毕业设计---发酵法年产5万吨乙醇的工艺设计(5)

3.4空气除菌与设备

1）空气除菌 生物加工过程中，由于所用菌种的生产能力的强弱、生长速度的快慢、发酵周期的长短、分泌物质的性质、培养基的营养成分和pH的差异等，对所用空气质量有不同的要求。一般来说，生物加工过程中应用的“无菌空气”，是指通过除菌处理是空气中的含菌量降低到某一水平，从而是污染的可能性降低至极小。根据生物产品的不同，可以按染菌概率10-3～10-6来表示无菌过程度。

2）灭菌方法 空气除菌就是除去或灭杀空气中的微生物。常用的除菌方法有介质过滤、辐射、化学药品、加热、静电吸附等。其中辐射杀菌、化学药品杀菌、干热杀菌灯都是讲有机体蛋白质变性而破坏其活力，从而灭杀空气中的微生物。而介质过滤和静电吸附方法则是利用分离方法将微生物粒子除去。生物工程所需的无菌空气要求甚高，用量大，故要选择运行可靠、操作方便、设备简单、节省材料和减少劳动消耗的有效除菌方法。本设计采用介质杀菌去除空气中的细菌。现对介质过滤除菌做简要介绍。

过滤除菌法事使含菌空气通过过滤介质，以阻截空气中所含微生物，从而取得无菌空气的方法，是目前生物加工过程最常用的获得大量无菌空气的常规方法。常用的过滤介质按空隙的大小可分为两类：一类是介质间空隙大于微生物直径，故必须有一定厚度的介质虑层才能达到过滤除菌的目的，这类过滤介质有棉花、活性炭、玻璃纤维、有机合成纤维、烧结材料（烧结金属、烧结陶瓷、烧结塑料）；而另一类介质的空隙小于细菌，含细菌等微生物的空气通过介质，微生物就被截留于介质上而实现过滤除菌，有时称为绝对过滤。绝对过滤在微生物工程中的应用逐渐增多，它可以除去0.2um左右的粒子，故可以把微生物全部过滤除去。从经济性、可操作性、有效性等方面考虑，生物加工过程的无菌空气基本上采用介质过滤的方法进行。

3）空气过滤除菌的流程

要保持过滤器在比较高的效率下进行过滤，并维持一定得气流速度和不受油、水的污染，需要一系列的加热、冷却及分离和除杂设备来保证。下面是空气过滤除菌的流程。

两级冷却、加热除菌流程是一个比较完善的空气除菌流程（图3-2），可适应各种气候条件，能充分分离油水，使空气在低的相对湿度下进入过滤器，以提高过滤效率。该流程的特点是两次冷却、两次分离、适当加热。两次加热、两次分离油水的好处是能提高传热系数，节约冷却水，油水分离得比较完全。经第一冷却器冷却后，大部分的水、油都已结成较大的颗粒，且雾粒浓度较大，故适宜用旋风分离器分离。第二个冷却器使空气进一步冷却后析出一部分较小雾粒，宜采用丝网分离（除沫）器分离，这样发挥丝网能够分离较小直径雾粒和分离效率高的作用。通常，第一级冷却到30～35℃，第二级冷却到20～25℃。除水后，空气的相对湿度相对较高，需用丝网分离器后的加热器加热空气，使其相对湿度降低至50%～60%，以保证过滤器的正常运行。

两级冷却、加热除菌流程尤其适用潮湿的地区，其他地区可根据当地的情况，对流程中的设备进行适当增减。一些对无菌程度要求比较高的微生物工程产品，均使用如图3.2的流程[19]。 8 2 3 1 7 9 6 5 4 E-6P-31—粗过滤器；2—压缩机；3—储罐；4，6—冷却器；

