产年2000吨色氨酸的工厂设计 发酵工程课程设计--本科毕业设计

发酵工程课程设计
报告书
分工安排：生物工程102班第一组
专业：生物工程
指导教师：金大勇
完成日期： 2013.06.20
分组安排：
第一组1009082046-47（摘要、前言、工艺论证）
第二组1009082050-55（物料衡算、热量衡算、水平衡计算）第三组1009082040-45（设备选型及计算）
第四组1009082048-49（CAD绘图）
第五组1009082056-59（整理总结）
摘要
色氨酸是人和动物生命活动中八种必需氨基酸之一,对人和动物的生长发育、新陈代谢起着重要作用。

色氨酸的生产方法有多种,其中以微生物直接发酵法最具发展前途。

随着色氨酸的需求量日益增加，决定设计一个年产2000吨色氨酸的工厂。

本设计以大肠杆菌为生产菌株，利用微生物直接发酵法制备色氨酸，采用深层发酵的方式，采用过滤、三效浓缩、冷却结晶、离心烘干的方法，最终获得99%的色氨酸。

本设计对工艺流程进行了物料衡算，并对主要生产设备进行了选型。

关键词：色氨酸，发酵法，工艺，设备选型
ABSTRACT
Tryptophan is one of eight kinds of essential amino acids in human and animal life activity, It is useful for growth of people and animal. There are many methods to product tryptophan, and among them the microbial fermentation is the most promising.
With the increasing demand of tryptophan , we decided to design an annual output of 2000 tons of tryptophan factory. We design the product with Escherichia coli strains, using microbial fermentation , the method of deep fermentation, filtration, three-efficient concentration, cooling crystallization, centrifugal and drying, and eventually get 99% degrees of purity of tryptophan. The design perform the material balance based on the technological processes, and select the main production equipment.
Key words: tryptophan, fermentation, process, selection of equipment,
目录
摘要 (Ⅰ)
ABSTRACT (Ⅱ)
前言 (1)
1工艺论证 (2)
1.1无菌空气系统 (2)
1.2淀粉的液化和糖 (3)
1.3发酵工艺 (4)
1.4提取工艺 (5)
1.5 总工艺流程图 (6)
2物料衡算 (7)
2.1生产过程的总物料衡算 (7)
2.2 制糖工序物料衡算 (8)
2.3连续灭菌和发酵工艺物料衡算 (9)
2.4 提取工序物料衡算 (11)
3热量衡算 (13)
3.1 液化工序热量衡算 (13)
3.2 糖化工序热量衡算 (14)
3.3 连续灭菌和发酵工序热量衡算 (15)
3.4 浓缩结晶过程热量衡算 (17)
3.5 干燥过程热量衡算 (18)
3.6 生产过程耗用蒸汽汇总表 (19)
4水平衡 (20)
4.1糖化工序用水量 (20)
4.2连续灭菌用水量 (20)
4.3发酵工序用水量 (20)
4.4 提取工序用水量 (20)
4.5用水量汇总表 (21)
5设备计算与选型 (22)
5.1糖化罐 (21)
5.2 发酵罐 (22)
5.3 种子罐 (27)
5.4 无菌空气制备 (30)
5.5三效浓缩罐 (31)
5.6 结晶罐 (33)
6. 参考文献 (30)
前言
L-色氨酸是含有吲哚基的中性芳香族氨基酸,为白色或略带黄色叶片状结晶或粉末，在水中溶解度1014 g（25℃），溶于稀酸或稀碱，在碱液中较稳定，强酸中分解。

微溶于乙醇，不溶于氯仿、乙醚。

它是人体和动物生命活动中必需氨基酸之一，对人和动物的生长发育、新陈代谢起着重要作用，被称为第二必需氨基酸，在生物体内，从L-色氨酸出发可以合成5-羟基色胺的激素以及色素、生物碱、辅酶、植物激素等生理活性物质，可以预防和治疗糙皮病，同时具有消除精神紧张、改善睡眠等功效。

另外，由于色氨酸是一些植物蛋白中比较缺乏的氨基酸，用他强化食品和做饲料添加剂对提高植物蛋白质的利用率具有重要的作业，它是继蛋氨酸和赖氨酸之后的第三大饲料添加氨基酸。

目前世界L-色氨酸的年产约为10000多吨，市场增长率超过10%，作为饲料添加剂使用的色氨酸有数百吨，中国主要是高价格限制了她的应用。

世界上主要生产厂家是日本的昭和电工、协和发酵和三井化学公司采用发酵方法生产色氨酸，赢创德固赛则兼有发酵法和合成法生产色氨酸。

L-色氨酸的最早生产是靠化学合成法和蛋白质水解法，随着对微生物法生产L-色氨酸研究的不断深入，这种方法已经处于主导地位。

微生物法大体上可以分为直
接发酵法、微生物转化法和酶法。

目前微生物直接发酵法成为色氨酸工业化生产的
主流方式。

1．工艺论证
1.1 无菌空气系统
微生物在繁殖和耗氧发酵过程中都需要氧气，通常以空气作为氧源。

空气中含有各式各样的微生物，这些微生物随着空气进入培养液，在适宜的条件下，它们会大量繁殖，消耗大量的营养物质，以及产生各种代谢产物，干扰甚至破坏预定发酵的正常进行，使发酵产品的效价降低，产量下降，甚至造成发酵彻底失败等严重事故。

为保证纯种培养，必须将空气中的微生物除去或杀死。

此外还要求一定的相对湿度和具有一定的温度。

供给发酵用的无菌空气因需克服过滤介质的阻力、发酵液的静压力和管道阻力，所以常用空气压缩机加压后供给。

过滤除菌是目前生物工业生产中最常用、适用的空气除菌方法。

生物加工过程中最常用的获得大量无菌空气的常规方法：一类是介质间孔隙大于微生物直径，故必须有一定厚度的介质滤层才能达到过滤除菌的目的，称为介质过滤或相对过滤或深层过滤。

