年產1000噸色氨酸發(fā)酵工廠的畢業(yè)設計

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安徽工程大學機電學院畢業(yè)設計（論文）第1章 緒論 色氨酸的分子式為:C11H12N2O2分子量為214.21,含氮13.72%,僅一氨基氮6.86%。色氨酸有三種光學異構體,L-色氨酸呈絹絲光澤、六角片狀自色晶體,無臭,有甜味,水中溶解度1.14 g/l(25),溶于稀酸或稀堿,在堿液中較穩(wěn)定,強酸中分解,微溶于乙醇,不溶于氯仿、乙醚。 色氨酸具有重要的生理作用。它是人體和動物生命活動中必需的氨基酸之一，對人和動物的生長發(fā)育和新陳代謝起著重要的作用。被稱為第二必需氨基酸。廣泛應用于醫(yī)藥、食品和飼料等方面。在生物體內從L-色氨酸出發(fā)可合成4 一羥基色胺等激素以及色素、生物堿、輔酶、植物激素等生理活性物質?？深A防和治療糙皮病。同時具有消除精神緊張、改善睡眠效果等功效。另外，由于色氨酸是一些植物蛋白中比較缺乏的氨基酸。用它強化食品和傲飼料添加劑對提高植物蛋白質的利用率具有重要的作用。它是繼蛋氨酸和賴氨酸之后的第三大飼料添加氨基酸。1.1 設計項目概述（1）設計課題：年產1000t色氨酸工廠初步設計（2）廠址：皖南地區(qū)（3）重點車間：提取車間（4）重點設備：發(fā)酵罐（5）需要完成的設計圖紙：全廠工藝流程圖、全廠平面布置圖、重點車間平面布置圖，重點車間側視圖。1.2 設計依據（1）學校下達的畢業(yè)設計任務書和相關可行性報告，以及可靠的設計資料；（2）我國現行的有關設計和安裝設計的規(guī)范與標準；（3）其他氨基酸的發(fā)酵工藝及色氨酸的特性發(fā)酵。1.3 設計范圍（1）廠址選擇及全廠概況介紹（地貌、資源、建設規(guī)模、人員）；（2）產品的生產方案、生產流程、及技術條件的制定；（3）重點車間詳細工藝設計、工藝論證、設備選型及計算；（4）全廠物料、能量衡算；（5）車間布置和說明；（6）重點設備的選型和計算；（7）對生產、環(huán)境保護提出可行方案。1.4工廠設計原則7（1）設計工作要圍繞現代化建設這個中心，為這個中心服務。首先要做到精心設計，投資省，技術新，質量好，收效快，回收期短，使設計工作符合社會主義經濟建設的總原則。設計的安全性和可靠性是工程項目設計工作的第一要務，是設計人員進行生物工程項目設計的根本出發(fā)點和落腳點。（2）設計工作必須認真進行調查研究。需大量查閱文獻，搜集設計的技術基礎資料并進行分析，從實際出發(fā)。（3）要解放思想，突出創(chuàng)新，力求設計在技術上具有現實性和先進性，在經濟上具有合理性，環(huán)境保護上有可行性。（4）設計必須結合實際，因地制宜，工廠設計要體現其通用性和獨特性相結合的原則。（5）設計需遵守國家的相關規(guī)定，要明確設計進度。1.5 工廠組成工廠的組成一般包括以下內容：（1） 生產車間：糖化、發(fā)酵等車間；（2） 輔助車間;（3） 動力車間；（4） 行政部門；（5） 綠化區(qū)域；（6） 道路等運輸設施和各類地上、地下工程管網；（7）三廢治理。1.6 產品生產方案及建設規(guī)模（1）生產方案：以淀粉為原料，經糖化生產可發(fā)酵性糖，然后利用色氨酸高產菌，在適宜的生產條件下進行生產發(fā)酵，生產L-色氨酸。并通過后續(xù)工作，使產品達到國家規(guī)定。（2）建設規(guī)模：年產1000噸，生產天數300天，連續(xù)生產。1.7 生產方法及產品規(guī)格（1）生產方法：L-色氨酸的生產最早主要是依靠化學合成法和蛋白質水解法制造。隨對微生物法生產色氨酸的研究的不斷發(fā)展，人們開始利用微生物法發(fā)酵生產色氨酸。現已走向實用并且處于主導地位。微生物法大體可分為微生物發(fā)酵法和酶促轉化法。近年來還出現了直接發(fā)酵法和化學合成法，直接發(fā)酵法和轉化法相結合生產色氨酸的研究。另外，基因工程、酶的固定化和高密度培養(yǎng)等技術在微生物育種和酶工業(yè)上的應用極大地推動了直接發(fā)酵法和酶法生產色氨酸的工業(yè)化進程15。 本設計采用微生物直接發(fā)酵法生產色氨酸，因為這種工藝簡單，適合大規(guī)模生產。且成本較低，易實現經濟最大利益化。（2）產品規(guī)格：食品級色氨酸，純度95%，白色或淡黃色粉末，易溶于水。水中溶解度1.l4g(25)， 溶于稀酸或稀堿，在堿液中較穩(wěn)定，強酸中分解。微溶于乙醇，不溶于氯仿、乙醚。 1.8 公用工程（1）供熱：由電熱廠供給蒸汽，自備鍋爐；（2）供電：由發(fā)電廠供給，自備發(fā)電機；（3）供水：由自來水廠供給及本廠附近水渠供給；（4）壓縮空氣及制冷：由本廠動力車間制備。廠址選擇總原則：（1） 盡可能利用當地有力的條件，不免或克服不利的條件。（2） 盡可能利用當地的人力、物力、財力、自然資源，和保護環(huán)境。（3） 盡可能是企業(yè)接近原料、能源產地和產品消費地。（4）經濟效益好，能加快國名經濟的發(fā)展和人民生活水平的提高。 根據實際情況并結合選址原則，我們暫定廠址為皖南地區(qū)。因為我們此次項目中色氨酸生產主要原料為玉米，玉米是皖南地區(qū)省重要的旱糧作物，年種植面積近5.3萬hm2 萬，在糧食作物中列于水稻、大豆、番薯和小麥之后，居第5位，年總產量在20萬t以上，位列水稻、番薯、大豆之后，居第4位。