5—旋风分离器；7—丝网分离器；8—加热器；9—过滤器

图3.2 两级冷却、加热除菌流程

4）除菌设备的选型 ①粗过滤器

安装在空气压缩机前的粗过滤器，其主要作用是捕集较大的灰尘微粒，防止压缩机受损，同时也可减轻总过滤器的负荷。粗过滤器一般要求过滤效率高、阻力小，否则会增加空气压缩机的吸入负荷和降低空气压缩机的排气量，常用的粗过滤器有：布袋过滤、填料式过滤、油浴洗涤和水雾除

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尘等。

本设计选用CH型袋式过滤器，主要因为布袋过滤器结构最简单，只要将滤布缝制成与骨架结构相同的布袋，紧套于焊在进气管的骨架上，并缝紧所有会造成短路的空隙。他的过滤效率和阻力损失主要视所选用的滤布结构情况和过滤面积而定。布质结实细致，则过滤效率高，但阻力大。最好采用毛质绒布效果最好，现多采用合成纤维滤布、无纺布。气流速度越大，则阻力越大，且过滤效率越低。气流速度一般为2～2.5m3/(m2·min)，空气阻力大约为600～1200Pa。滤布要定期清洗，以减少阻力损失和提高过滤效率。

②空气压缩机

本设计选用IHI-SULLAIR离心式空气压缩机，离心式空气压缩机一般的由电机直接带动涡轮，靠涡轮高速旋转时所产生的“空穴”现象，吸入空气并使其获得较高的离心力，再通过固定的导轮和涡轮形成机壳，使部分动能转变为静压后输出。离心式空气压缩机具有体积和重量都小而流量很大、供气均匀 、运转平稳、易损部件少、维护方便、获得的空气不带油雾等特点，是非常理想的生物加工过程供气设备。适用于生物加工过程的离心式空气压缩机是低压涡轮空气压缩机，出口压力一般为0.25～0.5MPa。低压离心空气压缩机有单级和多级，后者还可以分段。例如，两段涡轮空气压缩机每段可有多级翼轮，段与段间有中间冷却设备。输气量一般在100m3/min以上，最大的可达12000m3/min。

③空气储罐

由空气压缩机特别是往复式空气压缩机出来的空气是脉动的，在过滤器前要安装一个空气储罐来消除脉动维持罐压的稳定。储气罐的作用使压力稳定外，还可以使部分液滴在罐内沉降。 体积为

V?0.2??0.2?200?40m3

V——储气罐的体积，m3

储气罐圆筒部分的高径比通常为2～2.5。储气罐上应安装安全阀，底部应安装排污口，空气在储罐中的流向应自下而上比较好，如能在罐内放置铁丝网除雾器则更理想。

④气液分离器

空气压缩后，经过冷却会有大量水蒸气及油分凝结下来，使过滤介质受潮，从而使过滤器失效，因此尚需用气液分离器进行油水分离。所用设备一般有两类，一类是利用离心力进行沉降的旋风分离，另一类是利用惯性进行拦截的介质过滤器[20]。本研究选用旋风式分离器。

旋风式分离器是一种结构简单、阻力小、分离效果较高的气-固或气-液分离设备。旋风分离器器体上部为圆筒形，下部为圆锥形。含雾沫的气体从圆筒上侧的进气管以切线方向进入，获得旋转运动，分离出雾沫后从圆筒顶的排气管排出。油水滴自锥低落入集液斗。

气体通过进气口的速度为15m/s，所分离的离心力可以分离出小到5?m的颗粒及雾沫。排气口气流速度为5m/s，油水滴在旋风分离器中的径向速度与空气速度的平方成正比，但随回转半径的增加而减小，因此旋风分离器的进口管截面积一般比较大，筒径越小，空气的阻力也就越大。

⑤空气冷却器

常用的空气冷却用热交换器，有立式列罐式热交换器、喷淋式热交换器等。由于空气的给热系数很低，一般只有420kJ/(m2·h·℃),设计时应采用恰当的措施来提高它的给热系数，否则将需要很大的传热面积。

