年产330吨红霉素工厂的初步设计

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1、-330吨/年红霉素生产工厂的初步设计摘 要本设计是为330吨/年红霉素生产工厂而进展的初步工艺设计。根据毕业设计大纲和设计任务要求该设计分别对各工艺作了详细阐述，以理论计算为依据，以实际工厂设计为参考，力求接近并切合实际。其主要包括生产工艺的各种指标、设备选形设计计算、物料衡算、水、电、汽的估算以及工艺流程图的设计。整个设计过程在保证到达设计要求和实际需要的前提下力求环保节能，从而能够获得更好的收益，降低对环境的影响，减少对环境的压力。最终理论计算结果在总收率65%的前提下，在发酵工段检测红霉素含量14000 U/mL，成品单位为720 U/mg，最终确定选用发酵罐体积为100 m38个，一

2、级种子发酵罐0.5 m34个，二级种子发酵罐4 m34个，三级种子罐32 m34个。提取工段总收率为70%，选取板框压滤机6个，溶媒萃取池3个，三足式离心机6个。符合设计的根本要求，同时满足国家标准。该设计成果主要采用形式为发酵车间平面布置图1，发酵工艺流程图1，发酵车间设备布置立面图1，提取车间设备布置图1和发酵罐的三视图1并编写详细数据说明书。关键词：红霉素；工艺流程；设计. z.-An Initial Technological Design for 330 t/a Erythromycin FactoryMao HailongBiology Engineering 0801, Scho

3、ol of Environmental and Biological Engineering, LiaoNing Shihua University, 113001, FushunAbstract This subject is an initial technological design for Erythromycin with year output of 330 ton. According to the requirement, the process of erythromycin production and the calculation of the mass balanc

4、e and heat quantity balance are pleted. In this subject, all of them processes are expounded in detail. All the contents are based on the academic calculations. We refer to the practical designs in panies and make our best to approach to the practice. it mainly includes the production craft each kin

5、d of target, the equipment chooses the shape design calculation, material of the graduated arm of a steelyard calculation, the water, the electricity, the steam estimate as well as the flow chart design. The entire design process strives to guarantee the achievement of the design requirements and th

6、e actual needs.We also notice the environmental protection and energy conservation, which can bring a better ine, reduce the diverse impact on the environment, and reduce the pressure on the environment. Under the condition of the final erythromycins calculation 65%, the content of erythromycin ferm

7、entation broth is 14000 U/mL.The content of the end erythromycin product is 720/mg.The final selection of fermenters volume is 100 m3. We need eight fermenters, four 0.5 m3 First seed fermenters, four 4 m3 Second seed fermenters, four 32 m3 Third seed fermenters . The yield coefficient of Extraction

8、 process is 70%. Finally, we chose 6 Plate and frame filter presses, 3 Solvent extraction pools and 6 Centrifuge. All in all ,the designation meets the normal requirements and meet the national standards . In the end ,there is a Fermentation floor-plan (1), Flow chat (1), Fermentation process equipm

9、ent general arrangement (1), Extraction process equipment general arrangement (1), Fermenter orthographic views (1) and pilation particular data instruction booklet.Key word: Erythromycin; Process; Design. z.-目录1.绪论21.1 红霉素的理化性质21.2 国生产现状21.3 红霉素销售状况21.4红霉素生产的改善21.5 红霉素生产过程的控制技术41.6 红霉素提取脱色方面的研究61.7

10、 红霉素生产过程相关的设备62.工艺原那么和流程确实定82.1 工艺原那么82.2 工艺流程确实定83.工艺计算103.1设计指标及主要物性参数103.2 发酵工段工艺计算133.3无菌空气处理363.4提取工段工艺计算373.5三废的处理394.总平面布置说明414.1工厂总平面布置设计原那么414.2车间布置设计原那么415.总结436.参考文献44致 461.绪论1.1 红霉素的理化性质红霉素(Erythromycin，Er)为十四元大环酯类抗生素，是红色糖多孢菌(Saccharopolyspora erythraea)的次级代产物，包括ErA-ErF，其中ErA的抑菌活性最高。红霉素具