这类过滤介质有棉花、活性炭、玻璃纤维、有机合成纤维、烧结材料（烧结金属、烧结陶瓷、烧结塑料）；而另一类介质的孔隙小于细菌，含细菌等微生物的空气通过介质，微生物就被截留于介质上而实现过滤除菌，有时称之为绝对过滤。

但常用介质过滤法。

此外，空气经过压缩和在管道输送及经过滤器时的压力和温度的变化，会引起空气相对湿度改变，一旦发生凝露析水，就会使过滤介质（如棉花）吸湿，使过滤介质除菌效率大为降低。

因此，应把压缩空气中可能析出的水，在接近过滤介质之前除去。

空气过滤除菌流程：
图1选用两级冷却、分离、加热的空气除菌流程
注： 第一级冷却：可使大部分水、油结成较大雾粒（通常冷却到30～35 ℃）；
第二级冷却：可使空气析出较小的雾粒（通常冷却到20～25 ℃）；
第一次分离：分离直径较大，浓度较大的雾粒（直径在10 um以上）；
第二次分离：分离直径较小的雾粒（直径在5 um以下）；
其优点：
a. 比较完善的空气除菌流程，可适应各种气候条件，尤其适用潮湿的地区，其他地区可根据当地的情况，对流程中的设备作适当的增减。

能充分地分离油水，使空气达到低的相对湿度下进入过滤器，以提高过滤效率。

b. 特点：两次冷却、两次分离、适当加热。

2次冷却：可以减少油膜污染对传热的影响，能提高传热系数，节约冷却用水2次分离：可使油、水、雾分离得比较完全。

适当加热：可使除水后的空气相对湿度由100%降到50%～60%。

c .首先将进入空气压缩机的空气粗滤。

滤去尘灰等固体微粒，这对空气压缩机正常运行、介质除菌有很大帮助。

d. 为防止往复压缩机产生脉动，在流程中需要设置一个或数个贮气罐。

e. 无菌过滤，空气除菌系统一般常用两台总过滤器（便于交叉使用）和分过滤器（每个发酵罐一台）相结合的二级过滤装置，以确保空气的―无菌‖。

1.2 淀粉的液化和糖化：
色氨酸发酵过程中用的是葡萄糖，而所采用的发酵菌种没有分解淀粉的功能，所以在
微生物发酵之前必须将淀粉分解成葡萄糖。

目前采用的是喷射液化法和双酶法葡萄糖生产工艺。

工艺流程包括调浆、液化、糖化和过滤。

1.2.1 调浆：
搅拌速度为10 –20 r/min，加入工艺水和淀粉原料到淀粉浓度为25%，升温到50-55 ℃，调节pH保持在6.0-6.5之间，加入耐高温的α-淀粉酶，用量为10U/(g淀粉）。

1.2.2 液化：
通入蒸汽到喷射器和维持柱中，预热到90-95 ℃后，将淀粉乳泵入喷射器，调节物料与蒸汽的压力，保持平衡。

保持出口的温度在100-105 ℃之间，液化的淀粉乳由喷射器下方卸出，引入维持罐。

维持过程的温始终要控制在95-98 ℃之间，持续时间为30分钟，最终淀粉乳的碘反应呈棕红色，且能迅速扩散。

1.2.3 糖化：
淀粉乳经糖化后，通过螺旋版换热器降温，降至60-62 ℃，然后进入糖化罐，用10%的硫酸调节来pH至4.2-4.5，再加入糖化酶，其用量为100U/(g淀粉）。

糖化时间约为24-48小时，终点前DE值达到最高，提前15-20 min升温至85 ℃，灭酶5-10 min.
1.2.4 过滤：
由于糖化过程中的条件比较温和，所以脂肪、蛋白质基本没发生变化，可以用板框压滤机配上12-16涤纶过滤布加以过滤。

1.3 发酵工艺
色氨酸发酵采用大肠杆菌深层发酵的方式
1.3.1 工艺流程
斜面培养→ 三角瓶麸曲→孢子悬浮液→种子罐→发酵罐→升温絮凝蛋白→发酵液贮罐
1.3.2 培养基成份原料
a : 斜面培养基（g/l）牛肉膏3g , 蛋白胨10g , Nacl 10g , 琼脂15～20g , PH7.4～7.6
b : 麸曲培养基麸曲：水= 1：1
c: 种子培养基（g/l) (NH4)2SO4 50, 淀粉糖50，玉米浆4ml，豆饼水解液2ml，MgSO4·7H2O 4, KH2PO40.1 ,，FeSO4·7H2O 0.01，MnSO4.H2O 0.01，PH 7.0~7.2
d : 发酵培养基（g/l) 淀粉糖50 ，玉米浆22ml，(NH4)2SO4 40 ，Ph
e 0.15 ，Tyr 0.15，MgSO4·7H2O 0.4，MnSO4·H2O 0.01，FeSO4·7H2O 0.01，VB1 100µg
1.3.3 工艺条件：
①制备孢子悬液：
在1000 ml三角瓶内装入麸皮40 g和水40 ml，混匀，121 ℃灭菌30 min。

然后接种，再放入30 ℃培菌室内进行培养3-4 d，前2天每天混匀2次，孢子完全成熟时就不用混匀。

使用前用无菌水将麸曲中的孢子洗去，倒入接种瓶，接入种子罐。

②种子罐：
灭菌条件121 ℃、10 min。

罐溫冷却至37.5 ℃接入孢子悬浮液。

培养条件：
风量0.3 m3/(m3·min)
搅拌转速200r/min
温度37.5 ℃
罐压0.03 MPa
移种条件：
培养时间为18 h；pH下降到2.0以下，产酸50 g/l ；镜检菌丝，保证生长良好，无孢子、无杂菌
③发酵罐：
先投料，再间接用蒸汽加热，等罐溫升至80-90 ℃后，改用3路直接蒸汽，85 ℃保持10 min，待料液温度至37.5 ℃接入种子，接种量4%。

