发酵及设备设计说明书
1 前言
1.2 设计的目的及任务
1.2.1课程设计的目的
1、对在校所学的知识得以全面的、灵活的应用做到要学以到用。同时对学习的知识的掌握程度和分析解决问题的能力加以全面的考察。
2、掌握工程设计的基本方法和工作内容，以提高今后的工作能力。
3、鼓励学生在课程设计中的创新精神，通过创造型的劳动使学生的开拓意识得以
发展。
1.2.2 设计的任务要求和基本内容
1 对所给的设计题目进行总体构思，包括工艺流程的选择，工艺批次及工艺参数的选取等。
2 就设计题目的规格进行物料衡算和热量衡算，（包括所有的原材料）以每1000㎏原料为基础，列出每一过程物料衡算和热量衡算结果总汇表。
3 在物料衡算的基础上，进行发酵的设备设计，计算，选型，要求对发酵罐进行选材，主要尺寸的计算等，最后列出该设备技术性能表。
2主要工艺技术参数
2.1主要工艺技术参数
味精产品中 99%占80%,80%占20%,其他参数见表 1－2
表1－2 味精生产工艺主要技术参数表
序号生产工序参数名称指标
1 制糖(双酶法) 淀粉糖化转化率(%) 99
2 发酵产酸率(g/dl) 10.5
3 发酵糖酯转化率（%）56
4 谷氨酸提取提取收率(%) 95
5 精制收率(%) 93
6 发酵操作周期（h）44－48
2.2生产工作制度
全年生产日320天，连续生产。
2.3 味精工艺流程及工艺流程示意图
玉米淀粉
水
淀粉乳
液化酶
调浆
一次喷射液化
承受罐
闪冷包装
层流罐液化过筛
冷却湿味精糖化酶
三足分离机
灭酶
助晶槽冷却
待用结晶母液结晶罐过滤
脱色液
葡萄糖液反洗一次脱色
～7.0 KCl KH2PO4 MgSO4
配料玉米浆糖蜜生物素正洗
灭菌低流分树脂柱除铁
3 基础衡算 3.1 物料衡算
物料衡算是根据质量守恒定律而建立起来的，物料衡算是进入系统的全部物料重
量等于离开该系统的全部物料重量，即： ∑F=∑D+W.
式中 F －进入系统物料量（㎏）
D －离开系统的物料量（㎏） W －损失的物料量（㎏）
3.1.1 生产过程的总物料衡算
㈠ 生产能力
本设计中所给的是年产量为5万吨的味精生产（商品味精）,折算为100%的MSG 的量为5×80%×99%＋5×20%×80%=4.76（万吨）
一处全年生产日为320天，则日产商品味精:3201054
?=156.25（t/d ）.
日产100%MSG 的量:320
1076.44
?=148.75（t/d ）
㈡ 总物料衡算
本设计是以淀粉为主要原料,以1000㎏纯淀粉为例计算. ⑴ 1000㎏纯淀粉理论上产100%MSG 含量: 1000×1.11×81.7%×1.272=1153.5（㎏） 其中 1.11－淀粉水解理论转化率. 81.7%－糖酸理论转化率.
1.272－精制理论收率.
⑵ 1000㎏纯淀粉实际产100%MSG 含量：
1000×1.11×99%×56%×95%×93%×1.272=691.6（㎏）
其中: 99%为淀粉糖化转化率. 56%为发酵时糖酸转化率. 95%为谷氨酸提取收率. 93%为精制收率.
⑶ 1000㎏工业淀粉（含86%的玉米淀粉）产100%谷氨酸量: 691.6×86%=594.8 （㎏） ⑷ 淀粉单耗
① 1t100%谷氨酸消耗淀粉量：
6
.6911000
=1.446（t ） ② 1t100%MSG 实际消耗工业淀粉量:
8
.5941000
=1.681（t ） ③ 1t100%MSG 理论上消耗纯淀粉量:
5
.11531000
=0.8669（t ） ④ 1t100%MSG 理论上消耗工业淀粉量:
%
868669
.0 =1.008（t ） ⑸ 总收率: 总收率=
理论产量
实际产量
×100%=5.11536.691×100%=59.96%
或:总收率=
%
7.81%
93%95%56%99???×100%=59.96%
⑹ 淀粉利用率:
446
.1008
.1×100%=69.71% ⑺ 生产过程总损失: 100%－69.71%=30.29% 物料在生产过程中损失的原因: ① 糖化转化率未达到100%.
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,产生其他物质.
③ 提取后母液中Glu 含量高.