皖南地區(qū)是典型的南方玉米種植區(qū)，適播期長，種植類型多，種植模式多樣，種植效益高，完全不同于北方玉米的單一模式。且隨著近些年的客觀發(fā)展需求，皖南地區(qū)玉米種植面積不斷增加，皖南交通發(fā)達，便于運輸。 1.9 全廠定員及勞動保護（1）全廠定員：根據色氨酸生產特點，糖化、發(fā)酵、提取車間，一般按照每天3個班次來安排工人上班，即每人每天上8個小時班，實行4班3倒制；包裝車間可以視情況而定，可安排1或2個班一天；機修車間一般是日班，中夜班給安排2個人；電房要3班都要有人；行政人員全安排在白班。（2）勞動保護：發(fā)酵車間需佩戴耳塞、安全帽；提取要佩戴防護眼鏡和耳塞；糖化車間要有防暑降溫設備、空調間和防塵口罩；倒粉處要有防壓皮鞋和防塵口罩；壓力設備要定期檢查，規(guī)范操作。要盡可能避免生產事故的發(fā)生。1.10 三廢處理a.廢水：色氨酸生產主要的污染是高濃度廢水，在建設項目中本公司將采用先進的噴漿造粒技術將高濃度廢水制成有機無機復合肥，即可以解決環(huán)保問題，又可以增加項目的經濟效益，還可以減輕污水處理廠的污水處理壓力。b.廢氣：主要來源于發(fā)酵罐產生CO2氣體，采用蒸汽集氣包殺滅活菌體，然后排入大氣中。由提取車間產生的氯化氫氣體逸出，采用設備加蓋和酸霧吸收，車間安裝風機。c.廢渣：制糖濾渣可制磚；發(fā)酵液除菌后所得濕菌體烘干后可作飼料出售。 d.噪聲：由污水處理站鼓風機產生的噪聲最高，采用防噪聲隔音措施，并包括出風口消聲器，進、出風口的軟接頭及機器的減震器等，其它工藝設備均采用相同的隔音，消聲，減震措施。1.11 技術經濟指標 本次設計的工程項目固定資產投資7000萬，流動資金1500萬，場地20000平方米（約30畝）由于該項目建設是工廠初步建設、設備的選購和安裝調試，預計全部建設18個月即可完成。有關經濟指標可見下表：表1-11 L-色氨酸生產相關指標一覽表項目名稱項目參數項目名稱項目參數生產規(guī)模（t/a）1000設備總花費（元）4000萬生產天數（d/a）300工程造價（元）2000萬產品日產量（t/d）3.34環(huán)保費用（元）300萬生產成本（元/kg）100員工工資（元）400萬市場價（元/kg）300能源消耗（元）300萬征地面積（畝）30開發(fā)標準（元/畝）100000 第2章 色氨酸生產工藝2.1生產方法摘要： 生產色氨酸的方法很多。主要有天然物質提取法、化學合成及光學拆分組合法、發(fā)酵法、酶法等等，目前主要采用發(fā)酵法生產色氨酸。發(fā)酵法生產色氨酸。 其優(yōu)點是可利用廉價的葡萄糖原料直接生產產品。制糖可采用美國高效噴射液化技術和復合酶糖化技術。提高淀粉糖的轉化率和 67 值。降低生產成本。色氨酸生產菌特性專一。提純后產品質量好。成本低。易于大規(guī)模生產。 選擇具有國際先進水平高產酸、高轉化率大腸菌種生產色氨酸。不但附加值更高。而且能夠發(fā)揮氨基酸發(fā)酵企業(yè)自身的優(yōu)勢。 改變氨基酸發(fā)酵企業(yè)產品單一，利潤較薄的狀況。82.2發(fā)酵法生產L-色氨酸生產工藝特點： 色氨酸以玉米淀粉為原料。經液化、糖化制得高質量糖液。既而經大腸桿菌發(fā)酵、膜過濾、脫色、離交、濃縮、結晶、離心干燥、包裝得到色氨酸產品。生產可采用國外具有世界領先水平高產酸、高轉化率菌種、 成熟的先進技術。 使色氨酸生產工藝達到更高水平。2.3 L-發(fā)酵法色氨酸生產工藝關鍵過程：2.3.1 發(fā)酵原料： 根據本地條件。結合公司實際情況。選用合適的碳源和氮源。采用淀粉糖作為主要的碳源。酵母抽提物作為底料的氮源。同時輔以適量的無機鹽和其他微量元素。2.3.2 發(fā)酵工藝流程： 斜面搖瓶種子一級種子罐主罐 從搖瓶到一級罐最佳接種量為1%左右，從一級種子罐到主罐最佳接種量為10%左右。根據一級罐和主罐的體積接種量可適當調整。2.3.3發(fā)酵工藝條件及控制1 L-色氨酸生產菌是一種大腸桿菌，具有較好的結構穩(wěn)定性和分裂不穩(wěn)定性 發(fā)酵過程中菌種的質粒穩(wěn)定性對發(fā)酵水平高低有嚴重影響，維持發(fā)酵高產酸就要保證發(fā)酵過程菌種質粒穩(wěn)定，在培養(yǎng)過程可以通過調節(jié)適當罐壓、培養(yǎng)溫度、溶氧控制水平、底料中酵母抽提物添加量等方面進行控制保證發(fā)酵過程中不發(fā)生質粒丟失現象。 L-色氨酸發(fā)酵液中乙酸濃度高時對L-色氨酸生產菌的生長和產酸均有抑制作用。因此發(fā)酵過程中代謝副產物乙酸的多少對發(fā)酵水平高低有嚴重影響。發(fā)酵過程中可以通過調節(jié)溶氧控制水平初始葡萄糖濃度，發(fā)酵葡萄糖濃度及控制菌體比生長速率等方面進行控制減少，發(fā)酵液中乙酸的生成。 L-色氨酸發(fā)酵過程中產大量的熱，為了維持發(fā)酵溫度的穩(wěn)定必須采取適當的降溫措施在發(fā)酵罐外部加上冷卻盤管采用冰水降溫，控制發(fā)酵溫度33度左右，L-色氨酸發(fā)酵過程中由于無機鹽的消耗及產酸引起PH變化所以發(fā)酵過程中適當流加氨水或液氨調節(jié)PH控制最佳PH值在6.9左右。 