培养条件：
风量0.18 m3/（m3·min)
搅拌转速80-90 r/min
培养温度37.5 ℃
罐压0.07 MPa
放罐条件：
发酵后期进行两次产酸测定，如果相近或有下降趋势即可；且还原糖基本耗完（小于0.5 g/l)或者不再消耗还原糖。

1.3.4 生产技术指标：
糖化过程中淀粉糖转化率（%）：108
发酵周期（h) ：45
发酵糖酸转化率（%）：12-15
发酵液产酸量（g/l）：80
提取收率（%）：85
精制纯度（%）：99
每吨成品消耗淀粉量（吨）：8.444
生产工作制度：全年按300天工作日计算，连续生产
1.4提取工艺[5]
工业上通常采用三效浓缩的方法来提取色氨酸。

三效浓缩是通过蒸发过程中二次蒸汽的利用减少蒸汽的消耗和减少二次蒸汽量，相应地节约大量的冷却水，从而提高了蒸发装置的经济效益。

1.5总工艺流程图
2物料衡算
2.1生产过程中的总物料衡算
2.1.1生产能力：
年产2000吨色氨酸，精制纯度为99%，
年产总的色氨酸量2000× 99% = 1980 t
日产100%色氨酸量1980 ÷ 300 = 6.6t
日产99%色氨酸量6.67 t
2.1.2 总物料衡算 (以淀粉为原料)：
（1）1 t 纯淀粉理论上产100%的色氨酸的量：
1000 ×108% × (204/360) = 1000×1.08×0.57= 615.6kg
（2）1 t 纯淀粉实际产100%的色氨酸的量：
1000 × 108% × 15% × 85% = 137.7 kg
（3）1 t 工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产100%色氨酸的量：137.7 ×86% = 118.422 kg
（3）淀粉单耗：
1 t 100%的色氨酸消耗工业淀粉的量1000÷118.42
2 = 8.444 t
1 t 100%的色氨酸理论上消耗纯淀粉的量1000 ÷ 615.6= 1.62t （4）总收率：
137.7÷ 615.6= 22.37%
（5）淀粉利用率：
1.62÷ 8.444 = 19.19%
（6）生产过程总损失：
100% - 19.19% = 80.81%
（7）原料及中间品计算：
日淀粉用量：8.444 × 6.6 = 55.73 t/d
日糖化液量：55.73 × 86% × 108% = 51.76 t/d
折合为24%的糖液51.76 ÷ 24% = 215.67t/d 日发酵液量：纯色氨酸量51.76 × 15% = 7.76 t/d
折算为80 g/l的发酵液7.76 ÷ 8% = 97 m3提取色氨酸的量（纯色氨酸的量）：7.76 × 85%=6.60 t/d
色氨酸废母液量(以排出之废母液含色氨酸4 g/l 计算)：
(7.76－6.6) ÷ 0.4% = 290m3
2.1.3 总物料衡算结果
总物料衡算结果（年产10000吨色氨酸）
表1 总物料衡算结果
原料淀粉质原料（玉米淀粉）
项目生产1 t 100%色氨酸t/d
工业原料8.444 55.73 糖液（24%）（t）32.68 215.67
色氨酸（99%）（t） 1.01 6.67
色氨酸（100%）（t） 1.00 6.6
发酵液（m3）14.70 97 排出含0.4%色氨酸废母
43.94 290
液（m3）
2.2制糖工序的物料衡算
2.2.1 淀粉浆量及加水量：
淀粉加水比例1:2.5，1 t（1000 kg）工业淀粉产生淀浆量1000×（1＋2.5）= 3500kg，加水量3500 – 1000 = 2500 kg
2.2.2 粉浆干物质浓度：
1000×86%÷3500×100% =24.57%
2.2.3 液化酶量：
使用液体α—淀粉酶3500 × 0.25% = 8.75 kg
2.2.4 CaCl2量：
3500 × 0.25% = 8.75 kg
2.2.5 糖化酶量：
用液体糖化酶3500 × 0.25% = 8.75 kg
2.2.6 糖化液产量
1000 × 86% × 108% ÷ 24% = 3870 kg
24%糖液的相对密度为1.09
3870 ÷ 1.09 = 3551 L
2.2.7 脱色用活性炭用量：
为糖液0.15%
3870 × 0.15% = 5.8 kg
2.2.8 滤渣产量（含水80%的废活性炭）：
5.8 ÷(1 - 80%）= 29 kg
2.2.9生产过程进入蒸汽和洗水量：
3870 + 29 －3500 －（8.75 + 8.75 + 8.75 + 5.8）= 366.95 kg
2.2.10 衡算结果:
根据总物料衡算，日投入淀粉55.73 t，物料衡算汇总表如下
表2制糖工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例
（Kg）
日投料量
（Kg）
项目
物料比例
（Kg）
日产料量
（Kg）
工业原料1000 55730 糖化液3870 215675.1 配料水2500 139325 滤渣29 1616.17 液化酶8.75 487.64
CaCl28.75 487.64
糖化酶8.75 487.64
活性炭 5.8 323.234
洗水和蒸汽366.95 20450.12
累计3899 217291.27 累计3899 217291.27 2.3连续灭菌和发酵工序的物料衡算
2.3.1 发酵培养及数量：
(1) 1000 kg淀粉，得到24%的糖液3870 kg。