④ 精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等. ⑻ 原料及中间品计算 ① 淀粉用量:
148.75×1.681=250.05（t/d ） ② 糖化液量:
纯糖 250.05×99%×1.11×86%=236.31（t/d ）;折算为24%的糖液:
%
2431
.236=948.63（t/d ） ③ 发酵液量:
④ 纯Glu 量: 236.37×56%=132.37（t/d ）;折算为8g/dl 的发酵液:）
%
7.075
.12537.132 945.7（m 3/d ）
㈢ 总物料衡算结果
表3-1 年产5万吨味精总物料衡算结果列汇总（工业原料中淀粉含量86%）
原料
项目
淀粉原料
生产1t100%MSG （t/d ）
生产5万吨100%MSG （t/d ）
工业原料 1.681
250.05
糖液（24%）（t ） 6.62 984.63 谷氨酸（90%）（t ） 0.939 139.72 MSG （100%）（t ） 1.0 148.75 排出含7%谷氨酸废母液（m 3）
6.358
945.7
表3-2 制糖工序物料衡算汇总
进入系统
离开系统 项目 物料比例（㎏） 日投料量（㎏） 项目 物料比例（㎏） 日投料量（㎏） 工业淀粉 1000 250.05 糖液
3937.73
984629.4
配料水 2500 625125 滤渣 19.69 4923.5
液化酶 8.75 2187.9 CaCl 2 8.75 2187.9 糖化酶 8.75 2187.9 珍珠岩 5.91 1477.8 洗水和蒸汽 426.01 106523.8 累计
3958.17
989740.4
累计 3957.42 989740.4
3.1.3 连续灭菌和发酵工序的物料衡算
⑴ 发酵培养基数量
① 1000㎏工业淀粉,得到24%的糖液3937.73㎏,发酵初始糖浓度16.4g/dl,其数量为:
%
4.16%
2473.3937?=5763（L ）
16.4 g/dl 的糖液相对密度为1.06,糖液质量为: 5763×1.06=6108.8（㎏） ② 配料
按放罐液体积计算: 5673×
%
0.16%
4.16 =5907 （L ） 玉米浆: 5907×0.2%（w/v ）=11.81（㎏） 甘蔗糖蜜: 5907×0.3%（w/v ）=17.72（㎏）
无机盐（P 、Mg 、K 等） 5907×0.2%（w/v ）=11.81（㎏）
配料用水:配料时培养基中含糖量不低于19%,向24%的糖液中加水量为:
%
19%
2473.3937?－3937.73=1036（㎏）
③ 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量:
6108.8－3937.73－1036－11.81×2－17.72=1093.73（㎏） ④ 发酵零小时数量验算:
3937.73＋17.72＋11.81×2＋1026＋1081=6108.8（㎏） 其体积为06
.18
.6108=5736（L ）,与以上计算一致. ⑵ 接种量:
5907×1%（w/v ）=59.07（L ）. 59.07×1.06=62.6（㎏）
⑶ 发酵过程加液氨数量为发酵液体积的2.8%.则液氨的量为: 5907×2.8（w/v ）=165.4（㎏） 液氨溶重为0.62㎏/L,则液氨的体积为:
62
.04
.165=266.8（L ） ⑷ 加消泡剂的量为发酵液的0.05%,消泡剂的量为: 5907×0.05%（w/v ）=2.95（㎏） 消泡剂的相对密度为0.8,其体积为: 8
.095
.2=3.69（L ） ⑸ 发酵过程从排风带到走的水分
进风25℃,相对湿度? =70%，水蒸汽分压18㎜Hg （1mmHg=133.322Pa ）排风32℃,相对湿度? =100%,水蒸汽分压27㎜Hg,进罐空气的压力为1.5大气压（表压）（1大气压=1.01325 Pa ）,排风0.5大气压（表压）,出空气的湿含量差:
X
出
－X
进
=0.622×
%100277605.1%10027?-??－0.622×18
7605.218
-?=0.0150－
0.0059=0.0091（㎏水/㎏绝干空气）
通风比 1:0.2, 带走水量:
5907×0.2×60×38×1.157×0.001×0.0091=28.4（㎏） 式中 1.157为32℃时干空气密度（㎏/m 3） 过程分析:放残留及其他损失:52㎏. ⑹ 发酵终止时的数量:
6108.8＋62.6＋165.4＋2.95－28.4－52=6247.6（㎏）
⑺ 衡算结果汇总,年产5万吨商品味精日投工业淀粉250.05吨,连续灭菌和发酵工序的物料衡算总列于表中
表3-3 连续灭菌和发酵工序物料衡算汇总
进入系统
