糖化罐设计

第一章厂址选择论证
对厂址的选择：
厂址选择得当与否,直接关系到投资费用和投资后的生产成本等,还直接影响工农关系,城乡关系并影响基建速度等.对于职工的劳动环境,厂区卫生条件,产品质量也都有影响,所以选择厂址时应全面考虑,慎重仔细.厂址选择应在当地建委和城建规划部门的统筹安排下,由建设单位负责并组织力量进行;也必须严格遵守党和国家的基本建设方针政策,服从全国的工业布局.应考虑以下几点;
(1) 建厂尽量靠近原料产地和交通方便的地方,厂址选择应积极利用坡地,瘠地,不占或尽量少占良田,同时要留有厂区进行扩建的余地.
(2) 根据味精厂的生产特点,厂址应选在周边的自然环境良好,大气的含尘量低的地区,同时尽可能选在城市主导风向的上风侧.
(3) 厂址尽量靠近电厂或电线输送网,以保证生产用电.
(4) 要有充足的水源,水质必须符合生产饮水标准.
(5) 要有合理的"三废"处理设施.
(6) 除生产协作外,一般应考虑以下协作项目;
修理,动力,给排水,运输,施工,消防,公共仓库,公共福利,场地工程准备,设施,费料
的堆存和处理设施.
第二章工艺论证
一．制糖是本设计的重点，后面详叙
二．发酵工段
1．菌种
FM—415，备用菌种：7338
现有谷氨酸产生菌主要有以下特征：
（1）形态：呈球形，棒状或短杆状，无芽孢，无鞭毛，不运动；
（2） G-，需氧微生物；
（3）生物素缺陷型，具有一定的谷氨酸发酵能力；
（4）α—酮戊二算氧化能力微弱；
（5）谷氨算脱氢酶活力大，DADPH氧化能力弱；
固定反应强，不分解利用谷氨算；
（6） CO
2
（7）细胞膜渗透谷氨算性好。

本设计所利用的菌种FM—415是天津短杆菌T613的诱变菌种，其优点：
（1）产酸较高，糖酸转换率高；
（2）耐高温；
（3）脲酶活力高；
（4）发酵周期短；
（5）需生物素作为生长因子；
（6）后劲补角强等。

根据石家庄的气候条件及工艺要求，本设计采用的菌种是FM—415，所配用的军种是7338，这两种菌种感染噬菌体的类型不同，如果感染则可以互换使用，从而不影响生产。

2．工艺流程
目前较为先进的工艺主要有：
（1）高糖发酵工艺；
（2）谷氨酸后期流加糖工艺；
（3）添加青霉素流加糖工艺；
（4）低糖流加等等。

本设计采用的是高生物素添加青霉素流加糖发酵工艺，该工艺已在国内一些味精厂得以推广和利用，提高了产酸与转化率及提高了设备利用率，经济效益猛增。

该发酵工艺条件：
（1）菌种FM—415，备用7338；
（2）生产斜面与一级种子，为促进菌种生长，此“亚适量法”增加0.5%酵母膏；
（3）二级种子培养基：糖液，尿素，Na
2HPO
4
，KCl，MgSO
4
，玉米浆，糖蜜，
消泡油。

PH：6.7-7.0，温度：33-34℃，培养时间：7-8小时；
（4）发酵培养基：糖液，玉米浆，糖蜜，纯生物素，维生素B
1，Na
2
HPO
4，
MgSO
4，
消泡油，PH：7.0-7.2；
（5）接种量：10%；
（6）流加糖浓度：30%；
（7） PH值控制：发酵过程用液氨调节PH值；
（8）发酵控制剂：发酵3.5-4.5小时添加青霉素，3-5国际单位/ml。

发酵液采用液氨代替尿素的好处：
（1）发酵过程PH值控制稳定，有利于提高产酸率和转化率；
（2）发酵液中含氨量比较低，有利于提取；
（3）提高了发酵液的装量，提高了设备利用率，相应的产量也提高；（4）节约氨流成本；
（5）节省了尿素，灭菌所需的蒸汽和冷却。

3．连消系统
谷氨酸发酵工业要求纯种培养，纯种发酵，培养基的彻底无菌是防止污染，
确保生产的正常化，连续化的关键。

处理大量的培养基时，采用蒸汽加热并
且高温短时间的连续蠛军方法，连消与实消相比较好处是：营养物质受热时
间短，破坏性小，受热均衡，可采用自身控制，劳动强度低，物料利用率低
等。

采用蛇管冷却。

连消工艺流程如下：
配料→喷射塔→维持罐→冷却→发酵液进发酵罐
三．提取工段
谷氨酸是发酵的目的产物，它溶解在发酵液中。

在发酵液中还存在着菌体，残糖，色素，胶体物质等，而这些必须采取适当的方法将其除去。

本设计采用的是等电离交工艺。

新鲜的发酵液→经过离心机除菌（蝶式）→进入等电罐进行等电提取，用高流分或老母液处理液或硫酸调PH，控制好速度，最后至3.0左右，温度为2-5℃。

在此期间有加晶种的时间段等等一系列过程。

最后将上清液打入贮罐后进入离交柱，得高流分，调PH为1.5，进入等电罐，另外将其中的沉淀利用离心机分离得到半成品和甩出液，甩出液再打回离交柱处理浓缩后再打入等电罐使用，从而使提取收率提高。

