1、精選優質文檔-傾情為你奉上 內蒙古科技大學本科生畢業設計說明書題 目：年產2300噸青霉素發酵工段工藝設計學生姓名：陳浩學 號：專 業：生物技術班 級：生物技術06-1班指導教師：陳飛雪 趙宏宇專心-專注-專業年產2300噸青霉素發酵工段工藝設計摘 要本設計以注射用青霉素G為背景，來進行年產2300噸青霉素發酵工段工藝的設計,考慮到為了實現菌種放大的平穩過渡，設計采用三級發酵工藝進行青霉素的生產，菌種經種子發酵罐擴培后進入二級種子發酵罐再進入發酵罐。各種補加用料以流加的方式加入，保持產黃青霉的健康生長。設計使用4臺一級種子罐、7臺二級種子罐、14臺發酵罐。廠房采用三層設計，在不同層放置不同類型

2、的罐體，以滿足生產需要，在廠房內部設置吊裝孔，用以上吊原料。在本設計中充分考慮了理論設計量的合理性，又兼顧了實際生產的可行性的情況下對物料、能量以及發酵控制因素等進行了的計算，就發酵后期所涉及的一系列問題詳細說明了其解決方法，力求設計的完整性及準確無誤。關鍵詞：青霉素；發酵；批量；工藝；生產Section of an annual output of 2,300 tons of penicillin fermentationprocess designAbstractThe design injection of penicillin G as background, to carry out

3、 an annual output of 2300 tons penicillin fermentation section in the design process, taking into account the strain amplification to achieve a smooth transition, designed with three fermentation process for penicillin production , strain through seed fermentor, after expanding into the second seed

4、culture fermentation tank and then into the fermenter. Variety of additional materials in order to join the Fed's way of maintaining a healthy growth of Penicillium chrysogenum. Design uses 4 sets a seed tank, 7 sets two seed containers, 14 sets fermenter. Plant a three-tier design, placed in di

5、fferent layers of different types of tanks, to meet production needs, set in the plant and lifting holes for hanging material. Fully considered in the design of a reasonable amount of theoretical design, but also the feasibility of taking into account the actual situation of production of materials,

6、 energy and fermentation control factors for the calculation, on the fermentation of a range of issues involved in the late details its solution, and strive to design integrity and accurac.Key words: Penicillin; fermentation; volume; process; production目 錄第一章 引 言1.1 總論1.1.1 設計依據 內蒙古科技大學數理與生物工程學院下達的畢

7、業設計任務書1.1.2 指導思想 生物技術成熟的理論體系，使得生物技術產業化得以實現。其裝置由若干個單元設備以系統的、合理的方式組合起來。其過程設計依據生物工藝條件，選擇合理的原料、確定最經濟和最安全的途徑。使之生產出符合一定質量的生物產品。1.1.3 設計要求 (1) 生物技術產品的數量和質量指標。 (2) 保證整套系統不僅可以正常操作，而且能滿足開停車等非正常操作。 (3) 系統能適應和抑制外部擾動的影響，達到整套系統的可控性。 (4) 必須進行工藝流程優化和參數優化，達到最經濟的使用資金、原材料、公共設施和人員。 (5) 必須充分考慮各種明顯的和潛在的危險，保證生產人員的健康和安全，如生

8、物反應器等壓力容器，易燃、易爆揮發性溶劑的管理以及基因工程菌的生物擴散等。 (6) 符合國家和地方的環境保護法規，按照工業生態學和減少原料和能源使用，物料的多層多級利用使用和廢物資源化循環利用的“3R”原則，達到清潔生產。1.1.4 設計步驟工藝設計在初步設計階段，可分為下面幾個步驟：(1) 選擇不確定生產流程，確定技術經濟指標。(2) 進行生產工藝的各種計算。(3) 設備的選型和計算，確定生產設備的規格和臺數。(4) 車間設備布置的方案比較和設備配置的平面和空間關系的確定及設計制圖。(5) 向配套專業（土建、自控儀表、供水、環保、供電、供熱、采暖通風、技術經濟）提出設計要求和有關資料。(6)

9、 正式繪制工藝流程圖、車間設備布置圖等，編制設備表和主要材料估算表。(7) 編寫初步設計有關的生產工藝部分的文件。1.2 青霉素的發現20世紀40年代以前，一直未能掌握一種能高效治療細菌性感染且副作用小的藥物。當時若某人患了肺結核，那么就意味著此人不久就會離開人世。為了改變這種局面，科研人員進行了長期探索，然而在這方面所取得的突破性進展卻源自一個意外發現。1928年，英國細菌學家Fleming發現污染在培養葡萄球菌的雙蝶上的一株霉菌能殺死周圍的葡萄球菌。他將此霉菌分離純化后得到的菌株經鑒定為點青霉，并將這菌所產生的抗生物質命名為青霉素。1940年，英國Florey和Chain進一步研究此菌，并