使用立管式换热器时，冷却水在管内流动，流速为2m/s；空气在壳内流动，流速为10m/s。为增加冷却水的流速可采用多程（一般为2～4程）换热器；同时为增加空气在壳体内流动，换热器壳体内装有若干与管束垂直的圆缺型挡板或盘装挡板[21]。若水质条件较好，如杂质少不易形成积垢时，为提高空气给热系数，壳安装空气走管内，造成多程流动以提高空气流速。

?——压缩空气流量，m3/min

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4 物料衡算

4.1原料消耗的计算

淀粉原料生产乙醇的总化学反应式为：

糖化阶段：

(C6H10O5)n+nH2O?nC6H12O6?2C2H5OH+2CO2

(C6H10O5)n+nH2O?nC6H12O6

162 18 180

发酵阶段：

C6H12O6?2C2H5OH+2CO2

180 2×46 2×44

4.1.1每吨95%乙醇木薯干的消耗量

由此可求得理论上生产1000kg无水乙醇所消耗的淀粉量为：

乙醇含量95％（体积分数），相当于92.41％（质量分数），故生产1000kg成品乙醇理论上需淀粉量为：

1760.9×92.41％=1627.2 kg 而实际上，整个年产过程经历的各工序，如原料处理、发酵及蒸馏等，要经过复杂的物理化学和生物化学反应，所以产品得率必然低于理论产率。生产中各过程各阶段淀粉损失如表4.1所示

表4.1 生产中各过程各阶段淀粉损失

生产过程 原料处理 蒸煮 发酵 发酵 发酵 蒸馏

损失原因 粉尘损失 淀粉残留 发酵残糖 巴斯德效应

酒气蒸发及二氧化碳带走

废槽带走

淀粉损失 0.4 0.5 1.50 4.00 0.30（加捕集器）

1.85

1000?162?1760.9kg2?46

发醇阶段系统设有酒精捕集器，故淀粉总损失率为8.55%,故生产1000kg乙醇需淀粉量为：

据基础数据给出，薯干原料含淀粉70%，故1吨酒精耗薯干量为：

1779.3/70%=2541.9kg

4.1.2每吨95%乙醇α-淀粉酶的消耗量

液化时淀粉酶的添加量为：

1627.2?1779.3kg1?8.55%

用酶量=原料用量?本设计选用酶活力为2000u/g的α-淀粉酶使淀粉液化，促进糊化，可减少蒸汽消耗。α-淀粉酶

消耗量按8u/g（原料）计算。则用酶量为：

淀粉酶用量单位淀粉酶规格单位

2541.9?4.1.3每吨95%乙醇糖化酶的消耗量

糖化时淀粉酶的添加量为[22]：

8?10kg2000

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用酶量=原料用量?本设计选用糖化酶活力为20000u/g,使用量按150u/g（原料）计算。则用酶量为：

糖化酶用量单位糖化酶规格单位

2541.9?4.2醪液量的计算

根据生产实践，淀粉原料连续蒸煮的粉料加水比为1:3，还需加入10kgα-淀粉酶，的故粉浆量为：

2541.9 (1+3)+10=10177 kg

蒸煮过程使用直接蒸汽加热，在后熟和汽液分离器减压蒸发、冷却降温。在蒸煮过程中，蒸煮醪量将发生变化，故蒸煮醪的精确计算必须与热量衡算同时进行，顺而十分复杂。为简化计算，可按下述方法近似求解。

本设计用罐式连续蒸煮工艺，混合后粉将温度为50℃，应用喷射液化器使粉浆迅速升温至88℃，然后进入罐式连续液化，再经115℃高温来酶后，在真空冷却器中闪急蒸发冷却至63℃后入糖化罐。

干物质近似用的薯干比热容1.63 kJ/(kg·K)，粉浆干物质浓度为：

87÷（4×100）=0.218kJ/(kg·K)

