最新2016年产7000T味精厂工艺设计任务书

§1.设计任务书
1 基础数据：
生产规模：7000t／年味精
产品规格：100%MSG（一水谷氨酸钠）
表1 发酵法生产谷氨酸的工艺技术指标
表2 味精生产过程的原辅材料及动力单耗（1t100%MSG计算）
1.1 二级种子培养基及发酵培养基的组成（重量/体积）
二级种子培养基：水解糖2.5%，糖蜜2.0%，尿素0.35%，磷酸氢二钾0.10%，硫酸镁0.06%，玉米浆0.5~1.0%，泡敌0.06%，硫酸锰0.2mg/100mL，硫酸亚铁0.2mg/100mL.
发酵培养基：水解糖16.4%，甘蔗糖蜜0.30%，硫酸镁0.06%，氯化钾0.08%，磷酸氢二钠
0.02%，玉米浆0.20%，泡敌0.05%，硫酸锰0.2mg/100mL，硫酸亚铁0.2mg/100mL，植物油
0.10%.
1.2 接种量1%.
1.3 发酵过程加液氨量为发酵液体积的
2.8%，液氨密度为0.62kg/L，消泡剂相对密度为0.8.
1.4 通气量：0.2VVM
1.5 生产天数：320天
2 设计内容
2.1 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。

2.2 工艺计算：发酵车间的物料衡算，热量衡算，无菌空气用量的计算。

2.3 味精发酵车间生产设备的选型计算(包括设备的容量、数量、主要的外形尺寸)。

3 设计要求
3.1 根据以上设计内容书写设计说明书。

3.2 完成初步设计阶段图纸：工艺流程图(包括无菌空气、配料连消、菌种与发酵)；发酵车间平面布臵图。

4 报告内容
4.1 目录
4.2 工艺条件的确定和工艺流程说明
4.3 工艺计算
4.4 设备选型计算
4.5 附图
4.6 参考文献
4.7 重要符号说明
§2.报告内容：
〃目录:
一、工艺条件的确定和工艺流程说明
1 味精简介
2 味精生产方法及工艺
2.1 以小麦为原料生产味精的工艺
2.2 以玉米为原料生产味精的工艺
3 本工艺设计的简介
3.1 制粉工艺
3.2 制糖
3.3 发酵
3.4 提取
3.5 精制工艺
3.6 烘干、筛分、包装工艺
3.7 环保部门
二、工艺计算
1 物料衡算
1.1 生产过程的总物料衡算
1.1.1 生产能力
1.1.2 总物料衡算
1.1.3 淀粉的单耗
1.1.4 利用率计算
1.1.5 原料及中间体的计算
1.2 发酵工序的配料及连续灭菌过程物料衡算
1.2.1发酵培养的糖液量
1.2.2 配料
1.2.3 配料的水量
1.2.4发酵终点发酵液量
1.2.5 种子培养过程物料衡算
2 连续灭菌和发酵工段热量衡算
2.1 培养液连续灭菌用蒸汽量
2.1.1发酵罐数量的计算
2.1.2 蒸汽用量计算
2.1.3 培养液冷却水用量
2.2 发酵罐蒸汽用量
2.2.1 发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量2.2.2 充满发酵罐空间需要的蒸汽量2.2.3 灭菌过程中的热损失
2.3发酵过程冷却水用量
3 无菌空气消耗量计算
3.1 单罐发酵无菌空气消耗量计算3.2 种子培养等其他无菌空气耗量3.3 发酵车间高峰无菌空气耗量
3.4发酵车间年用气量
三、发酵工段设备选型
1 发酵罐
1.1发酵罐生产能力的确定
1.2发酵罐台数的确定
1.3 发酵罐容积计算
1.4 校核
1.5冷却面积计算
2 种子罐
2.1 种子罐容积的确定
2.2 种子罐数量的确定
2.3 冷却面积的计算
3 连消操作的设备选型
3.1 连消塔长度
3.2 进料管直径计算
3.3 连消蒸汽耗量
3.4 进气管直径计算
3.5出料管直径计算
3.6 连消塔外圆尺寸计算
3.7外筒有效长度的校核
4 维持罐的计算
4.1 维持罐的选型
4.2生产能力、数量和容积的确定
4.3设备主要尺寸的确定
4.4核算其总容量
四、附图
五、参考文献
一、工艺条件的确定和工艺流程说明
1 味精简介
味精是调味料的一种，别名为味素、味之素，主要成分为谷氨酸钠,又叫麸氨酸钠（含30%左右），其中还含有30～40%的盐、10%的糊精和20～30%的添加剂。