本工艺采用低温等电提取。

四．精制工段
从提取过来的半成品是湿的谷氨酸钠，它与纯碱进行反应，生成谷氨酸钠盐，具有鲜味，但由于粗谷氨酸中含有色素，铁等杂质，如不除去，将会影响到味精的质量，因而采用混合离交柱进行脱色除铁，真空浓缩结晶，离心分离，流化床干燥，过筛分目等一系列操作，才得到纯净味精成品，最后是包装等。

1．脱色除铁
采用工艺：粉末炭脱色→板框过滤→树脂除铁→颗粒炭脱色
其中树脂采用通用1号树脂，颗粒炭采用K15。

粉末炭脱色时，加炭量为
0.2-0.5%（w/v），PH控制在 6.6-6.8，温度控制在55-60℃，时间≥30
分，浓度在21-23Be°，采用板框压滤，透光度达60%以上。

采用树脂除铁，离交柱需要预热，其温度为40-50℃，这有利于避免谷氨酸钠析出，注意控制好流速，一般为树脂体积的-2倍，检查除铁的情况，取流出液，滴加硫化钠溶液，有黑色出现，证明有铁存在。

操作过程中，不要使用干柱，本工艺采用的是混合柱，即除铁和脱色一体化。

脱色液的质量要求：透光率：90%以上，谷氨酸钠：38-428g/dl，波美：18-20°Be‘/35℃，PH：6.6-6.8，Fe2+：1-2mg/L。

此柱的再生：正反水洗→碱洗→正水洗（PH：8-10）→酸洗→反水洗（PH：5-6）→备用
2．味精溶液的浓缩结晶
由于味精水溶液长时间受热会部分失水生成焦谷氨酸，即从此失去鲜味，温度越高，时间越长，失水越多，因此为了保证味精产品的质量要求，采取真空蒸发浓缩。

本设计采用的是机械搅拌内热式真空结晶罐，当溶液蒸发至饱和时，二次蒸汽通过分离液后进入冷凝器，后接真空系统，加入晶种长大后所形成的假晶种通过同温度的蒸馏水进行洗晶，杂晶控制，结晶结束后，唷底阀排出到育晶槽中，育晶槽中由保温夹套然后进行离心分离→流化床干燥→筛分过目→包装→成品。

3．味精的干燥分离
分离时采用三足式离心机，根据结晶颗粒的大小，控制分离的时间以及含水量，故一般情况下，99%的味精分离30分钟，离心后的含水量
为：0.2-0.4%。

根据味精产品的性质，味精结晶含有一个结晶水，晶体在120℃就失去结晶水，故采用流化床干燥时的温度严格控制在80℃以下，干燥
后的成品含水在0。

2%左右，再通过不同的筛分过目，把不同的颗粒的
结晶分开。

一般成品在10-20目之间，这时的成品为99%的味精。

第三章制糖工段工艺计算
一．制糖的作用
到目前为止，所发现的谷氨酸产生菌都不能直接利用淀粉，也基本上不能利用糊精作为碳源。

因此，当以淀粉为原料盛产味精时，必须预先将淀粉转化为葡萄糖，才能提供将来发酵使用。

本设计工艺都是采用双酶法将淀粉转化为葡萄糖，其中的葡萄糖为谷氨酸发酵最基本的碳源，是谷氨酸产生菌生长和繁殖的能量和碳素来源。

也是组成谷氨酸分子结构的碳架成分。

在工业生产上将淀粉转化为葡萄糖的过程被称为糖化，所制得糖液被称为双酶糖液。

此糖液中最重要得成分是葡萄糖。

此外，由于生产时控制条件的不同，含有少量的麦芽糖及二糖，低聚糖等复合糖类。

所以说，淀粉糖或双酶糖液的质量高低与发酵结果密切相关。

因此，在生产中要力求糖液的质量好，而且转化率也要高。

同时，原料本身中的其他成分，例如：蛋白质，脂肪等以及其他副产物也存在于糖液中。

所有这些，除了葡萄糖能被谷氨酸产生菌很好利用外，其他的都很困难，它们的存在，不仅降低了淀粉的转化率，增加糖耗，而且常常影响糖液的质量，降低了糖液的可发酵性营养成分。

在谷氨酸发酵中，淀粉水解糖液质量的高低，直接关系到谷氨酸菌的生长繁殖，及谷氨酸的大量积累。

在味精生产中，如何保证水解糖液的质量，以满足发酵产酸的要求，是一个不可忽视的重要环节，就好比一
座大楼拨地而起，这座楼是否牢固耐用，要看它的地基打的如何，同时，也应配合其他工段的努力。

