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年产1000吨色氨酸发酵工厂的毕业设计


安徽工程大学机电学院毕业设计(论文)

第一章 绪论
色氨酸的分子式为 :C11H12N 2O2 分子量为 214.21,含氮 13.72%,仅一氨基氮 6.86%。 色 氨酸有三种光学异构体,L- 色氨酸呈绢丝光泽、六角片状自色晶体,无臭,有甜味,水中溶解 度 1.14 g/l(25 ℃ ),溶于稀酸或稀碱,在碱液中较稳定,强酸中分解,微溶于乙醇,不溶于氯仿、 乙醚。 色氨酸具有重要的生理作用。它是人体和动物生命活动中必需的氨基酸之一,对人 和动物的生长发育和新陈代谢起着重要的作用。被称为第二必需氨基酸。广泛应用于医 药、食品和饲料等方面。在生物体内从 L- 色氨酸出发可合成 4 一羟基色胺等激素以及 色素、生物碱、辅酶、植物激素等生理活性物质。可预防和治疗糙皮病。同时具有消除 精神紧张、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较缺乏的氨基 酸。用它强化食品和傲饲料添加剂对提高植物蛋白质的利用率具有重要的作用。它是继 蛋氨酸和赖氨酸之后的第三大饲料添加氨基酸。 1.1 设计项目概述 (1)设计课题:年产 1000t 色氨酸工厂初步设计 (2)厂址:皖南地区 (3)重点车间:提取车间 (4)重点设备:发酵罐 (5)需要完成的设计图纸:全厂工艺流程图、全厂平面布置图、重点车间平面布置图, 重点车间侧视图。 1.2 设计依据 (1)学校下达的毕业设计任务书和相关可行性报告,以及可靠的设计资料; (2)我国现行的有关设计和安装设计的规范与标准; (3)其他氨基酸的发酵工艺及色氨酸的特性发酵。 1.3 设计范围 (1)厂址选择及全厂概况介绍(地貌、资源、建设规模、人员) ; (2)产品的生产方案、生产流程、及技术条件的制定; (3)重点车间详细工艺设计、工艺论证、设备选型及计算; (4)全厂物料、能量衡算; (5)车间布置和说明; (6)重点设备的选型和计算; (7)对生产、环境保护提出可行方案。

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1.4 工厂设计原则[7] (1)设计工作要围绕现代化建设这个中心,为这个中心服务。首先要做到精心设计, 投资省,技术新,质量好,收效快,回收期短,使设计工作符合社会主义经济建设的总 原则。设计的安全性和可靠性是工程项目设计工作的第一要务,是设计人员进行生物工 程项目设计的根本出发点和落脚点。 (2)设计工作必须认真进行调查研究。需大量查阅文献,搜集设计的技术基础资料并 进行分析,从实际出发。 (3)要解放思想,突出创新,力求设计在技术上具有现实性和先进性,在经济上具有 合理性,环境保护上有可行性。 (4)设计必须结合实际,因地制宜,工厂设计要体现其通用性和独特性相结合的原则。 (5)设计需遵守国家的相关规定,要明确设计进度。 1.5 工厂组成 工厂的组成一般包括以下内容: (1)生产车间:糖化、发酵等车间; (2)辅助车间; (3)动力车间; (4)行政部门; (5)绿化区域; (6)道路等运输设施和各类地上、地下工程管网; (7)三废治理。 1.6 产品生产方案及建设规模 (1)生产方案:以淀粉为原料,经糖化生产可发酵性糖,然后利用色氨酸高产菌,在 适宜的生产条件下进行生产发酵,生产 L- 色氨酸。并通过后续工作,使产品达到国家规 定。 (2)建设规模:年产 1000 吨,生产天数 300 天,连续生产。 1.7 生产方法及产品规格 (1)生产方法:L- 色氨酸的生产最早主要是依靠 化学合成法和蛋白质水解法制造 。 随 对微生物 法生产 色氨酸 的研究的 不断发 展,人们 开始利 用微生物 法发酵 生产色 氨 酸。现已 走向实 用并且 处于主导 地位。 微生物法 大体可 分为微生 物发酵 法和酶 促 转化法。 近年来 还出现 了直接发 酵法和 化学合成 法,直 接发酵法 和转化 法相结 合 生产色氨 酸的研 究。另 外,基因 工程、 酶的固定 化和高 密度培养 等技术 在微生
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物 育种和酶 工业上 的应用 极大地推 动了直 接发酵法 和酶法 生产色氨 酸的工 业化进 程 [15]。 本设计采用 微生物直 接发酵法 生产色氨 酸,因为 这种工艺 简单,适合 大规模 生产。且成本 较低,易实现经济最大利益化。 ( 2)产品规格:食品级色氨酸 ,纯度 95%,白色或淡黄色 粉末,易溶于水。 水中 溶解度 1.l4g(25℃), 溶于稀酸或稀碱,在碱液中较稳定,强酸中分解。微溶于乙醇,不 溶于氯仿、乙醚。 1.8 公用工程 (1)供热:由电热厂供给蒸汽,自备锅炉; (2)供电:由发电厂供给,自备发电机; (3)供水:由自来水厂供给及本厂附近水渠供给; (4)压缩空气及制冷:由本厂动力车间制备。 厂址选择总原则: (1)尽可能利用当地有力的条件,不免或克服不利的条件。 (2)尽可能利用当地的人力、物力、财力、自然资源,和保护环境。 (3)尽可能是企业接近原料、能源产地和产品消费地。 (4)经济效益好,能加快国名经济的发展和人民生活水平的提高。 根据实际情况并结合选址原则,我们暂定厂址为皖南地区。因为我们此次项目中色 氨酸生产主要原料为玉米,玉米是皖南地区省重要的旱粮作物,年种植面积近5.3万 hm2 万,在粮食作物中列于水稻、大豆、番薯和小麦之后,居第5位,年总产量在20万t以上, 位列水稻、番薯、大豆之后,居第4位。皖南地区是典型的南方玉米种植区,适播期长, 种植类型多,种植模式多样,种植效益高,完全不同于北方玉米的单一模式。且随着近 些年的客观发展需求,皖南地区玉米种植面积不断增加,皖南交通发 达,便于运输。 1.9 全厂定员及劳动保护 (1)全厂定员:根据色氨酸生产特点,糖化、发酵、提取车间,一般按照每天 3 个班 次来安排工人上班,即每人每天上 8 个小时班,实行 4 班 3 倒制;包装车间可以视情况 而定,可安排 1 或 2 个班一天;机修车间一般是日班,中夜班给安排 2 个人;电房要 3 班都要有人;行政人员全安排在白班。 (2)劳动保护:发酵车间需佩戴耳塞、安全帽;提取要佩戴防护眼镜和耳塞;糖化车 间要有防暑降温设备、空调间和防尘口罩;倒粉处要有防压皮鞋和防尘口罩;压力设备 要定期检查,规范操作。要尽可能避免生产事故的发生。