其中谷氨酸是氨基酸的一种，也是蛋白质的最后分解产物。

有鲜味，通过刺激舌头味蕾上特定的味觉受体（胺基酸受体 T1R1/T1R3 或谷氨酸受体）以带给人鲜味的感受，是常用调味料的一种，广泛存在于日常的食品中。

谷氨酸钠是一种胺基酸谷氨酸的钠盐。

是一种无嗅无色的晶体，在232℃时解体熔化。

谷氨酸钠的水溶性很好，在100毫升水中可以溶解74克谷氨酸钠。

在强碱溶液中，它能生成谷氨酸二钠，鲜味就没有了。

如果将水溶液加热到120℃，能使部分谷氨酸钠失水而生成焦谷氨酸钠，就更没有鲜味了。

图1 谷氨酸钠和谷氨酸的结构式
据研究：味精其摄入体内后可分解成谷氨酸、酪氨酸，对人体健康有益。

味精可以增进人们的食欲，提高人体对其他各种食物的吸收能力，对人体有一定的滋补作用。

因为味精里含有大量的谷氨酸，是人体所需要的一种氨基酸，96％能被人体吸收，形成人体组织中的蛋白质。

它还能与血氨结合，形成对机体无害的谷氨酰胺，解除组织代谢过程中所产生的氨的毒性作用。

又能参与脑蛋白质代谢和糖代谢，促进氧化过程，对中枢神经系统的正常活动起良好的作用。

味精的主要作用是增加食品的鲜味，在中国菜里用的最多，也可用于汤和调味汁。

味精于1909年被日本味之素（味の素）公司所发现并申请专利。

纯的味精外观为一种白色晶体状粉末。

当味精溶于水（或唾液）时，它会迅速电离为自由的钠离子和谷氨酸盐离子（谷氨酸盐离子是谷氨酸的阴离子，谷氨酸则是一种天然氨基酸）。

要注意的是如果在100℃以上的高温中使用味精，鲜味剂谷氨酸钠会转变为对人体有致癌性的焦谷氨酸钠。

还有如果在碱性环境中，味精会起化学反应产生一种叫谷氨酸二钠的物质。

所以要适当地使用和存放。

2 味精生产方法及工艺
最初的味精生产是用水解法提取获得的。

1861年，德国的一位教授从小麦的面筋当中，第一次提取出味精的组成成分谷氨酸。

随后，日本科学家又将谷氨酸的提取转向大豆和小麦，并获得了成功。

我国的化学工程师吴蕴初他先用34％的盐酸加压水解面筋，得到一种黑色的水解物，经过活性炭脱色，真空浓缩，就得到白色结晶的谷氨酸。

再把谷氨酸同氢氧化钠反应，加以浓缩、烘干，就得到了谷氨酸钠。

然而，用水解法生产味精是很不经济，这种方法要耗用很多粮食，每生产1吨味精，至少要花费40吨的小麦。

而且，在提取谷氨酸钠时产生许多味道不好的气体，使用的盐酸也易腐蚀机器设备，还会产生许多有害废水。

协和公司组织的一批科学家在进行研究时发现，用糖和尿素在微生物的作用下也可制得谷氨酸，1956年，协和公司筛选出谷氨酸短杆菌，诞生了谷氨酸钠的发酵法生产。

协和公司的科学家们用糖、水分和尿素等配制成培养液，再用高温蒸汽灭菌法灭菌，然后把培育好的纯种短杆菌在最有利的环境下接种进去，让它们生长、繁殖，并把绝大部分的糖和尿素转变为谷氨酸，发酵结束后用碱中和，使之成为钠盐，再经提取、精制获取味精。

用协和公司发明的新方法生产味精，每吨只耗用小麦3吨，不仅操作简单，成本大大降低，而且味精的纯度提高，鲜味更强。

目前，国外均是以糖、蜜作为原料来生产味精，而在我国，则用玉米或者大米等粮食作物生产味精。

2.1 以小麦为原料生产味精的工艺
以小麦为原料，先进行研磨，得到麸皮和粗制小麦面粉（淀粉）；取粗制小麦淀粉进行分离，得到谷朊粉（即小麦蛋白）及精致小麦淀粉；取精致小麦淀粉进行制糖处理，主要得到葡萄糖，所得的糖液加入菌种和原辅料进行发酵，而剩余的糖渣则可生产得到牲畜饲料等产品。

经过一段时间后，对料液进行提取，得到粗制的谷氨酸晶体，并进行溶解，加入Na2CO3进行中和；在精制过程中利用炭和树脂进行脱色除杂处理，最后经过结晶等步骤，得到符合标准的味精成品；成品按照颗粒大小洁净程度等标准经过分类包装，成为不同品质的味精产品进行销售。