二．制糖的方法
1．截止到目前为止，制糖水解的方法主要有四钟：
（1）酸法；
（2）酸酶法；
（3）酶酸法；
（4）双酶法。

其基本原理是：在加酸高温水解或受酶的作用下，淀粉的颗粒结构被破坏，α-1，4，α-1，6糖苷键被破坏，切断，分子量逐渐变小，由糊精→麦芽糖→葡萄糖。

现将几种方法分别介绍如下：
（1）酸法
是传统的水解方法，它用无机酸作为催化剂，在高温高压的条件下，将淀粉水解为葡萄糖的过程。

优点：工艺简单，水解生产周期短，设备周转快。

缺点：副产物多，糖液纯度低，淀粉转化率低，糖液的色泽太混，且对原料要求比较严格，不能用粗淀粉，应用纯度高，精制淀粉，况且DE值低，
对设备腐蚀的厉害。

（2）酸酶法
先将淀粉乳用酸水解为糊精，低聚糖，然后再用糖化酶将其转化为普通同的过程。

优点：液化快，并且糖化段用酶法来完成，因而可采用较高的淀粉乳浓度，提高生产效率。

缺点：时间长，设备腐蚀严重。

（3）酶酸法
首先，淀粉乳早酶（α-淀粉酶）的作用下液化，然后再用酶将其转化为葡萄糖的过程。

优点：适用于大米的粗制原料，省去了精制的步骤，可提高原料的利用率。

缺点：对设备的腐蚀还很严重。

（4）双酶法
它是通过淀粉乳液化和糖化酶糖化将淀粉转化为葡萄糖的工艺。

双酶法可分为两步，第一步是液化过程，用α-淀粉酶将淀粉液化，转化为糊精及低聚糖，是淀粉的可溶性增加。

第二步是糖化，利用糖化酶将糊精及低聚糖进一步水解，转变为葡萄糖。

优点：
①由于酶具有很高的专一性，淀粉的水解副产物少，因而水解糖液的纯度
高，DE值可达98%以上，是糖液得到充分利用；
②可以在较高的浓度下水解，水解糖液的还原糖含量可达30%左右，这便
于后期发酵的流加糖工艺；
③由于酶解反应条件温和，没有高温高压，水解副产物少，因此，淀粉转
化率高；
④双酶法制取的糖液营养物质丰富，可以简化发酵培养基，有利于发酵的
稳定性，有利于提高糖酸转化率，也有利于后面的提取；
⑤双酶法可以避免淀粉在加工过程中的大量流失，减少粮耗。

缺点：生产周期长，夏天糖液容易变质。

本设计工艺制糖采用的是双酶法制糖，由下表可知双酶法制糖的优越性。

2．双酶法制糖工艺流程
α-淀粉酶
↓
淀粉乳→调浆罐→一次喷射→层流罐→二次喷射→缓冲罐→气液分离器→糖化罐→压力罐→板框过滤机→糖液贮池→糖液贮罐→发酵车间
↑↑
液化淀粉酶糖化酶
3．工艺条件控制
（1）调浆
将淀粉乳的浓度调至17°Be‘左右，用NH
4HCO
3
或是用HCl 调其PH值
为5.1-5.5，后加入耐高温α-淀粉酶，用量为10μ/g
淀粉
，搅拌均匀，
室温下操作即可，酶法：20000μ/g
淀粉。

（2）第一次喷射液化
P
气：2。

5-3Kg，P
料
：4Kg；T
气
：105℃，T
料
：103-104℃，在层流罐中
的时间为60分钟；（3）第二次喷射液化
P
气：3Kg，P
料
：4Kg；T
气
：130℃，T
料
：120-125℃。

经维持罐进入气液分离器，大约为100℃，加如液化型淀粉酶，用
量为10μ/g
淀粉。

酶活：40000μ/g
淀粉
，大约维持1。

5小时左右（用
碘液进行检测，现棕红色即可），继续降温至60℃，用硫酸调其PH值
至4.1-4.4，加入中温糖化酶150μ/g
淀粉，其酶活为100000μ/g
淀粉
，
大约糖化时间为2-3小时，用无水乙醇进行检验，无白色沉淀即可。

用蒸汽加热至80℃，进行灭酶30分钟，然后将糖液用NH
4HCO
3
调节PH
至4.6-4.8，在这个PH下，蛋白质与氨基酸的溶解度最小，容易凝聚
析出，经过滤除去。

与此同时，还应该注意：糖液中和的温度不易过
高，80℃即可，否则易产生焦糖，增加色素（同时，如果温度高，则
使蛋白质等胶体物质沉淀不完全）。

然后打入压力罐中，开始利用位差
进入板框过滤，大约6-7小时后，利用风压进入板框，板框过滤的时
间大约为10小时，滤液进入糖液贮池中，滤渣进入滤渣稀释池中加水
稀释，搅拌，预热后，打入滤渣贮罐中，进行二次过滤。