10、從培養液中制出了干燥的青霉素制品。經實驗和臨床試驗證明，它毒性很小，并對一些革蘭氏陽性菌所引起的許多疾病有卓越的療效。此后一系列臨床實驗證實了青霉素對鏈球菌、等多種細菌感染的療效。青霉素之所以能既殺死病菌，又不損害人體細胞，原因在于青霉素所含的青霉烷能使病菌細胞壁的合成發生障礙，導致病菌溶解死亡，而人和動物的細胞則沒有細胞壁。但是青霉素會使個別人發生過敏反應，所以在應用前必須做皮試。在這些研究成果的推動下，美國制藥企業于1942年開始對青霉素進行大批量生產。到了1943年，制藥公司已經發現了批量生產青霉素的方法。當時英國和美國正在和納粹德國交戰。這種新的藥物對控制傷口感染非常有效。到1944年

11、，藥物的供應已經足夠治療第二次世界大戰期間所有參戰的盟軍士兵。1945年，弗萊明、弗洛里和錢恩因發現青霉素及其臨床效用”而共同榮獲了諾貝爾生理學或醫學獎。目前世界青霉素年需求量為3.8萬噸，但直接作為注射劑使用的青霉素G和作為口服劑使用的青霉素V僅占全部青霉素產品的20%，除了另外3%5%作為獸藥或飼料添加劑使用外，大部分青霉素是作為制備6-氨基青霉素烷、7-氨基脫乙酰氧基頭孢烯酸或氯亞甲基頭孢烯母核的原料，通過這些母核中間體轉化成高附加值產品推向市場。據估計，在世界范圍內目前對6-氨基青霉素烷的需求量約為25800噸，到2005年將達到32800噸；對7-氨基脫乙酰氧基頭孢烯酸的需求量約為6

12、000噸，到2005年為7000噸。到2005年，世界基本藥物中，僅羥氨芐青霉素、氨芐青霉素和頭孢氨芐3個品種的世界需求量將達17800噸。上述三種產品占抗感染藥物原料藥的78%，用于生產這些半合成產品所需消耗的青霉素約占全部產量的3/4。1953年5月，中國第一批國產青霉素誕生，揭開了中國生產抗生素的歷史。在1996年得到迅速擴展，當時全球青霉素原料藥年產銷量達4萬噸左右，其中中國的青霉素在國際市場的份額占到30%，且出口量猛增。截至目前，中國青霉素年發酵能力在1500噸以上的有華北制藥3200噸，哈藥集團為2100噸，山東魯抗為1290噸，這三大青霉素年發酵能力為6590噸，年發酵能力超過

13、1000噸的企業還有四川制藥廠、河北制藥集團和張家口制藥總廠。中國目前是世界上最大青霉素生產國，青霉素原料主要出口市場是：印度、韓國、日本、臺灣、德國、荷蘭、愛爾蘭、法國、香港和美國，這十大市場合計占中國總出口量的82%。青霉素工業鉀鹽的生產能力已占世界生產能力40000噸的40%，實際產量占世界的35.29%，特別是進入2000年，中國的原料藥產量中有七種青霉素系列產品均呈現增長趨勢，其中哌拉西林增長了267%，以6-APA為中間體的系列產品阿莫西林增長69%，產量近2000噸。1.3 青霉素分子結構及分類青霉素是6氨基青霉烷酸（6-aminopenicillanic acid, 6-APA

14、）苯乙酰衍生物。側鏈基團不同，形成不同的青霉素，主要是青霉素G。工業上應用的有鈉、鉀、普魯卡因、二芐基乙二胺鹽，其在水中溶解度很小，且很快失去活性。青霉素的分子通式為：RC9O4H11 N2 S結構通式可表示為下圖：圖1.1 青霉素結構通式然而青霉素發酵液中含有5種以上天然青霉素（如青霉素F、G、X、K、F和V等），它們的差別僅在于側鏈R基團的結構不同，其中青霉素G在醫療中用得最多，它的鈉或鉀鹽為治療革蘭氏陽性菌的首選藥物，對革蘭氏陰性菌也有強大的抑制作用。其各個青霉素結構式如下圖：圖1.2 青霉素結構式1.4 青霉素的單位目前國際上青霉素活性單位表示方法有兩種：一是指定單位（unit）；二是

15、活性質量（g），最早為青霉素規定的指定單位是：50mL肉湯培養基中恰能抑制標準金葡萄菌生長的青霉素量為一個青霉素單位。在以后，證明了一個青霉素單位相當于0.6g青霉素鈉。因此青霉素的質量單位為: 0.6g青霉素鈉等于1個青霉素單位。由此，1mg青霉素鈉等于1670個青霉素單位(unit)。1.5 作用機理 有研究認為，青霉素的抗菌作用與抑制細胞壁的合成有關1。細菌的細胞壁是一層堅韌的厚膜，主要由多糖組成，也含有蛋白質和脂質，用以抵抗外界的壓力，維持細胞的形狀。細胞壁的里面是細胞膜，膜內裹著細胞質,青霉素作用于-內酰胺類細菌的細胞壁，而人類只有細胞膜無細胞壁，故對人類的毒性較小。革蘭氏陽性菌細胞