11、有广谱抗菌作用，它的抗菌谱和青霉素G相似，特别对革兰氏阳性细菌、大病毒、抗酸杆菌及立克次氏体有抗菌活性，是治疗由溶血性链球菌感染和耐药性金黄色葡萄球菌感染所引起疾病的首选药物。近几年红霉素衍生物的兴起，大大刺激了母体红霉素的需求1。1.2 国生产现状我国红霉素发酵水平属低水平重复操作，与兴旺国家相比差距较大。目前国外发酵单位已达8 000-12 000 g /ml，而国大多企业红霉素发酵水平却一直在4 000-5 000g /ml1。1.3 红霉素销售状况近年来，通过对红霉素构造改造半合成了许多抗炎性药物，同时，以红霉素合成酶基因为根底的组合生物合成方法可以合成成千上万种新的聚酮构造，为合成新

12、药提供了新方法。随第二代红霉素(如阿奇霉素、罗红霉素、克拉霉素等)、第三代红霉素(如泰利霉素)在日本和欧洲上市，国外市场对红霉素的需求大大增加。加之在抗生素药物中， 红霉素生物合成的分子生物学过程最为清晰， 因此，红霉素的生产仍具有广阔的前景2。1.4红霉素生产的改善红霉素工厂的设计首先注重的是菌种选育，培养基的组成，然后进展发酵生产。菌种是通过育种，选育的具体抗噬菌体，生产能力高的菌种。选育以诱变育种为主要方法。选择好菌种后在进展培养基的选择，针对菌种的不同，选择适宜的培养基选择方法。通过对红霉素发酵培养基的优化1，有研究通过实验得出一优化的培养基的组成配比，红霉素发酵培养基中的C/N过高或

13、过低都不能取得较高的发酵水平，研究者针对UL5菌株得出相应结论，但其它菌种并没有说明，因此在使用UL5外的菌株时，可以参考本文进展优化培养基组成配比，到达相应的效果。假设使用其它菌株应进展相应的优化实验，从而获得优化的培养基配比。红霉素作为大环酯类抗生素，有研究说明通过在培养基中参加油脂类缓慢利用碳源，来促进红霉素的发酵生产，得出油脂的不饱和性越高，红霉素产量越高。油脂组成越复杂，红霉素产量越高3。但是发酵中添加油脂的量需进展培养基优化测定。红色链霉菌发酵产红霉素培养基的响应面优化4改进，为工业发酵提供了丰富而价廉的原料。有研究说明利用中心组合设计，采用响应面分析法对目前红霉素发酵生产过程常用

14、的几种碳源和氮源进展筛选和优化，优选出淀粉和糊精作为混合碳源，豆饼粉和玉米浆作为混合氮源，而不使用本钱较高且消耗量大的葡萄糖和蛋白胨等。另外，豆饼粉和玉米浆其他元素含量丰富，根本不需额外添加蛋白胨和其他微量元素，摇瓶发酵实验结果接近于目前一般工业发酵生产红霉素的水平。均匀设计法优化柔红霉素发酵培养基5，有研究说明均匀设计利用玉米浆、麸皮、麸质粉作为培养基原料，实现了红霉素发酵培养基改进，进一步降低生产本钱。增加表柔红霉素aveBIV基因拷贝数：表柔红霉素是柔红霉素中柔红糖胺C2 位羟基表异构化的产物，是重要的抗肿瘤抗生素表阿霉素的半合成前体6。有研究说明在pSET 152质粒中构建两个aveB

15、 IV的表达单元，将构建的随机整合质粒导入MH J-02-30-1中，得到含有3个aveB IV基因表达单元的突变株MYG1118，且突变株的生产效率很高，为工业应用提供了跟好的菌株。对剔除糖多孢红菌霉中的MCM基因在糖基和油基中代的比拟7，得出代模型-在糖基中MCM消耗甲基丙二酸单酰COA，而在油基中是产生甲基丙二酸单酰COA。这个模型在某种程度上解释了，在生化水平的改善油基生产过程红霉素的产量，以及改善糖基发酵过程中，mutB红霉菌株基因水平上突变的调控。通过表达一个外源基因编码的S腺苷甲硫氨酸合成酶来提高红霉素A的产量8,9，研究说明将来源于链霉菌的S腺苷甲硫氨酸合成酶(SAM-s)的基