用发酵法生产谷氨酸钠的一般工艺流程如图2所示，
图2 发酵法生产味精
2.2 以玉米为原料生产味精的工艺
以玉米为原料，包括糖液制备、谷氨酸发酵、谷氨酸提取、谷氨酸钠精制等工艺。

3 本工艺设计的简介
设计任务书要求设计年产7000吨味精的工艺流程，并对生产方法、工艺操作参数、设备选型等进行阐述。

现以玉米为生产原料，设计年产7000吨味精的工艺流程，整个流程分为制粉、糖化、
谷氨酸发酵、谷氨酸提取、谷氨酸纳精制、烘干、包装等工艺。

3.1 制粉工艺
本工艺主要完成将原材料玉米加工成为直接原料——淀粉，其中主要的包括磨粉、筛分、配粉、打包等工段。

设计一制粉车间，专门负责完成淀粉的生产。

3.2 制糖
糖化工艺的主要任务是为后续的谷氨酸发酵提供碳源——糖液生产。

具体过程为：上一步的得到的玉米淀粉通过调浆，使其达到一定浓度，通过加入纯碱以调节PH＝5.8～6.2，并加入浓度在0.6‰的液化酶。

一段时间以后，在110摄氏度蒸汽加热下进行喷射，经过两小时的层流液化测DE达到14～20％后，进行调料。

首先调节PH至4.0～4.4，然后降温至六十摄氏度，加入千分之一的糖化酶进行糖化；一定时间后进行中和，需升温至80℃，调节PH至4.8～5.2，以期去掉蛋白质并使黏度降低。

然后经过板框过滤去除糖渣，得到所需要的糖水。

设计一糖化车间，负责为谷氨酸发酵工段提供要求浓度的糖液。

3.3 发酵
谷氨酸的发酵工艺中主要包括三大系统，即无菌空气系统、流加系统和灭菌系统，其次还包括种子的改良、种子的培养、接种、育种、发酵参数调节、发酵产品检测等。

无菌空气通过多级过滤获取，主要的过滤介质有棉花和膜。

灭菌系统包括物料的灭菌和发酵罐、种子罐等设备的空罐灭菌，物料的灭菌采用连消系统，流加操作主要是糖液的流加和泡敌的流加两个方面。

设计一个发酵车间，主要负责种子的改良、培养、接种、育种、发酵等工作任务，同时还配臵流加系统和完整的连消装臵，无菌空气有专门的无菌空气房提供。

大体流程见下图3
图3 发酵流程示意图
3.4 提取
常用的谷氨酸提取的方法很多，现设计为采用等电点结晶法提取，调节溶液PH为3.22。

主要包括浓缩、调节PH连续等电点结晶、拉冷、一次分离、二次分离、转晶、带式分离、碳酸钠（纯碱）中和等工段。

浓缩用的设备采用常见的降膜浓缩系统，一次、二次分离使用的离心机是卧式螺旋卸料沉降离心机。

设计一个提取车间，完成提取阶段的任务。

3.5 精制工艺
精制工艺比较简单，生产任务也比较轻，主要承担脱色、分离、结晶、晶体分离等生产任务。

脱色采用活性炭即可，结晶过程采用抽真空、浓缩、加入晶种等辅助手段帮助结晶。

设计一个精制车间，负责谷氨酸钠的精制任务。

3.6 烘干、筛分、包装工艺
这是对产品进行进一步的精制和包装的任务。

包装后的产品经过有关部门的验收后，就可以进入市场流通。

由于烘干、筛分、包装工艺的生产任务轻，设计时不专门设定车间，将其和库房合并，共用一套厂房。

3.7 环保部门
味精生产过程会产生一定量的废液，如果直接排放，会对当地的环境造成极大地污染，同时，这也是国家所不允许的。

因此，设计时将环保部门作为独立的部门行使职责，处理生产过程中产生的废液，对部分有用成分进行回收，同时将废液处理到国家允许排放的标准之下。

二、工艺计算
1 物料衡算
1.1 生产过程的总物料衡算
1.1.1 生产能力
年产7000吨MSG（按100%的MSG计算），生产天数为每年生产320天，即日产100%的MSG21.875吨。

