结晶罐设计doc

作者:快彩平台网站 | 2020-08-15 06:34

  1 绪论 氨基酸的制造是从1820年水解蛋白质开始的。味精俗名又叫味素,英文为Mono Sodium Glutamte 简称MSG。其化学名称是a_氨基戊二酸.1950年在实验室用化学方法合成氨基酸.以前1866年德国人Ritthansen利用硫酸水解小麦面筋.最先分离出谷氨酸.1872年Dittener推断出氨基酸的结构。1908年日本人因菊君与铃木合作从海带中提取谷氨酸成功,并开始制造味之素产品.1910年日本味之素公司用水解发生生产谷氨酸.1936年美国人从甜菜中提取谷氨酸,直到1956年和协发酵公司开始以淀粉糖蜜为原料采用发酵法生产谷氨酸成功.1957年发酵法味精投入工业化生产.1966年采用醋酸发酵法生产谷氨酸.60年代后期各国味精工业兴起,均用发酵法生产味精. 我国味精生产开始于1923年,由吴蕴初先生创办了上海天厨味精厂.该厂首先采用盐酸水解面筋生产味精.同年沈阳味精厂开始用豆粕水解生产味精.从1958年开始我国的味精生产进入转换期.开始研究发酵法制GLU的工艺.1964年上海天厨味精厂以黄色短杆菌617为生产菌株,采用发酵法生产GLU中型实验,获得成功,接着投入工业化生产.杭州味精厂与中科院微生物研究所等单位协作进行北京短棒杆菌As,2PP发酵法生产谷氨酸发酵实验1965年获得成功并投入工业生产. 由发酵法生产味精并获得成功.原料由原来的植物性蛋白改变为淀粉质原料.我国淀粉资源丰富,为我国味精工业的发展开拓奠定了广阔的前景,并使得我国的味精工业迅速发展起来,产量占世界总产量的35.1%,我国成为世界上产味精最多的国家之一. 当前我国味精行业提高经济效益的发展对策是:合理利用原料,采用高产酸新品种,采用新工艺,新技术,新设备,提高生产水平,防止噬菌体传染防止染杂菌,节能降耗,逐步实现自动化控制提高劳动生产率,全面降低成本,参与国际竞争,同时搞好废水处理,提高环境与社会效益. 味精分子式与L型,分子量187.13比重1.65无色晶体,有特殊鲜味,味精作为调味品除了能增加食物的美味外,它在人体中具有特别的生理作用,活跃蛋白质代谢,维持细胞机能降低血液中的氨,防止氨中毒等作用 国内味精规格有数种.以谷氨酸钠的含量分类有99%,95%,90%,80%四种.其中三种分别加如了景致的食盐以外观形状可分为结晶味精与粉状味精 2 设计总论 毕业设计课题“年产2万吨味精厂初步设计” 重点车间:精制车间 2.1设计任务和要求 年产99%规格的味精占年产量的90%,82%的占10%.采用84%的工业淀粉为原料,生产天数为每年320天,连续生产. 2.气候条件;在极端情况下,最高42 最低-23 ,一般气温条件下10-25 .主导风向,东南较多. 3.主要工艺流程的选择舆论正尤其是新工艺要有重点的论证全厂的物料衡算,工艺设计计算,水电气耗用量的计算及安全防火,经济核算. 2.2设计要求,技术经济指标. (一) 本设计根据不也设计中的任务要求进行的,在设计注意对毕业实习中缩减的新工艺新设备的合理采用. (二) 对厂址的选择 1.选择依据 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. 把厂址选在石家庄,原因是多方面的.石家庄的地势西高东低,地貌复杂。西部太行山地(1) 地势条件:石家庄辖区内地势西,海拔在1000米左右,山峦重叠,地势高耸,最高山峰托梁海拔2281米。东部平原海拔一般在30~100米,地势平坦。 (2) 水资源:辖区内河流分属海河流域大清河水系和子牙河水系。主要河流有滹沱河,磁河,大沙河,洨河,槐河等。 (3) 交通条件:石家庄素有“南北通衢,燕晋咽喉”之称,是全国铁路、公路、邮政、通讯的重要枢纽。石家庄火车站为全国三大编组站之一,是我国北方重要的客货中转中心,有京广、石太、石德三条铁路交汇于此,朔黄铁路横穿我市北部;公路运输四通八达,京深、石太、石黄、石济高速公路和107、307、308等到国家级公路在市域内纵横交错;石家庄民航机场已开通20多条国内航线) 气候条件:石家庄市地处中纬度欧亚大陆东缘,属于暖温带大陆性季风气候。太阳辐射的季节性变化显著,地面的高低气压活动频繁,四季分明,寒暑悬殊,雨量集中,干湿期明显,夏冬季长,春秋季短。春季长约55天,夏季长约105天,秋季长约60天,冬季长约145天。春季气候干燥,降水量少,常有5,6级偏北风或偏南风; 夏季高温多雨。年平均气温12.8摄氏度,年平均降水量450~750mm。 (5) 经济条件:石家庄市农业条件优越,农村经济发达,是全国粮,棉,油高产地区之一。工业发展迅速,形成了以轻纺,医药,机械,电子,化学,建材,化肥等门类齐全的工业体系,成为全国重要的纺织,医药工业基地。 (6) 人口资源: 2004年年末全市常住人口917.5万人,其中市区217.3万人, 2.3生产规模和产品规格 (一) 生产规模 年产两万吨商品味精工厂 其中99%的味精占90%,80%的味精占10% (二)产品规格 99%的味精占90%,质量符合GB8967-88. 80%的味精占10%,质量符合GB1500-92 2.4生产方法.工作制度,工作车间组成,工作时间. 1.生产方法 采用玉米淀粉为原料 (1)制糖车间;采用一次喷射,双酶法制糖工艺. (2)发酵车间;亚适量流加糖发酵工艺. (3)提取车间;去除菌体,低温等电,离子交换法. (4)精制车间;采用管式结晶罐进行真空浓缩结晶. (二).工作制度 全年生产320天,三班作业,连续液化. (三) 工作组成 1.糖化车间;A.液化 B 糖化 C 过滤 2.发酵车间;A 种子 B 连消 C 发酵 D 空气净化 3.提取车间;A 等电点提取 B 离心分离 C 离子交换 4.精制车间;A 中和脱色,除铁过滤 B 结晶 C 干燥筛分 D 包装 5.辅助车间;动力车间,修理车间,水渠,泵房,化验室,净化系统. 6.包装形式;现选用塑料袋 塑料袋的材料有聚乙烯.BOPP多膜聚乙烯符合QB4456-84规定. 现选用机械包装; 包装规格;10g, 25g, 100g, 250g, 1kg, 10kg, 25kg. 允许偏差符合 GB88967-88和QB1500-92规定. 2.5 全厂工段工艺流程 1 糖化 调浆----配料----一次喷射液化----层流维持----闪蒸罐----糖化罐----灭酶----过滤----糖储罐----发酵车间. 2 发酵 配料 无菌空气 菌种 连消 分过滤器 斜面 维持罐 发酵罐 一级种子 消泡计量罐 消泡剂灭菌 提取车间 液氨储罐 到目前为止,所发现的谷氨酸产生菌都不能直接利用淀粉,也不能利用糊精作为碳源.因此,以淀粉为原料时,必须先将淀粉转化为葡萄糖,才能供发酵使用. 在工业生产上将淀粉水解为葡萄糖的过程称为淀粉的糖化,所的的糖液称为淀粉水解糖淀粉水解糖液中,主要的糖类是葡萄糖,此外根据水解的条件不同,尚有数量不等的麦芽糖及其他一些二糖,低聚糖等复合糖类.除此之外,原料带来的物质如蛋白质,脂肪等在发酵中易被谷氨酸产生菌利用,而一些复合糖类杂质不能被利用,它们的存在不仅降低了淀粉的利用率,增加粮耗,而且常影响到糖液的质量,降低糖液的可发酵营养成分,在谷氨酸发酵中,淀粉糖浓度的高低,往往直接关系到谷氨酸产生菌的生长速度及在味精的生产中谷氨酸的积累.如何保证谷氨酸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.二 制糖的方法目前制糖的方法有四种;酸法 酶酸法 酸酶法 双酶法,其基本原理为;在催化剂的作用下淀粉的颗粒结构被破坏r-1.4及r-1.6糖苷键被切断,转变成葡萄糖 (一) 酸解法3.2 发酵工艺 3.2.1 工艺选择 选用亚食粮生物素流加糖发酵工艺,该工艺具有产酸高,转化率高,周期短,糖耗速率快等特点。 .2 菌种选择(选用FM-415,备用菌S9114) FM-415的优点: 1、产酸率高,糖酸转化率高,转化率达45℅以上。 2、耐高温,前期控制在32-34℃,中后期可控制在36-38℃。 3、脲酶活力强,一般初尿为0.5-0.6℅。 4、发酵周期短,对营养要求粗放。 5、生物素用量低 3.2.3菌种的扩大培养 国内谷氨酸发酵种子扩大培养普通采用二级种子扩大培养的流程:斜面培养——一级培养——二级培养——发酵罐 一、菌种的培养 1、培养基:葡萄糖0.1℅,蛋白胨1.0℅,牛肉膏1.0℅,Nacl0.5℅,琼脂2.0-2.5℅,PH=7.0-7.2 2、培养 (1)每支试管中装培养基4-5ml,灭菌冷却55-60℃。 (2)斜面凝固后防于37℃下恒温48h,检查无杂菌繁殖。 (3)经分离后,并活化至第三代的斜面菌种,在无菌情况下接种。 (4)32-33℃,恒温培养22-26h作生产用培养48h保存。 二、一级种子培养 1、培养基:GluCose 2-5℅,尿素0.5℅,MgSO4 0-0.4℅,K2HPO4 0.1℅,玉米浆2.5-3.5℅,FeSO4 2PPm,MnSO4 2PPm PH7.0 2、培养条件:用1000ml三角瓶装入培养基200ml,灭菌后置于冲程33-34℃,培养时间7-8h,通风量1:0.2,搅拌转数80r/min。 3.2.4谷氨酸生物合成途径 3.2.5合成Glu 1、Glu:γ-酮戊二酸+NH3+NADH-Glu+H2O+NADP 2、转氨酶催化:γ-酮戊二酸+γ-氨基酸——Glu+γ-酮酸 3、Glu合成酶:γ-酮戊二酸+ Glu——2 Glu 3.2.6 菌种选育模型 生物素缺陷型2、油酸缺陷型3、甘油缺陷型4、温度敏感突变株 3.2.7 发酵工艺 1、一次性高糖发酵2、亚适量生物素流加糖发酵工艺3、高生物素加青霉素流加糖工艺4、温度敏感型 本设计采用亚适量生物素流加糖发酵工艺 3.2.8 工艺控制 一、微生物发酵动力学 1 、批培养:是一种非恒态的培养法。 2 、补料分批培养:是粉皮培养和连续培养之间的一种过度培养方式,间歇或连续地补加新鲜培养基的培养方法。 优点:(1)解除底物的抑制,产物反馈抑制和葡萄糖分解阻遏效应 (2)减少菌体生成长量,提高有用产物的转化率。 3、连续培养 本设计选用补料分批培养 二、工艺控制 (一)初糖、接种量和生物素 采用较高的初糖14.5℅,生物素用量较高,接种量大10℅,使菌种快速成长,无度空线.3,放罐时降为PH=6.5-6.6。风量一般前期,后期小,中间大,提高溶氧效果。 (二)流加糖 流加糖一般在发酵10h后补加,浓度为28.5℅ 3.2.9 灭菌与空气净化 一、灭菌原理:加热使微生物本身蛋白质在高温下凝固变性 (一)无菌室 1、接种前,先把接种瓶皿,吸管等用75℅酒精灭菌,打开紫外灯消毒20-30min。 2、操作前必须先洗手,换上无菌衣帽和鞋子,戴上口罩,用75℅酒精擦双手。 3、操作不得随便讲话,行动要作到轻手轻脚。 4、接种要充分利用火焰灭菌,尽可能保持在焰口操作,动作迅速,时间不宜过长。 5、进入无菌室前后,打开紫外灯消毒20-30min。 6、室内无菌空气检查,每周一次,方法采取在接种操作的同时打开平板10min,经37℃无菌培养24h,菌落不超过2个。 影响因素: 1 温度:开始温度33-34℃,不超过35h,并超过△OD,12h以后 36-37℃为宜,28h后可提高到37-38℃。 2 PH值:发酵前期控制PH=7.0-7.1,8h后提高到7.2-7.3,以保持一定的NH4+/GA比,放罐时PH=6.5-6.6,以利于提取。 3 通风量和OD值的控制:采用梯形控制通风,两头小,中间大。 4 定容控制:开始时定容45-50℅,以便留出较大的流加糖室间,最后定容75℅ 5 CO2的控制 6 泡沫控制:加消泡剂进行控制,加入量与时间以产生泡沫量为依据。 7 糖耗控制:谷氨酸发酵过程中前期糖耗不宜过快,进入产酸期后,其他因素控制能跟的上,转化率达50℅以上,可加快它的糖耗速率。 (二)发酵罐灭菌 (三)种子罐灭菌 三 空气除菌 热灭菌2、介质过滤除菌3、静电除尘 现介绍介质过滤除菌 3.2.10 工业发酵染菌防治 一 染菌的危害 (一)种子培养期染菌:染菌后将造成发酵罐染菌。 (二)发酵前期染菌:与生产菌争夺营养成分和养分,严重干扰生产菌的生长繁殖和产物生成。 (三)发酵中期染菌:将严重干扰生产菌的代谢,影响产物的生成 (四)发酵后期染菌:影响产量,产物提取和产品质量。 二 防治 (一)原因:1、培养基灭菌不彻底2、菌种在移接过程中受污染3、菌种在培养过程或保藏过程中受污染4、无菌空气带菌5、培养基和设备灭菌不彻底6、设备渗漏引起染菌以及防治7、操作问题。 (二)解决方法:1、种子培养期染菌:弃去,并对种子罐,管通进行检查和彻底灭菌。2、发酵前期染菌:应迅速重新灭菌,补充必要的营养成分,重新接种进行发酵。3、发酵中期染菌:可加大风量,加速产酸,降低PH值4、发酵后期染菌:提前放罐。 3.2.11 废液和尾气处理 1废气 因生产中使用的工艺过程中产生的Hcl、H2S、NH3、H2O、H2SO4等气体通过使设备密闭,使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其逸出,对于泄露的少量废气通过机械排风和风筒高空排放。 2废液 味精企业的废水分为低,中,高三种浓度,其中谷氨酸母液属高浓度有机废水是味精厂主要污染源,冷却水是低浓度废水,其它为浓度有机废水。 3.3 提取 3.3.1 提取工艺选择 一. 目的 谷氨酸酸是发酵的目的产物,但它溶解在发酵液当中,在发酵液中有多种副产物,因此要想提取,必须采取适宜的工艺. 二 提取方法论证 提取谷氨酸方法;等电点法.离子交换法.锌盐法.盐酸法.渗透膜分离法.溶剂提取法. 1 等电点法 将发酵液和硫酸调PH值到Glu的等电点,使其析出其收率可达50%-80%,一般有常温等电法,低温等电法及浓缩等电法. 其特点;工艺简单,操作方便,设备简单,环境污染不大,利于三废处理. 2离子交换法 根据谷氨酸与发酵液中其它同性离子的性质不同,树脂对这些离子的吸附能力的差别,采用不同树脂进行选择性吸附,再用洗脱剂洗脱以达到收缩的目的. 其特点:工艺操作难度大,需耐酸的设备,上柱不易控制,收率高. 3锌盐法 谷氨酸与二价Zn离子作用生成难溶于水的沉淀,酸性条件可溶解,PH值为2.4时,谷氨酸溶解度最小,以晶体析出,锌盐法有两条途径:1是在发酵液中直接投锌盐,使生成谷氨酸锌,再把谷氨酸锌用盐酸转化成谷氨酸,即所谓一步锌盐法;二是等电提取后,以上清夜加入锌. :工艺简单,操作方法提取收率稳定,但对环境不利. 4盐酸法 谷氨酸在浓冷HCL中溶解度小,易生成晶体,可提纯再加碱中只至等电点,使其析出 特点:此工艺收率高,但流程长而复杂,碱酸耗量大,设备要求劳动强度大. 5渗透膜分离法 根据渗透膜对各种离子的选择渗透性不同,将谷氨酸分离.如电析法,要求渗析液清,耗电多,且渗透膜质量不稳定. 6溶剂抽提方法 谷氨酸在有机剂中溶解度小,可在除菌的Glu中加某种有机剂而提纯Glu但此法对有机剂的选择和产品食用的安全性尚在研究中. 三 提取方法选择 综上所述联系实际,现选用一次等电点,离子交换,全母回流洗脱工艺.本工艺操作简单,设备要求不高.提取收率高,对环境污染小优点,所以 选择此新工艺,产生废水少,改变了以从冲工艺中产生大量废水的弊端. 工艺流程及工艺控制 . 工艺流程叙述 二. 工艺控制 1除菌体 采用碟片式离心机,处理量为每台15/h,4台一组,洗水量4/h,菌体分离浓度50%. 2等电液 离心后的发酵液打入等电罐中,先使用高流分调PH约为5.0后,缓慢调酸至3.0-3.2,维持稳定,搅拌10h以上,静止7-8h后放料 3上柱母液 用硫酸将上清液调到PH为1.5,准备上柱. 4上柱 上柱量10m3/h, 29.4 m3 /h. 5水洗 用45-60℃水正洗树脂可除去部分杂质和升高树脂温度. 6反冲 . 7洗脱剂配置 洗脱剂使用液氨+水+后流分配制,调PH值约为11.5—12,洗脱时10/h,2 m3,9.4 m3/h. 8洗脱剂的处理 前流:泵回到等电罐或上清液储罐,以备下次重新上柱. 高流:调PHWEI 1.5以供下次等电液调酸使用. 9上柱废液的处理 废液泵到废水处理厂,经处理后可制氮肥. 10离心机 离心机处理量8--10 m3/h,采用4台并联法,每次加Glu体积20%的洗水,清洗麸酸. 精制工艺 工艺流程: 1中和---2脱色除铁---3 K-15炭柱脱色,4结晶浓缩,5干燥分离 工艺说明及论证详见第四部分 3.5 空气净化系统 Glu发酵液态深层好气性发酵,产生菌是好氧性微生物,在培养过程中需要大量无菌压缩空气,一般工业生产以大气中空气作氧源,但空气中喊有多种微生物及灰尘,泥土等,在适宜条件下,其中的杂菌也会大量繁殖,消耗大量营养物质,产生各种代谢产物,影响发酵正常进行,因此净化是一相当重要的环节. 一般考虑以下几条: 1减少进口空气杂菌数目:采风口应设在主导风上方;空压站与发酵车间尽可能远些,防止染菌,同时原理提取车间; 采用进空压机前粗过滤手段; 采风口位置一般高于30m 2设计安装除菌效果交好的过滤器 3保证过滤介质在干燥情况下过滤 4合理设计空气过滤系统流程 精制车间工艺说明 从发酵液中提取到的谷氨酸,仅仅是味精生产中的半成品,谷氨酸与适量的碱进行中和反应,生产谷氨酸钠,其溶液经过脱色,除铁,除去部分杂质,最后经过减压,浓缩,结晶及分离,得到较纯的 谷氨酸钠的警惕,不仅酸味消失,而且有很强的鲜味,谷氨酸钠的商业名是味精或味之素. 