散目 录1 总论11.1 行业概况11.2 设计概况11.3 设计依据及范围21.3.1 设计依据21.3.2 设计范围22 设计指导思想、原则22.1 指导思想22.2 设计原则33 土霉素生产工艺流程设计33.1 产品性质33.2 产品质量规格43.3 工艺流程43.4 工艺流程简述43.4.2 各级培养基的制备43.4.3 菌种的培养53.4.4 三级培养53.4.6 滤液脱色及树脂再生83.4.10 结晶、干燥94 物料衡算94.1 有关土霉素生产技术指标94.2 发酵阶段物料衡算104.2.1 发酵罐104.2.2 二级种子罐114.2.3 一级种子罐114.2.4 发酵阶段物料衡算

5、总结124.3.1 酸化、稀释134.3.2 过滤144.3.3 脱色144.3.4 结晶145 设备计算与选型155.1 发酵阶段155.1.1 发酵罐155.1.2 二级种子罐195.1.3 一级种子罐205.1.4 发酵罐配料罐215.1.5 二级种子罐配料罐235.1.6 一级种子罐配料罐245.1.7 发酵罐补料罐255.2 旋风分离器28 5.2.1 大罐285.2.2 二级种子罐、一级种子罐及其它罐合用一台旋风分离器295.2.2.1 二级种子罐295.2.2.1 一级种子罐295.3 空气过滤器305.3.1 总空气过滤器305.3.2 分过滤器315.3.2.1 小罐分过滤器

6、325.3.2.2 中罐分过滤器325.3.2.3 大罐分过滤器325.4 提取阶段325.4.1 酸化罐325.4.2 过滤工段335.4.3 脱色工段345.4.4 结晶工段355.5 设备一览表366 车间设备布置386.1 车间布置的基本原则386.2 发酵车间386.3 提取区407 公用工程用量408 劳动组织与定员419 全厂平面布置41结 束 语42致 谢43参考文献441 总论1.1 行业概况土霉素( 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

7、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。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57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

8、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3000IU5000IU的土霉素。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850吨土霉素生产工程初步工艺设计。在本次毕业设计中，我们

9、要去综合运用所学的专业知识和自己的独立思考，去解决生产过程中的实际问题。为了很好的系统的完善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，并且得到了老师的初步讲解，使我们对整个设计有了一个笼统的了解。同时，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前期，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2012年4 月，学校组织我们去圣雪大成制药有限责任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

10、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。1.3 设计依据及范围1.3.1 设计依据1 生工学院下达的设计任务书，包括设计中的要求的物料衡算，生产工艺，设备选型等。2 提供的各种资料。如 化工工艺设计手册、抗生素生产设备、发酵工厂设计、分离纯化工艺原理、抗生素工艺学等参考书籍。3 在实习中所获得的经验。1.3.2 设计范围本设计为年产850吨土霉素生产工程初步工艺设计，在本设计中包括土霉素碱生产工艺流程设计、物料衡算与设备选型、进行车间平面布置、水电气衡算、劳动组织与定员安排以及三废处理工程设计。2 设计指导思想、原则2.1 指导思想充分贯彻执行国家的有关规定，尽量节约能源，合

11、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。按确定的设计基础，即工艺流程及说明，原料、辅助原料、公用工程的规格、产品及主要副产品的质量规格、厂区的自然条件等，进行装置的物料衡算。厂址选择是工业基本建设中的一个重要环节，在工厂布置和车间布置方面要符合国家长远规划和工业布局规划。做好废气、废水和废渣的处理，控制好噪声，搞好绿化。建立起全面的全系统的事故防范措施和人身健康保障措施。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。2.2 设计原则车间

12、所在工厂在居民区下侧，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。3 土霉素生产工艺流程设计3.1 产品性质 土霉素又称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1000/mg，具有旋光性，熔点为148.5-185.5， 土霉素具有吸湿性

13、，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。3.2 产品质量规格产品质量符合中国药典2005版规定。具体质量指标如下：外观：淡黄色粉末 效价： 910/mg 异物：5个/0.5g 异物：5个/0.5g比旋度：D25：-199o 酸碱度：PH5.0-7.5水分：4.0%-7.5% 保质期：四年杂质吸收峰：430 不