1.1.2 总物料衡算
（1）1000kg纯淀粉理论上能生产100% MSG的量为：
1000×1.11×81.7%×1.272=1153.5（㎏）
（2）1000kg纯淀粉实际上能生产100% MSG的量为：
1000×1.11×98%×50%×86%×92%×1.272=547.4（㎏）
（3）1000kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）生产100% MSG的量为：
547.4×86%=470.8（㎏）
注：淀粉水解为葡萄糖的转化比为111%；
葡萄糖转化为谷氨酸的转化比为81.7%；
谷氨酸转化为一水合谷氨酸钠的转化比为127.2%；
淀粉糖化转化率为98%；
糖酸转化率为50%；
提取收率为86%；
精制收率为92%
1.1.3 淀粉的单耗
（1）生产1000kg100%MSG理论上消耗纯淀粉量为：
1000÷1153.5=0.8669(t)
（2）生产1000kg100%MSG理论上消耗工业淀粉量为：
0.8669÷86%=1.008(t)
（3）生产1000kg100%MSG 实际消耗纯淀粉量为： 1000÷547.4=1.827(t)
（4）生产1000kg100%MSG 实际消耗工业淀粉量为： 1000÷470.8=2.124(t)
1.1.4 利用率计算 （1）总收率：
（2）淀粉利用率：
（3）生产过程的总损失：
1.1.5 原料及中间体的计算
（1）淀粉用量为：）（d t /463.46124.2875.21=⨯
(2) 糖化液纯糖量为：）（d t /467.43%9811.1%86463.46=⨯⨯⨯
(3) 换算成含量24%的糖液量为：
）（d t /11.181%24467
.43= (4)发酵液量的计算： ）（d m /669.2718
100
%50467.433=⨯⨯ ）（d t /969.28706.1669.271=⨯
注：产酸率为8.5g/100mL ；
16.4g/dL 的糖液的相对密度为1.06
(5) 提取出谷氨酸的量：）（d t /768.20%90%86%50467.43=÷⨯⨯
注：提取得90%的谷氨酸
(6)谷氨酸废液量（以排出的废液含0.7g/mL 谷氨酸计）：
）（）（d t /67.464%7.0%861%50467.43=÷-⨯⨯
7000t 味精生产过程的总物料衡算数据详见表3。

%46.47%1005
.1153547.4
=⨯%46.47%100124
.2008
.1=⨯%
54.52%46.47%100=-
表3 年产7000t 味精生产工艺的总物料衡算结果
1.2 发酵工序的配料及连续灭菌过程物料衡算 1.
2.1发酵培养的糖液量
（1）1000kg 的工业淀粉经水解后，得到24%的糖液量：
1000×86%×1.11×98%÷24%=3898（kg ） （2）接种前发酵培养基的糖液量：
)(5704)
/%(4.16%
243898L v w =⨯
（3）发酵培养基的糖液量（16.4g/dL 糖液的相对密度为1.06）：
5704.39×1.06=6046（kg ） 1.2.2 配料
（1）按放罐发酵液体积计算：)(5847%
0.16%
4.165704L =⨯
（2）甘蔗糖蜜：5847×0.30%（W/V ）=17.50（kg ） （3）玉米浆：5847×0.20%（W/V ）=11.69（kg ） （4）硫酸镁：5847×0.06%（W/V ）=3.51（kg ） （5）氯酸钾：5847×0.08%（W/V ）=4.68（kg ） （6）磷酸氢二钠：5847×0.02%（W/V ）=1.17（kg ） （7）硫酸锰：5847×0.20（mg/100mL ）=0.012（kg ） （8）硫酸亚铁：5847×0.20%（mg/100mL ）=0.012（kg ） 无机盐小计：3.51+4.68+1.17+0.012+0.012=9.38（kg ） （9）植物油：5847×0.10%（W/V ）=5.85（kg ） （10）发酵过程加液氨的量（其密度为0.62kg/L ）：
5847×2.8%（W/V ）=164（kg ）
其体积为 164÷0.62=265（L ）
（11）泡敌剂量（相对密度为0.8）：5847×0.05%（W/V ）=2.9（kg ）
其体积为 2.9÷0.8=3.6（L ）
1.2.3 配料的水量
（1）配料用水（培养基中的含糖量不低于19%），向24%的糖料中加的水量为：
)(10263898%19%
243898kg =-⨯
（2）灭菌过程中加入蒸汽量及补水量： 6046-3898-1026-17.5-11.69-9.38-5.85 =1077.58（kg ）
（3）发酵过程排风带走的水分：
设进风T 为25℃，相对湿度Ф=70%，水蒸气分压18mmHg （1mmHg=133.3Pa ），排风T 为32℃，相对湿度为Ф=100%，水蒸气分压为27mmHg 。