16、壁的組成是肽聚糖占細胞壁干重的5080（革蘭氏陰性菌為110）、磷壁酸質、脂蛋白、多糖和蛋白質。其中肽聚糖是一種含有乙酰基葡萄糖胺和短肽單元的網狀生物大分子，在它的生物合成中需要一種關鍵的酶即轉肽酶。青霉素作用的部位就是這個轉肽酶。現已證明青霉素內酞胺環上的高反應性肽鍵受到轉肽酶活性部位上絲氨酸殘基的羥基的親核進攻形成了共價鍵，生成青霉噻唑酰基-酶復合物，從而不可逆的抑制了該酶的催化活性。通過抑制轉肽酶，青霉素使細胞壁的合成受到抑制，細菌的抗滲透壓能力降低，引起菌體變形，破裂而死亡。即作用機理是干擾細菌細胞壁的合成。因為青霉素的結構與細胞壁的成分粘肽結構中的D-丙氨酰-D-丙氨酸近似，可與后者

17、競爭轉，阻礙的形成，通過抑制細菌細胞壁四肽側鏈和五肽交連橋的結合而阻礙細胞壁合成而發揮殺菌作用。造成細胞壁的缺損，使細菌失去細胞壁的滲透屏障，對細菌起到殺滅作用。對革蘭陽性球菌及革蘭陽性桿菌、以及部分有抗菌作用。對等，和不產的葡萄球菌具有良好抗菌作用。對腸球菌有中等度抗菌作用。對和百日咳鮑特氏菌亦具一定抗菌活性，對梭狀芽孢桿菌屬、消化鏈球菌、以及產黑色素擬桿菌等具良好抗菌作用。 1.6 青霉素的應用 臨床應用：40多年來，主要控制敏感金黃色葡糖球菌、鏈球菌、肺炎雙球菌、淋球菌、腦膜炎雙球菌、螺旋體等引起感染，對大多數革蘭氏陽性菌（如金黃色葡萄球菌）和某些革蘭氏陰性細菌及螺旋體有抗菌作用。優點：

18、毒性小，但由于難以分離除去青霉噻唑酸蛋白（微量可能引起過敏反應），需要皮試。各種半合成抗生素的原料：青霉素的缺點是對酸不穩定，不能口服，排泄快，對陰性菌無效。氨芐青霉素耐酸廣譜；對抗綠膿桿菌的磺芐青霉素，耐酸、耐酶、口服的乙氧萘青霉素等，提供頭孢菌素母核。1.7 產品名稱及生產規模 產品名稱:注射用青霉素G 生產規模:年產2300噸化學名： (2S,5R,6R)-3,3-二甲基-6-(2-苯乙酰氨基)7-氧代-4-硫雜-1-氮雜雙環3.2.0庚烷-2-甲酸分子式： C16H17N2O4S 分子量： 333.38結構式如下圖：圖1.3 青霉素G結構式1.8 產品藥理青霉素為內酰胺抗生素對革蘭陽性

19、菌及某些革蘭陰性菌有較強的抗菌作用，金黃色葡萄球菌(金葡菌)、肺炎球菌、淋球菌及鏈球菌等對本品高度敏感；腦膜炎雙球菌、白喉桿菌、破傷風桿菌及梅毒螺旋體也很敏感。主要用于敏感菌引起的各種急性感染，如肺炎、支氣管炎、腦膜炎、心內膜炎、腹膜炎、膿腫、敗血癥、蜂窩組織炎、乳腺炎、淋病、鉤體病、回歸熱、梅毒、白喉及中耳炎等。對溶血性鏈球菌等鏈球菌屬，肺炎鏈球菌和不產青霉素酶的葡萄球菌具有良好抗菌作用。對腸球菌有中等度抗菌作用，淋病奈瑟菌、腦膜炎奈瑟菌、白喉棒狀桿菌、炭疽芽孢桿菌、牛型放線菌、念珠狀鏈桿菌、李斯特菌、鉤端螺旋體和梅毒螺旋體對本品敏感。本品對流感嗜血桿菌和百日咳鮑特氏菌亦具一定抗菌活性，其他

20、革蘭陰性需氧或兼性厭氧菌對本品敏感性差，對梭狀芽孢桿菌屬、消化鏈球菌厭氧菌以及產黑色素擬桿菌等具良好抗菌作用，通過抑制細菌細胞壁合成而發揮殺菌作用。第二章 設計說明2.1 青霉素發酵過程青霉素發酵過程中的代謝變化分為菌體生長、青霉素合成和菌體自溶三個階段2(1) 菌體生長階段 發酵培養基接種后生產菌在合適的環境中經過短時間的適應，即開始發育、生長和繁殖，直至達到菌體的臨界濃度。這個階段主要是碳源（包括糖類、脂肪等）和氮源的分解代謝，以及菌體細胞物質的合成代謝變化，前者的代謝途徑和后者有機地聯系在一起，碳源、氮源和磷酸鹽等營養物質不斷被消耗，新菌體不斷合成。隨著菌體濃度的不斷增加，攝氧率不斷增大