工艺论证 . 中和 Glu+NaOH → Glu?Na+H2O 在Glu的中和操作中,先把谷氨酸加如入水中,成为饱和溶解液PH为3.2,然后加碱进行中和,溶液的PH逐渐升高谷氨酸的电离平衡逐渐发生移动。当绝大部分谷氨酸都变成GA±的形式时,即为中和生成谷氨酸钠的等电点。 当中和液PH超过7后,随着PH的升高,溶液中GA离子逐渐变多,生成的谷氨酸二钠也越多,但它是无鲜味的,因此避免此物质的生成,同时中和液 PH值超过7后,还会促进L-谷氨酸钠变成DL-谷氨酸钠的消旋反应 ,使的成品质量下降。 谷氨酸在常温下溶解度很小,因此中和时先底水,加热到65℃碱液加入在谷氨酸之后;如果先加碱后加谷氨酸,若中和温度高会影响谷氨酸钠的形成,故必须严格控制条件。 . 脱色,除碱 味精中含铁离子过量,不符和食品规定标准,味精含铁量高时,影响成品色泽,99%成品味精含铁量控制在5PPm以下。 生产原料原因,特别是设备腐蚀游离出较多的铁离子,此外中和液中还含有锰,锌等离子,一同除去。淀粉制糖,培养基灭菌,发酵液浓缩过程中产生色素,类黑素,带入Glu使中和液色泽较深,因此需脱色处理。 硫化碱的加入要适量,不能过多或过少。一般可稍过量,加硫化碱的温度要控制在50℃以下,因为溶液在偏酸或高温时有硫化氢气体逸出,其密度比空气大,是以引起严重中毒。 A. 取加过量的硫化钠的中和液滴加硫化钠溶液,若无黑色沉淀说明铁已除净。 B. 取加过量的硫化钠的中和液滴加硫酸,若有黑色沉淀说明铁已除净。 中和除铁液泵入板框过滤机,经过滤除去杂质及沉淀以达到除铁的目的。 三.K-15碳粒脱色 经过滤的滤液打入碳柱,进行第二次脱色,活性炭具有很大的表面积,其吸附作用分为物理和化学两种,活性炭表面和色素分子之间范德华引力为物理吸附作用。此种吸附特点速度快,吸附量与温度成正比,吸附热小,容易吸附,另一种化学吸附,吸附速度慢,其速度与温度成正比,吸附热大,吸附具有选择性。 每一次脱色用粉末状活性炭,碳粒里装颗粒碳作最后一次脱色。 四 浓缩结晶 结晶是提取的有效方法,只有同类分子或离子才能结合成晶体。由于水合作用,溶液中溶质以一定晶形水合体析出,商品味精带一个结晶水,溶液到晶体生成的过程中,形成饱和溶液,晶核形成,晶体形成。 结晶原理:固体物质溶于溶液中达到饱和,就处于一个相平衡。结晶是一个固相形成过程。不仅包括物质分子的凝结,而且包括这些分子有规律的排列成晶格,这种排列与分子表面化学键力有关,即要结晶就要有表面张力作功,当溶液浓度达到一定饱和度时,使得溶质能相互吸引自然聚在一起形成一种微细颗粒,即晶核,晶核表面吸附溶质分子。 本设计采用较先进完善的真空结晶工艺,为了形成饱和溶液,蒸发部分溶剂,但为了防止谷氨酸钠在高温下形成焦谷氨酸钠,使成品味精易吸潮,变质。因此采用减压真空浓缩法。浓缩时,真空度越高,料液沸点越低,不仅加快了浓缩速度,也使产品质量提高。 本设计采用晶种起晶法这种起晶法可以控制晶体数目和大小。而且溶液受晶种刺激后,晶核可以提早形成,所需过饱和度较自然起晶的过饱和度低。作为晶种投入溶质不会被溶解,也不会产生刺激起晶,全部作为晶核而不产生新晶核,从而达到控制晶体数量的目的。 五 干燥分离 本设计采用三足式离心机,进行味精分离,可以以味精的大小控制分离时间和含水量采用震动床,具有设备简单,生产连续化,效率高等优点,而且产品不易破碎,光泽度好,适用于大量结晶干燥,使用硫化床干燥可以控制温度不超过80℃为宜。 8目粉碎,制晶种或打粉掺入80%味精 8-12目 作晶种 粉碎成12-30目 12-30目 成品 99%MSG 30目以上 生产工艺采用直接混合,加食盐得80%MSG 4.2 工艺控制 一. 中和 1.PH的控制 操作中,先将Glu加到升温至65℃的底水中,成为饱和溶液,酸度接近3.2,溶液中的谷氨酸大部分以GLu±的形式存在,加碱中和,随着碱的不断加入,溶液的PH升高,电离平衡移动GLu±减少,GLU±逐渐增加,全部成为上述离子时,即为中和生成谷氨酸钠的等电点。若PH超过7,GLu ̄逐渐增多,即PH越高,生成谷氨酸钠越多,而谷氨酸钠有很强的鲜味,谷氨酸二钠却没有,此时PH超过7后,还会促进消旋反应的发生,L-GluNa向DL-GluNa转变,若PH低于7,则溶液中的GLu+离子百分率高,造成Glu溶液不彻底,影响精制收率,还造成过滤困难,使后面操作不易进行。 PH的控制在中和中很重要。 2中和的速度 用碳酸钠中和会产生二氧化碳,若中和太快,会产生大量泡沫,可能会导致料液外逸,造成损失。而且加碱过快,导致局部PH过高,发生消旋反应,影响收率和产品质量。 3中和温度 中和温度应控制在70℃以下 环化反应如下: 4中和加水 中和过程加水过多,中和液浓度低,给结晶带来困难。加水不足,浓度太高,黏度增加,脱色效果差,过滤困难,,故一般控制在中和液浓度21-23oBe;,且最好菜盐式盐较少的水。 二脱色 1粉碳脱色控制操作: ⑴温度 在一定范围内,温度升高,分子运动加快,溶液黏度降低,有利于吸附,当温度高时分子运动加剧,反而使解析色素速度增大,综合温度对吸附解吸的影响,一般控制在65℃左右。 PH值 PH对脱色效果影响很大,PH在4.5-5.0脱色效果较好,但在此PH范围内溶液尚有40%的谷氨酸来生成谷氨酸钠,Glu溶解不完全,既影响收率又影响质量,生产上一般控制在PH6.6-6.8,当控制在6.0-6.2时,脱色较好,但脱色后需加碱调PH值。 ⑶时间 色素分子向活性炭表面扩散及吸附均需一定量时间,只有充分接触,才能充分发挥脱色效力。但达一定时间后,随时间延长脱色并不增加。那样就影响了设备的利用率,生产中控制加碳后搅拌30分钟达脱色饱和。 2颗粒碳脱色 ⑴进料速度 碳的吸附量与进料速度密切相关,颗粒碳吸附色素需一定时间,流量大,物料停留时间短。吸附效果差,经验认为进料为碳体积的2-3倍,效果好,速度2-3m3料/ m3碳.h ⑵上柱液质量对碳柱影响 若透光率低,色素杂质多,碳交换量显著下降,因此一般先粉碳脱色除去大部分杂质,透光率达60%以上再上柱。 ⑶颗粒碳再生 用氢氧化钠水溶液作洗脱剂解吸吸附的色素,用盐酸解析铁离子作再生剂。洗脱剂和再生剂浓度低时,效果增加不明显,造成浪费。由实践经验,可采用3%± NaOH和HCL 溶液再生较为理想。 ⑷温度 温度适当提高,有利于搅拌,有利于脱色,过高,吸附效果反而下降,同时颗粒碳易粉碎,若温度太低,黏度大,影响流速,同时易结柱,生产一般控制在40-50℃ ⑸PH值 同粉状碳,控制在6.0-6.8 三.线结晶: ⑴结晶原理:谷氨酸钠在不同温度下水中的溶解度可按经验式计算: Sd=35.30+0.098t+0.0012t2 Sd -GluNa g/100g 溶液t-温度℃ 含结晶水的可按下式: Sc=39.18+0.109t+0.0013 t Sc-MSGg/100g溶液 t-温度℃ 可用饱和曲线表示 由实验得关系图可分为三个区但关系不明显 ⑵结晶与影响结晶的因素 a结晶过程包括形成饱和溶液,晶核形成(本设计采用加晶种)和晶体成长三阶段。 晶核形成有三种方法:自然起晶法,刺激起晶法,晶种起晶法 b影响结晶速度的因素: 过饱和度,液膜厚度,溶液黏度,溶液浓度,温度,真空度;稠度,晶种质量 ⑶结晶工艺条件控制 投入结晶罐内一定量脱色液进行浓缩,达到浓度后,加入晶种。结晶过程不断补充物料,控制适宜的过饱和度,尽量避免假晶。当出现假晶时加温水杀晶。 线%),浓缩液浓度 29.5-30.5oBe,时间 2-4h.投种温度 65-70±.投种后整晶,蒸汽操作压力 0.25-0.35Mpa。 补料:应使蒸发速度,结晶速度协调一致,使浓度控制在介稳区。 放罐浓度:放罐前用结晶水调整29.5-30.5oBe;,成品得率50% 计算工艺 5.1 物料衡算 F = ∑D + W 式中 F—进入系统物料量(kg) D—离开系统的物料(kg) W—损失的物料量 生产过程中总物料衡算 (一) 生产能力 年产2万吨MSG,99%的MSG占90%,80%的MSG占10%,工作日为320天 1折合100%的味精 20000×90%×99%+20000×10%×80%=19420t/年 2日产商品MSG 20000/320=62.5t/d 其中99%的MSG 62.5×90%=56.25t/d 80%的MSG 62.5×10%=6.25t/d 3日产100%的MSG: 19420/320=60.69T/d 总物料衡算 1. 