年产3万吨味精工厂发酵车间设计课程设计报告(编辑修改稿)

年产3万吨味精工厂发酵车间设计课程设计报告(编辑修改稿)内容摘要：

，再加热至 120℃。 冷却水由 20℃ 升至 45℃。 每罐灭菌时间 3h，输料流量 （ t/h） 消毒灭菌用蒸汽量（ D）： D =3212（ kg/h） =（ t/h） 式中 为糖液的比热容（ kJ/（ kgoK）） 每日用蒸汽量： 33=（ t/d） 高峰量： 平均量： 247。 24=（ t/h） （ 2）发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 ① 发酵罐体加热： 200m3， 1Cr18Ni9 的发酵罐体重 ，冷却排管重 6t， 1Cr18Ni9的比热容 （ kgK），用 （表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在 Mpa（表压）下，由 20℃ 升至 127℃。 其 蒸汽量为 986（ kg） ② 填充发酵罐空间所需的蒸汽量：因 200m3 发酵罐的全容积大于 200m3，考虑到罐内之排管、搅拌器等所占之空间，罐之自由空间仍按 200m3 计算。 填充空间需蒸汽量： D 空 =Vρ=200=（ kg） 式中 V发酵罐自由空间即全容积（ m3） ρ加热蒸汽的密度（ kg/m3）， 表压时为 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=+(7020)=(kJ/(m2hK)) 200m3 发酵罐的表面积为 201 m2，耗用蒸汽量： D 损 = =199（ kg） ④ 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 41（ kg） ⑤ 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的 5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为： 1632（ kg/h） 每空罐灭菌 ，用蒸汽量： 1632=2448（ kg/罐） 每日用蒸汽量： 24483=7344（ kg/d），平均量 7344/24=306（ kg/h） 年产万吨商品味精，日产 100%MSG ，选用 25m3 强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期 24h，其中辅助时间 4h。 每罐产 100%MSG 10t，需结晶罐台 4台。 每罐投入 40g/dl 的中和脱色液（俗称原液） 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 3h，育晶 17h。 放料数量 20m3 （ 1）热量衡算 ① 来料带入热量：进料温度 35℃ ，比热为 （ kgoK） Q 来料 =（ 23+32） 35103=106（ kJ） ② 加水带入热量： 11 Q 来水 =635103=105（ kJ） ③ 晶种带入热量： MSG 比热容 （ kJ/（ kgoK）） Q 来晶 =160020=104（ kJ） ④ 结晶放热： MSG 结晶热为 Q 晶热 = =105（ kJ） ⑤ 母液带走热量：分离母液 12m3，折算为相对密度 时 15t，比热容为 （ kJ/（ kgoK）） Q=1510370=106（ KJ） ⑥ 随二次蒸汽带走热量： Q 二蒸 =（ 23+32+620） 2626106=108（ kJ） ⑦ 随结晶 MSG 带走热量： Q 出晶 =1010370=106（ kJ） 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） =（ 106+108+106） （ 106+105+104+105） =107（ kJ） （ 2）计算蒸汽用量 每罐次用汽量：热损按 5%折算。 D= =45830（ kg/罐） 每罐浓缩结晶时间 20h，每小时耗蒸汽高峰量： 45830/20=2292（ kg/h） 4 台罐（实际是 台）同时运转，高峰用蒸汽量： 2292=8022（ kg/h） 每日用蒸汽量： 45830=160405（ kg/d） =160（ t/d） 每小时平均用蒸汽量： 160/24=（ t/h） 干燥过程的热量衡算 分离后之湿 MSG 含水 2%，干燥后达到 %，进加热之空气为 18℃ ，相对湿度ψ=70%，通过加热器使空气升至 80℃ ，从干燥器出来的空气为 60℃。 年产万吨商品味精，日产湿味精 ，二班生产， 即 （ t/h）。 干燥水分量 34（ kg/h） 18℃ 空气湿含量 ψ=70%， X0=（ kg/kg 干空气）， I0=；加热80℃ ， I1=用公式 ： Δ=（ I2I1） /（ X2X1） =Q 物料 +Q 损失 Q 初温 式中 Δ空气经过干燥后的热量变化（ kJ/kg） Q 损失 损失热量，通常为有效热量的 10% Q 物料 =103（ 6018） （ kJ/kg 水） Q 损失 =（ 595+60+392418） =645（ kJ/kg 水） Δ=18= 4494（ kJ/kg 水） 设 X2= I2=I1+Δ（ X2X1） =+（ 4494）（ ） =（ kJ/kg 空气） 空气耗量为： 34/=18888（ kg/h） 12 80℃ 时空气的比容 实际消耗空气量为： 18888=15677（ m3/h） 耗用蒸汽量（ D）：使用 （表压）蒸汽加热，热损失按 15%计： D= =618（ kg/h） 每日用蒸汽量： 61816=9888（ kg/d） 平均每小时用蒸汽量： 9888/24=412（ kg/h） ： 每日用蒸汽量为 338t/d，每小时平均量为 ，高峰量为。 