发酵初始糖浓度为170 g/l,其数量为3870 × 24% ÷ 17% （W/V）= 5464 L 170 g/l的糖液相对密度为1.06
5464 × 1.06 = 5792 kg
(2) 配料：
按放罐发酵液体积计算
5464×（17%/13.3%）=6984 L （133 g/l 为终糖浓度）
玉米浆 6984 × 0.2%（W/V ）= 14.0 kg 米糠 6984 × 0.3%(W/V) = 21.0 kg 无机盐 6984 × 0.75% = 52.4 kg
配料用水：配料时培养基中含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量 （3870 × 24%）/19%-3870 =1018.5 kg (3) 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量：
5792 － 3870 － 1018.5 － 14.0 － 21.0 － 52.4 = 816.1 kg
2.3.2 接种量：
6984 × 1%（W/V ）= 69.84 L 69.84 × 1.06 = 74 kg
2.3.3 发酵过程中pH 调节用HNO 3，为发酵液体积的1.5%
6984 × 1.5% = 104.8 kg
2.3.4 加消泡剂的数量为发酵液的0.05%
6984 × 0.05% = 3.5 kg 消泡剂的相对密度为0.8 3.5 ÷ 0.8 = 4.375 L
2.3.5 发酵过程从排风带走的水分
进风25 ℃，相对湿度σ = 70%，水蒸气分压18 mmHg （1 mmHg=133.322 Pa ），排风32 ℃，相对湿度σ = 100%，水蒸气分压27 mmHg 。

进罐空气的压力为1.5大气压（表压）（1大气压=1.01325⨯105 Pa ），排风0.5大气压（表压）。

出进空气的湿含量差：
干空气）水（进出g /g 01.00042.00149.0%70187605.2%
7018622
.0%100277605.1%10027K K X X =-=⨯-⨯⨯-⨯-⨯⨯=
-
通风量为0.18 m 3/(m 3.min)
则带走的水量：6984 × 0.18 ÷ 1000 × 60 × 40 × 1.157 × 0.01 = 34.9 kg 式中1.157为32 ℃时干空气密度（Kg/m³） 假设过程分析、放罐残留及其他损失30 kg
2.3.6 发酵终止时的数量
5792＋74＋104.8＋3.5－34.9－30 = 5909.4 kg
2.3.7 衡算结果汇总
年产2000吨色氨酸日投工业原料55.73 t，连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总表如下：
表3 连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例
（kg）
t/d 项目
物料比例
（kg）
t/d
24%糖液3870 215.67 发酵液5909.4 329.32
玉米浆14.0 0.78 空气带走水
分34.9 1.945
米糠21.0 1.17
无机盐52.4 2.92
过程分析、
放罐残留及其他损失30 1.67
配料水1018.5 56.76
灭菌过程进
蒸汽及水
816.1 45.48
种量74 4.124
HNO3104.8 5.84
消泡剂 3.5 0.195
累计5974.3 332.94 5974.3 332.94 2.4色氨酸提取的物料衡算
2.4.1 发酵液数量：6984 L，5909.4 kg
2.4.2 色氨酸产量：
(1) 分离前100%的色氨酸的量：
6984×8%=558.72 kg
(2) 分离后色氨酸的量：
100%色氨酸的量：558.72 × 85% = 474.9 kg
99%色氨酸的量：474.9 ÷ 99% = 479.7 kg
2.4.3 脱色加入活性炭（5%）：
479.7 × 5% = 24.0 kg
2.4.4 废湿活性炭的量（含水75%）：
24.0 ÷（1－75%）= 96 kg
2.4.5 浓缩时蒸发水量（浓缩后浓度为40%）：
则558.72 ÷ 40% = 1396.8 L，蒸发水量5909.4－1396.8 ×1.16 = 4289 kg
2.4.6 离子交换除去离子数量（达96%）
49.1 × 96% = 47.14 kg
2.4.7 母液数量（母液含色氨酸4 g/l）
（558.72－474.9）÷ 0.4% = 20955 kg
2.4.8 色氨酸分离水洗量：
479.7 × 20% = 95.94 kg
2.4.9 色氨酸提取回收加水量：
20955＋479.7＋96＋47.14＋4289－5909.4－24.0－95.94 = 19837.5 kg
2.4.10 物料衡算结果：
根据以上计算，再乘以55.73 t日淀粉数及得出每日之物料量，汇总列如下表。