21、，溶解氧水平不斷降低。當達到菌的臨界濃度時，攝氧率達到最大，溶解氧降至最小。當營養物質的消耗達到一定程度，菌體生長達到一定濃度，或者溶解氧的供應下降到某一水平，即成為限制因素時，菌體生長速度減慢；同時，由于菌體的某些中間代謝產物的迅速積累、原有的酶活力下降以及出現與抗生素合成有關的新酶等原因，導致生理階段的轉變，發酵就從菌體生長階段轉入青霉素合成階段。(2) 青霉素合成階段 這個階段主要合成青霉素，青霉素的生產速率達到最大，并一直維持到青霉素合成能力衰退。在這個階段，菌體重量有所增加，但產生菌的呼吸強度一般無顯著變化。這期間以碳源和氮源的分解代謝和青霉素的合成代謝為主，前者的代謝途徑和后者有機

22、地聯系在一起，碳源、氮源等營養物質不斷消耗，青霉素不斷合成。此外，由于存在著抗生素合成和菌體合成二條不同的代謝途徑，需要嚴格控制發酵條件，以利抗生素合成代謝的進行。一般在這個階段，發酵液中碳源、氮源和磷酸鹽等營養物質的濃度必須控制在一定范圍內，才有利于青霉素合成；如果這些物質過多，則只會促進菌體生長，抑制青霉素合成；如果這些物質過少，則菌體容易衰老，青霉合成能力也會衰退，對生產不利。除此之外，發酵液的pH 值、溫度和溶解氧濃度等都會影響發酵過程中的代謝變化，進而影響青霉素產量，必須予以嚴格控制。 此階段一般又稱為青霉素分泌期或發酵中期。 (3) 菌體自溶階段 這個階段菌體衰老，細胞開始自溶，合

23、成青霉素能力衰退，青霉素生產速率下降，氨基氮增加，pH上升。此時發酵必須結束，否則不僅會使青霉素受到破壞，還會給發酵液過濾和提煉帶來困難。 此階段一般又稱為菌體自溶期或發酵后期。2.2 生產方法青霉素G生產分為菌種發酵和提取精制2兩個步驟:菌種發酵：將產黃青霉菌接種到固體培養基上，在25下培養710天，即可得青霉菌孢子培養物。用無菌水將孢子制成懸浮液接種到種子罐內已滅菌的培養基中，通入無菌空；氣、攪拌，在27下培養2428h，然后將種子培養液接種到發酵罐已滅菌的含有苯乙酸前體的培養基中，通入無菌空氣，攪拌，在27下培養7天。在發酵過程中需補入苯乙酰胺前體及適量的培養基。提取精制：將青霉素發酵液

24、冷卻，過濾。濾液在pH22.5的條件下，于離心機內用醋酸丁酯進行逆流萃取，得到BA萃取液，BA經水洗離心機洗去溶于水的色素及溶于水的雜酸。將此BA萃取液經活性炭脫色，脫色BA加入碳酸鉀溶液調pH至7左右離心機反萃取得RB，RB加丁醇經共沸蒸餾過濾干燥即可得青霉素G鉀鹽。2.3 工藝流程 圖2.1 工藝流程圖在25-26°C，培養6-8d，形成單菌落調pH至中性，加2.5倍體積無水丁醇，在16-26°C，0.67-1.3Kpa下蒸餾將孢子制成懸液，接入到大米培養基上，25°C，相對濕度50%，生長7d。用10%硫胺調節pH 4.5-5.0,加入0.07%溴代十五烷吡

25、啶，再通過板樞式過濾機。采用鼓式真空過濾機過濾，除去菌絲體和大部分蛋白。通入充足空氣，充分攪拌150-200r/min, 在25-26°C，培養168h。通氣體積比1:3, 充分攪拌250-280r/min, 在溫度（25±0.5）°C下培養14h。通入無菌空氣，充分攪拌300-350r/min,在溫度（27±0.5）°C下培養40-50h。產黃青霉斜面孢子米孢子一級種子罐二級種子罐發酵罐發酵液發酵濾液一次BA萃取液脫色液干燥晶體一次水提液結晶混懸液2.4 工藝特點本工藝工程為三級發酵3，一級種子罐-二級種子罐-發酵罐。二級種子罐、一級種子罐培

26、養時間短，培養基一次投入，中間不補料，發酵罐考慮到各種由于底物濃度過高引起的底物抑制情況以及產物合成期對營養成分的需求，采用中間補料。主要補油、補糖、補氨水調解PH，在放罐前一次性補消沫油。一級種子罐采用實罐消毒，二級種子罐、發酵罐培養基采用連續消毒。一級種子罐體積小采用夾套換熱，二級種子罐采用內蛇管，發酵罐用外盤管加內蛇管換熱，內蛇管也作為罐內擋板，以加強罐內料混合程度。主要技術資料:(1) 接種量 一級種子罐至二級種子罐按15%計算； 二級種子罐至發酵罐按15%計算； (2) 培養基滅菌 一級種子罐及二級種子罐培養基采用空消滅菌； 發酵罐培養基采用實消滅菌；(3) 通氣量 一級種子罐：0.