16、因通过载体DNA整合到E2糖多孢红菌霉染色体上，提高了糖多孢红菌霉E1重组菌株中SAM的产量。生物鉴定红霉素的浓度说明改造后的菌株E1是改造前菌株E2的2倍多。高效液相色谱检测红霉素A的含量增加，主要杂质红霉素B的含量降低。通过增加SAM-s基因的剂量，并利用所构建基因表达单元中羟基化酶ery G和甲基化酶ery K的不同组合方式，以及同源重组位点的改变，调节两个酶的表达比例，疏导中间产物向目标产物红霉素的转化，从而提高红霉素的浓度通过优化优化工业发酵条件，来提高红霉素A的产量生产10，在50L的糖多孢红菌霉发酵生产红霉素过程中，参加玉米浆会提高红霉素A的产率。而红霉素B根本上没有，红霉素C的

17、产生也大幅度降低。分析说明细胞外及关键酶的调控，在参加玉米浆后促进了TCA循环的中间代，诱导提高了红霉素的合成。关键是利用ZL1004菌株的发酵，由实验的50L发酵罐，成功的进展了大规模的产业发酵1.5 红霉素生产过程的控制技术利用计算机技术进展调控11，传统的PID控制因为算法简单，鲁棒性好，可靠性高，具有可以改善系统的动态特性和稳态特性等优点，因而被广泛应用于工业控制系统；但是对于工业过程中的时变、非线性、滞后或高阶大惯性对象，常规PID 控制难以取得满意的控制效果。为了克制传统PID的缺点，设计者通过对模糊控制的了解，将模糊控制与PID控制相结合得到模糊PID控制，使得控制过程变得精度更

18、高，改善了系统的动静态性能，是发酵过程的调控更加的准确。利用VB对红霉素发酵过程的监控系统12，研究说明在VB6. 0的编程环境下， 采用ADO访问数据库效劳器，然后采用Active X 技术将VB与MATLAB的交互，利用MATLAB软件的线性分析和仿真能力，进展矩阵运算和三维图形输出。由于红霉素发酵过程具有严重非线性、时变性、不稳定性和生长周期长等特点需进展神经网络预测的程序设计。采用zig Bee技术实现传感器数据的无线传输是完全可行的，最终生成具有短距离无线通信能力的Zig-Bee实验系统，既可以减轻控制现场电缆众多的问题，又可以提高传感器的可移动性， 从而提高传感器安装的灵活性和使用

19、的便利性。有研究说明通过控制供氧可以调节红霉素发酵液的组成13，通过对红霉素工程菌ZL1004发酵液组分的影响，采用不同形式摇床、改变摇瓶装液量，并在50L发酵罐中控制不同的溶氧水平，说明低供氧对于B 组分的转化具有抑制作用，高供氧有利于红霉素有效组分A的合成。该研究只针对工程菌ZL1004，不涉及其它菌株，因此在使用其它工程菌发酵时可参考相应的实验方法进展供氧条件的判定。再者，不同发酵阶段不同发酵温度对发酵液的组成有着不同程度上的影响14，有研究说明变温发酵生产红霉素，能够影响发酵液的组成。发酵前期温度偏高有利于菌体的生长，发酵后期降温有利于延缓菌体的衰老，从而增长红霉素合成期，增加红霉素的

20、积累。研究发现通过变温使发酵中后期发酵液粘度的提高有利于红霉素A的生产，发酵液粘度的提高有利于提高供氧进一步提高红霉素A的比例，降低杂质的含量，从而降低生产本钱。采用人工神经网络进展实时测量15，研究通过使用左旋人工神经网络对红霉素发酵液中菌丝的浓度、糖的浓度、化学效力进展测定。与离线测定相比人工神经网络测定能够提供更多的信息，从而实现对红霉素发酵过程进展实时的调控。左旋人工神经网络比普通的人工神经网络操作更简单。研究开发瓷膜集成技术新的生产工艺16，大大降低红霉素提取本钱，减少废水排放、提高了目标产物的回收率。除杂后的红霉素发酵液先经过瓷膜澄清，再经过有机纳滤膜浓缩，后处理得到成品。方法简单

21、，膜污染后清洗方便，且恢复率高，生产本钱降低。1.6 红霉素提取脱色方面的研究有关研究使用阴离子交换纤维对发酵液进展脱色17。研究说明发酵液在PH呈偏碱性时，用阴离子交换纤维进展脱色效果明显。同种条件下阴离子交换纤维比阴离子交换树脂效果要好，而且红霉素损失也小。阴离子交换纤维在使用后可进展再生，再生后其脱色效果根本不会变化，可重复利用，降低生产过程中脱色的本钱。研究通过高效液相色谱法进展红霉素发酵液组成的测定18，研究说明对发酵液过滤后进展冷冻枯燥处理与氯仿萃取比拟得出，冷冻枯燥处理红霉素损失几乎为0，又因为杂质均为水溶性物质，故采用乙醇等有机溶剂溶解，得到纯度相当高的红霉素溶液，然后利用适宜