离开系统 项目 1t 工业淀粉之匹配物料（㎏） t/d 项目 1t 工业淀粉之匹配物料（㎏） t/d 24%糖液 3937.73 984.6 发酵液 6247.6
1562.2 玉米浆 11.81 2.95 空气带走水
量 28.4
7.1
甘蔗糖蜜
17.72 4.43 过程分析、放罐残留及其他损失
52 13.00
无机盐 11.81 2.95 配料水 1036 259.05 灭菌过程进汽、水
1093.73
273.49
接种量 62.6 15.65 液氨 165.4 41.36 消泡剂 2.95 0.74 累计
633975
1585.25
累计
6328
1582.3
3.2 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—物料带走热量（J ） Q 5—消耗设备上热量（J ） Q 6—设备向外界散失热量（J ）
3.1 连续灭菌和发酵工序热量衡算
㈠ 培养液连续灭菌用蒸汽量:
发酵罐300 m 3装料系数0.75,每罐产100%MSG 量: 300×0.75×10.5%×95%×93%×1.272=26.69（t ）
年产商品味精5万吨,日产100%MSG 148.75吨.发酵操作时间46h （其中发酵时间38 h ）需发酵罐台数:
24
46
69.2675.148?=10.6（台）取11台. 每日投（放）料罐次 69.2675
.148=5.57
日运转: 10.6×46
38
8.76（罐）
每罐初始体积225 m 3糖浓度16.4g/dl,灭菌前培养基含糖19%,其数量:
%
19%
4.16225?194.2（t ）
灭菌加热过程中用0.4mPa （表压）I=2742 KJ/㎏,使用板式换热器将物料由20℃
预热至75℃,再加热至120℃,冷却水由20℃升到45℃.
每罐灭菌时间3h,输料流量:
3
2
.194=64.7（t/h ） 消毒灭菌用蒸汽量（D ）: D=
18
.41202742)
75120(97.364700?--??=5159.2（㎏/h ）≈5.2（t/h ）
式中3.97为糖液的比热容, [KJ/(㎏·℃)] 每天用蒸汽量:
5.2×3×6=93.6（t/d ） 高峰量: 5.2（t/h ） 平均量:
24
6
.93=3.9（t/h ） ㈡ 培养液冷却用水量:
由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℃,计算冷却水量（W ）:
W=
18
.4)2045()
3580(97.364700?--??=110609.1（㎏/h ）=11.06（t/h ）
全天用水量:
11.06×3×6=199.08（t/d ） ㈢ 发酵罐空罐灭菌蒸汽量:
⑴ 发酵罐体加热:300m 3,1Cr18Ni9的发酵罐体重51.5t,冷却排管重9 t, 1Cr18Ni9的比热容0.5 KJ/(㎏·℃),用0.2 mPa （表压）蒸汽灭菌,使发酵罐在0.15 mPa （表压）下由20℃升至127℃,其蒸汽量为:
18
.41272718)
20127(5.0)900051500(?--??+=1479.9（㎏）
⑵ 填充发酵罐空间的蒸汽量:因300 m 3发酵罐的全容积大于300 m 3,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300 m 3计算,填表充空间需蒸汽量:
D 空=V ρ=300×1.622=486.6（㎏） 式中 V —发酵罐全容积（m 3）
ρ—加热蒸汽的密度（㎏/ m 3）0.2 mPa （表压）时为1.622 ⑶ 灭菌过程的热功当量损失: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[㎏/（m 3·h ·℃）] 300m 3发酵罐的表面积为310㎡,耗用蒸汽量: D 损=
18
.41272718)
2070(4.43310?--??=307.6（㎏）
⑷ 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗:
18
.4127271818
.4)20127(1000001.0310?-?-???=53.6（㎏）
式中: 0.001—附壁水平均厚度（1㎜） 1000—水密度 （㎏/m 3）
⑸ 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;
05
.016
.536.3076.4869.1479-+++=2450（㎏/h ）
每空罐灭菌1.5 h,用蒸汽量: 2450×1.5=3675（㎏/罐） 每日用蒸汽量:
3675×6=22050（㎏/d ） 平均用蒸汽量:
24
22050
=918.75（㎏/h ） ㈣ 发酵过程产生的热量及冷却用水量.