27、2（VVM），二級種子罐：0.15 (VVM)， 發酵罐：0.09 (VVM)； (4) 無菌空氣處理系統 空氣處理量：按設計要求 空壓機出口壓力：0.250.3（Mpa） 進總過濾器的相對濕度：60% 空氣潔凈度：100級(5) 發酵周期：一級種子罐：64小時，二級種子罐：56小時，發酵罐：136小時 (6) 裝料系數 一級種子罐：65%，二級種子罐：70%，發酵罐：80%(7) 自控要求： 發酵系統：種子罐、發酵罐溫度自控，PH控制，罐壓指示，溶氧指示，轉速顯示及變頻調速，液位報警； 連消系統：溫度、流量連鎖控制； 空氣系統：溫度自動控制； 后處理系統：溫度現場顯示、手動調節，流量現場顯示

28、、手動調節；(8) 水系統 自來水：常溫，0.3（MPa），用于配料、夏天實罐滅菌的前期冷卻、清洗設備等 循環水：2025(t=5)，0.3（MPa），用于連續滅菌培養基冷卻，空氣冷卻， 低溫水：914(t=5)，0.3（MPa），用于夏天空氣后級冷卻及發酵控溫冷卻 冷鹽水：-100(t=10)，0.3（MPa），用于料液冷卻保溫 蒸汽： 發酵車間用汽壓力 0.3（MPa）(9) 補料情況： 發酵過程中氨水補量按48（L/m3）計算，補料量按320（L/m3）計算，補泡敵按20（L/m3）計算，補消沫油按20（L/m3）計算。補前體苯乙酰胺，使發酵液中苯乙酰胺濃度為0.05%0.08%，在發酵

29、前一次性加入。(10) 中間取樣分析： 一級種子罐罐：培養 4小時后取樣分析，測PH、氨氮、效價、菌絲濃度等。 二級種子罐罐：培養 4小時后取樣分析，測PH、氨氮、效價、菌絲濃度等。 發酵罐：培養 14小時后開始取樣分析，每 4 小時取樣測 PH、氨氮，每 8 小時取一次作板樣，分析全糖、氨氮、PH、還原糖、效價等。培養20 小時后取樣加無菌肉湯，4小時后取無菌斜面，37恒溫培養，放罐前涂片鏡檢。(11) 后處理車間 各步收率為：吸附、解吸收率為85% 解吸液脫色收率為97% 精制收率為90% 蒸發收率為98% 成品脫色收率為98% 干燥收率為99%(12) 鐵離子的影響：三價鐵離子對青霉素生

30、物合成有顯著影響，一般若發酵液中鐵離子含量超過3040g/ml，則發酵單位增長緩慢。因此鐵罐在使用前必須進行處理，可在罐壁涂上環氧樹脂等保護層，使鐵離子含量控制在30g/ml以下。2.5 發酵過程中各參數的相互關系 圖2.2 發酵中各參數關系2.6 設備框圖 圖2.3 發酵設備框圖第三章 工藝條件計算3.1 發酵罐設計技術指標 擬設計發酵罐公稱容積4：=200m3 年產量：=2300噸年工作日：=330天發酵周期：=7d發酵周期=發酵培養時間+輔助時間=136hr+32hr=168hr=7d（輔助時間含清洗、進料、消毒、接種時間，不含設備檢修）發酵平均單位：=17100單位/毫升 成品效價：=

31、600單位/毫克發酵液收率：=90%裝料系數: =80%提煉總系數：=85%發酵熱：=20900 KJ/m3·h（5500kcal/m3·h）3.2 物料衡算(1) 發酵罐臺數的確定：由公式：得： (臺）故選擇14臺發酵罐可滿足生產。 經計算后得公稱容積226.45m3 ，全容積238.30 m3 (2) 種子罐公稱容積及臺數：種子罐臺數故選擇7臺二級種子罐可滿足生產。（臺）故選擇4臺一級種子罐可滿足生產。（即二級發酵罐，即一級發酵罐）取二級發酵罐輔助時間為25 小時，取一級發酵罐輔助時間為30小時（流體損失率取10%）二級種子罐體積 m3取38m3，計算得公稱容積38.8

32、3m3，全容積40.86m3一級種子罐體積 m3取6.8m3，計算得公稱容積6.82m3，全容積7.18m3(3) 物料計算：進料=基礎培養基（消后）+種子液+補料出料=發酵液+逃液與蒸發損失 發酵罐發酵液=226.45×75%=169.84 m3損失=發酵液體積×15%=169.84×3%=5.096m3 （損失率取=3%）種子=發酵液體積×接種比=169.84×15%=25.48m3補氨=169.84×48×1×10-3=8.154 m3補油=169.84×20×1×10-3=3.