进罐空气压力为1.5atm （表压），排风表压0.5atm 。

所以进出空气的是含量差为：
干空气）
水（进出kg /kg 01.00042
.0015.0%
70187605.2%
7018622.0%100277605.1%10027622.0=-=⨯-⨯⨯⨯
-⨯-⨯⨯⨯=-X X
（4）带走的水分（通风量0.2vvm ，32℃干空气的密度1.157kg/m 3
）：
5847×0.2×60×38×1.157×0.001×0.01=31（kg ）
1.2.4发酵终点发酵液量
发酵过程中需定时对发酵情况进行检测，为进一步控制过程参数提供依据。

令发酵过程中用于分析检测和放罐残留量，及其他损失量共为50kg ，则发酵终点的液量为：
6046+（5847×1%×1.06）+164+2.9-31-50=6194（kg ） 注：接种量为1%
接种量为：5847×1%=58.5（L ）
58.5×1.06=62（kg ）
表4 发酵工序的配料及连续灭菌过程物料衡算结果
注：一天消耗工业淀粉21.875×2.124=46.46吨，即工业淀粉消耗量为46.46t/d，所以1t工业淀粉匹配物料与日投料量的关系是：δ=1000/46.46=21.52
1.2.5 种子培养过程物料衡算
（1）接种量为1%：287.78×1%=2.88（m3/d）
2.88×1.06=
3.05（t/d）
（2）水解糖量：2.88 m3/d×2.5g/100mL=72(kg/d)
折算成为24%的糖液 72÷24%=300（kg/d）
(3) 甘蔗糖蜜：2.88m3/d×2.0g/100mL=57.6（kg/d）
(4) 尿素： 2.88m3/d×0.35g/100mL=10.08（kg/d）
(5) 玉米浆：最少 2.88 m3/d×0.5g/100mL=14.4（kg/d）
最多 2.88 m3/d×1.0g/100mL=28.8（kg/d）
(6) 磷酸氢二钾： 2.88 m3/d×0.10g/100mL=2.88（kg/d）
(7) 硫酸镁： 2.88 m3/d×0.06g/100mL=1.73（kg/d）
(8) 硫酸锰： 2.88 m3/d×0.2mg/100mL=0.00576（kg/d）
(9) 硫酸亚铁： 2.88 m3/d×0.2mg/100mL=0.00576（kg/d）
无机盐合计： 2.88+1.73+0.00576+0.00576=4.62（kg/d）
(10)泡敌： 2.88 m3/d×0.06g/100mL=1.73（kg/d）
种子培养过程中的主要物料衡算详细结果参见表5。

表5 种子培养过程主要物料衡算结果
2 连续灭菌和发酵工段热量衡算
2.1 培养液连续灭菌用蒸汽量
2.1.1发酵罐数量的计算
令发酵过程所用的发酵罐为200m3，装料系数为0.7，那么每只罐产100%MSG的量应为（产酸率为8g/100mL）：
200×0.7×8%×86%×92%×1.272=11.27(t)
从前面的物料衡算中可以明确知道年产7000吨商品味精的工厂,日产100%MSG 为21.875t 。

同时已知,发酵的操作周期为48h(其中培养时间38h),这样生产过程所需要的发酵罐应为：
)(88.324
48
27.11875.21台=⨯
取整后共需要4台体积为200m 3
的发酵罐。

2.1.2 蒸汽用量计算
每日投（放）罐次为21.875÷11.27=1.94罐,日运转3.88×38/48=3.07罐。

每罐的初始体积为140m 3
，糖浓度是16.4g/100ml,假设灭菌前培养基的含糖量为19%,则19%的糖液的量应为:
)(8.120%
19%4.161403
m =⨯
灭菌过程中用0.4Mpa 蒸汽(表压)，其I=2743kJ/kg ，分两步加温，先用板式换热器将物料由20℃预热到75℃，再加热到120℃，而冷却水的温度由20℃升至45℃。

设每罐的灭菌时间为3h,需要的输料流量为120.8÷3=40.3(m 3
/h)，灭菌所用的蒸汽量为：
(t/h)203.318
.4120274307.1)75120(7.33.401
=⨯-⨯-⨯⨯=蒸汽W
注：3.7是糖液的比热容[kJ/(kg •K)]。

这样，每天的灭菌蒸汽用量就是3.203×3×3=28.8(t/d),其中高峰用量是3.203(t/h),平均用量是28.8÷24=1.2(t/h)。

2.1.3 培养液冷却水用量
培养液采用板式换热器进行换热，并回收部分热量，120℃的热料先与生料进行热交换，降温至80℃，再用冷却水冷却至35℃，在此过程中冷却水由20℃升温至45℃。

由此计算出冷却水的用量：
(t/h)69(kg/h)6872218
.4)2045()
3580(7.307.140300==⨯--⨯⨯⨯=
冷却W
全天冷却水用量为：69×3×3=621(t/d)。