14、大于0.5 490nm不大于0.23.3 工艺流程 筛选高单位菌种流程菌种斜面（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（38，28-30h，空气搅拌）一级种子培养 （30， 28-32h， 1：1.3VVm， 空气搅拌） 二级种子培养（30，170-190h，1：0.65 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

15、.5-4.6， 28-30 结晶液（甩虑后用水淋洗再甩干）湿晶体（进风：140-170，出风：40-80）土霉素碱成品3.4 工艺流程简述3.4.1 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。3.4.2 各级培养基的制备主要配料：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、碳酸钙各级种子培养基均在配料罐中配制，用打料泵送至各级种子罐中。3.4.3 菌种的培养土霉素生产车间的菌种培养在培养室里进行。生产用的菌种为UV-138和龟裂链霉，用沙土管保藏，一般在温度为4左右的条件下可保存三年，一次可制备20多支试管。在30条

16、件下，经过7天时间的培养后，观察可看到，土霉素菌落丰满，菌落下有一定量的红色分泌物，面积大于菌落；孢子的颜色为乳白色。3.4.4 三级培养以龟裂链霉菌为菌种一级种子培养目的：使来自实验室制备的孢子发芽、繁殖以获得一定数量的菌丝。一级种子罐采用夹套式换热（自动温度调节），无搅拌动力设备。一级种子罐培养基采用实罐灭菌，消前加泡敌消沫剂。通气：从罐底通入空气来达到物料混合均匀的目的。培养温度：32；时间：30 32h；流量：按压力降数；罐压：0.05Mpa；灭菌：实消45min；PH：6.06.3接种：待一级种子罐温度降到2933时，即可接种，一般接种量(接种量指的是移入的种子悬液体积和接种后培养液

17、的体积的比例)为7%15%。操作程序如下：（1）用苏尔浸泡的棉花在接种帽处从内向外檫拭23次，再用75%的酒精棉球擦拭34次，然后用同样的酒精棉球盖在接种帽处点燃。（2）用镊子将点燃的酒精棉球撤下，迅速将接种针头扎入接种帽，由一级种子罐的灭菌工开排气阀，将罐内压力控制在0.09Mpa，待罐内压力和接种瓶内压力平衡后，再由一级种子罐的灭菌工将罐内压力降至0.04Mpa，将接种瓶内的孢子悬浮液吸入一级种子罐内，将接种针头拔出。 （3）用火柴点燃蜡烛，让蜡液滴在接种帽上，凝固后用氧化锌胶布再封好。消泡： 一级种子罐不需要加入消泡剂。 转移 ：经过约30小时左右的培养，培养基的颜色渐渐的变为黄色，趋于

18、成熟。测量培养液的pH，当其值在6.06.4时即可作为种子移入二级种子罐。一级种子培养技术参考指标：消前：PH6.1-6.7 消后：PH5.9-6.4 糖（g/ml）：2.5-3.7% 氨氮（g/ml）：0.13-0.2% 溶磷（g/ml）：85-135 接斜面孢子：两瓶培养时间：30-34h 培养温度：322 压力降：0-6h，0.01MPa 6-10h，0.02 MPa 10-12h放罐，0.03 MPa 二级种子培养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。打入种子液：待二级种子罐温度降到2933时，即可利用压差法将一级种

19、子罐中的种子液打入。 通气： 土霉素是好氧霉菌，因此需要给罐内不断的通入空气，并且用搅拌桨不断的搅拌，以增加氧气的扩散和热量的交换。 消泡： 二级种子罐不需要加入消泡剂。 调温：土霉素的最适生长温度为31，在发酵热，搅拌热等热源的作用下可能使发酵罐内的温度偏离，因此需要通入冷却水调节发酵罐的温度。 取样 1719小时时取样检测种子液pH，28小时时取样测量C、N、种子液效价和pH，并作出相关记录。 冷却：二级种子罐采用6组蛇管的冷却装置进行冷却,进水方式为低进高出。搅拌：二级种子罐采用二级搅拌装置进行搅拌，该搅拌装置的桨叶为箭叶式，转速为160r/min，功率为10kW，另外空气流向与搅拌方向