蒸煮醪比热容为：

21.8%×1.63+(1.0-21.8%)×4.18=3.62kJ/(kg·K)

式中 4.18—水比热容[kJ/(kg·K)] 经喷射液化器加热后蒸煮醪量为：

150?19kg20000

10177?式中 2748.9—喷射液化器加热蒸汽(0.5MPa)的焓(kJ/kg)

经第二液维持罐出来的蒸汽醪量为：

10177?3.62?（88?50）?10765kg2748.9?88?4.18

10765?式中 2288.3—第二液化维持的温度为84℃下饱和蒸汽的汽化潜热(kJ/kg)

经喷射混合加热器后的蒸煮醪量为：

10765?3.62?（88?84）?10697kg2288.3

10697?式中 115—灭酶温度(℃)

2748.9—0.5MPa饱和蒸汽的焓(kJ/K) 经汽液分离器后的蒸煮醪量为：

10697?3.62?（115?84）?11226kg2748.9?115?4.18

11226?式中 2245—104.3℃下饱和蒸汽的汽化潜热(kJ/kg)

经真空冷却器后最终蒸煮醪液量为：

11226?3.62?（115?104.3）?11032kg2245 11032?3.62?（104.3?63）?10341kg2351

11032?式中 2351—真空冷却温度为63℃下的饱和蒸汽的汽化潜热(kJ/kg)

蒸煮后的醪液要加入19kg的糖化酶，故醪液的总量为：

在发酵前还需在发酵醪中放入酒母醪，使原料发酵为乙醇，根据经验接种量按10%计，则投入的酒母醪量为：

则发酵的总质量为：

10341+19=10360kg

0.1?10360?1036kg 10360+1036=11396kg

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由生产1000kg乙醇的各项物料衡算可算出年产量50000吨乙醇每小时、每天和每年的各项用量，

50000吨乙醇的物料衡算如下表所示：

表4.2生产50000t/a酒精的物料衡算列表

产量项目 乙醇 薯干原料 α-淀粉酶 糖化酶 蒸煮粉浆 成熟蒸煮醪 糖化醪 酒母醪 发酵醪

生产1000kg乙醇物料量（kg）

1000 2542 10 19 10167 10341 10360 1036 11396

每小时数量

(kg) 6944.44 17652.08 69.44 131.95 70604.17 71812.50 7194.44 719.44 79138.89

每天数量

(t) 166.67 423.65 1.67 3.17 1694.50 1723.50 1726.67 172.67 1899.33

每年数量

(t) 50000 127095 500 950 508350 517050 518000 51800 569800

4.3发酵过程的计算 4.3.1发酵罐的计算

已知从原料蒸煮、糖化和发酵到原料发酵成熟总共需要的时间为72h，查得糖化醪的密度为1076kg/m3，选择进入发酵罐的容积为500m3。

带有锥形底、盖及柱形筒身的发酵罐的容积为

hh?V?D2(H?1?2)433 H?1.1~1.5Dh1?0.1~0.14Dh2?0.05~0.11D式中 D——罐的直径 m；

H——罐的圆柱部分高度m； h1——罐底高度m； h2——罐盖高度m。 由已知条件得

500??4D2(1.5D?0.04D?0.03D)

解方程得 D=7.403m，圆整取整数位D=7.5m。

装满系数为0.8~0.88，本工艺选择0.85，则进发酵罐的发酵醪的质量为

V?1?500?0.85?425m3

则每次进入发酵罐的发酵醪质量为

1076?425?4.573?105kg

每年发酵的总质量为569800吨，则平均24小时内进行加料的发酵罐数目为

5.698?108n??5个5300?4.573?10

则本工艺所需的发酵罐的数目由公式得

N=nt5?74+1=+1=17个 2424式中： N—发酵罐的个数，个；

n—每24小时进行加料的发酵罐数目，个； t—发酵周期所需的时间，h。

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