2.2 发酵罐蒸汽用量
2.2.1 发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量
发酵罐体加热由前面已知,发酵罐罐体的体积为200 m 3
,假设发酵罐体是由不锈钢1Cr18Ni9制造而成，此时罐体的重量为34.3t ，冷却排管重有6t ，不锈钢的比热容是0.5[kJ/(kg •K)]，用0.2MPa(表压)蒸汽灭菌,使发酵罐在0.15MPa(表压)下，由20℃升温至127℃,蒸汽的用量为:
)
(98618.41272718)
20127(5.0)600034300(kg =⨯--⨯⨯+
2.2.2 充满发酵罐空间需要的蒸汽量
因为200 m 3
的发酵罐的容积实际上大于200 m 3
,考虑到罐内有排管、搅拌器等配件所占有的空间，罐的自由体积仍按200m 3
计算，充满罐空间需要的蒸汽量为：
)(4.324622.12002kg V W =⨯==蒸汽发酵罐蒸汽ρ
注：V 发酵罐自由空间，即全容积（m 3
）， ρ-加热蒸汽的密度（kg/ m 3
），
0.2MPa(表压)蒸汽密度为1.622（kg/ m 3
）。

2.2.3 灭菌过程中的热损失
（1）设发酵罐的外壁温度为70℃，此时辐射与对流的联合给热系数α为：
α=33.9+0.19×(70-20)=43.4[kJ/( m 2
•h •K)] 200 m 3
的发酵罐的表面积为201 m 2
,耗用蒸汽量为:
)
(19918.41272718)
2070(4.432013kg W =⨯--⨯⨯=
蒸汽
(2) 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量:
)
(4.3818.4127271818.4)20127(1000001.02014
kg W =⨯-⨯-⨯⨯⨯=蒸汽
注：0.001是罐壁附着洗涤水的平均厚度(m)。

(3) 空罐灭菌时蒸汽消耗量
灭菌过程中的蒸汽渗漏可取总蒸汽消耗量的5%，则空罐灭菌是的蒸汽消耗量为：
)
(162905.014
.381994.324986kg W =-+++=
蒸汽
每次空罐灭菌的时间是1.5h ，则高峰蒸汽消耗量为： 1629÷1.5=1086（kg/h ）
每日蒸汽耗用量为：1629×3=4887（kg/d ） 平均耗汽量： 4887÷24=204（kg/h ）
2.3发酵过程冷却水用量
根据实测数据，谷氨酸的发酵热约为3.0×104(kJ 〃m 3
/h)。

200 m 3
谷氨酸发酵罐，装料量140m 3。

使用新鲜的冷却水冷却，冷却水的进口温度是10℃，出口温度为20℃，冷却水的用量就可按下式进行计算：
)(t/h 10018
.4)1020(140
100000.3=⨯-⨯⨯=
W
因为每天运转的发酵罐是1.95罐次，高峰用水量为：
100×1.94=194(t/h)
日用水量为： 194×0.8×24=3724.8(t/d) 注：0.8是各罐发热状况均衡系数
平均用水量155.2(t/h)。

物料连消和发酵过程的热量衡算详细结果参见表6。

表6 年产7000t 味精物料连消和发酵过程热量衡算结果
3 无菌空气消耗量计算
3.1 单罐发酵无菌空气消耗量计算
依据生产任务书已知，200m 3
通气搅拌发酵罐的通气量取0.18VVM ，则单罐发酵过程的用气量（常压空气）为：
)/(15126018.0%702003h m V =⨯⨯⨯=
单罐年用气量
)
/(155427.117000年罐批∙=÷÷
)(8905680155381512155383m V V a =⨯⨯=⨯⨯=
3.2 种子培养等其他无菌空气耗量
按通常的设计习惯，把种子培养用气、输送物料及管路损失等无菌空气消耗量算在一起，取这些无菌空气消耗量之和为发酵过程空气消耗量的25%，以此，这部分无菌空气耗量为：
)/(3781512%25%253'h m V V =⨯==
)(890568048905680%254%253'
m V V a a =⨯⨯=⨯⨯=
注：式中的4为选用的发酵罐的个数。

3.3 发酵车间高峰无菌空气耗量
)/(7560)3781512(4)(43'max h m V V V =+⨯=+⨯=
3.4发酵车间年用气量
)
/(1045.4)3781512(381554)(38155437'a m V V V t ⨯=+⨯⨯⨯=+⨯⨯⨯=
年产7000t 味精的发酵工段无菌空气用量详细衡算结果参见表7。