1000Kg纯淀粉理论上产100%的MSG的量:淀粉×111%→葡萄糖×81.7%→谷氨酸×127.2%→MSG(理论值)1000×111%×81.7%×127.2%=1153.5kg 2. 1000kg纯淀粉实际产100%的MSG参数确定:糖酸转化率:58%;粉糖转化率:98%;提取收率;95%;精制收率:95.5%;1000×1.11×98%×58%×95%×127.2%×95.5%=728.10kg 3. 1000kg工业淀粉(含量84%的玉米淀粉)产100%的MSG:728.10×84%=616.60kg 4. 淀粉单耗 1000kg100%的MSG实际消耗纯淀粉量1000/728.10=1.395t 1000kg100%的MSG实际消耗工业淀粉量1000/616.60=1.622t 1000kg100%的MSG理论上消耗纯淀粉的量1000/115305=0.8669t 1000kg100%的MSG理论上消耗工业淀粉量0.8669/0.84=1.032t 5.总收率 728.10/1153.5×100%=63.12%6淀粉利用率 1.032÷1.622×100%=63.12%7.生产过程中总损失: 100%-63.12%=36.88%8.原料及中间品计算⑴淀粉用量 日产量 60.69t/d 60.69×1.622=98.44t/d ⑵糖化液量 A:纯糖量:98.44×84%×1.11×98%=89.95t/dB:折算成28.5%的糖液 89.95/28.5%=315.61t/d⑶发酵液量 A纯GL量:89.95×58%=52.17t/d B折算成90%的GL量:52.17/10.5%=496.86m C.28.5%的糖液的相对密度:查附表4—1 P=1.108⑷提取GIu量 A纯GL量:52.17×95%=49.56t/d B折算成90%的GL的量:49.56/90%=55.07t/d ⑸GLu费母液量(52.17-49.56)÷0.2%=1305 m/d 总物料衡算结果, 原料/项目 淀粉质原料(玉米淀粉) 生产两万吨100%MSG(t) t/d 工业原料(t) 3.11×104 97.26 糖液(28.5%)(t) 9.98×104 311.81 Glu(90%)(t) 1.74×104 54.41 MSG(100%)(t) 1.92×104 59.96 排含0.3%GLu废液 45.55×104 1423.37 5.1.2 制糖工序的物料衡算 1 淀粉浆量及加水量 淀粉乳浓度为17°Be1;,由附表3可得其干基淀粉浓度为30.209%,则1000kg工业淀粉产淀粉乳:1000×84%/30.209%=2780.63kg设淀粉与水比为X则 100×(1+X)=2780.63kg X=1.78即淀粉加水比例为1:1.78 加水量为2780.63-1000=1780.63kg 2 加酶量 (1) 选高温γ-淀粉酶,活力20000u/g 用量为12u/g干淀粉1000×84%×1000×12/20000=504g 中温液化酶:活力4000u/g ,用量1.25u/g干淀粉1000×84%×1000×1.25/4000=262.5g 2)糖化酶,活力100000u/g用量115u/g干淀粉1000×84%×1000×115/100000=966g 3 糖化液产量 1000×84%×1.11×98%/28.5%=3206.15kg 28.5%的糖液的相对密度为1.108,糖液体积为:3206.15/1.108=2893.64L 4 生产过程中进入的蒸汽和洗水量– X进 =0.622×27×100%/(1.5×760-27×100%)-0.622×18×70%/(2.5×760-18×70%)=0.01094kg水/kg干空气 通风比 1:0.2,带走水量 : 4975.26×0.2×60×36×1.157×0.001×0.01094=27.60kg 2.设1000kg玉米淀粉能得到最终发酵液的体积为V升,其中设处糖V1 升,流加糖 V2升 ∴产酸为10.5%,糖酸转化率为58% ∵最终糖液浓度:10.5%/58%=18.10% 1000kg玉米淀粉制成纯糖为:1000×84%×1.11×98%=913.74kg 转化成28.5%的糖液质量:913.75/28.5%=3206.15kg 18.10%×V=913.75 V=5048.34 18.10%的糖液密度p=1.073kg/L M=5048.34×1.073=5416.87kg 甘蔗糖蜜:0.3% V1 液氨:5048.34×2.8%=141.35kg 纯生物素:0.00001% V1 液氨容重为0.62kg/L 无机盐:0.2% V1 141035/0.62=227.96L 接种量:10% V1 消泡剂:0.05%V 放罐残留及其他损失为0.9%V 即1: 14.5% V1+28.5%/1.12 V2=913.75 1.058 V1 +1.108 V2+0.05%V+2.8%V-0.9%V-27.21=5416.87 以上两式联立可解得 V1=3204.68L V2=1764.25L 即初糖 3204.68×14.5%=464.68kg 流加糖 1764.52×28.5%/1.12=449.07 kg 14.5%的糖液质量: 464.68/14.5%×1.058=3390.56 kg 449.07/28.5%×1.108×1.12=1955.36 kg 3加水量 底料中加入31%的糖为 (913.75-1764.52×28.5%/1.12)/31%=1499.17L 1499017×1.1166=1673.97 加水量(包括灭菌蒸汽) 3204.68×1.058-3204.68×(0.3%+10%+0.2%+0.00001%)-1673.97=1379.77kg 实际加水量:V1+0.12 V1=3214.68 V1=2861.32L 2861.32×0.12=343.36L 即343.36 4种子耗量,接种量10% 水解糖2.5%计 3204.68×10%×2.5=8.01kg 需31%的糖液: 8.01/31%=25.84kg ③玉米浆:1.2% 3204.68×10%×1.2%=3.85kg ④磷酸氢二钾:0.15%计 3204.68×10%×0.15%=0.4807kg ⑤硫酸镁 0.05%计 3204.68×10%×0.05%=0.1602 kg ⑥尿素 0.35%计 3204.68×10%×0.35%=1.1216 kg ⑦所需水量 种子液 p=1.01计 3204.68×10%×1.01-28.85-3.85-0.4807-0.1602-1.1216=289.21kg 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 1t工业淀粉匹配物料(kg) T/d 项目 1t工业淀粉匹配物料(kg) T/d 发酵过程 28.5%糖液 3206.15 315.61 发酵液 5416.87 526.845 液氨 141.35 13.91 带走水量 27.60 2.685 消泡剂 2.52 0.2481 滤渣及其他损失 45.435 4.419 甘蔗糖蜜 9.614 0.9464 无机盐 6.409 0.6309 纯生物素 0.0032 3.15×10ˉ4 加水量(包括灭菌蒸汽) 1379.77 135.82 实际加水量 343.36 33.8 种子培养 玉米浆 3.85 0.379 接种量10% V1 320.468 31.1689 磷酸氢二钾 0.4807 0.04732 硫酸镁 0.1602 0.01577 尿素 1.1216 0.1104 所需水量 289.21 28.47 需31%黏液 25.85 2.544 5.1.4 提取车间物料衡算 现以一天为基准进行物料衡算 一)除菌体 1、发酵液 526.845t/d或491m3/d,其中Glu含量10.5%,含菌体量8% 2、除菌体 现采用碟式离心机,4台一组,处理量15 m3/h,洗水量4 m3/h, 菌体分离浓度50% 除菌体过程所需洗水量:419/15×4=130.93 m3/d 菌体含水量和菌体总体积:419×8%/50%=78.56 m3/d 除菌体后发酵液体积为:419+130.93-78.56=543.37 m3/d 除菌体过程中Glu损失为0.5%,除菌后含Glu的量:419×10.5%×(1-0.5%)/543.37=9.44% 9.44%的Glu P=1.041 543.37×1.041=565.65t/d 二)一次等电提取 1 提取前含Glu的量:纯Glu 543.37×9.44%=51.30t/d 