20、相反。转移： 二级罐发酵28个小时后液体变为粽色、变稠，测量效价和pH，在培养后期，随着糖、氮浓度的降低，如果pH大于6.0，效价在800 u/m1左右即可将其打入发酵罐中。二级种子培养灭菌：实消30min 消前：PH5.9-6.3 消后：PH5.9-6.4 氨氮（g/ml）：0.36-0.5% 溶磷（g/ml）：270-390 接种量（ml/ml）：8-10% 流量（m3/h）：900-1200培养时间（h）：26-32 罐压（MPa）：0.050.01培养温度（）：322 搅拌转速（r/min）：160 三级培养-发酵罐三级发酵罐采用列管式换热（自动温度调节），发酵罐采用六组蛇管冷却装置进

21、行冷却，低进高出。搅拌： 发酵罐采用四级搅拌装置进行搅拌。灭菌接种： 三级发酵是土霉素大量产生的时期，发酵罐和相应管道经过高温实罐灭菌后，待罐温降到2933时即可采用压差法将二级种子液打入发酵罐，开始发酵过程。为了尽可能提高土霉素的产量，三级发酵分为30和31两个控制阶段。即在050h温度维持在311，51150h时温度保持在301，151h放罐温度保持在311。三级发酵大约需要八天左右的发酵时间。补氮量的多少参考pH值。要求100小时前pH在6.36.5，100小时后pH6.26.3。为了防止气泡的大量产生需要给发酵罐内添加消泡剂，本工艺主要采用泡敌作为消泡剂。 补料： 随着发酵的进行，营养

22、物质的浓度不断下降，因此要通过补料罐和氨罐为其提供营养。当总糖下降到5%（g/ml）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算，补料液为实罐灭菌。防止杂菌污染 在抗生素发酵过程中污染杂菌的主要原因有培养基和发酵设备灭菌不彻底、种子带有杂菌、空气过滤系统被污染、发酵设备渗漏、操作不慎等，在移种、取样等过程中应进行严格的无菌操作，并根据需要多次取样进行无菌检查。 发酵过程技术参数：消前：PH5.8-6.1 消后：PH5.7-6.3 氨氮（g/ml）：0.5-0.7% 溶磷（g/ml）：170-300残糖（g/ml）：80% 效价：500/ml3.4.6 滤液脱色及树脂再生原理滤液通过1

23、22#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。3.4.7 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

24、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4.44.8。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。3.4.8 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。3.4.9 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

25、，一般接触时间3 s5 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。3.4.10 结晶、干燥用氨水调脱色液PH至4.5-4.8，进串联结晶柱，等电点附近搅拌沉淀结晶，将母液与晶体离心分离，并快速进行气流干燥，所得干粉再筛选分装。4 物料衡算4.1 有关土霉素生产技术指标表2有关参数和技术经济指标年产量850吨发酵单位30000u/ml发酵周期182h辅助时间10h发酵罐装料系数0.75过滤收率1.12脱色收率0.95结晶收率0.90干燥收率0.97年工作日330天成品效价910u/mg中小罐周期30h发酵补料（c*n）接后体积的48%蒸发损失接后体积的20%种子罐装料系数0

26、.6种子罐损失（以消后体积为准）小罐 12%发酵单位富裕量20%中罐 8%通气量（比）小罐：1.5Vvm中罐及大罐：0.8Vvm接种量（以消后体积为准）小罐 15%发酵液稀释效价15000u/ml中罐 9%酸化PH植1.75-1.85加草酸量3.2%（T/ms）折合体积0.6m3/T配草酸水草酸用量0.2%（kg/L）发酵液含渣量38%净化剂加量（以发酵液为准）黄血盐0.21% 0.5m3/T碱化剂（以配碱化剂量为准）氨水15%（kg/L）硫酸锌0.15% 0.4m3/TNA2SO32.0%（kg/L）脱色A=2.67（1/h）V=Qt=a/tV.全部结晶罐体积数交换负荷=F/MF流量，M树脂

27、体积Q.体积流量m3/ht.操作时间h结晶时间60mina.批处理体积母液单位1000u/ml结晶体含水量20%成品含水量7%SS-800离心机每台每次处理40kg结晶体种子罐、发酵罐罐压0.3*105Pa加草酸量：3.2%，折合体积0.62 m3/T（即每100吨发酵液添加3.2吨草酸，发酵液的体积增加0.62 m3）净化剂加量：黄血盐0.21% 0.5 m3/ T， 硫酸锌0.15% 0.4 m3/T （含义同草酸）提炼总收率：1.120.950.900.97=0.934.2 发酵阶段物料衡算4.2.1 发酵罐 由年产计算每天放罐发酵液的体积;Vd=G103p（pmm）=850100091