22、的离子交换载体、缓冲液对红霉素进展测定。该方法除杂方法简单、彻底，得到红霉素纯度很高，测定结果准确，但是高效液相色谱法操作复杂，响应时间长。通常检测批量少。在采用上述中的除杂方法后，可采用紫外分光光度计法19对红霉素组成及含量进展检测。1.7 红霉素生产过程相关的设备标准式发酵罐20，是纯种培养生物工程中使用最为普通的发酵罐，约占发酵罐总数的80%-90%以上，随着发酵过程的控制和检测水平提高，发酵罐的容积增大已成生物发酵业的趋势。液体搅拌21目的是使参与的个无聊能充分混合，但不同类型的搅拌过程的流动过程的流动状况及对搅拌的要求不同。因此，需对均相液液调和、非均相液液分散和混合以及固液悬浮等四

23、种搅拌过程的机理分别进展分析。常用设备22中容器型式有：常压平底、平盖容器，常压平底、锥盖容器。细分还有立式薄壁常压容器、钢制立式圆筒形固定顶储罐等。离心机和过滤机23是发酵生产中必不可少的局部。离心机有很多类：三足式离心机、上悬式离心机、卧式刮刀卸料离心机等。过滤是按过滤推动力不同分类的：重力过滤、离心过滤、加压和真空过滤萃取24是别离液体混合物的单元操作之一，将选定的有机溶剂加到混合物中，依照各组分在溶剂中溶解度不同从而到达别离的目的。枯燥25是生物产品别离的最后一步，其目的主要是除去原料、半成品中的水分或溶剂，以便于加工、运输、使用、贮藏等。常用的方法有喷雾枯燥、微波枯燥、滚筒枯燥、冷冻

24、枯燥等。. z.-2.工艺原那么和流程确实定2.1 工艺原那么进展工艺流程设计，必须考虑的几个原那么：1保证产品的质量符合国家标准，国家规定原料药红霉素产品中红霉素A的含量必须大于80%。而本设计成品种红霉素含量按85%计算。2尽量采用成熟的、先进的技术和设备。努力提高原料利用率，提高劳动生产率，降低水、电、汽及其他能量消耗，降低生产本钱，使工厂建成后能迅速投产，在短期到达设计生产能力和产品质量要求，并做到生产稳定、平安、可靠。从本设计的总体来看，菌种选用的是德国进口的发酵效价很高的一种，生产工艺来看是国用的比拟多的一种，其中补料系统和空气处理系统是国很先进的设备。3尽量减少三废排放量，有合理

25、的三废处理措施。本设计完全满足要求。4平安生产，以保证人身和设备的平安。5生产过程几乎全部采用的机械化，局部系统自动化。能稳产、高产。2.2 工艺流程确实定2.2.1初期准备：种子培养及发酵菌株确实定1） 菌种的筛选：菌种的筛选采用最常用的且有效的斜面孢子培养。筛选高产，高纯度的孢子，保存，以备后期发酵使用。同时需注意，每批孢子成熟后除做摇瓶试验测定生产能力外，还应插进一试验罐比照考察发酵水平，如不低于前批孢子，可用于生产。2） 扩到培养：扩大培养采用摇瓶种子培养。选择适宜的培养基配比，在避光，37下，进展菌种的扩大培养。3菌种发酵水平的初步鉴定：在进展发酵生产前需对菌种的发酵水平进展测定，因

26、此，通过对菌种进展摇瓶发酵培养，检测其发酵水平，可对菌种的发酵水平进展初步的评估。4） 菌种发酵水平的最终确定：菌种发酵水平的最终确定需进展发酵的放大，也就是在试验罐中检测其发酵水平，只有在此到达标准才能进展发酵生产，接种到生产发酵罐中。假设达不到，需换发酵用的孢子，重新进展步骤234。2.2.2发酵流程确实定为了使菌种在放大过程中保持其稳定高产的性能，同时满足发酵生产的需要，在生产开场采用三级发酵。经过三级发酵后的种子发酵液进入发酵罐，经过一个发酵周期后放罐，进入预处理罐，期间进展发酵液的碱化处理，以便后续工作。与处理后的发酵液通过板框压滤机进展除杂，同时清洗板框后的清洗液返回预处理罐。接下