滤液进入糖
液贮罐，滤渣去作饲料，所滤得的糖液进入外面的糖液贮罐中。

质量要求：
色泽：淡黄色透明液体；
无糊精反应；
还原糖含量：31%；
DE值：98%；
透光率：80%以上；
PH：4.6-4.8；
转化率：96%。

第四章物料衡算
由质量守恒定律而来，即进入系统的全部物料重量等于离开系统的全部重量。

∑F=∑D+W
式中：F——进入系统物料量（Kg）
D——离开系统物料量（Kg）
W——损失的物料量（Kg）
一．生产过程中的总物料衡算
（一）。

生产能力
年产5万吨的MSG，99%的占80%，80%的占20%，工作日为320天。

1．折合成100%的MSG：47600 t/年；
2．日产商品MSG：50000/320=156。

25（t/d）
（其中99%的MSG125t，80%的MSG31。

25t）
3．日产100%的MSG：47600/320=148。

75（t/d）
（二）。

总物料衡算（以淀粉质原料为实例）
1．1000Kg纯淀粉理论上产100%MSG的量
1000*1。

11*81。

7%*1。

272=1153。

5 （Kg）
2．1000Kg纯淀粉实际产100%的MSG
参数确定：糖酸转化率 60% 粉糖转化率 99%
提取收率 95% 精制收率 96%
1000*1。

11*98%*60%*95%*127。

2%*96%=764.88（Kg）
3．1000Kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产100%的MSG
764.88*86%=657.80（Kg）
4．淀粉单耗
（1） 1000Kg100%的MSG实际消耗的纯淀粉量
1000/764.88=1.307t
（2） 1000Kg100%的MSG实际消耗的工业淀粉量
1000/657.80=1.520t
（3） 1000Kg100%的MSG理论上消耗的纯淀粉量
1000/115305=0.8669t
（4） 1000Kg100%的MSG理论上消耗的工业淀粉量
0.8669/86%=1.008t
5．总收率
实际产量（Kg）/理论产量（Kg）*100%=764.88/1153.5*100%=66.31% 6．淀粉利用率
1.008/1.520*100%=66.31%
7．生产过程总损失
100%—66.31%=33.69%
物料在生产过程中损失的原因
（1）糖转化率偏低；
（2）发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢，残糖高，灭菌损失产生其他产物；
（3）提取收率低，母液中Glu含量高；
（4）精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等。

8．原料及中间品计算
（1）淀粉用量
148.75*1.520=226.1（t/d）
（2）糖化液量
纯糖：226.1*86%*1.11*99%=213.68（t/d）
折算成31%的糖液 213.68/31%=689.29（t/d）
（3）发酵液量
纯Glu量：213.68*60%=128.21（t/d）
折算成10。

5g/dl的发酵液 128.21/10。

5%=1221.05（m3）
相对密度：ρ=1.066 1221.05*1.066=1301.64（t）
（4）提取Glu量
纯Glu量：128.21*95%=121.80（t/d）
折算成90%的Glu量 121.80/90%=135.33（t/d）
（5） GAA废母液量（采用等电点离子交换法排出的废母液含GAA0.6%）（128.21—121.80）/0.6%=1068.33（m3 /d）
（三）。

总物料衡算结果
二．制糖工序的物料衡算
1．淀粉浆量及加水量（淀粉加水比例为1：1.87）
1000Kg工业淀粉产浆：1000*（1+1.87）=2.87（t），加水量为：1870Kg 2．粉浆干物质浓度
（1000*86%）/2870*100%=30.0%
3．（1）液化酶量：10μ/g，活力20000μ/g（耐高温淀粉酶）
（1*106 *0.86*10）/20000=0.43（Kg）
（2）液化型淀粉酶：10μ/g，活力4000μ/g
（1*106 *0.86*10）/4000=2.15（Kg）
4．糖化酶用量：150μ/g，活力100000μ/g
（1*106 *0.86*150）/100000=1.29（Kg）
5．糖化液用量：31%的糖液，密度ρ=1.1166
（1.1166*1*0.86*1.11*98%*1000）/31%=3.37（t）
（纯糖：1000*86%*1.11*99%=945.1（Kg）；理论出糖：954.6（Kg））6．生产过程中，进入蒸汽和洗水量
3.404*1000—2.87*1000—0.43—2.15—1.29=530.13（Kg）
7．纯碱用量
按1.6Kg/t纯糖计：1.6*945.1*10-3 =1.512（Kg）
用量
8． CaCl
2
按0.6Kg/t纯糖计：0.6*945.1*10-3 =0.567（Kg）
9．滤渣量（以干物质计）
1000+0.43+1.29+1.512+0.567—954.6=49.199（Kg）
10．物料衡算表
三．连续灭菌和发酵工艺的物料衡算（采用高生物素添加青霉素流加糖工艺）
1．设一吨玉米淀粉能得到的最终发酵液的体积为V
H ，其中，设开始培养基为V
1
升，
流加糖液量为V
2
升。

已知：糖液浓度的百分含量（w/v）与密度的关系如下
10%：1.038 12%：1.046
16．7%：1.0667 30%：1.113
31%：1.1166
由于产酸率为10。

5%。

糖酸转化率为60%，所以最终糖液浓度为10。

5%/60%=17。

5%
一吨玉米淀粉得纯糖：1*1000*0.86*1.11*99%=945.054（Kg）
转化为31%的（w/v）糖液质量为：（945.054/31%）*1.1166=3404.0（Kg）
∵17。