表 4 色氨酸提取工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例
（Kg）
t/d 项目
物料比例
（Kg）
t/d
发酵液5909.4 329.32 99%色氨酸479.7 26.73 活性炭24 1.34 母液20955 1167.78 分离洗水量95.94 5.35 湿炭96 5.35 回收加水量19837.5 1105.51 离子47.14 2.63
蒸发水4289 239.02 累计25866.84 1441.51 256866.84 1441.51
3热量衡算
3.1液化工序热量衡算
3.1.1 一次液化加热蒸汽耗量（D）：
可按下式计算
D1= Gτ(t2- t1) / (I-λ)
式中：
G—淀粉浆量（kg/h）
c—淀粉比热容[ kg/（kg•K）]
t1——浆料初温（20 + 273 = 293 K）
t2—液化温度（95 + 273 = 368 K）
I—加热蒸汽焓，2738 kJ/kg (0.3 Mpa表压)
λ—加热蒸汽凝结水的焓，在368 K时为398 kJ/kg
（1）淀粉浆量G：
根据物料衡算，
日投入淀粉55.73 t，
连续液化55.73 /24 =2.32 t/h ，加水比为1：2.5
淀粉浆量为2320× 3.5 =8120 kg/h
（2）粉浆干物质浓度：
(2320/8120) ×86%×100% =24.57%
（3）粉浆比热容τ可按下式计算：
τ = τ0× x/100 + τ水×（100-x）/100
式中：
τ0—淀粉比热容，取1.55 kJ/(kg•K )
x—粉浆干物质含量
τ水—水的比热容，4.18 kJ/(kg•K )
τ = 1.55 ×24.57/100 + 4.18 ×（100－24.57）/100 =3.53kJ/(kg•K ) （4）蒸汽用量：
D1 = 8120× 3.53 ×（95-20）/（2738-398）= 918.71 kg/h
3.1.2 二次液化加热蒸汽量，
在145 ℃时为611 kJ/kg
D2 = 8120× 3.53× (145-95)/(2738 - 611) = 673.80 kg/h
以上两次合计，平均量918.71+ 673.80= 1592.51kg/h
每日用量1.593× 24 = 38.23t/d
3.1.3 液化液冷却用水量
使用板式换热，将物料有145℃降至60℃，使用二次水，冷却水进口温度20℃，出口温度50℃，需冷却水量（W）
W = （8120 + 918.71）×3.53 ×（145 - 60）/(（50-20）×4.18) = 21627kg/h 即519.0t/d 3.2 糖化工序热量衡算
由前面物料衡算知，日产24%糖液215.67 t，相对密度为1.09 g/l，则糖液体积：V = 215.67/1.09 = 197.86 m3糖化操作周期为30 h,其中糖化时间24 h，糖化罐100 m³，装料80 m³，需糖化罐197.86/80 × 30/24 = 3.1个，取4个罐
3.2.1 糖化后加热灭酶用蒸汽量：
在100 ℃时λ= 419 kJ/kg
D灭= 8120× 3.53 ×（100-60）/（2738-419）=494kg/h
要求在20 min内使糖化液有60 ℃升至100 ℃
则：
蒸汽高峰量：494× 60/20 =1482kg/h=1.482t/h
3.2.2 冷却使用板式换热：
糖化液有（灭酶后）95 ℃降至40 ℃，用二次水冷却，冷却水进口温度20 ℃，出口45 ℃，平均用水量：
W =（8120 + 918.71 +494）× 3.53 ×（95-40）/（（45-20 ）× 4.18）=17711kg/h 3.2.3 每日糖化罐同时运转：
3.677 × 25/30 =3.06 罐
每日投（放）料罐次：
197.86/16 =12.37 罐次
3.2.4 要求在2 h把80 m3糖液冷却至40 ℃，高峰用水量：
17711/（8120 + 918.71 +494）×80000 × 1.09/2 = 81005.3kg/h
每日冷却水量：2 ×81.01×12.37= 2004.19 t/d
3.3连续灭菌和发酵工序热量衡算
3.3.1 培养液连续灭菌用蒸汽量：
发酵罐200 m3，
装料系数0.7，
每罐产纯色氨酸的量：230×0.7 ×8% ×85% =10.95 t年产2000 t色氨酸，
日产6.6 t
发酵操作时间40 h（其中发酵时间30 h），
需发酵罐台数6.6/10.95×40/24 =1.005台，取2台
每日投（放）料罐次：6.6/10.95=0.60罐
日运转：1.005×30/40 =0.75罐
每罐初始体积161m3 ,
糖浓度170 g/l,
灭菌前培养基含糖20%，
其数量：161 ×17%/20% =137 t
灭菌加热过程中用0.4 MPA表压蒸汽I =2743 kJ/kg，
使用板式换热器将物料由20 ℃升至45 ℃，
每罐灭菌时间为1 h，
输料流量137/1 =137 t/h
消毒灭菌用蒸汽量：
D = 137000 ×3.97×（120-75）/（2743-120×4.18）=10920 kg/h=262.08t/d
注：3.97—糖化液的比热容[kJ/（kg•K）]
每日蒸汽用量：262.08 × 1 ×4=1048.32 t/d
平均量：1048.32 /24 =43.68 t/h
3.3.2 培养液冷却水用量：
120 ℃热料通过与生料热交换降至80 ℃，再用水冷却至35 ℃，冷却水由20 ℃升至45 ℃，计算冷却水用量：
W = 137000 ×3.97×（80-35）/（（45-20）×4.18）= 234211kg/h ≈5621 t/d 全天用水量：5621× 1 ×4 = 22484t/d
3.3.3 发酵罐空消蒸汽用量
3.3.3.1 发酵罐体加热：
200 m³，1Cr18Ni9的发酵罐体重约34.3 t，冷却水排管重约6 t，比热容0.5 kJ/(kg•K)，用0.2 Mpa表压由20 ℃升至127 ℃，其蒸汽量为：
（34300+6000）× 0.5 ×（127-20）/（2718-127× 4.18）= 986 kg
3.3.3.2 填充发酵罐空间所需蒸汽量
因200 m3发酵罐全容积大于200 m3，考虑到罐内排管、搅拌器所占空间，罐的自由空间仍按200 m3计算，填充空间蒸汽用量：
D空= Vρ = 200 × 1.622 = 324.4 kg
V—发酵罐自由空间即全容积(m3)
ρ—加热蒸汽密度（kg/m3）,0.2 Mpa表压下为1.622
3.3.3.3 灭菌过程的热损失：
辐射与对流联合给热系数α，罐外壁温度70 ℃
α =33.9 + 0.19 ×（70-20）=43.4 [kJ/（m2•h•K）]
200m3发酵罐发酵表面积为157.1 m2 ，耗用蒸i汽量
D损= 157.1 × 43.4 ×（70-20）/（2718-127× 4.18）=156 kg
3.3.3.4 灭菌过程蒸汽渗漏：
去总蒸汽消耗量的5%，
空罐灭菌整齐消耗量为（986+324.4+156）/（1-0.05）=1544 kg/h
每空罐灭菌1 h，用蒸汽量：1544× 1 =1544 kg/罐
每日用蒸汽量：1544 × 4 =6176 kg/d
3.3.4 发酵过程产生的热量及冷却水量
通过冷却水带走的热量进行计算。