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1.10 三废处理 a.废水:色氨酸生产主要的污染是高浓度废水,在建设项目中本公司将采用先进的喷浆 造粒技术将高浓度废水制成有机无机复合肥,即可以解决环保问题,又可以增加项目的 经济效益,还可以减轻污水处理厂的污水处理压力。 b.废气:主要来源于发酵罐产生CO2气体,采用蒸汽集气包杀灭活菌体,然后排入大气 中。由提取车间产生的氯化氢气体逸出,采用设备加盖和酸雾吸收,车间安装风机。 c.废渣:制糖滤渣可制砖;发酵液除菌后所得湿菌体烘干后可作饲料出售。 d.噪声:由污水处理站鼓风机产生的噪声最高,采用防噪声隔音措施,并包括出风口消 声器,进、出风口的软接头及机器的减震器等,其它工艺设备均采用相同的隔音,消声, 减震措施。 1.11 技术经济指标 本次设计的工程项目固定资产投资 7000 万,流动资金 1500 万,场地 20000 平方米 (约 30 亩)由于该项目建设是工厂初步建设、设备的选购和安装调试,预计全部建设 18 个月即可完成。有关经济指标可见下表: 表 1-11 L- 色氨酸生产相关指标一览表
项目名称 生产规模(t/a) 生产天数(d/a) 产品日产量(t/d) 生产成本(元/kg) 市场价(元/kg) 征地面积(亩) 开发标准(元/亩) 项目参数 1000 300 3.34 100 300 30 100000 项目名称 设备总花费(元) 工程造价(元) 环保费用(元) 员工工资(元) 能源消耗(元) 项目参数 4000 万 2000 万 300 万 400 万 300 万

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第二章 色氨酸生产工艺
2.1 生产方法摘要: 生产色氨酸的方法很多。主要有天然物质提取法、化学合成及光学拆分组合法、发 酵法、酶法等等,目前主要采用发酵法生产色氨酸。发酵法生产色氨酸。 其优点是可 利用廉价的葡萄糖原料直接生产产品。制糖可采用美国高效喷射液化技术和复合酶糖化 技术。提高淀粉糖的转化率和 67 值。降低生产成本。色氨酸生产菌特性专一。提纯后 产品质量好。成本低。易于大规模生产。 选择具有国际先进水平高产酸、高转化率大 肠菌种生产色氨酸。不但附加值更高。而且能够发挥氨基酸发酵企业自身的优势。 改 变氨基酸发酵企业产品单一,利润较薄的状况。[8] 2.2 发酵法生产 L- 色氨酸生产工艺特点: 色氨酸以玉米淀粉为原料。经液化、糖化制得高质量糖液。既而经大肠杆菌发酵、 膜过滤、脱色、离交、浓缩、结晶、离心干燥、包装得到色氨酸产品。生产可采用国外 具有世界领先水平高产酸、高转化率菌种、 成熟的先进技术。 使色氨酸生产工艺达到 更高水平。