5%（w/v）*V=945.054
∴V=5400.31（L）
其质量为：5400.31*1.0667=5760.5（Kg）
2．发酵过程从排风带走的水分
进风：25℃相对湿度：φ=70% 水蒸气合压：18mmHg（其中1mmHg=133.322Pa）排风：32℃相对湿度：φ=100% 水蒸气合压：27mmHg
进罐的空气压力（表压）15个大气压（其中一个大气压：101325Pa）排风：0。

5（表压）大气压
进出空湿含量差：
X
出—X
进
=0.622*27*100%/（1.5*760—27*100%）—0.622*18*70%/（2.5*760—
18*70%）
=0.01（Kg水/Kg 干空气）
通风比1：0.45
故带走的空气量为：5400.31*0.45*60*34*1.157*0.001*0.01=57.36（Kg）过程分析：放罐残留量及其他损失为：52Kg
3．接种量 10%（w/v）
5400.31*10%=540.031（Kg）
4．流加NH
3
的量 2。

8%（w/v）
5400.31*2.8%=151.209（Kg）
5．消泡剂 0.05%（w/v）
5400.31*0.05%=2.700（Kg）
6．配料
甘蔗糖蜜：5400.31*0.3%=16.201（Kg）
无机盐：（P，Mg，K）
5400.31*0.2%=10.801（Kg）
纯生物素及V
B1
：5400.31*100*10-9 =5.4*10-4
7.用于发酵培养基各糖液量
由题意可得：
10%（w/v）V
1+30%（w/v）V
2
=945.054
1．038V
1+1.113V
2
=5400.31*1.0667+57.36+540.031+151.209-2.7
由上两式可得
V
1
=2425.458（L）
V
2
=2341.694（L）
各液质量
（作为培养基）：2425.458*1.038=2517.63（kg）
（作为流加糖）：2341.694*1.113=2606.31（kg）
总发酵液：5400.31*1.0667=5760.51（kg）
所以各糖液中含纯糖量
（作为培养基的糖液）2517.625*10%（w/v）=251.76（kg）（作为流加糖的糖液）2606.31*30%（w/v）=781.89（kg）（发酵液体积）5760.51*17。

5%（w/v）=1008.09（kg）
8．配料水
配料时培养基中总含糖量V小于12%
向31%的（w/v）的糖液中含补水量
（251.763/12%）*1.046-（251.763/31%）*1.1166=1287.700（kg）9．发酵0小时数量验算
（251．763/31%）*1。

1166+16.201+10.801+1287.700=2221.536（kg）
其体积：2221.536/1.038=2140.21（L）
10．流加糖灭酶加蒸汽及补水量
（781.893/30%）*1.113-（781.893/31%）*1.1166=84.49（kg）
11．发酵终止时
V*1.0667-52=5760.51*1.0667-52=6092.737（kg）
12．衡算结果见下表
年产5万吨商品MSG日投工业淀粉226.1吨
四．谷氨酸提取工艺
除菌体：现采用蝶式离心机，4台一组，处理量15m3/h，洗水量4m3/h，菌体分离浓度50%
（1）。

除菌体过程中所需洗水量：1291.44/15*4=344.38（m3/d）
（2）。

菌体含水量和菌体总体积：1291.44*8%/50%=206.63（m3/d）
（3）。

除菌体后发酵液体积为：1291.44+344.38-206.63=1429.19（m3/d）
采用等电离交工艺（按1000kg工业淀粉之匹配量计）
1．发酵液数量
5400.31-52/1.0667=5013.88（L）
2．加98%的硫酸的量
5013.88*3。

6%=180.50（L）
98%的硫酸的相对密度为1.84
所以180.50/1.84=98.10（kg）
3．Glu产量
（1）。

100%Glu的量
5013.88*10。

5%=526.46（kg）
（2）。

分离后Glu的量
纯Glu ：526.46*95%=500.13（kg）
密度；1.54
500.13/1.54=324.76（L）
90%的Glu：500.13/90%=555.7（kg）
上清液量：5013.88-324.76=4689.12（L）
4．母液数量
母液含酸：2。

0%，高硫含酸：5。

0%
高流数量：4689.12*2。

0%/（5。

0%-2。

0%）=3126.08（L）母液总量：4689.12+3126.08=7815.2（L）
5．谷氨酸分离洗水量
555.7*20%=111.14（kg）
6．母液回收过程中用水及H+，OH-等数量
发酵液+硫酸+洗水量+回收过程用水及H+，OH-量=90%*Glu+母液回收用水及H+，OH-用量
555.7+7815.2-6092.737-111.14-180.50=1986.523（kg）7．衡算结果
日投料量226.1吨（不包括种子培养基用量）
五．精制工序的物料衡算
1．鼓氨酸的数量
100%的谷氨酸：526.46（kg）
90%的谷氨酸：555.7（kg）
2．碳酸钠的数量
555.7*36。

