年产1000T碱性蛋白酶生产车间设计(3)

28 10

根据物料衡算的质量守衡定律，在间歇操作过程中，若系统内不发生物料量的积累，输入的物料量等于输出的物料量。

表1 物料的基本物性参数

培养基 水

密度（kg/m3）

1000 998

汽化替热 比热容 kJ/kg kJ/(kg·℃)

2258

4.183 4.183

沸点(℃)

100

生产1000kg比活力为50万U/g的发酵液量： 50万U/g×1000×1000=108万U 108万U/18000=2.78×107ml=27.8m3 18000U/ml –发酵液酶活

V0=V发/(0.68×0.7)=92.6/(0.68×0.7)=194.54m3 0.68—平均总收率 0.7—填充系数 发酵液所需淀粉量:194.54×2%=3.89kg 发酵液所需麸皮量:194.54×5%=9.73kg 发酵液所需玉米浆量:194.54×3%=5.83kg 二级接种量：V2=1%V1=1.95m3 吐温-80(M / V)：0.02%×194.54=0.0389kg MgSO4(M / V)：0.02%×194.54=0.0389kg

表2 物料一览表

物料名称 发酵液(m3) 二级种液(m3) 淀粉(kg) 麸皮(kg) 玉米浆(kg) 吐温-80(kg) 培养基(kg) MgSO4(kg) 5热量衡算

生产1t(100万U/g)酶的物料量

27.8 1.95 3.89 9.73 5.83 0.0389 19.49 0.0389

1000t/a酶生产的每日物料量 32.43 6.5 12.97 32.43 19.43 0.13 65.00 0.13

物料量 27800 1950 3890 9730 5830 38.9 19490 38.9

5.1 基准温度的选定

为便于计算，热量输入和输出的基准温度选为20℃(293K)。 5.2 连消塔的热量衡算

Q=Gc(t2-t1)=13406×3.91×(115-70)=2.36×106(kJ/h) 5.3 发酵罐的热量衡算

发酵时放出的生物热：Q总=4.18×6000×102.14=2.56×106(kJ/h)

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表3 热量衡算表

设备

螺旋板换热器 连消塔 维持罐 喷淋冷却 种子罐 发酵罐

发酵一次所需总热量

热量衡算(kJ/h) 0 2.36×106 0 2×106 2.56×104 5.12×106 2.36×106

备注 物料循环加热 蒸汽加热 只需保温 原水冷却 夹套冷却 蛇管冷却 蒸汽1339kg/h

6设备设计计算与选型[14] [15] [16] [17]

6.1发酵罐设计 6.1.1设备设计要求单

表4 设备设计要求单

技术特性指标

体内 0.5Mpa 体内 ≤100℃ 体内 培养基 腐蚀情况 微弱

6.1.2确定发酵罐和封头：从要求单上所列的工作压力及温度以及设备的工艺性质，可以看出它是属于机械搅拌通风式发酵罐。根据惯例，选择圆柱形筒体和椭圆形封头。

6.1.3容积：选用公称容积150m3

6.1.4生产能力的计算：V0=V发/(0.68×0.7)=92.6/(0.68×0.7)=194.54m3 6.1.5发酵罐个数的确定：N=194.54×36/(24×150)=1.94=2个 6.1.6主要尺寸的计算：按公称容积150 m3的发酵罐计算：

设H=2D，采用椭圆形封头，经计算得，选罐内径为4500mm，据JB145-71，可选择椭圆封头的直边高度为50mm，曲面高度为1125mm，则可以计算出椭圆封头的容积为： 曲面体积：

1.1252y[π?(1?压力

温度 介质

1.125 =1.125×(2.25)2×3.14-3.14×4×(1.125)3/3

0?22)?（2.25）]dy

=11.92m3

直面体积：0.05×π(2.25)2 =0.79 m3

故D=4.5m H=9m ha=1.125m hb=0.05m

封头总体积：11.92+0.79=12.71 m3

故发酵罐的全体积为：V0=12.71×2+0.785×4.52×9=168.49m3 1. 冷却面积的计算

28 12

A=

Q总 KΔtm对于碱性蛋白酶发酵，每1m3发酵液、每小时传给冷却器的最大热量约为4.18×6000kj/(m·h)

平均温度差Δtm： Δtm=

Δt1?Δt217?10==13.2℃

17Δt1lnln10Δt22发酵罐的实际装液量136.18×=102.14m3

3A=

Q总4.18?6000?102.14==92.85(m2)

4.18?500?13.2KΔtm2. 搅拌器设计 由于碱性蛋白酶发酵过程有中间补料工作，对混合要求较高，

因此选用六弯叶涡轮搅拌器。

该搅拌器的个尺寸与罐径D有一定饿比例关系，现将主要尺寸列后：

D4.5搅拌器叶径Di===1.5m 取d=1.5(m)