提取后应得Glu的量:纯Glu 419×10.5%×95%=48.98 t/d 90%的Glu为: 48.98/90%=54.42 t/d P=1.53 所以 V=54.42/1.53=35.57 m3/d 2 设加入高流为V,含Glu5%,等电提取收率为80% (51.30+V×5%)×80%=48.98 V=198.5 m3/d 3 加入流水的量按20%计:35.57×20%=7.114 t/d,P=1,即体积为7.144 m3 4 加入98%的硫酸量:按 硫酸:料液=1:120计 (543.37=198.5)/120=6.18 m3 98%的硫酸,P=1.84,6.18×1.84=11.38t 5 加入高流体积为198.5 m3,而洗脱得到各部分体积比为 前流:高流:后流=5:4:3 P=1 前流量 P=198.5/4×5=248.125 m3 后流量 P=198.5/4×3=148.875 m3 6 上柱液量 :565.65+198.5+7.114+11.38+248.15-54.42=976.37 t/d P=1,则其体积为976.37 m3 含Glu (48.98+198.5×5%)×20%/976.37=1.2% 7 排除废液量 :设中间损失 9.76 m3损失体积1% 976.37-9.76=966.61 m3 含Glu :419×10.5%×(1-95%-0.5%)/966.61×100%=0.24% 小于0.3% 8 离子交换柱:选用732#强酸性阳离子交换树脂,填料系数为75%,两柱并联。 离交柱:H=8m D=1.8m H :D=4:0.9,V=20.35 m3 树脂柱:H=5.6m D=1.8m V=14.25 m3 湿树脂交换当量 1.6,氨根离子含量 0.9%,Glu含量1.2% 每次上柱液量:湿树脂×湿树脂实际交换当量/(发酵液Glu含量/147+发酵液氨根离子含量/18) =14.26×16/(1.2/147+0.9/18)×10=39. 2 m3 交换效率按75%计,每次上柱量:39.2×75%=29.4 m3 总的上柱次数:976.37/29.4×2=16.6次 9 洗脱再生剂的计算 洗脱剂的配制为母液+后流+氨 洗脱剂氨的量为:976.37×1.2%/147×1.53×17=2.07t P=0.6,所以 V=2.07/0.6=3.45 m3 每柱 29.4,所以 氨液为 3.45/29.4=0.117 m3 后流:148.875/16.6=8.96 8 m3 母液:29.4-0.117-8.968=20.315 m3 进去系统 离开系统 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg) t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg t/d 除菌体 发酵液 5416.87 533.24 90%GLu 0.56. 55.13 所需洗水量 1346 132.50 排放废液量 9.938 978.30 菌体总体积 808 79.54 除菌后发酵液体积 5587 549.98 除菌体后含量为9.44%Glu的数量 5816 572.53 等电提取 加入10%的GLu 0.527 51.88 排除废液量 9.938 978.30 加入的高流 2.04 200.82 加入洗水量 0.073 7.19 加入90%的硫酸量 0.117 11.52 上柱提取 上柱液量 10.039 988.24 前流 2.551 251.12 每次上柱液量 0.302 29.73 高流 2.041 200.92 上柱次数 16.8 后流 1.531 150.71 5.1.5 精制车间物料衡算 现以一天的生产为基准 技术参数 日产90%的Glu54.42t/d,即日产100%的Glu为48.98t/d 日产100%的MSG59.96t/d,精制收率为95.5% 中和,脱色,除铁过程 1 加入离子膜碱的量,含量36% 54.42×1=54.42 t/d 含水量为:54.42×(1-36%)=34.8288 t/d 2 料液的质量百分含量为40%,P=1.16 所以 其质量:48.98×1.272/40%×1.16=180.68 t/d 3 所加水量:180.68-54.42×2-0.98832-0.17785=70.67 t/d 4 加入活性炭:按Glu 90% :活性炭 =1:0.002 计 0.002×35.57=0.17785 t 5 加入硫化钠的量 硫化钠按5.47kg/t料液计,加入含硫化钠为10% 因此,加入硫化钠的量为:180.68×5.47=988.32 起含水量:988.32×(1-10%)=0.5335 过滤后滤液的体积及加入的水量 1 产100%MSG的两为:54.42×90%×1.272=62.78 t/d 2过滤中活性炭带走水量,含水量75% 0.1775/(1-0.75)×0.75=0.5335t 加入的洗水量为总滤液的10% 62.78+70.67-0.53355+0.88949+34.8288=168.63 t/d 又 P=1.234 则 V=168.63/1.28=131.74 m3 (四)k-15活性炭柱脱色 1 用洗水量10%,所以加水量为 131.74×10%=13.174 m3 滤液量为:131.74×1.28+13.174=180.02 t/d 又 P=1.234(20℃)得50℃时P=1.11 180.02/1.11=160.18 m3 其含量为:62.78/160.18=40%kg/L(MSG) 2 每天需浓缩结晶的原液量160.18 m3,其含量为40%kg/L。 (五)结晶,离心分离 1 产100%MSG 62.78×95.5%=59.96 t/d 2 设加入母液V m3,没罐体积20 m3,加入底料原液为14 m3,其中MSG含量为40%kg/L,加晶种按体积的6%计,收率50%,流加母液其含量38%,为罐体积的0.95倍,即19 m3。 (14×40%+20×0.95×38%+6%×20)×50%=7.01 3需要结晶罐:59.96/7.01=8.55罐 4 加入母液体积:8.55×19=162.52 m3 P=1.05 则 M=162.52×1.2=195.02 5 MSG分离调水洗水量:按5%计 59096×5%=2.998t/d 6 放罐体积为80%的罐体积:20×80%=16 m3 产生放罐母液;16×8.55=136.8 m3 P=1.05 M=136.8×1.05=143.64 7中和脱色在结晶蒸发过程中蒸发出的水量; 180.02+195.02-143.64=231.4 m3 精制工序物料衡算汇表 项目 进入系统 离开系统 1t工业淀粉及匹配物料 t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料 t/d 90%Glu 559.53 55.08 100%GLu 61.65 6.07 离子膜(36%) 559.53 55.08 蒸发水 2.379 0.234 中和加水 726.61 71.53 放罐母液 1476.866 145.38 粉碳量 1.839 0.18 硫化钠(10%) 10.16 1.00 加洗水 135.45 13.33 分离加洗水 30.825 3.034 加母液 2005.14 197.39 累计 4039.946 397.69 5.2 热量衡算 热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的,热平衡方程式表示如下: Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 Q1―物料带入的热量(J) Q2 ― 蒸汽热量(J) Q3― 各种热效应(J) Q4―物料带走热量(J) Q5― 消耗于设备上的热量(J) Q6 ―设备向外界散发热量(J) 5.2.1 糖化车间工艺流程及热量衡算 (一)工艺流程 调浆(25℃→)→ 一次喷射(0.4MPa t=105.5℃)→ 层流维持罐(90min,100℃)→ 灭酶(130℃,25min)→ 闪蒸罐(90℃)→ 糖化罐(57-60℃)→ 灭酶(85℃)→ 过滤 (二)热量衡算 1 液化加热蒸汽量 :D=G×C×(t2-t1)/I-λ G―淀粉浆量(kg/h) C―淀粉浆比热容(KJ/kg×k) t1―浆料初温(25+273=298K) t2―液化温度(105.5+273=378.5K) I― 加热蒸汽焓 