L-色氨酸發(fā)酵為耗氧發(fā)酵并且產酸過程中用氧量比較大，溶氧的多少直接影響著代謝的方向 進而影響產酸和轉化率 溶氧低于20%容易發(fā)生菌體自溶、乙酸產量增加，所以在主發(fā)酵過程中必須控制溶氧大于20%，這要求我們采用先進的通風攪拌裝置設計合理的發(fā)酵罐徑高比增加通氣量提高溶解氧。 L-色氨酸發(fā)酵過程中采用高糖流加技術，使發(fā)酵糖濃度始終處于低濃度從而有效減少殘?zhí)菍Πl(fā)酵產生的抑制作用避免發(fā)酵后期產生乙酸上升的現象保證高產酸及轉化率。此外L-色氨酸發(fā)酵生產可采用先進的培養(yǎng)基連消技術，高精度空氣膜濾技術使發(fā)酵污染程度控制最低水平，確保發(fā)酵產酸水平。對發(fā)酵車間的環(huán)境定期進行消毒提高環(huán)境清潔度。對排污要控制對排污口要用漂白粉處理對空氣過濾系統(tǒng)要定期清理減少染菌機率。2.3.4精制工藝條件及控制 發(fā)酵液的質量高低決定著精制收率與產品質量所以發(fā)酵液必須經過處理。首先發(fā)酵結束后要對發(fā)酵液加熱并調到合適的PH，采用先進的陶瓷膜或納濾分離技術去除發(fā)酵液中L-色氨酸菌體及部分蛋白質大分子色素、雜質等此時料液的透光率越高越好以利提高提取收得率和提高L-色氨酸質量。4過濾后的發(fā)酵液加熱到適當溫度，經過活性炭處理進一步脫色與純化脫色過程中控制活性炭用量，過多，影響收率。過少，又達不到脫色效果。脫色后的發(fā)酵液要進一步分離純化，主要方法有離交交換法、有機溶液萃取法、乳狀液膜提取法等。其中離子交換法具有工藝簡便、投資少、節(jié)能、污染小的優(yōu)點，適合于工業(yè)應用用離交交換法分離純化L-色氨酸進一步去除物料中雜質、色素及其它離子。分離純化后的發(fā)酵液經濃縮結晶處理。因為L-色氨酸具有熱不穩(wěn)定性，因此濃縮結晶時要嚴格控制溫度條件防止溫度過高導致L-色氨酸分解。濃縮結晶后的發(fā)酵液經離心分離干燥包裝等工序得到成品L-色氨酸。第3章 工藝論證3.1 無菌空氣系統(tǒng) 微生物在繁殖和耗氧發(fā)酵過程中都需要氧氣，通常以空氣作為氧源?？諝庵泻懈魇礁鳂拥奈⑸?，這些微生物隨著空氣進入培養(yǎng)液，在適宜的條件下，它們會大量繁殖，消耗大量的營養(yǎng)物質，以及產生各種代謝產物，干擾甚至破壞預定發(fā)酵的正常進行，使發(fā)酵產品的效價降低，產量下降，甚至造成發(fā)酵徹底失敗等嚴重事故。為保證純種培養(yǎng)，必須將空氣中的微生物除去或殺死。此外還要求一定的相對濕度和具有一定的溫度。供給發(fā)酵用的無菌空氣因需克服過濾介質的阻力、發(fā)酵液的靜壓力和管道阻力，所以常用空氣壓縮機加壓后供給。 過濾除菌是目前生物工業(yè)生產中最常用、適用的空氣除菌方法。生物加工過程中最常用的獲得大量無菌空氣的常規(guī)方法 ：一類是介質間孔隙大于微生物直徑，故必須有一定厚度的介質濾層才能達到過濾除菌的目的，稱為介質過濾或相對過濾或深層過濾。這類過濾介質有棉花、活性炭、玻璃纖維、有機合成纖維、燒結材料（燒結金屬、燒結陶瓷、燒結塑料）；而另一類介質的孔隙小于細菌，含細菌等微生物的空氣通過介質，微生物就被截留于介質上而實現過濾除菌，有時稱之為絕對過濾。但常用介質過濾法。此外，空氣經過壓縮和在管道輸送及經過濾器時的壓力和溫度的變化，會引起空氣相對濕度改變，一旦發(fā)生凝露析水，就會使過濾介質（如棉花）吸濕，使過濾介質除菌效率大為降低。因此，應把壓縮空氣中可能析出的水，在接近過濾介質之前除去。空氣過濾除菌流程：冷卻器冷卻水加熱器分離器空氣過濾器空氣分離器冷卻器冷卻水壓縮機粗過濾器 （圖3-1）選用兩級冷卻、分離、加熱的空氣除菌流程注： 第一級冷卻：可使大部分水、油結成較大霧粒（通常冷卻到3035 ）；第二級冷卻：可使空氣析出較小的霧粒（通常冷卻到2025 ）； 第一次分離：分離直徑較大，濃度較大的霧粒（直徑在10 um以上）；第二次分離：分離直徑較小的霧粒（直徑在5 um以下）；其優(yōu)點：a. 比較完善的空氣除菌流程，可適應各種氣候條件，尤其適用潮濕的地區(qū)，其他地區(qū)可根據當地的情況，對流程中的設備作適當的增減。能充分地分離油水，使空氣達到低的相對濕度下進入過濾器，以提高過濾效率。b. 特點：兩次冷卻、兩次分離、適當加熱。2次冷卻：可以減少油膜污染對傳熱的影響，能提高傳熱系數，節(jié)約冷卻用水2次分離：可使油、水、霧分離得比較完全。適當加熱：可使除水后的空氣相對濕度由100%降到50%60%。c .首先將進入空氣壓縮機的空氣粗濾。濾去塵灰等固體微粒，這對空氣壓縮機正常運行、介質除菌有很大幫助。d. 為防止往復壓縮機產生脈動，在流程中需要設置一個或數個貯氣罐。e. 無菌過濾，空氣除菌系統(tǒng)一般常用兩臺總過濾器（便于交叉使用）和分過濾器（每個發(fā)酵罐一臺）相結合的二級過濾裝置，以確?？諝獾摹盁o菌”。3.2 淀粉的液化和糖化： 色氨酸發(fā)酵過程中用的是葡萄糖，而所采用的發(fā)酵菌種沒有分解淀粉的功能，所以在微生物發(fā)酵之前必須將淀粉分解成葡萄糖。目前采用的是噴射液化法和雙酶法葡萄糖生產工藝。工藝流程包括調漿、液化、糖化和過濾。