27、来进展溶媒萃取，萃取液经碟片别离机后将萃取相与萃余相别离，萃余相直接通过真空抽滤回收萃取液，萃取相那么进入成盐工序，成盐采用参加硫氰酸钠NaS，再参加冰醋酸是硫氰酸红霉素结晶，通过高速离心得到晶体，再通过淋洗，枯燥获得成品。2.2.3 发酵流程发酵罐三级种子罐1二级种子罐1一级种子罐1碟片别离溶媒萃取板框压滤机预处理罐 成品枯燥结晶高速离心成盐. z.-3.工艺计算3.1设计指标及主要物性参数1发酵系统表3.1发酵系统参数Table 3.1 Parameters of Fermentation system工程单位指标发酵单位U / mL14000成品单位U / mg720发酵周期h160发酵

28、热kJ /m3 h25122总收率%65年工作日D / y330染菌率%3.0发酵液重度kg / m31050发酵液粘度Cp502无菌空气处理系统表3.2无菌空气处理参数Table 3.2 Parameters of Sterile air processing工程单位指标空压机出口压力Mpa进罐空气温度40-45进总过滤器空气湿度%60空气干净度级1003 连续灭菌温度 135 4 提取工段要求表3.3提取工段参数Table 3.3 Parameters of Extraction section 收率提取碱化板框丁提成盐淋洗指标70%85%97%90%98%98%5） 厂址：6） 培养基配

29、比表3.4培养基配比Table 3.4 ponent of the Medium原料名称一级种子罐%二级种子罐%三级种子罐%发酵罐%黄豆饼粉3.02.52.52.0葡萄糖4.04.54.55.0硫酸铵0.60.60.60.4氯化钙0.10.10.10.1碳酸钙0.60.60.60.4磷酸二氢钾0.0450.060.060.068消沫油L/ m316420.5玉米浆L /m30.10.10.10.15氯化钴L /m30.0057补料1补氨水量：按11.5L / m3发酵液体积计算发酵过程氨水补加总量；2补糖液量：按90kg / m3发酵液体积计算发酵过程中糖液补加总量；3加消沫油量：按0.005

30、L / m3发酵液体积计算发酵过程加消沫油总量；4补硫酸铵量：按0.004L / m3发酵液体积计算发酵过程硫酸铵补加量。8接种量1一级种子罐至二级种子罐按10%计算。2二级种子罐至三级种子罐按10%计算。3三级种子罐至发酵罐按20%计算。9培养基灭菌1一级种子罐及二级种子罐培养基和实罐灭菌。2三级种子罐及发酵罐培养基、糖液采用连续灭菌。3硫酸铵和消沫油采用实罐灭菌，氨水采用过滤除菌。10移种及补料方式1一级种子罐至二级种子罐的移种设置一个分配站。2二级种子罐、灭菌培养基至三级种子罐设置一个分配站。3三级种子罐、糖液至发酵罐设置一个分配站。4灭菌培养基至发酵罐设置一个分配站。5氨水、硫酸铵、消

31、沫油等至各发酵罐设置一个分配站。11装料系数一级种子罐：60 %；二级种子罐：60 %；三级种子罐：60 %；发酵罐：70 %；12通气量一级种子罐：2VVM；二级种子罐：1.5VVM；三级种子罐：1.0VVM；50 m3-70 m3发酵罐：0.7VVM；80 m3 -100 m3发酵罐：0.6VVM。13转速围一级种子罐：60-400RPM；二级种子罐：60-240RPM；三级种子罐：60-200RPM；发酵罐：60-130RPM。14培养时间一级种子罐：64 h；二级种子罐：56 h；三级种子罐：64 h；发酵罐：160 h。15自控要求1发酵系统：种子罐、发酵罐温度自控、pH控制、罐压指

32、示、溶氧指示、转速显示及变频调速、液位报警。2连消系统：温度和流量连锁控制。3空气系统：温度自动控制。16水系统和蒸汽1自来水：常温、0.3MPa，用于配料、夏天实罐灭菌前期冷却、清洗设备等。2循环水：20-25温差5，0.3MPa，用于连续灭菌培养基的冷却、空气冷却。3低温水：9-14温差5，0.3MPa，用于夏天空气后级冷却及发酵控温冷却。4冷盐水：-10-0温差10，0.3MPa，用于料液冷却保温。5蒸汽：发酵车间用汽压力为0.3-0.4MPa。3.2 发酵工段工艺计算3.2.1物料衡算1发酵液每天放罐体积的计算表3.5发酵工段工艺参数Table 3.5 Parameters of Fe