2683.19KJ/kg(0.4MPa) λ―加热蒸汽凝结水的焓(在378.5K时为440.29KJ/Kg) 淀粉浆量G:根据物料衡算,,日投工业淀粉97.26吨;连续液化;97.26/24=4.053t/h,加水比为:1:1.78,粉浆量为:4053×2.78=1126.34Kg/h,平均用水量:4.053×1.78=7.24t/h 粉浆干物质浓度:4053×84%/11267.34×100%=30.209% 粉浆比热的计算:C=C0×X/100+C水(100-X)/100 式中:C0―淀粉质比热容,取1.55KJ/Kg×K X―粉浆干物质含量,30.209% C水―水的比热容,4.18 KJ/Kg×K C=1.55×30.209/100+4.18×(100-30.109)/100=3.39 KJ/Kg×K 蒸汽用量:D=11267.34×3.39×(105.5-25)/(2683.19-440.29)=1370.91Kg/h 2 灭酶用蒸汽量: 灭酶时由105.5℃升到130℃,130℃时λ=546.39 KJ/Kg D灭=11267.34×3.39×(130-105.5)/(2683.19-546.39)=437.95Kg/h 要求25min内使液化液由105℃升到130℃,则闪蒸高峰量为:437.95×60/25=1051.08 Kg/h 每日用量:1808.86×24=43.41t/d 3 液化液冷却水用量: 经一次喷射后,液化液自然冷却到85℃,进入糖化罐,以冷水降温到糖化所需温度60℃,进水口22℃,出口50℃,则需冷水量:W=(11267.34=1808.86)×3.39×(85-60)/(50-22)×4.18=9468.53Kg/h=227.25t/d 4糖化工序热量蘅算 日产28.5%的糖液311.85t/d,即311.83/1.108=281.44m3/d 糖化操作周期为39小时,糖化时间为31小时,糖化糖为120 m3,装料系数75%,装料120×75%=90 m3,需糖化罐个数:n=281.44/90×39/24=5.08,取6个 糖化灭酶所需蒸汽,由60-85℃灭酶,0.4MPa(表压)蒸汽 I=2642.93/ KJ/Kg λ=335.00 KJ/Kg D灭=11267.34×3.39×(85-60)/2642.93-335.00=413.75 Kg/h 要求30min使液化液由60℃升到85℃则高峰用蒸汽量:D=413.75×60/30=827.4 Kg/h 827.5×24=19.86t/d 糖化液冷却用水量,用冷水降温到60℃,进口22℃,出口50℃, W=(11267.34+825.4)×3.39×(85-60)/(50-22)×4.18=8756.49=210.16t/d 制糖车间总衡算 a 蒸汽用量:43.41+19.86=63.27 t/d 糖化罐运转台数:6×31/39=4.77台 31为操作运转周期,39为操作周期 b 冷却用水量 227.25+210.16=437.41 t/d 5.2.2 发酵车间热量衡算 (一)连续发酵液热量衡算 1培养液连续灭菌用蒸汽量 发酵罐200 m3,装料系数75%,每罐产100%MSG量 200×75%×10.5%×95%×95.5%×127.2%=18.18t 发酵操作周期为40小时,其中发酵时间38小时 需发酵罐台数:59.96/18.18×40/24=5.50台,取6台 日运转:5.50×38/40=5.22罐 (1)没罐初始加底料体积:3204.68/6×97.26=51.95 m3 每日投放料次数:59.96/18.18=3.30 糖浓度为14.5%Kg/L,P=1.058 灭菌加热过程用0.4MPa蒸汽(表压)I=2743 KJ/Kg,使用板式换热器,将物料由20℃预热到78℃,再加热到120℃,冷却水由20℃升到45℃,没罐灭菌时间为3小时,输料流量:51.95/3=17.316 m3/h=18.32t/h 消毒灭菌用蒸汽量:(D) D=18320×3.39×(120-78)/(2743-120×4.18)=1163.74Kg/h 每日用蒸汽量:1163.74×4×3=13.964t/d 高峰量:1.163t/h 平均量:13.964/24=0.582t/h (2)流加糖的灭菌用蒸汽量 每罐流加糖的体积:1764.52/6×97.26=28.602m3/d,p=1.108 含糖为28.5%,输料流量:28.602/3=9.543m3/h=10.564t/h 消毒灭菌用蒸汽:D1=10.564×3.39×(120-78)/(2743-120×4.18)=671.034Kg/h 每日用蒸汽量:671.034×4×3=8.052t/d 高峰量:0.671t/h 平均量:8.052/24=0.336t/h 每日用蒸汽量:13.964+8.052=22.016 t/d 平均每小时用蒸汽量:0.582+0.336=0.918t/h 高峰量:1.163+0.671=1.832 t/h 2培养基冷却用水量 120℃热料通过与生料进行热交换,降到80℃,再用水冷却到35℃。冷却水由20℃升到45℃,计算冷却水量(W) W=(118320+10564)×3.39×(80-35)/(45-20)×4.18=42165.11 Kg/h 全天用水量:42.165×3×6=758.972 t/d 3 发酵罐空罐灭菌用蒸汽量: (1) 发酵罐体加热:200 m3,1Gr18Ni9Ti的发酵罐中达34.3吨,冷却排管重6吨,比热容为0.5 KJ/Kg×K,0.4MPa(表压)蒸汽灭菌,使发酵罐在0.35MPa(表压)下,由20℃升到127℃ 其蒸汽量 (34300+6000)×0.5×(127-20)/(2743-127×4.18)=974.64kg (2)填空发酵罐 所需蒸汽量:200 m3的发酵罐忽略附件所占体积,仍按200 m3计算 所需蒸汽量 D空=Vp 其中V―发酵罐自由全容积,p―加热蒸汽密度2.373 所以 D空=200×2.373=474.6kg (3)灭菌过程的热损失:辐射与对流联合给热系数r,罐外壁温度70℃。R=33.9+0.19×(70-20)=43.4(KJ/m2×h×K) 200 m2发酵罐的表面积201 m2,耗用热量 D损=201×43.3×(70-20)/(2743-127×4.18)=197.17kg (4)洗涤水升温的蒸汽消耗 201×0.001×1000×(127-20)×4.18/(2743-127×4.18)=40.64kg 式中 0.001―附壁水平均厚度(1mm) 灭菌过程蒸汽泄露,取总气消耗量的5%,空罐灭菌蒸汽耗量: 974.64+474.6+197.17+40.64/(1-0.05)=1775.84 Kg/h 每空罐蠛军一小时,用蒸汽量;1775.84×1=1775.84 Kg/h 每日用蒸汽量:1775.84×6=10655.05kg/d 平均量:10655.05/24=443.96 Kg/h 4 发酵过程产生的热量及冷却水用量 由经验Qmax=4.18×7500=31350KJ/ m3×h 200 m3的发酵罐,装料量150 m3,使用新鲜水,冷却水进口温度18℃,出口温度24℃ 冷却水用量:W=3135.×150/(24-18)×4.186=187231.247=187.231t/h 日运转5.22台 高峰用水量:187.231×5.22=977.35t/h 日用水量977.35×0.8×24=18765.04t/d 平均量:977.35×0.8=781.88t/h 其中 0.8―各罐发酵热状况均衡系数 5 种子罐所需蒸汽量 (1)空罐灭菌所需蒸汽量 种子罐,18m3,填料80%,日运转5台,投放料3次 a 罐体加热所需蒸汽量 18 m3种子罐重2.76吨,冷却蛇管重1.19吨 总重为276+1.19=3.95t 蒸汽用量:3.95×0.5×(127-20)/(2743-127×4.18)=95.53kg b 填空种子罐间蒸汽用量:D空=18×2.373=42.19kg C 灭菌过程热损失:18m3发酵罐的表面积为19m2耗用蒸汽用量: D损=39×43.4×(70-20)×4.18/(2743-127×4.18)=38.26kg D 罐壁附着的洗涤水升温的蒸汽用量: 18×0.001×1000×(127-20)×4.18/(2743-127×4.18)=7.88kg e 灭菌过程蒸汽渗漏,取总气消耗量的5%,空罐灭菌消耗量为:193.54×5=967.20kg/d 平均用量:967.20/24=40.32 (2) 实罐灭菌蒸汽用量: a 直接加热,先预热到70℃,再直接蒸汽加热,加热蒸汽的消耗量: S=G×C(t1—t2)+Q′/(λ- t1C水) Q取所需热量的20% S=18×80%×1.01×0.96×4.18×(120-70)×(1+0.2)/(2743-120×4.18)=1.56t b 保温阶段按直接加热的20-50%计,现取48%: 1.56×48%=0.7488 t c 总量:1.56+0.7488=2.3088 t/罐 每天耗量:2.3088×5=11.544 t/d 平均用量:11.544/24=0.481t/h (3) 冷却阶段用水量:G= G×C(t1—t2)/C水×(T1-T2) 冷却水进口18℃出口24℃ G=18×80%×1.01×0.96×4.18×(120-30)/4.18(24-18)=209.43 t/罐 每天耗量:209.43×5=1047.17 t/d 平均用量:1047.17/24=43.26 t/h 6 种子罐培养过程所需冷却水量: W=33150×18×80%/(24-18)×4.18=18000 kg=18 t/h 日运转5台 高峰用水量:18×3=54 t/h 日用水量:54×0.8×24=1036.8 t/d 平均用水量:54×0.8=43.2 t/h 5.2.3 提取车间 等电罐200 m3,妆液量146 m3,相对密度1.06,由30℃降到5℃,降温速度2℃/ h。其冷量为:146×103×1.06×2×3.97=1.2×103×103(KJ/h) 3.97―发酵液比容(KJ/kg?K)(KJ/kg?K) 中和时硫酸对水的熔解热可忽略不计 1.2×1000000/3600=333kw 每天运转5.22罐,总制冷量:3.33×5.22=1738.26 kw 5.2.4 精制车间热量蘅算 选用20 m3减压列管式结晶罐,浓缩操作周期为18h,其中辅助时间为3.5h,放罐料液为16 m3,每罐得GSM为7.01t,加晶种1.2 t 所需结晶罐台数:59.96/7.01=8.55罐。取9罐 热平衡与计算加热蒸汽量: 每罐投入14 m3,40%的中和脱色液,流加38%的母液19 m3,在70℃下减压蒸发结晶,浓缩时间2.5h,育晶12 h,放料16 m3。 1 热量蘅算 (1)原料带入热量:进料温度35℃,比热为3.5 KJ/kg?K Q原料=(14×1.26+19×1.2)×3.5×35×103=4.95×103×103KJ (2)加晶种带如热量:MSG比热容为1.6 KJ/kg?K,Q晶=1200×1.67×18=36.1×103KJ (3)加水带入热量 Q水=4.8×4.18×35×103=702×103 (4)结晶放热 MSG结晶热为12.7 KJ/mol, Q晶热=12×2.83×70=2.4×103×103KJ (6) 随二次蒸汽带走热量:Q蒸=(14+19+4.8-16)×2626×103=57.2×103×10 3KJ (7)随结晶MSG带走热量 Q出晶=7.01×103×1.67×70=819.5×103KJ 需外界供给热量: Q=Q+Q母=蒸+ Q出晶-(Q原料+ Q晶+ Q晶热+ Q水) =2.4×103×103+5.72×103×103×10+819.5×103-(5.88×103×103+36.1×103=476×103+702×103)=46.71×103×103KJ 2 计算蒸汽用量 每罐用气量:热损失按5%计算 D=46710×103/(2717-535)×0.95=22533.65kg/罐磁 每罐浓缩结晶时间18h,每小时耗蒸汽高峰量:22533.65/18=1251.87kg/h 九台罐同时运转,高峰用蒸汽量:9×1251.87=11266.824kg/h 每日用蒸汽量:9×22533.65=202802.85t/d 每小时平均用蒸汽量:202.803/24=8.45t/h 冷却二次蒸汽所用冷却水量 1 二次蒸汽量,即水蒸发速度:14+19+4.8-16/18=1.21m3/h 2 冷却水量:使用循环水,进口温度30℃,出口温度45℃,70℃水蒸气焓2626.8 (KJ/kg),所用冷却水量(W) W=1.21×103×(2626.8-45×4.18)/(45-30)×4.18=47062.63kg/h 全日用水量,47.062×18×5.72=4845.504t/d 平均用水量:4845.504/24=201.896 t/h 为保证循环水温不高于30℃,需加进二次水6000 t/d 5.2.5干燥过程的热量衡算 分离后湿MSG含水2%,干燥后达0.2%,进加热的空气为18℃,相对湿度∮=70%,通过加热器使空气升到80℃,从干燥器进来的空气为60℃,年产两万吨的MSG,日产湿味精59.96/98%=61.18t,两班生产即61.18/16=3.82t 干燥水分量:61180×2%-59960×0.2%/16=68.96 kg/h 18℃空气湿含量∮=20%,X0=0.009kg/kg干空气,I0=41.8 kg/kg干空气,加热80℃,I1=104.5 kg/kg干空气 用空气,⊿=(I2-I1)/(X2-X1)=Q物料+Q损失-Q初温 式中,⊿―空气干燥后的热量变化(KJ/kg) I1―进空气加热器之空气热焓(KJ/kg) I2 ―出空气加热器之空气热焓(KJ/kg) I0―冷空气之热焓(KJ/kg) X0―空气湿含量(KJ/kg干空气) X1―进干燥器空气湿含量(KJ/kg干空气) X2―出干燥器空气湿含量(KJ/kg干空气) Q初温―物料初始温度时的物料中没1千克水热含量(KJ/kg) Q物料―加热物料所耗热量(KJ/kgK) Q损失―损失热量,通常为有效热量的10% Q物料=3.82×103×(60-18)×0.4×4.18/68.96=3890.02 KJ/kg水 Q损失=0.1(595×4.18+0.47×60×4.18+3890.02-18×4.18)=641.98 KJ/kg水 ⊿=18×4.18-3890.02-641.98=-4456.76 KJ/kg水 设X2=0.0108 I2= I1+⊿(X2- X1)=104.5+(-4456.76)(0.0108-0.009)=96.48KJ/kg干空气 空气耗量为:68.96/(0.0108-0.009)=38311.11kg/h 80℃空气比热0.83 m3/kg 实际消耗空气量:38311.11×0.83=31798.22 m3/h 耗用蒸汽量:使用0.1MPa(表压)蒸汽加热,热损失按15%计算: D=(104.5-41.8)×38311.11×1.15/2706.7-504.7=12545.51kg/h 每日用蒸汽量:1245.51×16=19928.16 kg/h 平均用蒸汽量:19928.16/24=830.34 kg/h 5.3 水平衡 一 制糖车间 1、配料用水量(新鲜水) 日投淀粉:97.26t,加水比为1:1.78。 用水量:97.26×1.78=173.12t/d。 平均用水量=高峰用水量=173.12/24=7.21t/h 2、液化液及糖化液冷却用水量。 液化液日用水量:227.25t/d,平均用水量9.47t/h。 糖化液日用水量:210.16t/d,平均用水量8.76t/h。 二 发酵车间 1、发酵罐配料水 IT工业淀粉加水量为343.96kg,日加水量为33.69t/d,平均用水量为1.40t/h 2、冷却用水量:平均用水量:42.165t/h。日用水量:758.972t/d。 3、发酵过程所用冷却量: 高峰用水量:977.35t/h。日用水量:18765.04t/d。 平均用水量:781.88t/h。 4、种子罐冷用水量: 每天耗量:1047.17t/h平均用量:43.62t/d 平均用水量:43.2t/h。 三 提取车间 菌体过程所用造水量为130.39m3/d,平均用水量5.43t/h。 电提取过程所加浩水量7.11t/d,平均用水量为0.296t/h。 四 中和国力工序加水量 1、配料用水(使用挥手的洁净罐的整齐冷凝水):日产100℅Glu:59.5 /95.5℅/1.272/95℅=51.96t,配成40℅浓度,需水量51.96/40℅×60℅=77.94t/d。 2、洗交换柱用水:12.174 t/d。 3、洗废炭用水:8.65 t/d。合计:13.174+8.65=21.824 t/d。 五 精制工序用水量 1、结晶过程加水:使用回收结晶罐加热蒸汽冷凝水。9台罐,每罐加水4.8t,共为4.8×9=43.2 t/d。 2、冷却水;使用循环水。 高峰用水量:432.56t/h,平均用水量:201.896 t/h,全日用水量:4845.504t/d。 