6%=203.39（kg）
3．加活性炭量
555.7*0.3%=1.667（kg）
4．中和液数量
526.46*1。

272/40%（w/v）=1674.14（L）
1674.14*1.16=1942.01（kg）
式中：1.6——含40%（w/v）MSG的溶液的相对密度（20°Be‘）5．中和加水量
1942.01-555.7-203.39-1.667=1181.25（kg）
6．产MSG的量
产100%MSG的量，精制收率为96%
产526.46*1.272*96%=642.87（kg）
7．产母液量
母液平均含MSG的量为25%（w/v）
526.46*1.272*10.5%/25%=281.26（kg）
母液的相对密度1.1则
281.26*1.1=309.38（kg）
8．废湿活性炭数量
湿炭含水：75%
1.667/（1-0。

75）=6.668（kg）
9．MSG分离调水洗水量
642.87*5%=32.14（kg）
10．中和脱色在结晶蒸发过程中蒸发出的水量1942.01+32.14-642.87-309.38-6.668=1015.23（kg）11．物料衡算汇总
第五章热量衡算
热量衡算是根据能量守衡定律建立起来的，热平衡方程式表示如下：
Q 1+Q
2
+Q
3
=Q
4
+Q
5
+Q
6
式中：Q
1
——物料带入的热量（J）；
Q
2
——蒸汽热量（J）；
Q
3
——各种热效应，如发酵热，稀释热，溶解热等（J）；
Q
4
——物料带走的热量（J）；
Q
5
——消耗于设备上的热量（J）；
Q
6
——设备向外界散失的热量（J）。

一．液化工序热量衡算
（一）。

液化加热蒸汽量
加热消耗蒸汽量（D）
D=GC（t
2—t
1
）/I—λ
式中：G——淀粉浆量（Kg/h）；
C——淀粉浆比热容（KJ/Kg·K）；
t
1
——浆料初温（20+273=293K）；
t
2
——液化温度（105+273=378K）；
I——加热蒸汽焓（238 KJ/Kg，103Mpa表压）；
λ——加热蒸汽凝结水的焓在378K时为440。

2 KJ/Kg。

1．淀粉浆量G
根据物料衡算：日投工业淀粉226.1（t）
连续液化：226.1/24=9.42（t/h）
加水为：1：1。

87
粉浆量为：9.42*2。

87=27035.4（Kg/h）
2．粉浆干物质浓度
9420*86%/27035.4*100%=29.97%
3．粉浆比热C可按下式计算
C=C
0X/100+C
水
（100—X）100
式中：C
——淀粉质比热容，取1.132
X——粉浆干物质含量，29。

97%
C
水
——水的比热容，4.18 （KJ/Kg·K）；
C=1.132*29.97/100+4。

18*（100-29。

97）/100=3.266（KJ/Kg·K）
4．蒸汽用量
D=27035.4*3.266*（105-20）/（2738-440.2）=3266.28（Kg/h）（二）。

灭酶用蒸汽量
灭酶时将液化液由105℃加热至130℃，在130℃时λ为546.39KJ/Kg
O
灭
=27035.4*3.266*（130-105）/（2738-546.39）=1007.22（Kg/h）
要求：在20min内使液化液由105℃升至130℃，
则蒸汽高峰量为：1007.22*60/20=3021.67（Kg/h）
以上两项合计平均量：3021.67+1007.22=4028089（Kg/h）
日用量：4028.89*24/1000=96.69（t/d）
高峰量：4028.89+3021.67=7050.56（Kg/h）
（三）。

液化液冷却用水量
1．物料经物液分离器T从125℃降至100℃所损失
I在125℃ 2187.75 KJ/Kg·K λ在100℃ 419.16 KJ/Kg·K
D= GC（t
2—t
1
）/I—λ
=（27035.4+4028.89）*3.266*（125-100）/（2187.75-419.16）
=1434.14（Kg/h）
2．冷却水用量
使用竖式蛇管换热器，在糖化罐内将物料由100℃降温至90℃，使用二次水，冷却水温20℃，出口温度37℃。

需冷水量：（W）
W
1
=（27035.4+4028.89-1434.14）*3.266*（100-90）/[（37-20）*4.18]
=13618.36（Kg）
T料：由90℃降至60℃，T水：由20℃升至27℃，
W2=（27035.4+4028.89-1434.14）*3.266*（90-60）/[（27-20）*4.18]
=99219.48（Kg）
二．糖化工序热量衡算
日产31%的糖液769364（t/d），即，769.64/1.1166=689.27（m3）
糖化操作周期36个小时左右，糖化25小时，糖化罐100m3，填冲系数：0.75
装料量：75m3，
要求：2小时把75m3的液化液冷却至60℃，
高峰用水量：1.1166*75000/2*（13618.36+99219.48）*/（27035.4+4028.89）=152.10（t/h）
需糖化罐数：689.27/75*36/24=13.78 取14台；
糖化液灭酶需蒸汽量：60℃升至80℃，
D=（27035.4+4028.89-1434.14）*3.266*（80-60）/（2783-356）=812。

53（Kg/h）=19.5（t/d）
式中：G——淀粉浆量（Kg/h）；
C——淀粉浆比热容（KJ/Kg·K）；
——浆料初温（20+273=293K）；
t
1
——液化温度（105+273=378K）；
t
2
I——加热蒸汽焓（238 KJ/Kg，103Mpa表压）；
λ——加热蒸汽凝结水的焓
每日糖化罐同时运转：13.78*25/30=11.48（罐）
每日投料量，放料罐次：689.27/75=9.19（罐次）
每日冷却水用量：2*11.48*34.96=802.68（t/d）
三．连续灭菌和发酵工序热量衡算
（一）。