表7 年产7000t 味精厂无菌空气用量衡算表
三、发酵工段设备选型 1 发酵罐
1.1发酵罐生产能力的确定
令发酵过程所用的发酵罐为200m 3
，装料系数为0.7，那么每只罐产100%MSG 的量应为（产酸率为8g/100mL ）：
200×0.7×8%×86%×92%×1.272=11.27(t)
1.2发酵罐台数的确定
从前面的物料衡算中可以明确的知道年产7000吨商品味精的工厂,日产100%MSG 为21.875t 。

同时已知,发酵的操作周期为48h(其中培养时间38h),这样生产过程所需要的发酵罐应为：
)(88.324
48
27.11875.21台=⨯
取整后共需要4台体积为200m 3
的发酵罐。

1.3 发酵罐容积计算
由物料衡算中已知年产7000吨商品味精的工厂，日产味精21.875t ，所需发酵液量为：
)
/(8.228)272.1%92%100%86%50%19(875.2130d m V =⨯⨯⨯⨯⨯÷=
所需设备总容积：
)(71.6537.02448
8.2282430m V V =⨯⨯==
ϕτ
1.4 校核
查表公称容积为200 m 3
的发酵罐，总容积为230m 3。

则4台发酵罐的总容积为：230×4=920 m 3
＞653.71m 3
，完全可以满足需求。

1.5冷却面积计算
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。

)/(600018.43max h m kJ q ⋅⨯=
采用竖式列管式换热器，取经验值 )/(50018.43C h m kJ K
︒⋅⋅⨯=
C t t t t t m ︒=-=∆∆∆-∆=
∆8512
ln 5
12ln
2
121
每天装1罐，每天的发酵液量为228.8 m 3
，所以，换热面积为：
22.3438
50018.48
.228600018.4m t K Q F m =⨯⨯⨯⨯=∆=
2 种子罐
2.1 种子罐容积的确定
由任务书可知，接种量为1%，而发酵罐选择公称容积为200 m 3
，其总容积为230 m 3
，所以，种子罐的容积为：
）（接种量发种3m 3.2%1230V V =⨯=⨯=
2.2 种子罐数量的确定
（个）发酵罐周期种子罐周期种89.1381844N =÷⨯=÷⨯= 圆
整后取2个。

注：令种子培养的周期为18h 。

2.3 冷却面积的计算
)/(1074.5%18.228600018.434h m kJ Q ⋅⨯=⨯⨯⨯=
取
种子罐装料系数液体损失率）
（接种比发酵罐计量体积种子罐容积+⨯⨯=
1发酵罐周期（天）
种子罐周期（天）
发酵罐台数种子罐台数⨯=
)/(22018.43C h m kJ K ︒⋅⋅⨯=
C t m ︒=+=
∆72
5
9 （1）需换热面积为：24
92.87
22018.41074.5m t K Q F m =⨯⨯⨯=∆= （2）静止液体浸没筒体高度H 0
令种子罐的高径比H:D=2:1，
3
23m 3.2D 2D 785.0D 24
2V =⨯+⨯
=π
总，解得D=1.08m
圆整为D=0.9m ，则H=1.8m
所以，）（封323m 112.0025.0D 785.0D 24
V =⨯+=
π
2
m 95.0S =封
按静止液深确定夹套高度，静止液体浸没筒体高度为：
)(62.19
.0785.0112
.0229.22
0m S V V H =⨯-÷=
-=
罐
封
醪 液深为 )(87.162.125.00m H H H L =+=+=封
夹套可实现的冷却面积为：
)(53.595.062.19.014.320m S DH S S S =+⨯⨯=+=+=封封筒夹π
（3）校验
需换热面积F=8.92m 2
，可提供的换热面积 。

因为2S 夹=5.53×2=11.06㎡>F=8.92m 2
，可满足工艺要求。

注：式中的2表示2个种子罐对应一个发酵罐。

(4)种子罐的确定
由以上的计算结果可知，选用公称容积为1.0m 3
的种子罐，共需要8个，一个发酵罐对应2个种子罐。

3 连消操作的设备选型
连消塔生产能力：10h 处理168.7m 3
19%的糖液，其重度为1.06t/m 3
，令灭菌时间10min ，
在连消塔中的停留时间10～30s ，培养基流速0.3～0.6m/s
3.1 连消塔长度
取培养基流速v=0.3m/s ，在连消塔中的停留时间t=10s ，连消塔长度为：
)(3103.0m vt L =⨯==
3.2 进料管直径计算
进料体积流量 )/(9.2210
8
.2283h m V ==
料 取v=0.40 m/s ；则进料管截面积为：)(0159.040
.036009
.222m v
V S =⨯=
=
料
管径 )(142.0785
.00159.0785.0m S d ===进料
查材料手册，取无缝钢管φ209×25，φ内径=159mm ，可满足生产要求。