3.2.1 調漿： 攪拌速度為10 20 r/min，加入工藝水和淀粉原料到淀粉濃度為25%，升溫到50-55 ，調節(jié)pH保持在6.0-6.5之間，加入耐高溫的-淀粉酶，用量為10 U/(g淀粉）。3.2.2 液化： 通入蒸汽到噴射器和維持柱中，預熱到90-95 后，將淀粉乳泵入噴射器，調節(jié)物料與蒸汽的壓力，保持平衡。保持出口的溫度在100-105 之間，液化的淀粉乳由噴射器下方卸出，引入維持罐。維持過程的溫始終要控制在95-98 之間，持續(xù)時間為30分鐘，最終淀粉乳的碘反應呈棕紅色，且能迅速擴散。 淀粉乳經糖化后，通過螺旋版換熱器降溫，降至60-62 ，然后進入糖化罐，用10%的硫酸調節(jié)來pH至4.2-4.5，再加入糖化酶，其用量為100 U/(g淀粉）。糖化時間約為24-48小時，終點前DE值達到最高，提前15-20 min升溫至85 ，滅酶5-10 min.3.2.4 過濾： 由于糖化過程中的條件比較溫和，所以脂肪、蛋白質基本沒發(fā)生變化，可以用板框壓濾機配上12-16滌綸過濾布加以過濾。3.3 發(fā)酵工藝： 色氨酸發(fā)酵采用大腸桿菌深層發(fā)酵的方式3.3.1 工藝流程 斜面培養(yǎng) 三角瓶麩曲孢子懸浮液種子罐發(fā)酵罐升溫絮凝蛋白發(fā)酵液貯罐3.3.2 培養(yǎng)基成份原料a : 斜面培養(yǎng)基（g/l） 牛肉膏 3g , 蛋白胨 10g , Nacl 10g , 瓊脂 1520g , PH7.47.6 b : 麩曲培養(yǎng)基 麩曲：水 = 1：1 C : 種子培養(yǎng)基（g/l) (NH4)2SO4 50, 淀粉糖 50，玉米漿 4ml，豆餅水解液2ml，MgSO47H2O 4, KH2PO4 0.1 ,，FeSO47H2O 0.01，MnSO4.H2O 0.01， PH 7.07.2d : 發(fā)酵培養(yǎng)基 （g/l) 淀粉糖 50 ，玉米漿 22ml，(NH4)2SO4 40 ，Phe 0.15 ，Tyr 0.15，MgSO47H2O 0.4，MnSO4H2O 0.01，FeSO47H2O 0.01，VB1 100g3.3.3 工藝條件： 制備孢子懸液：在1000 ml三角瓶內裝入麩皮40 g和水40 ml，混勻，121 滅菌30 min。然后接種，再放入30 培菌室內進行培養(yǎng)3-4 d，前2天每天混勻2次，孢子完全成熟時就不用混勻。使用前用無菌水將麩曲中的孢子洗去，倒入接種瓶，接入種子罐。 種子罐：滅菌條件121 、10 min。罐溫冷卻至37.5 接入孢子懸浮液。培養(yǎng)條件： 風量 0.3 m3/(m3min) 攪拌轉速 200r/min 溫度 37.5 罐壓 0.03 MPa移種條件： 培養(yǎng)時間為18 h；pH下降到2.0以下，產酸50 g/l ；鏡檢菌絲，保證生長良好，無孢子、無雜菌 發(fā)酵罐：先投料，再間接用蒸汽加熱，等罐溫升至80-90 后，改用3路直接蒸汽，85 保持10 min，待料液溫度至37.5 接入種子，接種量4%。培養(yǎng)條件： 風量 0.18 m3/（m3min) 攪拌轉速 80-90 r/min 培養(yǎng)溫度 37.5 罐壓 0.07 MPa放罐條件： 發(fā)酵后期進行兩次產酸測定，如果相近或有下降趨勢即可；且還原糖基本耗完（小于0.5 g/l)或者不再消耗還原糖。3.3.4 生產技術指標： 糖化過程中淀粉糖轉化率（%） ：108 發(fā)酵周期（h) ： 45 發(fā)酵糖酸轉化率（%） ：12-15 發(fā)酵液產酸量（g/l） ：80 提取收率 （%） ： 85 精制純度（%） ： 99 每噸成品消耗淀粉量（噸） ： 8.444 生產工作制度：全年按300天工作日計算，連續(xù)生產。3.4 提取工藝 工業(yè)上通常采用三效濃縮的方法來提取色氨酸。三效濃縮是通過蒸發(fā)過程中二次蒸汽的利用減少蒸汽的消耗和減少二次蒸汽量，相應地節(jié)約大量的冷卻水，從而提高了蒸發(fā)裝置的經濟效益。53.5（圖3-5）總工藝流程圖： 沙土管 玉米淀粉 空氣斜面菌種 預處理 空氣壓縮器 三角瓶麩曲 水解 冷卻 孢子懸浮液 過濾 氣液分離種子罐 淀粉水解酶 過濾除菌 配料 發(fā)酵 板框過濾 三效濃縮 結晶 離心 烘干第4章 物料衡算 物料衡算是根據質量守恒定律而建立起來的。物料衡算是進入系統(tǒng)的全部物料衡算重量等于離開系統(tǒng)的全部物料重量，即F=D+W式中：F進入系統(tǒng)的物料重量（kg） D離開系統(tǒng)物料重量（kg） W損失的物料重量（kg）4.1生產能力計算：生產規(guī)模：1000噸/年（產品含量以95%計）生產天數：300天生產能力=生產規(guī)模/生產天數=1000/300=3.34t/d4.2淀粉水解為葡萄糖的總反應式： （C6H10O5）n+nH2OnC6H12O6 162 180 則淀粉水解為葡萄糖理論糖化率=180162100%=111%。但在實際生產發(fā)酵中，要考慮實際情況，取糖化率為95%。 