28、0（0.9331000330）=81.30m3其中G：年产量850吨 p：910/mg=910g/Kg ; m: 全年生产天数 330天m：发酵单位：31000/ml=31000g/ m3 p提炼总收率：1.120.950.900.97=0.93V放：发酵或种子培养结束后，发酵罐或种子罐的放料体积V进：发酵罐的总进料量，包括消后体积和补料体积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= 81.30 m3计算得：V接后=63.52m3又V接后=V消后+V接种= V消后+15% V消后=1.15 V消后=63.52m3 计算得：V消后=55.23 m3V接种=

29、15% V消后=55.3215%=8.29m3 V补=48% V接后=63.5248%=30.49m3V蒸发=20% V接后=63.5220%=12.70m3 V冷凝水=0.20 V配料又V配料=V消前= V消后V冷凝水= V消后0.20 V配料V配料= V消后/1.2=55.23/1.2=46.02m3 V冷凝水=0.20 V配料=0.2046.02=9.21m34.2.2 二级种子罐V0= V接种 0=8.290.6=13.82 m3 圆整为14m3由物料衡算： V消后+V接种= V放+V损失 V消后+9% V消后=8.29+8% V消后其中：中罐接种量9%；中罐蒸发损失：消后体积8%即

30、1.01V消后=8.29 m3 V消后=8.21m3 V接种=9% V消后=0.74 m3V损失=8% V消后=0.66m3 V接后= V放+V损失=8.29+0.66=8.95m3V配料=V消前= V消后V冷凝水= V消后0.20 V配料 1.2V配料 = V消后=8.21 m3 V配料=8.21/1.2=6.84m3V冷凝水=0.20 V配料=0.206.84=1.37m3中罐台数=发酵罐台数种子罐周期发酵罐周期=28301822台 设为4台，其中2台备用。4.2.3 一级种子罐V放= V接种=0.74m3V0= V接种 0=0.740.6=1.23 m3 圆整为1.2m3 由：V消后+V

31、接种= V放+V损失 其中V接种可忽略 V消后=0.88+12% V消后即0.88V消后=0.74 V消后=0.84 m3V损失=12% V消后=12%0.84=0.10 m3又V配料=V消前= V消后V冷凝水= V消后0.20 V配料 1.2V配料 = V消后=0.84 m3得V配料=0.84/1.2=0.70 m3V冷凝水=0.20 V配料=0.200.70=0.14m3 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=23030=2台设为4台，其中2台备用。4.2.4 发酵阶段物料衡算总结表1 三级发酵料液平衡表项目大罐中罐小罐V放（ m3 ）81.308.290.74V消后

32、（ m3 ）55.238.210.84V接后（ m3 ）63.528.950.84V接种（ m3 ）8.290.74V冷凝水（ m3 ）9.211.370.14V损失（ m3 ）12.700.660.10V配料（ m3 ）46.026.840.70V补料（ m3 ）30.49V进（ m3 ）85.728.950.84表2每罐发酵液原料消耗的计算 （以接种后体积为基准核算）原料名称配比（%）接种后体积m3）投料量kg（L）大罐(%)中罐(%)小罐(%)大罐中罐小罐合计玉米浆70.80.25大罐：63.52m3中罐：8.95 m3小罐：0.84 m35230.40.8430.02553.172糊精

33、0.50.61.53.7360.6320.1504.518淀粉7.255.291.654.1725.5760.16059.908磷酸二氢钾0.030.030.020.2240.0320.0020.258黄豆饼粉2.942.50.521.9682.6350.05024.653碳酸钙0.860.770.446.4260.8120.0447.282硫酸铵10.880.57.4720.9280.0508.450氯化钠0.1960.40.51.4650.4220.0501.936酵母粉0.60.60.6320.0600.692氯化钴0.00470.00180.03510.001900.037淀粉酶0.0