在最热的季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及进出口温度，然后即可算出最大发酵热Q最大=4.18 ×冷却水用量（kg/h）（t出-t进）/发酵液总体积以200 m3发酵罐，装液量161m3,使用新鲜水，冷却水进口温度15 ℃，出口温度20 ℃，冷却水用量（W），色氨酸的发酵热高峰值约1.75× 104 kJ/(m3•h)
W = Q最大×161/（（20-15）×4.18）=1.75×104 × 161/（5 × 4.18 ）=1.35× 105 kg/h =135 t/h
日运转0.75台，高峰用水量135 ×0.75=101.25t/h
日用水量：101.25× 0.8 × 24 =1944 t/d
注：0.8—各罐发热状况均衡系数
3.4 色氨酸浓缩结晶的热量衡算
年产2000 t 色氨酸，日产100%的色氨酸6.6t，选用8吨机械搅拌内热式真空结晶罐，浓缩操作周期为20 h ,其中辅助时间为4 h，每罐产100%色氨酸3吨，需结晶罐台数：6.6/（3-0.4）= 2.54台，取3台
注：0.4—每罐投入晶种数（t）（40目晶种量为结晶罐全容积5%）
3.4.1 热平衡与计算加热蒸汽量
每罐投入400 g/l的色氨酸浓缩液5 m3,流加300 g/l的母液11 m3，过程中加水1.6 m3，在70 ℃下真空蒸发结晶，浓缩3 h，育晶13 h，放料数量6.4 m3
3.4.1.1 热量衡算
①来料带入热量，进口温度35 ℃，比热3.5 kJ/(kg•h)
Q来料=（5 × 1.16 + 11 × 1.13）× 3.5 × 35 × 10 ³ =2.23 × 106 kJ
②加水带入热量
Q来水=1.6 × 4.18 × 35 × 10³ =2.34 × 105 kJ
③晶种带入热量：晶种比热容1.6kJ/kg•K
Q来晶=400 × 1.6 × 20 =1.28 × 104kJ
④结晶放热：结晶热为12kJ/mol
Q晶热=（3-0.4）×105 × 12 /130 =2.4 × 104 kJ
⑤母液带走热量：
分离母液3.84m3,折算为相对密度1.26时，4.84t，比热容为2.8kJ/(kg•K)
Q母=3.84 × 103 × 2.8 × 1.26× 70 =9.48 × 105 kJ
⑥随二次蒸汽带走的热量
Q二蒸=（5 + 11 + 1.6 - 6.4）×2626 × 103 = 2.94 × 107 kJ
⑦随结晶色氨酸带走热量
Q出晶=3 × 1000 × 1.67 × 70 =3.51× 105kJ
需外界供给热量：
Q =（Q母+Q二蒸+Q出晶）-（Q来料+Q来水+Q来晶+Q晶热）
= （9.48 × 105+2.94 × 107+3.51× 105）-（2.23 × 106+2.34 × 105+1.28 × 104+2.4 × 104）=2.82× 107 kJ
3.4.1.2 计算蒸汽用量
每罐次用蒸汽量：热损失按5%计算
D =2.82× 107/（2717-53.5 × 0.95）= 10577 kg/罐次
每罐浓缩结晶时间16 h，每小时耗蒸汽高峰值：10577/16 = 661.1kg/h
3台罐（实际2.54）同时运转，高峰用蒸汽量：2.54 × 661.1=1679 kg/h
每日用蒸汽量：10577× 2.54=26865.58 kg/d = 26.87t/d
平均每小时用蒸汽量：26865.58/24=1119.4kg/h=1.12t/h
3.4.2 冷却二次蒸汽所消耗冷却水量
3.4.2.1 二次蒸汽数量，
即水蒸发速度（5+11+1.6-6.4）/16 =0.7 m3水/h
3.4.2.2 冷却水用量：
使用循环水，进口温度30 ℃，出口温度45 ℃，70 ℃水蒸气焓为2626 kJ/kg,
需冷却水量W =0.7 × 1000 × (2626-45 × 4.18)/（(45-30) × 4.18=27000 kg/h = 27 t/d 3台罐高峰用水量：27 × 3 = 81 t/h
全日用水量：27 × 16 × 12.69 = 5482 t/d
平均用水量：5482/24 = 228.42 t/h
3.5 干燥过程热量衡算[5]
分离后湿色氨酸含水2%，干燥后达到0.2%[4]，进加热器空气为20 ℃，相对湿度70%，通过加热器使空气升至70 ℃，从干燥器出来的空气为55 ℃。