4.4葡萄糖轉化成色氨酸的總反應式：2C6H12O6+2NH3+1/2O2C11H12N2O2+CO2+9H2O 2180 204理論上，葡萄糖轉化為色氨酸，轉化率=204(2180)100%=56.67%4.5色氨酸生產質量指標及技術指標:表4-5 色氨酸生產質量指標技術指標一覽表生產指標名稱生產指標參數生產指標名稱生產指標參數實際糖化率95%提取率85%糖酸轉化率15%發(fā)酵周期45h糖化罐糖化周期30h產品純度95%發(fā)酵產酸濃度5%倒灌率1%淀粉原料含淀粉80%發(fā)酵單位30mg/L發(fā)酵罐裝料系數75%發(fā)酵初糖150 kg/m3接種量10%二級種子含糖量25 kg/m3清糖液含量300g/L發(fā)酵液相對密度1.12kg/L4.6色氨酸發(fā)酵車間的物料衡算 首先我們要明確發(fā)酵單位的概念，發(fā)酵單位是衡量發(fā)酵液中目標產物的含量高低的指標，屬于技術指標。此次項目設計中，生產色氨酸發(fā)酵單位為30mg/L，即0.03kg/ m3。首先計算1000kg色氨酸需要的原料及其他物料量。注：培養(yǎng)基無機鹽配比(g/L)：硫酸銨2.5，磷酸二氫鉀0.25，磷酸氫二鉀0.25，硫酸鎂0.05，消泡劑耗用量1.0g/L，玉米漿:5.5g/L20。a)發(fā)酵液量V1=1000(15015%85%99%)=52.82 (m3)式中 150發(fā)酵培養(yǎng)基初糖濃度（kg/m3）15%糖酸轉化率 85%色氨酸提取率99%除去倒罐率1%后的發(fā)酵成功率b)發(fā)酵液配制需水解糖量：以純糖算Ga=V1150=7922.36(kg)c)種液量V2=10%V1=5.282 (m3)d) 種子培養(yǎng)液所需水解糖量Gaa=25V2=132.05(kg)式中 25二級種液含糖量e) 生產1000kg色氨酸需水解糖總量為G=Ga+Gaa=8054.41(kg)f) 耗用淀粉原料量理論上，100kg淀粉轉化生成葡萄糖量為111kg，故理論上耗用淀粉量為：G淀粉=8054.41（80%95%111%）=9547.66（kg）式中80%淀粉原料含淀粉量，95%淀粉糖化轉化率.g)硫酸銨用量G1=2.5 V1=132.05kgh) 磷酸氫二鉀G2=磷酸二氫鉀G3=0.25V1=13.205kgi) 硫酸鎂（MgSO4.7H2O）用量0.05 V1=2.641 kgj) 消泡劑耗用量=1.0V1=52.82kgk)玉米漿用量=5.5V1=290.51kgl）色氨酸量發(fā)酵液色氨酸含量=Ga15%(1-1%）=1176.47kg實際生產的色氨酸（提取率為85%）為：1176.4785%=999.999891kg4.7 糖化車間部分物料衡算（以1000kg玉米計算）本車間物料平衡圖是： 水 淀粉 液化酶+氧化鈣+硫酸 蒸汽 液化液 糖化液（糖化酶+燒堿） 消糖液 糖濾渣圖4-7 糖化車間物料平衡圖a)設淀粉：水=1:1.5，則1000kg玉米產淀粉漿=1000（1+1.5）=2500kg，加水量=10001.5=1500kg;b)粉漿濃度=100080%2500100%=32%c)糖化液（300g/L）=100080%95%0.31.12=2837.33kgd)-淀粉酶=糖化酶=25000.2%=5kge)硫酸用量=氯化鈣量=25000.2%=5kgf)助濾劑=2837.330.15%=4.26kgg)濾渣產量（含水量按70%計算）=4.26（1-70%）=14.2kgh)生產過程中進入系統(tǒng)的蒸汽=2837.338%=227kgi）洗水量：2837.33+14.2-227-54-4.26-2500=90.2衡算結果用表格表示：表4-7 糖化車間部分物料衡算結果一覽表進入系統(tǒng)量離開系統(tǒng)量項目物料比例kg日產量kg項目物料比例kg日產量kg玉米原料100031889.2糖液2837.3390480.18配料水150047833.78濾渣4.26135.85酶用量10318.89氯化鈣5159.45硫酸5159.45助濾劑4.26135.85蒸汽2277238.85洗水90.272878.64累計2841.5390614.11累計2841.5990616.03注：最后的累計結果有點差距，是因為在計算過程中小數點舍取造成的。對設計結果沒有影響。4.8 1000t色氨酸工廠發(fā)酵車間的物料衡算表 有上述生產1000kg色氨酸（95%純度）的物料衡算，可求得1000t/a色氨酸廠發(fā)酵車間的物料平衡計算，具體計算結果如下：物料名稱生產1t色氨酸物料量1000t色氨酸的物料量每日物料量發(fā)酵液 （m3）52.8252820176.42二級種液（m3）5.282528217.64發(fā)酵水解用糖（kg)7922.36792236026460.68二級種培養(yǎng)用糖（kg）132.05132050441.047水解糖總量（kg)8054.41805441026901.73淀粉 （kg)9547.66954766031889.2硫酸銨（kg)132.05132050441.047磷酸氫二鉀（kg)13.2051320544.1047磷酸二氫鉀13.2051320544.1047硫酸鎂（kg)2.64126418.821泡敵（kg)52.8252820176.42色氨酸（kg)100010000003340第5章 熱量衡算5.1糖化車間的熱量衡算：5.1.1噴射液化氣加熱耗蒸汽量 加熱蒸汽消耗量（D）可按式：D=GC（T1-T2）/(I-)計算，其中G是淀粉漿量（kg/h），C是淀粉漿比熱容kJ/(kg.K)，T1為漿料初溫（50+273=323K），T2為液化溫度（378K），I為熱蒸汽焓（2738K/kg，表壓是0.3Mpa），是加熱蒸汽結水的焓，在378K時為442KJ/kg。