100%MSG单耗蒸汽量： 338/=（ t/t）。 年产 30000 吨味精热量衡算表 名称 每日用量（ t） 每小时均量（ t） 高峰量（ t） 单耗（ t） 蒸汽 338 无菌空气耗量计算 （ 1）单罐无菌空气耗用量 230m3 规模的通气搅拌发酵罐的通气速率为 ，取 计算 ① 单罐发酵过程用气量： 4 6 5 3 0 V （ m3/h） ② 单罐年用气量： 2 6 8 2 7 2 0 0180321  VV （ m3/a） （ 2）种子培养等其他无菌空气耗量 有经验去耗气量为发酵过程的 20% 故： 3 1%2039。  VV （ m3/h） 单罐年用气量： 1 3 4 1 3 6 01 8 0839。 1  VV （ m3/a） （ 3）高峰无菌空气耗量： 5 2 1 6 4610 39。  VVV ma n （ m3/h） （ 4）车间无菌空气年耗量： 52164610 39。 11  VVV t （ m3/a） （ 5）单耗： 92110  GVV t （ m3/h） 年产 30000 吨味精无菌空气衡算表： 发酵罐公称容积（ m3） 单罐通气量（ m3/h） 种子罐耗气量（ m3/h） 高峰空气耗量（ m3/h） 年空气耗量（ m3/h） 空气单耗（ m3/h） 13 200 4658 52164  9211 设备设计与选型 发酵罐 （ 1）发酵罐的选型 选用机械涡轮搅拌通风发酵罐 （ 2）生产能力、数量和容积的确定 ① 发酵罐容积的确定：选用 200m3罐 ② 生产能力的计算：现每天生产 97%纯度的味精 100t，谷氨酸的发酵周期为48h(包括发酵罐清洗、灭菌、进出物料等辅助操作时间 )。 每天产纯度 为 97%的味精 100t，每吨 100%的味精需糖液 则每天需糖液体积为 V：  3m7 9 7 . 3 4% 糖V 设发酵罐的填充系数φ =75%；则每天需要发酵需要发酵罐的总体积为 V0（发酵周期为 48h）。  30  φ糖VV ③ 发酵罐个数的确定：公称体积为 200m3的发酵罐，总体积为 230 m3  个τ总 01  VN 取公称体积 200 m3 发酵罐 11 个，其中一个留作备用。 实际产量验算：  at /%   富裕量 % 00300 51  能满足产量要求 （ 3）主要尺寸的计算：取高径比 H： D=2： 1 ；封筒全 3230m2  VVV 则有： 32  DDDV π全 H=2D； 解方程得： 33  DD  mD 00 03  14 取 D=5m H=2D=10m； 封头高：  mmhhH ba 1 3 0 0封 封头容积 ： V 封 =（ m3） 圆柱部分容积： V 筒 =197m3 验算全容积 V 全 ：    封筒‘ 全 VVV V 全 =V’全 符合设计要求，可行。 （ 4）冷却面积的计算 对谷氨酸发酵，每 1m3 发酵液、每 1h 传给冷却器的最大热量约为 6000kJ/(m3 h)。 采用竖式蛇管换热器，取经验值 K= 500 kJ/(m3 h℃ )。 平均温差Δ tm： 2121mttlntttΔΔΔΔΔ  32℃ 32℃ 20℃ 27℃ 12 5 代入 ℃Δ 8512ln 512t m  对公称容量 200 m3的发酵罐，每天装 5 罐，每罐实际装液量为  315 55 5 m 换热面积   15560 mtK QF m   Δ （ 5）搅拌器计算 选用六弯叶涡轮搅拌器。 该搅拌器的各部分尺寸与罐径 D 有一定比例关系 搅拌器叶径  mDD i  15 取 d=（ m） 叶宽 ：  mdB  弧长：  mdl 7 7  底距：  mDC  盘踞 ：  mDd ii  叶弦长：  mDL i  叶距 ：  mDY 5 弯叶板厚： δ =12（ mm） 取两挡搅拌，搅拌转速 N2 可根据 50m3 罐，搅拌直径 ，转速N1=110r/min。 以等 P0/V为基准 [6]放大求得：  m in/ 1 03/23/22112rDDNN （ 6）搅拌轴功率的计算 淀粉水解糖液低浓度细菌醪，可视为牛顿流体。 ① 计算 Rem[8] μ ρNDm 2Re  式中 D—— 搅拌器直径， D= N—— 搅拌器转速，  srN /  ρ —— 醪液密度，ρ =1050 kg/m3 μ —— 醪液粘度， μ = 103N s/m2 将数代入上式： 4632 ＞  m 16 视为湍流，则搅拌 功率准数 Np= ② 计算不通气时的搅拌轴功率 P0： ρ530 DNNP P 式中 Np—— 在湍流搅拌状态时其值为常数 N—— 搅拌转速， N=80r/min= D—— 搅拌器直径， D= ρ —— 醪液密度，ρ =1050kg/m3 代入上式： kWWP 35339。 0  两挡搅拌： kWPP 39。 00 。