33、rmentation section工程符号单位参数设计年产量Mt / y330成品效价UqU / mg720年工作日md / y330发酵水平UfU / mL14000染菌率X%3.0提取总收率%65每天需放罐发酵液的体积Vd： m3 / d 4-1 1000330720/330140000.651-0.03 81.5679 m3/d注释：每天需生产产品：kg / d考虑3%染菌和65%总收率：每天需生产产品 4-2 =1000 /0.651-0.031492.308kg / d每天生产产品的效价数： 4-3 =1492.30810001000720 1.074461012U每吨发酵液中产物

34、含量： 4-4 =1000100014000 =1.41010U因此： 每天需生产发酵液的体积数 4-5 1.074461012/ 1.4101076.7471m3 / d2发酵罐公称容积V0和台数n的计算1发酵罐公称容积V0的计算 (4-6)式中：Nd-每天放罐罐数，1 / d； L-发酵罐装料系数，可取70%。取 Nd 1 罐 / d发酵罐公称容积 4-7 76.7471/10.7 109.639 m3依据国常用的发酵罐容积系列标准，圆整取V0 100m3与生产一样（2） 发酵罐台数n的计算d 4-8 9-8 =16032196h8d 发酵罐台数：n NdT188台 生产中取10台3三级种

35、子罐公称容积V3和台数n3的计算三级种子罐公称容积 4-10 1.1576.74710.2/ 0.629.4197m3 取N31 罐 / d 因为三级种子罐的发酵周期T3=6432/244d 三级种子罐的数量144台生产中取8台4二级种子罐公称容积V2和台数n2的计算二级种子罐的公称容积 4-11 1.1529.41970.60.1/ 0.63.393m3学生自已圆整二级种子罐的公称容积生产中用10001500取N21 罐 / d 因为二级种子罐的发酵周期T2=6432/244d二级种子罐的数量144台生产中取8台5一级种子罐公称容积V0和台数n0的计算一级种子罐的公称容积 4-12 1.15

36、3.3830.60.1/ 0.60.3890m3学生自已圆整一级种子罐的公称容积生产中500L取N11 罐 / d 因为一级种子罐的发酵周期 T1=6432/ 244d一级种子罐的数量144台 生产中取8台3） 发酵罐物料的计算1每天需放罐发酵液的体积 Vd 76.7471 m32发酵罐水分蒸发损失量 的计算取发酵罐水分蒸发损失量为发酵液总量的15 %。那么 4-13 0.1576.747111.512m33补料量V补的计算取生产数据 4-14 76.747111.50.0050.004/1000 6.47 7.35m34种子液 V种 0.2 Vd0.276.747115.349m35灭菌后入

37、罐培养基的体积 4-15 76.74-7.3511.512-15.349 65.55m34三级种子罐物料的计算1每天需放罐发酵液的体积 15.349m32发酵罐水分蒸发损失量 V损的计算取发酵罐水分蒸发损失量为三级种子培养液总量的15 %。 那么0.1515.3492.302m33种子培养液 0.115.3491.535m34灭菌后入罐培养基的体积 4-16 15.3492.302-1.535 16.116m3 表3.6物料总平衡表工程发酵罐/ m3一级罐/ m3二级罐/m3三级罐/ m3进入物料灭菌后65.5516.1161.61160.16116种子液15.3491.53490.15349

38、0.01534补料7.35000合计88.2517.6517.6510.1765离开物料损失11.5122.3020.23020.02302放罐76.73817.421.7420.1742合计88.2517.6511.76510.1765Table 3.6 Material conservation5二级种子罐物料衡算1每天需放罐发酵液的体积 1.5349m32发酵罐水分蒸发损失量 的计算取发酵罐水分蒸发损失量为二级种子培养液总量的15 %。那么0.151.53490.2302m33种子培养液 0.11.5349 0.15349m34灭菌后入罐培养基的体积 4-17 1.53490.2302-