5.1.2 淀粉漿量 G=31.8892242500=3321.79kg/h，粉漿干物質濃度=31.889224100080%3321.79100%=32%；5.1.3 粉漿比熱 取C0=1.55kJ/(kg.K)，C水=4.19 kJ/(kg.K)，X=32%， 則C=C0X+C水（1-X）/100=1.5532%+(1-32%)4.19=3.35 kJ/(kg.K)5.1.4每小時蒸汽用量： 代入數據，得每小時蒸汽用量D=GC（T1-T2）/(I-)=266.57kg/h5.1.5則蒸汽高峰量： 滅酶活時，將液化液由105加熱至115，在115時為485 KJ/kg，則 D滅=3321.793.35（115-105）/（2738-485）=49.39 kg/h； 要求在10min內使液化液由105加熱至115，則蒸汽高峰量為： 49.396010=296.34 kg/h。故有：平均用量=266.57+49.39=315.96 kg/h 高峰用量=296.34+266.57=562.91 kg/h 每日用量=315.9624=7583.04kg/h（糖化液滅酶通過板式換熱器在液化液降溫時實現，無需額外蒸汽）5.1.6 熱交換器設計： 實際工業(yè)化生產中可以充分考慮循環(huán)經濟而用不同料液的熱交換達到節(jié)省蒸汽的目的，實現熱循環(huán)。此項目中熱交換器流程設計為：圖5-1 本次工程所用交換器設計圖（注：圖中1#、2#為螺旋式熱交換器）10上圖中的工藝可以實現如下結果：經過閃蒸后的液化料溫度為95-100，糖化終了料液溫度為55-60。一方面液化料進入糖化罐需要降溫（從95-100降到55-60）。另一方面糖化終了料液需要升溫滅酶活（溫度從55-60升至80-85）。所以可以用一臺交換器實現熱交換，而不要外加能源。5.2發(fā)酵車間熱量衡算5.2.1熱量平衡圖：1.定容罐 2.泵 3.換熱器 4.維持罐 5. 噴射器 6. 換熱器 7.泵 8.冷卻水分布管 9.冷水槽圖5-2 發(fā)酵車間熱量平衡圖5.2.2培養(yǎng)液連續(xù)滅菌用蒸汽量a. 每罐裝料量即初始體積= 176.42/2=88.21 m3，初始質量=88.2110001.12=98795.2kg=98.8t；b.滅菌加熱過程中用0.4Mpa蒸汽(表壓)，I=2743kJ/kg。使用板式換熱器將物料由500C熱至950C再加熱至1200C.冷水200C升至450C，每罐滅菌的時間為2h，輸料流量:98.8/2=49.4t/h；c.消毒滅菌用蒸汽量D(式中3.97為糖的比熱容KJ/(kgk)，式中:2743加熱蒸汽焓；4.19水的比熱容，則D=49.43.97(120-95) (2743.4-1204.19) =2.19t/d，每天用蒸汽量： 2.1924=17.52t/d，高峰=17.52t/d，平均量=17.52/24=0.73t/h；5.2.3培養(yǎng)液冷卻用水量：1200C熱料通過與生料交換，降至800C，在用冷水冷至300C。冷卻水由200C升至450C， 計算冷卻水量(W)：W=49.43.97(80-30)4.19(45-20)=93.62 t/h，每天用水量: 93.6222=374.48t/d。5.2.4發(fā)酵罐空罐滅菌蒸汽用量a.發(fā)酵罐發(fā)熱：120 m31Cr18Ni9的發(fā)酵罐體重30498kg，冷卻排管重3269kg，1Cr18Ni9的比熱容為0.5kJ/(kgK)，用0.2MPa (表壓)蒸汽滅菌，使發(fā)酵罐在0.15MPa (表壓)下，由200C升到1250C。其蒸汽量為：(30498+3269)0.5(125-20) (2718-1254.19)=808kgb.填充發(fā)酵罐空間所需的蒸汽量：因120m3發(fā)酵罐的全容積大于120 m3，考慮到罐內d 排管，攪拌器等場占空間，罐之自由空間仍按120 m3計算，填充空間需蒸汽量D空=V=1201.622=194.64kg式中：加熱蒸汽的密度(kg/ m3)，0.2MPa表壓為1.622；V發(fā)酵罐自由空間即全體積(m3)c.滅菌過程的熱損失:罐外壁溫度700C輻射與對流聯(lián)合給系數=33.9+0.19(70-20)=43.4kJ/(m2hK)120 m3發(fā)酵罐的表面積S=4R2+2RH=4(3.62)2+3.615.6=217 m3耗用蒸汽量：D損=21743.4(70-20) (2718-1254.19)=215kgd)罐壁附著洗滌水升溫的蒸汽消耗：2170.0011000(125-20)4.19(2718-1254.19)=43.4kg式中：0.001-附壁水平均厚度(mm)e.