年产2000吨色氨酸，日产湿色氨酸6.67吨，两班生产16 h，6.67/16 = 0.42 t/h
干燥水分量：（6.67 × 1000 × 2% - 6.6× 1000× 0.2%）/16 = 7.5kg/h
注2：20 ℃空气湿含量υ =70% ,X0 =0.012 kg/kg干空气，I0 =50 kJ/kg干空气，加热到70 ℃，I1 = 98.5kJ/kg干空气
用公式：△=（I2-I1）/(X2-X1)=Q物料+Q损失-Q初温
式中：
△—空气经干燥后的热量变化，kJ/kg
I1 —出空气加热器之空气热焓，kJ/kg
I2 —出干燥器之空气热焓，kJ/kg
I0 —冷空气热焓，kJ/kg
X0 —空气湿含量，kJ/kg干空气
X1 —进干燥器之空气湿含量，kJ/kg干空气
X2 —出干燥器之空气湿含量，kJ/kg干空气
Q物料—物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量，kJ/kg
Q损失—加热物料所耗热量，[kJ/(kg•K)]
Q初温—损失热量，为有效热量的10%
Q物料=2.1× 10 ×（55-20）×0.4 × 4.18/7.5 =163.86 kJ/kg水
Q损失=0.1 × (595 × 4.18+0.47 × 55 × 4.18 +324 –4.18 × 20)=283.6 kJ/kg水
△=20 × 4.18 –163.86-283.6= –363.86 kJ/kg水
设X2 =0.017，
I2 = I1 +△×（X2-X1）=98.5+（-363.86）×（0.017-0.012）=96.68kJ/kg干空气空气耗量：7.5/（0.017-0.012）= 1500 kg/h
耗用蒸汽量：使用0.1Mpa表压蒸汽加热，损失按15%计算
D =（98.5-50）×1500 × 1.15/（2705.8-503.8）=37.99kg/h
每日用蒸汽量：37.99× 16 =607.84kg/d=0.61t/d
平均每小时用蒸汽量：607.84/24 =25.33kg/h=0.026t/h
3.6 生产过程耗用蒸汽衡算汇总
表5 生产过程耗用蒸汽汇总表
生产工序日用量t/d 平均量t/h 液化38.23 1.593
糖化35.57 1.482
精制26.87 1.12
干燥0.610.026
4.水平衡
4.1 糖化工具用水
4.1.1 配料用水
日投淀粉55.73 t，加水比为1：2.5，用水量：55.73×（2.5/3.5）=39.81 t/d
因连续生产，平均用水量= 高峰用水量= 39.81/24=1.66 t/h(用新鲜水)
4.1.2 液化冷却水用水量
平均量=高峰用水量=519.0 t/d（用二次水）
4.1.3 糖液冷却用水量：
每日冷却用水量2004.19 t/d, 平均量2004.19/24=83.51 t/d
4.2 连续灭菌工序用水量
4.2.1 配料用水：
糖液含糖24%，加水配成20%糖液137t/h,每罐料需加水（新鲜水）137×（1-20%/24%）= 22.83 t。

每日投料按0.75罐次计算，需水0.75×22.83=17.12 t/d，平均量：17.124 / 24=0.71 t/h。

要求在20 min内加水22.83t，所以高峰量：22.83×60 / 20=68.49 t/h
4.2.2 冷却水用量（用二次水）高峰量5621 t/d,日用量22484 t/d,平均量936.83 t/h
4.3发酵工序用水量（使用新鲜水）
日用水1944 t/d，平均量81t/h,高峰量101.25 t/h。

4.4提取工序用水量
4.4.1 色氨酸分离及冲洗水日用量：
5.35 t
4.4.2 洗交换柱用水：
（用二次水）配稀酸碱用水365 t/d，洗低馏分用水230 t/d，再生处理柱用水1365 t/d，合计1960 t/d.
4.4.3 洗废炭用水（用二次水）：45 t/d
4.4.4 接近过程加水（食用冷凝水）：
3台罐每台加水1.6t，共3×1.6=4.8t/d
4.5 动力工序用水量：
锅炉用水（新鲜水）550 t/d,空压机，冷冻机及其他循环水1850 t/d
4.6 用水量汇总
新鲜水只供配料和发酵冷却用，由发酵冷却后之水称为二次水，供洗柱、配稀酸稀碱和补充于循环水中。

精制及动力冷却水采取循环使用方法。

耗水量计算汇总：
新鲜水：高峰量：1.66 + 68.49 + 101.25 +5.35+ 550/24 =199.7 t/h
平均量：1.66 + 0.71 + 81 + 5.35+ 550/24 = 111.6 t/h
日用量：2678.4 t/d
循环水：高峰用水81 t/h，日用水5482 t/d，平均用水228.42 t/h
凝结水：4.8 t/d,平均0.2 t/h
表6 用水量衡算汇总表
工序设备新鲜水（10 ℃）二次水（20 ℃）循环水（30 ℃）配料39.81
液化冷却519.0
糖化冷却83.51
灭菌配料68.49
冷却22484
发酵冷却1944
提取、洗水 5.35
洗炭45
冷却5482动力、锅炉550
冷冻、空压站及其他1850
累计2602.3 24986.86 5482
5、设备计算与选型
5.1 糖化罐
由前面物料衡算知，日产24%糖液215.67 t，相对密度为1.09 g/l，则糖液体积：V = 215.67/1.09 = 197.86m3
糖化操作周期为30 h,其中糖化时间24 h，糖化罐100 m³，装料80 m³，需糖化罐197.86/80 × 30/24 = 3.1个，取4个罐
(1)主要尺寸：
则H/D = 1.15，D = 错误！未找到引用源。

= 4.8 m，H = 5.5 m
内表面积：V1 = πD H2 =82.90 m3
筒容积：V2=错误！未找到引用源。

V1 = 99.48 m3
壁厚：
S =错误！未找到引用源。

+ c
式中：
P —罐压（1 atm）
D——罐的共称内径
υ——焊缝系数（0.8）
[σ]——许用应力，[σ]= σ/n
其中σ：钢板抗拉强度：35 Kg/cm3，n = 4（t〈250℃时〉
C——腐蚀粘度，C-C〈10 mm时，C=3 mm。