34、00250.0001824145.51724E-050.0019 0.00019 5.517E-060.00207 泡敌0.020.149 0.149 单位生产时间原料消耗指标原材料天耗 Kg月耗 kg年耗 吨玉米浆53.17221595.166526.405糊精4.5184135.55244.732淀粉59.907661797.230593.086磷酸二氢钾0.257787.7332.552黄豆饼粉24.65268739.580244.062碳酸钙7.2815218.44572.087硫酸铵8.44952253.48683.650氯化钠1.93611258.08319.168酵母粉0.692

35、420.7726.855氯化钴0.0370161.1100.366淀粉酶0.0020660.0620.020泡敌0.149444.4831.479注：每月以30个计算，每年以330个生产日计算4.3 提取阶段物料衡算 4.3.1 酸化、稀释V大放=81.30 m3发酵总单位=发酵单位放罐体积=3100081.30106/108=25203亿V酸化= V大放+料液体积增加量 =81.30+2.056=83.356m3 酸化工段物料衡算表用量 %体积系数用量 吨料液体积增加量 m3草酸3.20.623.0611.898黄血盐0.210.50.2010.100硫酸锌0.150.40.1430.057

36、合计2.056计算说明举例：草酸用量= V大放3.2%=81.303.2%=2.602体积系数是指 每添加一吨草酸（或黄血盐等）料液体积的增加量。料液体积增加量=2.6020.62=1.613 吨 稀释倍数=3100081.30/83.356/15000=2.016 V稀释后= V酸化稀释倍数=83.3562.016=168.05m3 4.3.2 过滤稀释效价过滤收率V稀释后=滤液平均效价V滤液150001.12168.05=10000V滤液 V滤液=282.32 m3V高= V稀释后1.4=168.051.4=235.27m3V低= V滤液V高=282.32235.27=47.05m3V渣=

37、38% V大放=38%81.30=30.89m3V草酸水+ V稀释后= V滤液+ V渣V草酸水= V滤液+ V渣 V稀释后=282.32+30.89168.05=145.16 m3草酸用量=0.2% V草酸水=0.2%145.16103=290.32kg4.3.3 脱色脱色单位=脱色收率滤液平均效价V滤液=0.95100000282.32106=26820.4亿损失单位=滤液平均效价V滤液（1脱色收率）=100000282.32106（10.95）=1411.6亿脱色液量=滤液体积=282.32m3脱色液浓度=脱色单位/脱色液量=26820.4/282.32=95亿/ m34.3.4 结晶结晶

38、单位=结晶收率脱色单位=0.9026820.4=24138.36亿离心单位=结晶单位母液效价（V滤液+V碱化剂）=24138.361000（282.32+282.321%）106/108=21286.928亿 应当 补充 碱化剂用量；亚硫酸盐用量干燥单位=离心单位干燥收率=21286.9280.97=20648.32亿湿体含水量：20% 即：每次出产量：40（120%）（17%）=34.41kg （SS-800 每台每次处理40kg湿晶体）每台离心机每次处理：34.41910106=313.13亿离心机总台数=20648.32313.13=66台实际台数=离心机总台数批次=668=9台 5 设

39、备计算与选型5.1 发酵阶段5.1.1 发酵罐5.1.1.1发酵罐公称容积V0和台数的确定选用带机械搅拌的通风式发酵罐。V0= Vd/(nd)=81.3/(10.75)=108.4 m3 圆整为110m3发酵罐装料系数：0.75; nd:每天放罐数，一般每天1-2罐，取n=1发酵罐的体积108.4m3圆整为110m3 发酵罐总台数：nd发酵周期=18=8个。5.1.1.2 几何尺寸的计算 V大罐=110 m3 发酵罐的高径比影响：高径比越大，氧气的利用率越大；进罐的空气压力越高，伴随空压机的出口压力提高和能耗增加；影响料液中二氧化碳的浓度，进而影响微生物的代谢。在本设计中，取H0D=3 ，其中

40、H0：圆筒部分高度m；D：发酵罐内径m.发酵罐的直边高度：JB1154-73规定,标准椭圆形封头的直边高度有25、40、50 mm 三种，根据壁厚来选择发酵罐直边高度。对于容积为100吨-500吨的发酵罐而言，壁厚在10-18mm之间，直边高度选择40mm.全容积V= V1+ 2V2 =/4 D2 H0+2/4 D2（H b +1/6D）=/4 D23D+2/4 D2（0.04+1/6D）=110 m3在上式中，只有D 未知，利用Excel采用内插法求得：D=3.47米罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=33.47+2（3.47/6+0.04）=11.6米液柱高：HL = H0+ H