滅菌過程蒸汽滲漏，去總氣消耗量的5%，空罐滅菌蒸汽消耗量為：(808+194.64+215+43.4) (1-5%)=1327.41kg/h每罐滅菌1.5h用蒸汽量：1327.411.5=1991kg/罐每日用蒸汽量：19912=3982kg/d平均量：398224=166kg/h5.2.5 種子培養(yǎng)基空罐用蒸汽量(重復上述計算工作)種子罐體加熱：（16103+321.16）0.5(125-20) (2718-1254.18）=393kg填充空間需蒸汽量：D空= V=121.622=19.464kg滅菌過程的熱損失：43.2643.4(70-20) (2718-1254.18)=42.72kg罐壁附著洗滌水升溫的蒸汽消耗：43.260.0011000(125-20)4.18(2718-1254.18)=8.652kg滅菌過程蒸汽滲漏，去總氣消耗量的5%，空罐滅菌蒸汽消耗量為: （393+19.464+42.72+8.652）(1-5%)=488.25kg每空罐滅菌30min用蒸汽量：488.253060=244.125 kg/罐每日用蒸汽量：244.1252=488.25 kg/d平均量：488.2524=20.34kg/h第6章 水平衡6.1 配料用水量： 日投玉米31889.2kg，加水比1:1.5，即314711.5=47833.8kg6.2 液化液冷卻水（使用二次水）：液化液滅酶活后，溫度達115，用糖化液將至85（糖化液滅菌），然后用水降溫，由85降至60，冷卻水進水溫度是20，出水溫度達58，需冷卻水量：W=（3321.79+315.96）3.35（85-60）（58-20）4.19=1913.46kg/h=46t/d。6.3 其他：日產300g/L糖液90480.18kg，即89293.61/1.12=80785.875L=80.79m3，糖化操作周期30h，其他糖化時間為24h，糖化罐100 m3填充系數75%，需糖化罐：80.79（10075%）（3024）=1.35，取2臺。使用板式換熱器，使滅菌后的糖化液由85降至60，使用二次水，冷卻水進水溫度為20，出水溫度為50，平均用水量為：（3321.79+315.96）3.35（85-60）（50-20）4.19=2423.7 kg/h要求2h把75 m3 糖液冷卻至60，高峰用水量：2423.7（3321.79+315.96）750001.122=27983kg/h。每日糖化罐同時運作：1.352430=1.08罐每日冷卻水用量：2798321.08=60443.28kg/d=60.5t/d第7章 主要車間設計7.1 概述色氨酸的生產主要經過以下4個重要工序：（1） 制糖：淀粉原料的糖化，使淀粉轉化為可發(fā)酵性糖，調pH；（2）色氨酸的發(fā)酵：利用色氨酸高產菌在適宜的發(fā)酵條件下發(fā)酵，生產色氨酸；（3）色氨酸的提?。唬?）精制。與這四個工藝階段相對應，在色氨酸生產廠設置糖化車間、發(fā)酵車間、提取車間和精制車間作為主要生產車間。另外，為保障生產過程中對蒸汽的需求，設置鍋爐房，利用鍋爐燃燒產生蒸汽，并通過供氣管路輸送到各個生產需求部位。為保障全廠生產用水，還需設置水泵房，所供的水經消毒、過濾系統(tǒng)處理，通過供水管路輸送到各個生產需求部位。7.1.2 制糖 因為色氨酸生產菌不能直接利用淀粉，需經糖化后生成葡萄糖，然后利用葡萄糖生產發(fā)酵。而可以用來制備淀粉水解糖的原料很多，主要有薯類（山芋、木薯）、玉米、大米、小麥等含淀粉原料。但是因為考慮到含淀粉量和原料價格，我們采用淀粉含量較高、成本價較低的玉米作為原料7。玉米收購價大概在4元/公斤，且除去水分外，含淀粉約80%。玉米作為原料，先要經過預處理（主要是粉碎），然后液化、糖化。這些都是在糖化車間完成的。7.1.3 色氨酸的發(fā)酵 色氨酸發(fā)酵過程：滅菌后的色氨酸培養(yǎng)液在流量監(jiān)控下進入色氨酸發(fā)酵罐，經過罐內冷卻蛇管將溫度冷卻至32 ，置入菌種，氯化鉀、硫酸錳、消泡劑及維生素等，通入消毒空氣，經一段時間適應后，發(fā)酵過程即開始緩慢進行。色氨酸發(fā)酵是一個復雜的微生物生長過程，色氨酸菌攝取原料的營養(yǎng)，并通過體內特定的酶進行復雜的生化反應。培養(yǎng)液中的反應物透過細胞壁和細胞膜進入細胞體內，將反應物轉化為色氨酸產物。整個發(fā)酵過程一般要經歷3個時期，即適應期、對數增長期和衰亡期。每個時期對培養(yǎng)液濃度、溫度、PH值及供風量都有不同的要求。因此，在發(fā)酵過程中，必須為菌體的生長代謝提供適宜的生長環(huán)境。經過45至48小時的培養(yǎng)，當產酸、殘?zhí)恰⒐饷芏鹊戎笜司_到一定要求時即可放罐。這些發(fā)酵過程均在發(fā)酵車間完成，為了實現產業(yè)效益最大化，發(fā)酵過程的控制有著至關重要的作用。97.1.4色氨酸的提取12 L-色氨酸是人和動物生命活動中八種必需氨基酸之一，對人和動物的生長發(fā)育、新陳代謝起著重要作用。L-色氨酸的生產方法有多種，其中以發(fā)酵法最具發(fā)展前途。因此提高發(fā)酵液中L-色氨酸的產率，并將其提取精制出來，采取有效措施提高其收率是目前急待解決的問題。 本文著重研究了從L-色氨酸發(fā)酵液中提取L-色氨酸的工藝條件，詳細討論了各個分離純化步驟和操作條件。L-色氨酸發(fā)酵液先用陰離子聚丙烯酰胺（溫度：常溫、劑量：100mg/L、攪拌速度20r/min、攪拌時間12min）絮凝后，過濾或離心去除菌體和雜蛋白。為了使L-色氨酸與其它雜氨基酸分離，本論文選用了14種樹脂進行靜態(tài)、動態(tài)實驗，發(fā)現0037強酸性陽離子交換樹脂在pH為68之間、流速1mL/min、溫度室溫，對色氨酸有最大的吸附作用，將上清液流經0037型陽離子交換樹脂柱，再用0.025mol/L和2mol/L氨水梯度洗脫，流速1mL/min、溫度室溫，收集L-色氨酸流分。