可以求得：S = 错误！未找到引用源。

+ 3 = 5.98 mm 取6 mm
（2）冷却形式：
竖式蛇管冷却，不设挡板
（3）搅拌装置：
浆式搅拌
叶径：d = 0.5D = 0.5×4800 = 2400 mm
叶宽：h = 0.1D = 480 mm
5.2发酵罐
5.2.1
年产2000吨色氨酸，日产55.73t，采用公称容积为200 m3机械搅拌发酵罐，其全容积为230 m3，装料系数70%，日发酵液量97m3，每天应出料罐数N=97÷（230
×0.7）×(45/24)= 1.1，需要2个
5.2.1.1 主要尺寸：
选H = 2D
V全= V筒＋2V封= 230 m3
=0.785D2×2D＋πD3×（2/24）= 230
1.57D3＋0.26D3 = 230
D=5.004 m，取D = 5 m
H = 2D = 2×5 = 10 m，取H = 10 m
圆筒V1 = 0.785×52×10 = 196.25 m3，
上下封头V2 = V3 = π×53÷24 = 16.25 m3
V= V筒＋2V封=196.25+2×16.25 = 228.75 m3
V≈V全
符合生产要求，可行。

5.2.1.2 冷却面积的确定：
根据经验可知色氨酸的发酵热高峰值大概为1.1×104 KJ/(m3•h)，实际装罐液V 液=V全×ψ=230×70%=161 m3，冷却面积A=Q/(K△t m)：
Q=1.1×104×161=1.771×106 KJ/h
发酵液温度t1=37.5 ℃，冷却水初始温度为t2=10 ℃，最终出口温度为t3=20 ℃△t m =((t1－t2) －（t1－t3）)/ln((t1－t2) /(t1－t3))
=((37.5－10) －(37.5－20))/ln(27.5/17.5)=22.12 ℃
发酵罐采取竖式蛇管换热器
根据经验取k=4.18×500 KJ/(m2•h•℃)
A=1.771×106/(4.18×500×22.12)=38.31 m2
5.2.1.3 搅拌器
6弯叶涡轮搅拌器：混合均匀，溶解氧较高
叶径Di=D/3=5/3=1.67 m ,
取Di=1.7 m
叶宽B=0.2Di=0.2×1.7 =0.34 m
弧长=0.375Di=0.64 m
底距C=D/3=1.67 m，
取C=1.7 m
盘径di=0.75Di=1.28 m
叶弦长L=0.25 Di =0.43 m
叶距Y=D=5 m
弯叶板厚=12 mm
取两挡板搅拌，已知50 m3的发酵罐的转速为110 r/min，搅拌直径为1.05 m，根据单位体积液体所分配的搅拌轴功率相等
可知
N2=N1错误！未找到引用源。

2/3
式中
N2——放大的搅拌器的转速，r/min
N1 ——模型搅拌器的转速，N1 = 110 r/min
d1——模型搅拌器的直径，d1= 1.05 m
d2 ——放大搅拌器的直径，d = 1.7 m
则该发酵罐的搅拌速度
N2 = 110×（1.05/1.7）2/3 = 79.78 r/min
5.2.2 密封方式：
双面机械密封
5.2.3 空气分布器：
该发酵罐使用的单管进风
5.2.4挡板：
因使用的是竖式蛇管冷却，所以不设挡板
5.2.5 消泡浆：
圆盘放射式消泡浆
5.2.6 冷却管布置：
使用竖式蛇管冷却装置
5.2.7 竖式蛇管冷却装置设计：
（1）最高热负荷下的耗水量w=错误！未找到引用源。

Q总=1.1×104×161=1.771×106 KJ/h
C P=4.18 KJ/(kg•℃)
t2:冷却水最终温度，t2 = 20 ℃
t1:冷却水初始温度，t1 = 10 ℃
则可得
W = 1.771×106/(4.18×10) = 11.77 kg/s
即冷却水的体积流量为0.01177 m3/s，设冷却水在管中的流速为1 m/s
则冷却管的总截面积为：
A=W/V=0.01177/1=0.01177 m2
进水管的总直径为：
.0
d =0.122m
.0/
01177
785
查表取Dg125x4
（2）冷却管组数和管径：
冷却管的总表面积为A，管径d，组数为n
则
A=n·0.785d2
取n=12
带入上式得：d=0.035m
查金属材料表选υ=45×3.5无缝钢管，d内=38 mm，d平均=41.5 mm
设蛇管U型管曲径为300 mm，则两直管距离为600 mm，则两弯管总长度
l=πD=3.14×600=1884 mm
(3) 冷却管总长度的计算：
冷却管的总面积为38.31 m2，取无缝钢管υ=45x3.5则L=S/S0=38.31/0.13=294.69 m 冷却管占有面积
V=0.785×0.0452×294.69=0.468 m3
取冷却管组n=12
（4）每组管长l0：
l0=L/n=294.69/12=24.56m
5.2.8设备材料的选择：
选用A3碳钢材料，可以降低设备费用
5.2.9 发酵罐壁厚的计算：
T=[]P
PD -ϕσ2+C 1+C 2
式中 T — 圆筒的设计厚度，mm P — 设计压力，p=0.07 MPa Di — 圆筒的内直径，Di =5000 mm
[σ] — 设计温度下的圆筒材料的许应用力，128 MPa ϕ — 焊缝系数， 0.9
C1 — 钢板的厚度偏差，0.8 mm C2 — 腐蚀量，1 mm
带入上式的
T= 错误！未找到引用源。

+ 0.8 + 1 = 3.32 mm
5.2.10 椭圆形封头厚度计算：
Y =
[]P
PD
5.02-ϕσ
式中 Y — 圆筒的设计厚度，mm P — 设计压力，0.07 Mpa D — 圆筒的内直径，5000 mm
[σ] — 设计温度下的许应用力，128 Mpa ϕ — 焊缝系数， 0.9 将各数据带入上式可得：
Y =错误！未找到引用源。

= 1.52 mm
5.2.11 接管设计：
（1）接管长度设计：
该发酵罐输料管可以选择不带保温层，根据管径可取h=150 mm （2）接管直径的确定： 根据流体力学方程。

以排料管为例，本罐实装161 m 3，设计1.0 h 内排空，则体积流量q 为： q =
1
*3600161
=0.04 5m 3/s。