发酵过程的热量计算可通过发酵液温度升高进行计算,关闭冷却水观察罐内发酵液温度升高,用下式计算Q 最大
Q 最大=
V
t C G GCt )
(18.4111+[KJ/(m 3·h)]
式中: G —发酵液重量（㎏）
C —发酵液比热容[KJ/（㎏·℃） t —1h 内发酵液温度升高数（℃） G 1—设备筒体的重量（㎏）
C 1—设备筒体的比热容[KJ/(m 3·h)]
V —发酵液体积（m 3）
根据经验所得谷氨酸的发酵热高峰值约3.0×104 KJ/(m 3·h)
300 m 3发酵罐,装料量225 m 3使用新鲜水,冷却水进口温度20℃,出口温度30℃,
冷却水用量（W ）:
W=18.4)2030(225
100.34?-??=161483.3（㎏/h ）=161.5（t/h ）
日运转8.76台,高峰用水量: 161.5×8.76=1414.74（t/h ） 日用水量:
1414.74×0.8×24=27163（t/d ） 平均用水量:
24
27163
=1131.8（t/h ） 式中: 0.8—各罐发热状况均衡系数. 表3-7 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 ）
高峰量（t/h ）
液化糖化 126 5.25 77.2 连消 93.6 3.9 5.2 发酵罐空消
22.0 0.9 2.4 累计
4发酵罐的选型
⑴ 发酵罐的选型
本设计选取公称容积为300m 3的发酵罐,上下均为椭圆形封头的圆筒罐体,其H/D=2.5,h=0.25D 。
⑵ 发酵罐材料的选择
发酵过程中需耐酸耐压,故选取由1Cr18Ni9Ti 为材料制成的罐体,其工作压力为0.4mPa 。
⑶ 发酵罐的计算 ① 生产能力的计算
前已计算出发酵液的流量为1562.2t/d 。每个罐的生产能力为142.0 t/d 。 ② 发酵罐个数的确定
前热量衡算中已计算出公称容积为300 m 3的发酵罐个数为11台。
⑶ 尺寸的选择与计算
① 直径、高、封头高的计算
由V=H D 241π=D D 5.24
1
2?π 可计算出D=5.3m,圆整到5.5 m,H=2.5D=13.3 m 。
h=0.25D=1.3 m,圆整到1.5 m 。
② 封头及发酵罐总容积计算
封头容积:V 封头=)(4.57)5.56
1
5.1(5.541)61(41322m D h D =?+??=+ππ
发酵罐总容积:V 总=V 公称＋2V 封头=300＋2×57.4=415（m 3） ③ 发酵罐壁厚计算
设计压力取0.4mPa,[σ]=140mPa,φ=0.9,C=0.5㎜,则壁厚S 为 S=
[]C PD
+φ
σ2=
)(7.95.09.0140255004.005.1mm =+???? 圆整到10㎜。 ④ 封头厚计算 封头按式δ=[])
5.02(P KPD t
-φδ计算,
δ=
)(2.94
.005.15.09.014025500
4.00
5.1mm =??-???? 圆整到10㎜。
⑷ 搅拌器设计
味精生产发酵罐普遍采用六桨叶涡轮式搅拌器,其尺寸比例为:叶径D i =(0.3～0.4)D,现取0.3D,盘径d i =0.75D i ,叶高B=0.2D i ,叶长L=0.25D i , D i:: d i :B:L=20:15:4:5。
搅拌功率计算 搅拌功率按下式计算: N=A ·ρ·n 3·D i 5·N p ·φ
式中 A —谷氨酸发酵时,以列管代替挡板以及各部尺寸按比例放大后测得的搅拌功率系数,通风时为0.4～0.6,现取0.5。
ρ—液体密度（㎏·s 2/m 4）,培养基=1040/9.81=106（㎏·s 2/m 4） n —搅拌器转速（s -1）取150r/min,为2.5 s -1。 D i —搅拌器直径（m ）
N p —六弯叶时的功率准数,取4.8。
φ—搅拌器的组数,一般为2～3组,现取3组。
则 N=0.5×106×2.53×(0.3×5.5)5×4.8×3=146（kw ） ⑸ 冷却装置
设计发酵罐中采用蛇管冷却,换热面积的计算: F=
m
t K Q
? Q=3.0×104×3000×0.75=6.75×106（kJ/h ） Δt=
2
)
2033()1033(-+-=18（℃）
K 值取500w/(m 2
·k)
则F=m
t K Q
?=5001810778.21075.616????-=208（㎡）
表4-4 发酵罐技术性能表
公称容积（m 3） 300 管身直径（m ）
5.5 罐体高度（m ） 13.5 罐体总高（m ） 1
6.5 罐身壁厚（㎜） 10 封头厚度（㎜） 10 搅拌器转速（r/min ） 15 罐内工作压力（mPa ）
0.4 冷却形式 列管冷却 冷却面积（㎡） 208 电机功率（kw ） 146 个数（个）
11