培养液连续灭菌蒸汽量
发酵罐：200m3，装料量：150m3，装填系数：0。

75，
每罐产100%MSG的量：200*0.75*10.5%*95%*96%*1.272=18.27（t）
年产5万吨商品味精，日产100%MSG：148.75t
总料数：150m3/罐，重量：150*1.0667=160（t/罐）
发酵操作周期：40小时（发酵时间32小时），
需罐数：148.75/18.27*40/24=13.57 取14台
每日投放料罐数：148.75/18.27=8.142（罐）
日运转：13.57*32/40=10.856（罐）
1．每罐料液体积
每罐料液体积：150m3，糖液浓度：16.7g/dl，
灭菌前培养基含糖量
945.054/（V1+V2）=945.054/（2425.458+2341.694）=19.82（g/dl）其数量：150*16.7%/19.82%=126.39（t）
灭菌加热过程用0。

4Mpa蒸汽（表压），I=2473KJ/Kg
每罐灭菌3小时，输料流量：126.39/3=42.13（t/h）
2．消毒灭菌所用蒸汽量
D=42130*3.97*（120-75）/2743-120*4。

18=3357.96（Kg）=3.358（t/h）
（式中：3。

97为糖液比热容）
3．每天蒸汽量
3.358*3*9=90.67（t/d）
平均量：90.67/24=3.78（t/h）
高峰量：3.358（t/h）
（二）。

培养液冷却水用量
120℃热料液与生料热交换降至80℃，再用20℃水冷却至32℃，而水温升至45℃，则冷水用量：
W=42130*3.97*（80-32）/[（45-20）*4。

18]=76825.17（Kg/h）=76.83（t/h）
全天用水量：76.83*3*9=2074.41（t/d）
（三）。

发酵罐空罐灭菌所需蒸汽
1．发酵罐体加热
200m3，1Cr18Ni9Ti的发酵罐体重34。

3t；冷却排管重6t，1Cr18Ni9Ti的比
热容0。

5 KJ/Kg·K，用0。

2Mpa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐早0。

15Mpa
（表压）下由20℃升至127℃。

其蒸汽用量：
（34300+6000）*0.5*（127-20）/（2718-127*4。

18）=985。

79（Kg）
2．填充发酵罐空间所需要的蒸汽量，因200m3的发酵罐的全容积大于200m3考虑罐内的排管，搅拌器等所占空间，罐的自由空间仍按200m3计算，填充空间需要蒸汽量：
D
空=V
ρ=200*1.622=324.4（Kg）
式中：V——发酵罐的自由空间即全容积（m3）
ρ——加热蒸汽的密度（Kg/m3），0。

2Mpa的表压为1.622。

3．灭菌过程的热损失
辐射与对流联合给热系数α，罐外壁T：70℃
α=33.9+0.19*（70-20）=43.4（KJ/m3·h·k）
200m3发酵罐的表面积为201m2，耗用蒸汽量
D损=201*43.4*（70-20）/（2718-127*4.18）=199.42（Kg）
4．罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗
201*0.001*1000*（127-20）*4。

18/（2718-127*4。

18）=41。

1（Kg）式中0.001——附壁水平均厚度（1mm ）
5．灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量底5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为（985.79+324.4+199.42+41.1）/（1-0.05）=1632.33（Kg/h）每空罐灭菌1。

5h，用蒸汽量：1632.33*1.5=2448.5（Kg/罐）每日用蒸汽量：2448.5*9=22036.5（Kg/d）
平均量：22036.5/24=918.19（Kg/h）
（四）。

发酵过程产生的热量及冷却水用量
通货计算冷却水带走的热量进行计算发酵热
Q
最大=4.18*冷却水流量（Kg/h）（t
出
-t
进
）/发酵液总体积（m3）
200m3的发酵罐，装料量150m3，使用新鲜水冷却，进口T为10℃，出口为20℃，冷却水用量
W=3.0*104*150/（20-10）*4。

18=1。

077*105（Kg/h）=107。

7（t/h）
式中：3.0*104是Glu的发酵热高峰值。

日运转10.856罐，高峰用水量：107.7*10.856=1169.19（t/h）
日用水量：1169.19*0.8*24=22448.47（t/d）
（0. 8为发热状况均衡系数）
平均用水量：22448.47/24=935.35（t/h）
四．Glu提取工序热量衡算
等电罐250m3，装液量：187m3。

相对密度：1.06，由30℃降至5℃，平均降温速度：2℃/h
其冷量为：187*103*1.06*2*3.97=1.57*106（KJ/h）
式中3.97为发酵液比热容（KJ/Kg·k）
中和时，硫酸对水的溶解热为92KJ/mol，6h98%的硫酸6200Kg
其溶解热为：6200*98%/6*98*92=950.7（KJ/h）（可忽略不计）
1.57*106/3600=436.1（kw）
每天运转10.856罐，总制冷量：436.1*10.856=4734.3（kw）
五．MSG溶液浓缩结晶过程的热量衡算
年产5万吨的商品味精，日产100%MSG148.75吨，选用25m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶，一个操作周期为25小时。