33、4 m3泡敵=169.84×20×1×10-3=3.4 m3補料=169.84×320×1×10-3=54.4m3消后培養基=出料+損失-種子-補氨-補油-泡敵-補料=169.84+5.096-25.48-8.154-3.4-3.4-54.4=80.102m3 二級種子罐 出料=發酵罐種子=25.48m3損失=25.48×3%=0.776 m3 （損失率取=3%）種子=25.48×15%=3.822 m3消后培養基=出料+損失-種子=25.48+0.776-3.882=22.374m3 一級種子罐 出料=二級種子罐

34、種子=3.822 m3損失=3.822×3%=0.115m3 （損失率取=3%）種子=3.822×15%=0.573 m3消后培養基=出料+損失-種子=3.882+0.115-0.573=3.424m3其表示如下：圖3.1 物料流程圖表3.1 原料消耗表原料名稱規格年用量（噸）花生餅粉含蛋白質45%21120葡萄糖含量70%以上86400乳糖含量90%以上，水分4%以下709硝酸氨含量99%以上964苯乙酰胺工業用含量96%以上3160磷酸二氫鉀含量9%以上660硫酸鈉工業用含量98%以上340大蘇打含量98.5%以上3800玉米漿蛋白質含量40%以上2155酵母粉520植

35、物油14440硅藻土水分45%以下1046碳酸鈣工業用含量97%以上3668氨水工業用5660甲醛含量35%以上588小蘇打工業用1648醋酸甲含量92%以上128活性炭脫色力9ml以上9880醋酸丁酯含量不低于92%1760泡敵1420PPB含量55%以上1560乙醇含量95%以上，水分0.3以下丁醇含量98%以上3.3 能量衡算3.3.1 水(1) 發酵熱效應6 Q=QF×V公 發酵罐Q大=5500×226.45×80%=9.97×105 kcal 二級種子罐Q中=5500×38.83×70%=1.50×105 kcal

36、一級種子罐Q小=5500×6.82×65%=2.44×104 kcal(2) 循環冷卻水（水溫 2025，t=5，0.3MPa）循環水用量（c=空氣比熱容1.0kJ/kg·）： 以工作狀態12個發酵罐，6個二級種子罐，3個一級種子罐計，并取安全系數1.2，則循環冷卻水總量為： =1.2×（×12+30000×6+4880×3）×10-3 =1.2×2587.44 =3104.928t/hr考慮到一級種子罐實消所需冷卻水：取夾套傳熱系數K=200 kcal/·h·，冷卻水進口溫

37、度20，冷卻水出口溫度25，取冷卻時間2.5hr，計算可得所需冷卻水量則冷卻水高峰用量：(3) 低溫冷卻水（水溫914，t=5，0.3MPa，夏季使用）低溫水用量（c=空氣比熱容1.0kJ/kg·） 以工作狀態12個發酵罐，6個二級種子罐，3個一級種子罐計，并取安全系數1.2，則低溫冷卻水總量為：W總=1.2×（×12+×6+×3）×10-3=1.2×（×12+30000×6+4880×3）×10-3 =1.2×2587.44 =3104.928t/hr(4) 自來水 洗滌用

38、水：采用浸泡式清洗，用水量取設備公稱容積的80% 也可以采用噴淋式清洗，用水量約為罐體積的10%15%，在此不做計算。 配料用水：培養基原料大多為固體配料用水量消后培養基體積 104m3 自來水用量：取安全系數1.2，則自來水總用量： =1.2×（×2+×2+）=1.2×（181.16×2+31.064+5.456+104×2+25.48+3.882） =431m33.3.2 蒸汽（121,發酵溫度=27,=1.729kg/m3,焓=653.31kcal/kg,汽化熱517.51kcal/kg） (1) 發酵罐、二級種子罐空消所用蒸汽

39、：（按5倍罐全容積計算） (2) 一級種子罐、補料罐實消所用蒸汽：（以直接加熱之后保溫計算，料液比熱Cs均取1kcal/kg·）直接蒸汽加熱氣耗： （取10%）保溫階段氣耗： S2=(30%50%)×S1 取40%實消氣耗： （補氨罐由于易揮發，且氨溶液具有自滅菌的特點，所以不采用高溫滅菌法，使用過濾器除菌）高峰用汽時段時，考慮兩發酵罐一二級種子罐空消、一一級種子罐和各補料罐同時實消，并取安全系數1.2， 3.3.3 電(1) 攪拌功率：（計算過程詳見第五章設備衡算）=200kw，=36kw，=3kw總功率=+=200×12+36×6+3×3

40、=2625kw(2) 其他用電 包括照明用電、車間生活用電等共計800kw(3) 配電要求 P=1.2×（2625+800）=4110kw3.3.4 空氣(1) 通氣消耗壓縮空氣量：發酵罐二級種子罐一級種子罐(2) 壓料用壓縮空氣量：經驗數據為：(3) 總計：取安全系數為1.05，假設最大工作量為12發酵罐、6二級種子罐、3一級種子罐通氣，兩發酵罐、一二級種子罐、一一級種子罐壓料，則高峰空氣用量為： =282.771要求配套設計空氣系統供給282.771的壓縮空氣量。3.3.5 公用過程負荷表3.2 自來水負荷表序號位號名稱數量（臺）使用時間（hr）日消耗量（kg/d）備注1R101