39、0.15349 1.6116m36一级种子罐物料衡算1每天需放罐发酵液的体积 0.15349m32发酵罐水分蒸发损失量 的计算取发酵罐水分蒸发损失量为一级种子培养液总量的15 %。那么0.150.153490.02302m33种子培养液 0.10.15349 0.015349m34灭菌后入罐培养基的体积 4-18 0.16116m37） 原料消耗：（1） 一级种子罐培养基黄豆饼粉3%；葡萄糖4%；硫酸铵0.6%；氯化钙0.1%；碳酸钙0.6%；磷酸二氢钾0.045%；消沫油16(L / m3)；玉米浆1(L / m3)。（2） 二级种子罐培养基黄豆饼粉2.5%；葡萄糖4.5%；硫酸铵0.6%；

40、氯化钙0.1%；碳酸钙0.6%；磷酸二氢钾0.06%；消沫油4(L / m3)；玉米浆(L / m3)0.1。（3） 三级种子罐培养基黄豆饼粉2.5%；葡萄糖%4.5；硫酸铵0.6%；氯化钙0.1%；碳酸钙0.6%；磷酸二氢钾0.006%；消沫油2(L / m3)；玉米浆0.1(L / m3)。4发酵罐培养基黄豆饼粉2%；葡萄糖5%；硫酸铵0.4%；氯化钙0.1%；碳酸钙0.4%；磷酸二氢钾0.068%；消沫油0.5(L / m3)；玉米浆0.15(L / m3)；氯化钴0.005(L / m3)。8水用量的计算表3.7配料用水量Table 3.7 Water consumption of I

41、ngredients设 备一级种子罐二级种子罐三级种子罐发酵罐配料用水量m30.161161.611616.11665.551配料用水量取：配料用水量约等于培养基的体积2洗罐用水量经历取：洗罐用水量为罐公称容积的80 %。洗罐用水量 4-19一级种子罐：0.80.38900.3112 二级种子罐：0.83.3832.7064三级种子罐：0.829.419723.53 发酵罐：0.8109.63987.713.2.2能量衡算1发酵放热量的计算种子罐和发酵罐的生物反响热 25100kJ / m3hr 4-20一级种子罐生物反响 4-21 251220.06921736.92kJ / hr二级种子罐

42、生物反响热 4-22 251220.69217369.2kJ / hr三级种子罐生物反响热 4-23 251226.92173692 kJ / hr发酵罐生物反响热 4-24 2510081.56792047354kJ / hr每一批次发酵罐培养液总放热量 4-25 1736.9217369.21736922047354=2240152kJ / hr2发酵罐冷却水用量的计算取发酵液与冷却水的平均温度差t5 ； 水的比热4.187 kJ / kg冷却水用量 4-26一级种子罐冷却水用量 4-27 1736.92/4.187583.10 kg / hr二级种子罐冷却水用量 4-28 17369.2

43、/4.1875831.0 kg / hr三级种子罐冷却水用量 4-29 173692 /4.18758310 kg / hr发酵罐冷却水用量 4-30 2047354 /4.187597795kg / hr每一批次发酵罐培养液总冷却水用量 4-31 2240152/4.1875 107082 kg / hr =107.082T / hr正常生产时一级种子罐、二级种子罐和三级种子罐各同时使用三个，发酵罐同时使用七个。考虑20%损失，因此冷却水总用量 4-32 1.2383.043830.438304741520 381788 kg / hr 382T / hr3蒸汽用量的计算选用压力P0.369

44、 MPa，t140 的水蒸汽，其热焓为H2734.11kJ / kg，汽化热2143.65563.7kJ / kg，密度s1.966kg / m3.1空发酵罐湿热灭菌用水蒸汽消耗量， 4-33一级种子罐湿热灭菌用水蒸汽消耗量 4-34 50.38901.9663.824kg二级种子罐湿热灭菌用水蒸汽消耗量 4-35 53.3831.96633.25kg三级种子罐湿热灭菌用水蒸汽消耗量 4-36 =529.4201.966289.2kg发酵罐湿热灭菌用水蒸汽消耗量 4-37 5109.6391.9661077.8kg每一批次发酵罐空罐湿热灭菌水蒸汽用量含对应一、二、三级种子罐空罐湿热灭菌水蒸汽用