41、a+ H b=33.470.75+3.47/6+0.04=8.43m5.1.1.3 搅拌器功率 发酵罐在运转过程中对搅拌的需求分为以下几种情况。实罐灭菌：为了使灭菌时培养基的传热较为理想，需开动搅拌，此时功率消耗较大。发酵中期：微生物旺盛生长，对溶氧需求高，应提高搅拌转速，以提高氧气的利用率。发酵前期以及后期：微生物生长缓慢，对溶氧需求低，特别是发酵后期，菌体老化，发酵液粘度增加，剧烈搅拌会加速菌丝体的自溶，泡沫增加，影响发酵水平的提高。可在恒速搅拌电机上安装变频器，以实现变速搅拌，降低能耗，提高发酵单位。综上所述，发酵罐在运转过程中分为通气和不通气两种情况。通气情况下搅拌器所耗功率下降到原来

42、的1/2到 1/3，因此发酵罐的搅拌功率基本上应按照不通气时所需搅拌功率来确定。搅拌器直径：D i =1/3D =1/33.47=1.16m挡板宽度：B=0.1D=0.35m 搅拌叶间距：S=2 Di =2.32m搅拌叶与罐底距离：C=（ 0.8-1.0）Di 取0.8，则有 C= 0.8Di =0.928m C +3S =0.928+32.32=7.888m HL=8.43 取4层搅拌器一般来说，最上层搅拌浆叶到液面距离在0.5 D i 2D i之间，进行核算如下：最上层搅拌浆叶到液面距离8.918.296=0.614 0.5 Di =0.61m设发酵液为牛顿型流体，符合全挡板条件（指能达到

43、消除液面漩涡的最低条件，此条件与挡板数、挡板宽度与罐径之比有关）： =1050/ m3 n=110r/min =0.1 N S/则：Rem= D i2n =1.1621050（11060）/0.1=2.59104104采用六箭叶涡轮搅拌器，根据Rem，查化工工艺设计手册（上）P2-58 图10-7，得功率准数N p=3.88轴功率：P0= N p D i5n3=3.881.1651050（110/60）3=52.73KWf校正=1.56 （HL液柱高；D I 搅拌器直径）实际轴功率P*= f校正P0=1.5652.73=82.07KW四层搅拌功率Pm= P* 1+0.6（41）=82.071+

44、0.6（41）=229.8KW化工工艺设计手册（上）P2-58 公式 10-9 Pm=P1+0.6(m-1)多层搅拌器的轴功率 M 搅拌器经查互联网， ，选用浙江西玛电机有限公司Y355L2-2 型号电机，功率315KW，效率95%检验：31595%=299.25kW229.8KW 选型合理5.1.1. 4 发酵罐通气管最常用的通气装置为一单孔管，单孔管的出口位于罐的中央，开口向下，以免培养基中固体物质在开口处堆积和罐底固形物质沉淀。通气管径入口罐压：Pg = P罐+1/2g HL=1.01105+0.03106+1/210509.818.43=1.74105Pa Q标=VVmV放=0.881

45、.30=65.04 m3/minQ g= Q标P标T工况 /P工况T标=65.041.01105(273+31)/(1.74105273)=42.04 m3/min管道内空气平均流速推荐值表压力范围 (Mpa)0.10.60.61.01.02.02.03.0平均流速 （m/s）1020101581236 v依上表取 20 m/s (以前 取60m/s)=0.211米查化工原理，选253.255.1.1.3 发酵罐冷却系统 发酵罐的冷却主要考虑培养基实消后的冷却、发酵过程中微生物呼吸产热以及机械搅拌消耗的功率移送给培养基的热量。一般5吨以下的小型罐，利用夹套冷却。大型发酵罐传统使用多组立式蛇管。

46、近几年来，发酵罐采用半圆形外盘管，传热系数高，罐体容易清洗，增强罐体强度，降低壁厚，使发酵罐的造价降低，同时增加发酵罐的有效容积，是值得推广的新技术。发酵热q=16800KJ/ m3h 则：Q总=q V放=1680081.30=1.366106 KJ/ h发酵温度 3232 冷却水温度 1823t 9 14 tm= （149）ln14/9=11.32 对于外盘管冷却系统，传热系数K=450 J/ (m2.s.)=450/10003600=1620 KJ/ m2h传热面积：F= Q总Ktm=1.366106(162011.32)=74.49发酵罐可用为传热的外表面面积F=3.14*DH70%=3