其中辅助时间为5小时，每罐产100%MSG10吨，需结晶罐数：
148.75/（10-1。

6）=17.7台，取18台
式中1. 6——每罐投入的晶种量（t）
（一）。

热平衡与计算加热蒸汽量
每罐投入40g/dl的中和脱色液（即原液）23m3，流加30g/dl母液32m3，过程中加水6m3，在70℃下真空蒸发结晶，浓缩3小时，育晶17小时，放料量20m3。

1．热量衡算
（1）。

来料带入热量
进料T：35℃比热为：3。

5KJ/Kg·k
=（23*1。

16+32*1。

13）*3。

5*35*103=7。

7*106（KJ） Q
来料
（2）。

加水倒入热量
Q水=6*4。

18*35*103=8。

8*106（KJ）
（3）。

晶种带入热量
MSG比热容：1。

67（KJ/Kg·k）
Q来晶=1600*1.67*20=5。

3*104（KJ）
（4）。

结晶放热
MSG结晶热为12。

7KJ/mol
Q热晶=（10-1。

6）*106*12。

7/187=5。

7*105（KJ）
（5）。

母液带走热量
分离母液12m3，折算为相对密度1。

21时15t，比热容为2。

83 KJ/Kg·k
Q母=15*103*2。

83*70=3。

0*106（KL）
（6）随二次蒸汽带走热量
Q二蒸=（23+32+6-20）*2626.8*103=1.077*108（KJ）式中：20——结晶罐放罐时的结晶液量（m3）
2626．8——70℃时水蒸汽焓值（KJ/kg）（7）随结晶MSG带走热量
Q
出晶
=10*103*1。

67*70=1。

17*106（KJ）
需外界供给热量
Q=（Q
母+Q
二晶
+Q
出晶
）-（Q
来料
+Q
水
+Q
来晶
+Q
热晶
）
=（3.0*106+1。

077*108+1。

17*106）-（7。

7*106+8。

8*105+5。

3*104*5。

7*105）
=9。

5*107（KJ）
2．计算蒸汽用量
每罐次用气量：热损按5%折算
D=9。

5*107/[（2717-535）*0。

95]=45830（kg/罐次）
每小时耗蒸汽高峰量：45380/20=2292（kg/h）
18台罐（实际是17。

7台）同时运转，高峰用水量：17.7*2292=40568.4（kg/h）
每日用蒸汽量：17.7*45830=811191（kg/d）=11.2（t/d）
每小时平均用蒸汽量：811.2/24=33.8（t/h）
（二）。

冷却二次蒸汽所消耗蒸汽水量
1．二次蒸汽量，给水蒸发速度
（23+32+6-20）/20=2。

05（m3
/h）
水
2．冷却水用量
使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸汽焓2626。

8
（KJ/kg）
需冷却水量：W=2.05*103*（2626。

8-45*4。

18）/[（45-20）*4。

18]=80000
（kg/h）=80（t/d）
18台罐，高峰哟内水量：18*80=1440（t/h）
全日用水量：80*20*17.7=28320（t/d）
平均用水量：28320/24=1180（t/h）
为保证循环水不超过30℃，需加进二次水4000t/d
六．干燥过程的热量衡算
分离后之湿MSG含水2%。

干燥后达0。

2%，进入的加热空气为18℃，相对湿度为
70%，通过加热器使空气升至80℃，从干燥器出来的空气为60℃年产5万吨的商品味精，日产湿味精：148.75/98%=151.79（t）三班生产，即：151.79/24=6.32（t/h）
干燥水分量：（151790*2%-148750*0.2%）/24=114.10（kg/h ）
18℃空气湿含量Φ=70%，X
0=0.009kg/kg
干空气
，I
=41。

8KJ/kg
干空气
，加热80℃，I
1
=104。

5KJ/kg
干空气
由公式：△=（I
2-I
1
）（X
2
-X
1
）=Q
物料
-Q
损失
-Q
初温
式中：△——空气经过干燥后的热量变化（KJ/kg）I
1
——出空气加热器之空气热焓（KJ/kg）
I
2
——出干燥器之空气热焓（KJ/kg）
I
——冷空气之热焓（KJ/kg）
X 0——空气湿含量（KJ/kg
干空气
）
X 1——进干燥器之空气湿含量（KJ/kg
干空气
）
X 2——出干燥器之空气湿含量（KJ/kg
干空气
）
Q
初温
——物料初使温度时的物料中每1kg水之热含量（KJ/kg）
Q
物料
——加热物料所耗热量[KJ/（kg·k）]
Q
损失
——损失热量，通常为有效热量的10%。

Q
物料=6.32*103*（60-18）*0.4*4。

18/114.10=3889.71（KJ/kg
水
）
Q
损失=10%*（595*4.18+0.47*60*4.18+3889.71-18*4.18）=641.94（KJ/kg
水
）
△=18*4。

18-3889.71-641.94=-4456.41（KJ/kg
水
）。