为保证循环水温不高于30℃,须采取不断补充二次水和用凉水塔降温的方法,其高峰用冷却水为423.56 t/h,采用450 t/h凉水塔可使水温降低5℃,即由45℃——40℃,尚须补充二次水量为:4845.504×(40-30)×4.18/(30-20)×4.18=7893.198 六 动力工序用水量 锅炉用新鲜水1600 t/d,空压机、冷冻机及其他循环水7000 t/d,为保证水温,除加进1250 t/d,还需采用450t/h凉水塔1台。 七 水汇总及水平衡图 新鲜水只供配料和发酵冷却后称为二次水,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的方法。 耗水量计算汇总: 新鲜水高峰:7.21+1.39+977.35+130.39/24+10.46/24=991.71t/h 新鲜水用量:7.21+1.39+781.88+130.93/24+7.114/24+1600/24=862.90t/h 日用新鲜水量:173.04+1.39×24+18765.04+130.93+7.114+6000=20709.484 t/d 平均量为302.03 t/h。 循环水为:4845.504+7000=11845.504 t/d。 凝结水:72+50=122 t/d,平衡为:5.08 t/h 水重复利用率为70℅ 排水量:227.25+210.16+70.167+13.174+2.998+9900+1120=11543.749 t/d。 平均用量:48.99 t/h。 用水量衡算汇 工序设备 给水(t/d) 排水t/d 新鲜水(10℃) 二次水(20℃) 循环水(30℃) 凝结水50℃ 配料 170.04 液化冷却 227.25 227.25 糖化冷却 210.16 210.16 灭菌配料 33.36 冷却 758.972 发酵冷却 18765.04 提取,洗水 138.044 中和,配料 86.842 72 86.842 脱色,洗柱 洗炭 精制,育晶 50 冷却 9900 动力,锅炉 1600 4845.504 4845.504 冷冻,空压站及其他 1120 7000 11200 累计 20709.484 7248.728 11845.504 122 11543.749 5.4 设备平衡及设备选型 设备平衡计算公式: 所需设备台数:日产量(t)/每台设备产量(t)×操作周期(h)/24h 操作周期=运转时间(h)+辅助时间(h) 投放料次数:日产量(t)/每台设备产量(t) 运转台数:设备台数×运转时间(h)/操作周期(h) 5.4.1 精制车间 年产2万吨MSG,日产100℅的味精59.96t,精制收率为95.5℅ (一)中和工序 1)精制实际转化率:127.2℅×95.5℅=121.5℅ 日投麸酸量:59.96/121.5℅=48.98 t/d 日投90℅湿麸酸量:48.98/90℅=54.42 t/d 2)中和罐计算 每天投麸酸48.98t,中和浓度取22˙Be1,味精含量40℅(W/V)比重1.16,则其质量为48.98×1.272/40℅40℅1.16=54.42 t/d 体积为:180.68/1.16=155.76M3/d。 设中和罐体积为10m3,采取平底,取D:H=1.5 ∏/4D3×2/3=10 取D=2700mm 实际V=∏/4D3×2/3 D=2.67m 则取H=2/.D=1800mm=10.3m3 取填料系数为75℅,则卖罐实际装料10.31×75℅=7.733m3 周期取3.5h,则所需罐数为:155.76/7.733×3.5/24=2.93 取3台,另预备1台,共取5台 3) 材料及安装 选用不锈钢/Gr/8N;97;,地下安装,敞口。 4) 搅拌及装备 选用浆式搅拌,转速45r/min,二档D/B=8,D=1800mm,B=225mm,厚16mm,轴径110mm。M10-222型立式减速器,传动比35. 选用JQ2-F-51-4型电机,功率55kw,电流11.25A,转速1450r/min,效率87℅. 5)蒸汽计算 直接蒸汽加热 20℃-65℃ 中和液比热 C=0.4×40℅+1×(1-40℅)=0.76kj/kg℃ 0.4-味精比热 40℅-味精含量 每罐需蒸汽:7.733 ×1.16×1000×0.76×(65-20)/(651.6-54.98)=514.20bg/罐 654.6-2bgf压力水蒸汽焓 54.98-65℃水焓 折合体积:514.20×0.6621=340.45m3/罐 0.6621-2kgf压力下水蒸汽比容 加热时间0.5h 则蒸汽量340.45/0.5=680.904m3/h 管径d=18.8√680.94/30=89.57mm,去管径90mm 材质:不锈钢/Gr/8N;97;,壁厚3mm。 每天消耗蒸汽量:680.904×3×3.5=7149.492m3 6)其他设备装备 1、放料泵 F65-40 ,不锈钢泵,流量34.2-14.76m3/h.扬程:36.2-45.5m,功率11Kw。 2、液面上方有一通风消泡盘管,管径50mm。材料:/Gr/8N;97;,开小孔10mm.用一防止中和时起泡过多而逸出。 水管 管径50mm,壁厚3.5mm,材料/Gr/8N;97;通入罐底部,距底28mm 配碱池:V=6m3.H:D=1.5 取D=1700mm ∏/4D3×1.5=6 D=1.721m3 H=3400mm 第一次加粉炭,湿Glu:粉炭=1:0.002则罐加:7.733×1000×0.002=15.466kg/罐 每天加54.42×0.002=0.10884t/d 离子膜减 54.42×1=54.42 t/d含量为36℅每罐用离子膜减52.29/3=18.14 一 脱色、除铁 中和液脱色 每天处理量180.68t,155.76m3, 各道母液来回 脱色总量与中和液基本相当,则每天总量155.76×2=311.52,脱色周期为3.5h,脱色罐与中和罐配套取10m3,填空系数为75℅,仍取H:D=1.5,为便于取罐型顶,n=D/2tg30o=D/2√3 V=∏/4D3×1.5+1/3∏/4D2h 取D=2000, 则H=3000 h=577.35 实际V=∏/4D3×1.5+1/3∏/4D2h=10.029 m3 则每罐实际装料:10.029×75℅=7.522 m3 则所需脱色罐为:311.52/7.522×3.5/24=6.04,取7个 选 1Wr18N97,不锈钢材,壁厚4.0mm 放料时间50min 出口流量7.522/5/6=9.0264m3/h 出料管径 d=18.8√Q/V V取0.8m/s 则 d=()9.0264/0.8=63.15mm 取65mm 管壁厚 4.0mm 搅拌型或及浆叶、电机均为标准件,同中和罐选型相同 2加粉状活性炭 湿(GLu):纷炭=1:0.023 每天加粉炭 54.42×0.003=163.26kg/天 每罐用量:163.36/7=23.23kg/d 3 SNa2的用量:180.68×5.47=988.32 kg/d 其含水量为 173.59×(1-10%)=854.6kg/d 四 板框 1板框过滤,结构紧过滤推动力大,辅助设备少,过滤洗涤质量好,滤饼含水少,但劳动强度大,间歇操作,选用BM 70-810/25型,框数54.明流操作,总过滤面积为70m2,主要材料为炭钢,电机为3DI-320, 10%水洗,共选6台 2 中和脱色液储槽 5m3 选3个,1wr18N97 H:D=1.5 π/4D1.5=5 取D=1400mm D=1.36m 则 H=2800mm 五 k-15炭柱 1 炭柱直径经过大再生上柱易形成死角(大宜大于1.4m)降低上柱量,进出料不平衡,易造成子柱,径高比一般小于1:4.5,径高比越大,吸附效果越好,选直径D=1.0m,D:H=1:4.2 H=4D=4.2m 填充系数一般在60~70%之间,取65%,交换量为20~25倍炭体积,取20倍 脱色液每天处理为131.74m3 加洗水10% 即13.174m3 采用椭圆型封头,曲高为2500mm 直变高40mm 容积0.162m3 故装炭量:(π/4×1.02×4.2+0.324)×65%=2.35m3 总交换液量 2.35×20=47.09m2/次 上柱液量一般为2~3倍炭体积/h 取2.5倍 所以上柱液量为 2.5×2.35=5.875m3/h 洗水再生时间2天 共需柱子 131.74+13.174/47.09/3=9.23 取11个炭柱 进口 d=18.86√Q/V=18.86


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