45、量 4-38 3.82433.25289.21077.81404kg / 批次2 培养基实罐灭菌蒸汽消耗量的计算采用蒸汽直接通入培养基的直接加热方式，在加热升温过程中，蒸汽消耗量为D直，i，根据热量衡算有： 4-39式中：培养基重量Gi；配料温度t a29.0；湿热灭菌温度t b121；汽化热2563.7kJ / kg ；取热损失率损失10 %；取培养基比热容Cp4.187 kJ/kg 4-40 0.1611610004.187121-29(1+10%)/ ( 2143.65-1214.187) 62079.5 / 2057 30.18kg 4-41 1.611610004.187121-29

46、(1+10%)/ ( 2143.65-1214.187) 620795 / 2057 301.8kg在保温过程中的蒸汽消耗量，经历取升温过程中蒸汽消耗量的50 %，因此：每一批次培养基实罐灭菌水蒸汽消耗用量含一、二级种子罐实罐灭菌D直，T 4-42 3321.5498.0kg 蒸汽 / 批次4电耗的计算1 搅拌功率计算过程详见设备计算部份2 其它 制种室和车间照明用电消耗，经历取 100KW / h。3 生活用电 经历取 10KW / h。表3.8搅拌功率Table 3.8 Power of agitator 设备名称发酵罐三级种子罐二级种子罐一级种子罐功率KW /h837.916133.98

47、6.672.054配电要求：P总1.2 837.9167133.9836.6732.05310010 1.25865.4401.9420.016.1510010 7684.32KW / h5空气用量的计算表3.9空气用量Table 3.9 Consumption of air 设备名称发酵罐三级种子罐二级种子罐一级种子罐物料体积76.7417.421.7420.1742VVM0.711.52通气量m3 / min53.7217.422.6130.3484 物料输送压缩空气用量：经历取 30m3 /min，表3.10公用工程负荷表Table 3.10 Consumption of the eng

48、ineering设备名称发酵罐三级种子罐二级种子罐一级种子罐配料用水量65.5516.61161.61160.16116洗罐用水量=0.8 V公，i87.7123.5302.70640.3112实罐灭菌加热蒸汽消耗14.977.4850.74850.07485实罐灭菌保温蒸汽消耗149.774.850.074850.00748通气量m3 / m53.7217.422.6130.3484搅拌功率KW / h583.21540.78 总通气量1.253.72717.4232.61330.3484330 467.18m3 /m3.2.3设备计算及选型本设计工艺中的种子罐、发酵罐和绝大部份管路都采用不

49、锈钢材料。1发酵罐的设备计算1发酵罐径D和筒高H的计算取高径比 H / D = 2.3，H2.3D上、下封头采用一样的椭圆形封头，其直边高度hb0.04m，封头凸出高度haD / 4m椭圆形下封头的容积采用近似计算直筒部份的容积 4-43总体积 0.15D3D / 22H 4-44 0.15D3D / 222.3D 1.81D30.15D3=1.96D3因为发酵罐公称容积V0 109.936m3，园整为V0 110m3。校核：因为每天需放罐发酵液的体积 Vd76.75m3装料系数0.7，所以发酵罐的公称体积不含上封头容积76.75/0.7=109.636m3得到发酵罐径 D 3.826m圆整，

50、取D 4.000m按发酵罐直径D4.000m；上下封头采用一样的椭圆形封头，其直边高度hb0.04m，封头凸出高度haD / 4m，计算下封头的容积Vb0.15D39.6m3发酵罐的全容积VTV0Vb1109.6119.6m3 发酵罐直筒体的高度 4-45 110-9.6/3.14(3/2)27.994m发酵罐的H / D 7.994 / 4 2.0发酵罐发酵液量Vd 34.60m3发酵液层高度 4-46 0.044/4109.639-9.6/3/22 0.7930.785/7.0655.147m（2） 查化工工艺设计手册，选取筒壁壁厚为10 mm，封关壁厚为12 mm（3） 传热计算取冷却水出入口温度差20-155，升温5。发酵液温度29。平均温差tm29-20-29-15/ln29-20/29-15 tm(14-9)/ ln14/911.32为加强冷却能力，设外冷却盘管和冷却盘管，查化工工艺设计手册其传热系数K450 J/ hrm2 1620 kJ / hrm2因为生物反响热 4-47 2047354kJ / hr那么需要总换热面积A 2047354/162011.32111.64m24外盘管的计算 选取1084的管子d0.108 m半部，取管排间距为1.4d，在4.5 m罐壁围焊设n圈半园冷却管；因此有： 1