3.3 连消蒸汽耗量
（1）10h 处理168.7m 3
19%的糖液，其重度为1.06t/m 3
，则质量流量为：
)/(24250)/(25.2410
06
.18.282h kg h t G ==⨯=
（2）19%糖液比热容：
)]/([18.48803.018.4)100
19
1001001937.0(C kg kJ c p ︒⋅⨯=⨯-+⨯
= （3）蒸汽消耗
连消初温t 1=70℃，终温t 2=115℃。

加热蒸汽0.42MPa ，其温度为145℃，热焓
kg kJ /18.43.654⨯=λ，比容kg m v /45.03
'
'=，115℃蒸汽热焓
kg kJ I /18.42.115⨯=，则蒸汽消耗量
)/(9.1781)
2.115
3.654(18.4)
70115(18.48803.024250)
(12h kg I
t t Gc D p =-⨯-⨯⨯⨯=
--=
λ
蒸汽的体积流量 )/(9.80145.09.17813''h m Dv V =⨯==蒸汽
（4）因热损失蒸汽耗量增加10%，则蒸汽质量流量
D ’=1781.9×1.1=1960.1(kg/h)，V ’蒸汽=801.9×1.1=882.09(m 3
/h)
3.4 进气管直径计算
0.42MPa 下，汽速范围20～50m/s ，取汽速40m/s ，则进汽管截面积
)(0061.040
360009
.8822'
m v
V S =⨯=
=
蒸
)(088.0785
.00061
.0785.0m S d ===
进汽
查材料手册，取无缝钢管φ108×4，φ内径=100mm ，可满足生产要求。

3.5出料管直径计算
出料量G 出=G+D ’=G+1.1×D=24.25+1.96=26.21(t/h)，换算成体积流量为：
)/(73.2406
.121
.263h m G V ==
=
ρ
出
出，
取v=0.40m/s ，)(017.040
.0360073.242m v V S =⨯==
出出 )(147.0785
.0017
.0785.0m S d ===
出出
查材料手册，取无缝钢管φ209×25，φ内径=159mm ，可满足生产要求。

3.6 连消塔外圆尺寸计算
已知出料体积流量为24.73 m 3
/h ，物料在连消塔内移动速度取0.1m/s ，则连消塔为
)(069.01
.0360073.242m v V S =⨯==
出环 又
)(785.02
2
内外
外内
环
d d S -⨯=
联立两式则：)(31.0095.0785
.0069.0785.022
m d S d =+=+=内外环外内
查表，取D g =0.40m 。

3.7外筒有效长度的校核
由于连消塔内径因圆整，尺寸扩大，应重新确定有效长度 （1）φ310时，S1环=0.069m 2
,有效长度为L1 （2）φ400时，S2环=0.116m 2,有效长度L2
)(78.1116
.00
.3069.02112m S L S L =⨯==
环环 所以，连消塔设计有效长度取1.78m 。

4 维持罐的计算 4.1 维持罐的选型
维持设备有维持罐及维持管两种。

管式对保证先进先出、防止滑漏是有利的，但阻力较大；罐式加工安装容易，但缺点是滞留滑漏现象较多。

现选用罐式。

4.2生产能力、数量和容积的确定
生产能力同前，质量流量为G 出=26.21t/h ，体积流量为V 出=24.733
m /h 。

数量：一般规模取1个即可；只有在其容量大于83
m 时，才改为2～3个。

现取1个维持罐。

容积：根据前述灭菌时间，扣除在连消塔停留的时间，即为在维持罐中的逗留时间。

θ=600-10=590s=9.83min ，又维持罐填充系数
ϕ取84%，则维持罐总容积维V
为：
)(82.484
1006083.973.24/3m V V =⨯⨯=⋅=ϕθ出维
4.3设备主要尺寸的确定
维持罐考虑返混问题，拟取H/D=2.5～3，现取H=3D 。

)(2.843785.024
22323m D D D V V V =⨯+⨯
=+=π
筒封罐
解方程，D=1.23m，取D=1.3m；则H=3D=3×1.3=3.9封头高度h为：h=h a+h b=300+25=325(mm) ；V封=0.255m3；总高H总为：
H总=H+2h=3.9+2×0.325=4.55(m)。

4.4核算其总容量
V=V筒+2V封=0.785×1.32×3.9+2×0.225=5.62(m3)大于V维=4.82m3，可满足要求。

V有效= V筒+2V封=0.785×1.23×3.9+0.225=4.0(m3)
连消操作和发酵工段设备选型详细结果参见表8。

表8 连消操作和发酵工段设备选型结果
四、附图
参见图纸。