41、A-C小罐11.514007清洗和配料2R102A-C中罐1131064清洗3R103A-C大罐21清洗其他2410000種子室用合計27.5以每天各有兩臺大罐（發酵罐）、一臺中罐（二級種子罐）、一臺小罐（一級種子罐）清洗和配料計表3.3 循環冷卻水負荷表序號位號名稱數量（臺）使用時間（hr）日用量（kg/d）備注1R101A-C小罐324236402R102A-C中罐6243R103A-C大罐1224合計以每天各有12臺大罐、6臺中罐、3臺小罐同時工作計算，高峰時間為在此基礎上小罐同時實消。表3.4 循環低溫水負荷表序號位號名稱數量（臺）使用時間（hr）日用量（kg/d）備注1R101A-C

42、小罐324146402R102A-C中罐6243R103A-C大罐1224合計以每天各有12臺大罐、6臺中罐、3臺小罐同時工作計算。表3.5 設備用蒸汽負荷表序號位號名稱數量（臺）壓力（Mpa）使用時間（hr）日用量（m3/d）備注1R101A-C小罐10.32R102A-C中罐10.31353.2353R103A-C大罐10.312060.1044V101A-B補料罐10.3114793.9175V101A-B補油罐10.31924.6186V101A-B泡敵罐10.31924.618合計21802.80（含損失）高峰值以各有一臺罐進行空（實）消計算。表3.6 設備用空汽負荷表序號位號名稱數

43、量（臺）壓力（Mpa）使用時間（hr）日用量（m3/d）備注1R101A-C小罐30.32478.8642R102A-C中罐60.324602.0883R103A-C大罐120.3244755.552合計5436.504（含損失）最高峰取每天有12臺大罐、6臺中罐、3臺小罐同時工作，2臺大罐、1 臺中罐、1臺小罐同時壓料，進料時間以1小時計算。表3.7 設備用電負荷表序號位號名稱數量（臺）使用時間（hr）單臺（kw）總量（kw）備注1R101A-C小罐324392R102A-C中罐624362163R103A-C大罐122420024004800車間照明及其它設備用電合計 2383425以每天

44、有12臺大罐、6臺中罐、3臺小罐同時工作計算第四章 典型設備計算4.1 設備衡算4.1.1 發酵罐(1) 選型6：圖4.1 發酵罐示意圖根據生物工程設備常見的機械攪拌通風種子罐的幾何尺寸比例H/D =1.73.5 取 H/D=3Di/D =1/21/3 取 Di =0.5DHO/D =2 HO =2D h=0.44D C/Di=0.81.0 取 C =0.8Di根據封頭形狀、直徑查閱化工容器設計手冊得公式：公稱容積 H=12.952 D=4.317圓整 H=13000mm D=4500mm則公稱容積全容積查表7得：封頭內表面積F=22.5162，容積V=2.2417人孔取800mm，視鏡200

45、mm，查表8選取Ds=4500mm的支腿式支座，并根據工廠實際情況做適當的改變。(2) 料液高度：(3) 傳熱面積計算 蛇管傳熱系數為 300450kcal/.h.，計算時取900 kcal/.h. 發酵溫度為 27，循環水為 2025，低溫水為914，則傳熱溫差： 設計計算時均取傳熱溫差較小的循環水數據則傳熱面積為：取300m2(4) 冷卻水管計算最大熱負荷下耗水量：冷卻水流速 1.5m/s，取 2 m/s冷卻水管總截面積：進水總管直徑：取(d總：內直徑，191：外徑，14：水管壁厚) 內蛇管（選冷拔無縫鋼管 GB8163-88） 取冷卻管豎直蛇管組數 n=6，計算冷卻蛇管管徑：查流體管GB

46、8163-2008取冷卻管總長： 外加15米連接管，則每組蛇管長 ： 取豎蛇管兩直管（相對的蛇管）距離為 0.5m， 則兩端彎管總長：取罐內附體體積為 2.5罐內總體積： =191.25m3筒體部分液深=豎蛇管總高 直管高 =11.54-0.5=11.04m一圈管長 6 組蛇管每組繞4 圈，則傳熱面積=壁距取 0.15m，管間距取 2.5 倍管徑， 校核筒體內寬度 筒體內寬度=攪拌器+（管徑×4+管間距×3+壁距）×2 （攪拌器寬度取0.375D） =0.375×4.5+（0.09×4+0.09×2.5×3+0.15）

47、15;2 =4.06m4.5m 外加盤管（取熱軋無縫鋼管 GB8163-87 ）取50 圈，間距 0.05m校核總傳熱面積 =301.7m2300m2校核總高度 =12.5m11.29m面積和高度都合格(5) 攪拌器設計及功率計算10 攪拌器設計進行攪拌槳葉設計,初定放三檔槳葉, 由于上、中、下道槳所處液位不一樣 ,因壓強關系致使通風量體積改變 ,在發酵罐罐徑不變情況下氣流通過液量的流速就會不一樣,由生產經驗可知：V底V中V上。所以空氣在罐底底道槳處位液中的停留時間久,同時氣體集中在罐心位 ,若在罐底上方安裝強有力的底道槳 ,對氣泡的分散打碎,延長小氣泡在液中的停留時間會起到舉足輕重的作用 。