47、.143.4711.670%=88.47式中，发酵液上部的外壁因没有流体，不可作为传热面，所以只取70%。发酵罐可用为传热的外表面面积大于所需传热面积，说明采用合理设计的外盘管能满足工艺设计的要求。冷却水用量：W水= Q总Ct=1.3661064.2（2318）=6.5104/h 冷却水体积流量：V水=6.5104(10003600)=0.0181 m3/s5.1.2 二级种子罐5.1.2.1 几何尺寸 二级种子罐个数为3个 V中放=14 m3 （此处应按公称容积计算外形尺寸）设H0D=2.7 H b =0.025m全容积V= V1+ 2V2 =/4 D2 H0+2/4 D2（H b +1/6

48、D）=/4 D22.7D+2/4 D2（0.025+1/6D）=14利用Excel 采用内插法得 D=1.80 m H0=2.7D=2.71.80=4.86m Ha=1/4D=0.45m H b=0.025m罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=4.86+2（0.35+0.025）=5.61m 液柱高：HL = H0+ Ha+ H b=4.860.6+0.45+0.025=3.391m5.1.2.2 搅拌器功率5.1.2.2.1 不通气时搅拌器直径：D i =1/2D =0.90m 挡板宽度：B=0.1D=0.18m搅拌叶间距：S=2 D i =1.80m 搅拌叶与罐底距离：C= D

49、i = 0.90m C +S =0.90+1.80=2,70m HL=3.391m 取2层搅拌器令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件： =1050/ m3 n=160r/min =0.1 N S/ 则：Rem= Di2n=0.9021050160（600.1）=2.27104104 采用六箭叶涡轮搅拌器，查发酵设备，N p=3.74 轴功率：P0= N p D i5n3=3.740.9051050（160/60）3=43.97KW f校正=0.915 实际轴功率P*= f校正P。=0.91543.97=40.23KW两层搅拌功率P = P* 1+0.6（21）=40.231+0.6（21）=64

50、.37KW电机选型：互联网选用大连电机厂电机型号GJ315B-8功率：90kW，转数：735 r/min，效率：93%检验：9093%=83.7kW64.37kW 选型合适5.1.2.2.3 通气管道通气管径入口罐压：Pg = P罐+1/2g HL=1.01105+0.03106+1/210509.813.931=1.51105PaQ标=VvmV中放=1.514=21Qg= Q标P标T工况 P工况T标=211.01105(273+31)/(1.51105273)=15.64m3 /min通气管取1根；取空气流速Ws=20m/s =0.129m 查化工原理，选13385.1.2.2.4 冷却设备

51、 (以下内容未经核实)二级种子罐采用夹套冷却,查发酵工厂设计概论夹套传热系数K=4.2250=1050KJ/m2h发酵热Q=16800 KJ/m3hQ总=qV放 =168009.93=166824tm =(t1 t2 )/ln(t1 /t2 )=(13 8 )/ln(13 /8 )=10.3发酵液温度3131冷却水温度1823冷却面积 F=Q/Ktm =166824/(105010.3)=15.42 m2W水=Q/Cp(t2 t1 )=166824/4.2(2318)=7944kg/ h5.1.3 一级种子罐 5.1.3.1几何尺寸 小罐个数为3个 V小罐=1.2 m3 设H0D=2 V1=1

52、.0 m3 V1=/4 D2H0=1.0 D=0.860m H0=2D=1.721m又Ha=1/4D=0.215m H b=0.025mV2=/4 D2（H b +1/6D）=/40.8602（0.025+1/60.860）=0.0978m3 V= V1+ 2V2 =1.0+20.0978=1.19 m3 设计合理 罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=1.721+2（0.215+0.025）=2.201m 液柱高：HL = H0+ Ha+ Hb=1.7210.6+0.215+0.025=1.273m5.1.3.2 通气管道（取1根）P工况 =P罐+P标 = P罐+1/2g HL=1.01105+0.5105+1/210509.811.273=1.58105PaQ标=VVmV放=1.20.7