33叶宽 B=0.2d=0.2×1.5=0.3(m) 弧长 l=0.375d=0.375×1.50.56(m)

D4.5底距C===1.5(m)

33 盘径 di=0.75Di=0.75×1.5=1.125(m) 叶旋长 L=0.25d=0.25×1.5=0.375(m)

叶距 Y=D=4.5(m) 弯叶板厚 δ=14(mm)

取两档搅拌，搅拌转速N2可根据50m3发酵罐，搅拌器直径1.05m，转速N1=110r/min，以等P0/V为基准放大求得：

N2=N1(

D12/31.052/3

)=110()=87(r/min)

1.5D23. 搅拌轴功率的计算 现用修正的迈克尔式求搅拌轴功率，并由此选着电机。 发酵液可视为牛顿流体，计算步骤如下：

1) 计算Rem

D2Nρ Rem=

μ式中 D－搅拌器直径 N－搅拌器转速，N=

87=1.45(r/s) 60 28 13

ρ－醪液密度，ρ=1050kg/m3 μ－醪液粘度，μ=1.3×10-3N·s/m2 将数代入上式：

1.52?1.45?105064

Rem= =2.64×10>10，视为湍流，则搅拌功率准数-31.3?10Np=4.7

2) 计算不通气时搅拌轴功率P0： P0＇=NpN3D5ρ

式中 Np－在湍流搅拌状态时其值为常数4.7 N－搅拌转速，N=87 r/min=1.45 r/s D－搅拌器直径，D=1.5m

ρ－醪液密度，ρ=1050kg/m3 代入上式： P0＇=4.7×1.453×1.55×1050 =114.25kw

两档搅拌P0=2P0＇=228.5 kw 3) 计算通风时的轴功率Pg:

P02ND30.39 Pg=2.25×10×()(kw) 0.08Q-3

式中 P0－不通风时搅拌轴功率(kw)，P02=228.52=5.22×104 N－轴转速，N=87 r/min

D－搅拌器直径(cm)D3=1.53×106=3.38×106

Q－通风量(ml/min)，设通风比vvm=0.11-0.18，取低限，如通风量变大，Pg会小，为安全。现取0.11；则Q=102.14×0.11×106=1.12×107(ml/min)

Q0.08=(1.12×107)0.08=3.66代入上式：

5.22?104?87?3.38?1040.39 Pg=2.25×10×()

3.66-3

=31.26(kw)

4) 求电机功率P电：

P电=×1.01

η1η2η3采用三角带传动η1=0.92；η2=0.99；η3=0.98；双端面密封增加的功率为1%；代入公式数值得：

31.26P电=×1.01=35.37 kw

0.92?0.99?0.98故选择电机的型号为：

Pg 28 14

6.1.7设备结构的工艺设计

1. 空气分布器：由于枯草芽孢杆菌是好氧菌，故可直接采用单管式。 2. 挡板：人梯和竖式冷却蛇管也可以器挡板的作用，所以可不设挡板。 3. 密封方式：采用双端面机械轴封。

4. 冷却管布置：采用竖式冷却蛇管。求管道截面积。

1) 求最高热负荷下的耗水量W：

W=

Q总cp(t2?t1)

式中 Q总－每1m3醪液在发酵最旺盛时，1h的发热量与醪液总体积的乘积：

Q总=4.18×6000×102.14=2.56×106(kJ/h)

Cp－冷却水的比热容，4.18kJ/(kg·K) t2－冷却水终温，t2=27℃ t1－冷却水初温，t1=20℃ 将各值代入上式

2.56?106 W==8.75×104(kg/h)=24.3(kg/s)

4.18?（27?20）冷却水体积流量为2.43×10-2m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为1m/s根据流体力学方程式，冷却管总截面积S总为：

W S总=

v 式中 W－冷却水体积流量，W=2.43×10-2m3/s v－冷却水流速，v=1m/s

2.43?10?2 代入上式： S总==2.56×10-2(m2)

1 进水总管直径d总=S总/0.785=2.56?10?2/0.785=0.178(m)

2) 冷却管组数和管径：设冷却管总表面积为S总，管径d0，组数为n，则： S总=n·0.785d02

根据本罐的情况，取n=8，求管径得。由上式得：

d0=S总/0.785n=2.43?10?2/(8?0.785)=0.062(m)

查金属材料表选取φ76×4mm无缝不锈钢钢管(GB/T 17395)，d内=68mm， d内>d0，可满足要求，d平均=72mm。

现取蛇管圈端部U型弯管曲径为270mm，则两直管距离为540mm，两端弯管总长度为l0：

l0=πD=3.14×540=1696(mm)

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