48、中、上道槳處氣體已均勻分散在液體中,因氣流速度加快致使槳葉打碎氣泡作用減小 ,又同時因氣速加快氣流起攪拌作用致使槳葉攪拌作用也大大減小。從節能考慮 ,完全可減小中、上道槳葉之葉徑。根據以上計算和分析,可改變以往上 、中、下道槳葉徑統一的常規設計,即底道槳葉徑加大 ,中、上道槳葉徑縮小的設計構思。選用渦輪式攪拌器為理想 ,其特點是直徑小,轉速快,攪拌效率高,功率消耗低 ,其最大特點是攪拌時使料液產生徑向流,可以延滯空氣在發酵液中的停留時間 ,有利于氧在料液中溶解。通風攪拌關鍵槳是底道槳,故而設計時有意加大底道槳葉的葉徑及葉片數,同時相應縮小中、上道槳的葉徑進行計算設計。令底道槳葉徑：中、上道槳葉

49、徑=1：0.6,底道槳設置八彎葉渦輪槳 ,中、上道槳設置六彎葉渦輪槳。尺寸如下：八彎葉渦輪底道槳尺寸：葉徑 d=0.375D=0.375×4.5=1688mm盤徑 d=0.75d=0.75×1688=1266mm葉高 h=0.2d=0.2×1688=337.6mm弧長 I=0.275d=0.275×1688=464.2mm弦長 L=0.25d=0.25×1688=422mm六彎葉渦輪中、上道槳尺寸：葉徑 d=0.236D=0.236×4.5=1062mm盤徑 d=0.75d=0.75×1062=793.5mm葉高 h=0.2

50、d=0.2×1062=212.4mm弧長 I=0.275d=0.275×1062=292.05mm弦長 L=0.25d=0.25×1062=265.5mm底道槳離罐底2000mm，上道槳在液面下（定容液面）1750mm，中道槳在底道槳與上道槳之中位。 攪拌器功率計算N 發酵罐攪拌速率取180r/min=3r/s醪液粘度：=v·V= 醪液動力粘度取0.8×10-6/s=重度1040公斤/m3（醪液密度）= v· g(重力加速度取)9.8N/kg =0.8×10-6×107=0.86×10-4雷諾系數：104

51、 為湍流不通氣攪拌功率：K功率準數 K底取4.8，K取2d攪拌葉徑 米醪液密度 （公斤·s2/m4）校正系數 =1.436=2.282 通氣攪拌功率：=49m3/min=159.50kw(6) 電功率假設軸封摩擦損失10%，皮帶傳動機械效率95%，則電機功率：選用電動機：Y200L-4，功率200kw，轉數480r/min,效率92.7%，其機身高度為1734mm。(7) 傳動類型選擇根據對發酵罐特點各異和使用情況進行分析對比 ,若用傘齒輪減速器可降低攪拌轉速,但運行會跳動,不平穩,噪音大,高達105dB ,減速器進軸主軸軸承易損壞,而經常維修影響生產,軸封處漏油污染環境。若設計用皮

52、帶傳動帶動攪拌,由于帶的良好彈性,能緩和沖擊 ,吸收振動,使傳動平穩。同時結構簡單,制造加工容易、成本低廉、維修方便，但攪拌轉速略高些 。根據以上分析對比,考慮發酵生產的特點 ,還是選用三角膠帶帶動穩妥、可靠。定攪拌轉速180r/min進行設計,取小皮帶輪直徑D小=500mm，則大皮帶輪直徑D大=1333mm。隨著發酵罐的擴大普通V帶截面尺寸取選到E型還顯得不夠,同時膠帶帶頂寬大,致使皮帶輪厚度太厚,電機伸出的軸頭長度也顯得不夠用,給設計帶來了困難。為此選用窄型8V帶, 選用窄型8V帶產生的彎曲應力要比使用普通E型帶產生的彎曲應力小得多。所以,選用8V型窄帶優點為帶體相對高度高,與帶輪接觸摩擦面大,傳遞功率大,打滑系數低,傳遞效率高,傳動比準確,帶截面尺寸小,彎曲應力小,使用壽命長,重量輕,軟性好、拉力大,脹緊性能好,運轉中不易掉落。設計選用8V型窄V帶使大、小帶輪厚度減薄,重量大大減輕,給安裝、維修帶來很大的方便。(8) 壁厚計算： 取設計壓力等于最高工作壓力的1.1倍，即P設計=。判斷是否考慮液體靜壓力：已知發酵液密度為，料液高度HL= 11.75m，故筒體底部產生的靜壓力為：0.33×5%=0.016Mpa 故須考慮在內。即設計壓力壁厚計算公式如下：式中：P：設計壓力 Mpa，D：罐內徑 mm，:材料在設計溫度下的許用應力 取170