將其減壓濃縮粗結晶，再用60的熱乙醇溶解，溶解液通過D3012型陰離子交換樹脂脫色，條件為流速2mL/min、溫度為室溫，收集流出液，再將其減壓濃縮。加入30的無水乙醇，4放置24h，真空干燥得白色粉片狀L-色氨酸晶體?？傮w取收率約為68，純度達98。7.1.5 精制 色氨酸提取方法是離子交換柱法，所得產品色氨酸含量可達到99%，完全能夠達到要求，因此不再需要精制步驟，只需要包裝即可。7.2 糖化車間7.2.1糖化工藝的選擇 糖化工藝的選擇：采用雙酶法（-淀粉酶和糖化酶）生產葡萄糖，可提高淀粉原料的轉化率及糖液濃度，改善了糖液質量，是目前最為理想的制糖方法。7.2.2工藝流程簡述： 在配料罐，用工藝循環(huán)水（溫度50-55）把淀粉調到12-18Be，pH用硫酸或者磷酸調至5.0-6.0，并加入0.2-0.25%氯化鈣，作為淀粉酶的保護劑和激活劑，加入0.2%耐高溫-淀粉酶，聊也攪拌均勻后用泵把粉漿打入到液化噴射器，在噴射器中粉漿和蒸汽瞬間接觸，溫度自動控制在105-110，從噴射器中出來的液料，經過3-5min的高溫維持后進入閃蒸罐，溫度降到95-100，然后進入層流罐保溫60-120min，DE值達到12-18%后，與糖化終了料液進行熱交換進入糖化罐溫度降低至58-62，并用酸調節(jié)pH至4.4，加入0.2%糖化酶保溫30h，用無水酒精檢測無糊精存在時，將料液pH調至4.8-5.0，同時將料液加熱與液化料進行熱交換至80，然后降溫至60，添加0.15%助濾劑，視料液情況添加活性炭，攪拌1小時開始過濾。7.2.3糖化工藝流程圖以及設備流程圖：圖7-2 糖化工藝流程圖7-3 液化工藝設備流程圖7.2.4糖化工藝技術參數表7-2糖化工藝技術參數液化工藝參數糖化工藝參數脫色參數調漿濃度30-35%糖化酶量0.25%脫色PH4.85.2耐高溫淀粉酶量0.25%PH4.24.5脫色時間0.51hPH6.06.4溫度58620C溫度1051100C時間25h時間60-120 min滅酶溫度850C左右滅酶溫度1151200C時間510min滅酶時間510min糖化DE96%98%液化DE1218%7.3 發(fā)酵車間7.3.1 發(fā)酵工藝簡述： 糖化車間制備的糖化液和其他營養(yǎng)成分：工業(yè)淀粉、生物素等按要求配制成培養(yǎng)基，定容。經連消系統(tǒng)滅菌，降溫至接種溫度后進行接種。接著接種：菌種先經過一級種子擴大培養(yǎng)，再經過二級種子擴大培養(yǎng)后菌種量達到要求后再進入發(fā)酵罐進行接種，發(fā)酵。發(fā)酵時間為45h，發(fā)酵過程中通過流加液氨控制pH，通過冷卻系統(tǒng)（冷卻塔和冷機）控制溫度，流加糖液控制殘?zhí)橇浚ㄟ^無菌空氣控制通氣量。發(fā)酵結束后，經泵進入發(fā)酵液貯罐，供提取車間用。發(fā)酵單位為30mg/L。7.3.2發(fā)酵工藝流程圖：消泡劑 葡萄糖液 消泡劑 水 水無機鹽 配料罐 定容罐 配料罐 無機鹽玉米漿 玉米漿維生素 發(fā)酵性發(fā)酵糖 二級種子罐 蒸汽混合器 糖 實消 維持罐 降溫 換熱器 消泡劑斜面 一級種子 培養(yǎng) 發(fā)酵罐 高濃度糖 發(fā)酵菌種：大腸桿菌工程菌株（高產基因工程菌）?？衫闷咸烟菫樵现苯影l(fā)酵生產L-色氨酸，糖酸轉換率可達15%以上，發(fā)酵周期為40到48小時之間，發(fā)酵周期較短，工藝簡單，適合大規(guī)模生產。發(fā)酵單位穩(wěn)定在30mg/L左右，單位生產成本較低，該技術處于國際先進水平。7.3.4發(fā)酵溫度控制：采用分段控制色氨酸發(fā)酵過程中的溫度控制策略：016h發(fā)酵溫度為30，16h后緩慢升溫至36，升溫方式為每小時提高0.5，利用發(fā)酵罐的溫度順控模式進行自動控制表7-3 色氨酸發(fā)酵過程中的溫度順序控制表時間h018192021222324252627282945溫度3030.53131.53232.53333.53434.53535.53636采用分階段溫度控制策略可使色氨酸產量達到最大值（30.19 g/L），比恒定溫度（33）下最高產量（26.15 g/L）提高了15.4%；且色氨酸的比合成速率（1.07 h-1）比恒定溫度（33）下最高比合成速率（088 h-1）提高了21.6%；質粒穩(wěn)定性增加，未出現質粒丟失現象，質粒拷貝數保持在恒定水平19。7.3.5發(fā)酵罐的初步設計 每天需發(fā)酵罐容積（填充率為75%）=176.4275%=235.23 m3，根據發(fā)酵罐容積選擇原則，我們是新建工廠，應盡量減少設備數量，在技術管理水平允許的范圍內，盡量取較大容積發(fā)酵罐，為滿足需要，我們選擇單罐公稱容積為120 m3的六彎葉機械攪拌通氣發(fā)酵罐。則每天需要120 m3的發(fā)酵罐N0=235.23/120=2個，此次項目中，色氨酸發(fā)酵周期為45h。共需要發(fā)酵罐數N=（235.2345）/(12024)=3.68個，即是4個。且每天應有2個發(fā)酵罐出料，每年工作300天，實際產量檢驗算：（12075%）