2.3 L- 发酵法色氨酸生产工艺关键过程: 2.3.1 发酵原料: 根据本地条件。结合公司实际情况。选用合适的碳源和氮源。采用淀粉糖作为主要 的碳源。酵母抽提物作为底料的氮源。同时辅以适量的无机盐和其他微量元素。 2.3.2 发酵工艺流程: 斜面→摇瓶种子→一级种子罐→主罐 从摇瓶到一级罐最佳接种量为 1%左右,从一级种子罐到主罐最佳接种量为 10%左 右。根据一级罐和主罐的体积接种量可适当调整。 2.3.3发酵工艺条件及控制[1] L- 色氨酸生产菌是一种大肠杆菌,具有较好的结构稳定性和分裂不稳定性 发酵过 程中菌种的质粒稳定性对发酵水平高低有严重影响,维持发酵高产酸就要保证发酵过程 菌种质粒稳定,在培养过程可以通过调节适当罐压、培养温度、溶氧控制水平、底料中 酵母抽提物添加量等方面进行控制保证发酵过程中不发生质粒丢失现象。 L- 色氨酸发酵液中乙酸浓度高时对 L- 色氨酸生产菌的生长和产酸均有抑制作用。 因 此发酵过程中代谢副产物乙酸的多少对发酵水平高低有严重影响。发酵过程中可以通过 调节溶氧控制水平初始葡萄糖浓度,发酵葡萄糖浓度及控制菌体比生长速率等方面进行

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控制减少,发酵液中乙酸的生成。 L- 色氨酸发酵过程中产大量的热,为了维持发酵温度的稳定必须采取适当的降温措 施在发酵罐外部加上冷却盘管采用冰水降温,控制发酵温度 33 度左右,L- 色氨酸发酵 过程中由于无机盐的消耗及产酸引起 PH 变化所以发酵过程中适当流加氨水或液氨调节 PH 控制最佳 PH 值在 6.9 左右。 L- 色氨酸发酵为耗氧发酵并且产酸过程中用氧量比较大,溶氧的多少直接影响着代 谢的方向 进而影响产酸和转化率 溶氧低于 20%容易发生菌体自溶、乙酸产量增加,所 以在主发酵过程中必须控制溶氧大于 20%, 这要求我们采用先进的通风搅拌装置设计合 理的发酵罐径高比增加通气量提高溶解氧。 L- 色氨酸发酵过程中采用高糖流加技术,使发酵糖浓度始终处于低浓度从而有效减 少残糖对发酵产生的抑制作用避免发酵后期产生乙酸上升的现象保证高产酸及转化率。 此外 L- 色氨酸发酵生产可采用先进的培养基连消技术, 高精度空气膜滤技术使发酵污染 程度控制最低水平,确保发酵产酸水平。对发酵车间的环境定期进行消毒提高环境清洁 度。对排污要控制对排污口要用漂白粉处理对空气过滤系统要定期清理减少染菌机率。 2.3.4精制工艺条件及控制 发酵液的质量高低决定着精制收率与产品质量所以发酵液必须经过处理。 首先发酵结束后要对发酵液加热并调到合适的 PH,采用先进的陶瓷膜或纳滤分离技术 去除发酵液中 L- 色氨酸菌体及部分蛋白质大分子色素、 杂质等此时料液的透光率越高越 好以利提高提取收得率和提高 L- 色氨酸质量。[4] 过滤后的发酵液加热到适当温度,经过活性炭处理进一步脱色与纯化脱色过程中控制活 性炭用量,过多,影响收率。过少,又达不到脱色效果。 脱色后的发酵液要进一步分离纯化,主要方法有离交交换法、有机溶液萃取法、乳状液 膜提取法等。其中离子交换法具有工艺简便、投资少、节能、污染小的优点,适合于工 业应用用离交交换法分离纯化 L- 色氨酸进一步去除物料中杂质、色素及其它离子。 分离纯化后的发酵液经浓缩结晶处理。因为 L- 色氨酸具有热不稳定性,因此浓缩结 晶时要严格控制温度条件防止温度过高导致 L- 色氨酸分解。 浓缩结晶后的发酵液经离心 分离干燥包装等工序得到成品 L- 色氨酸。

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第三章 工艺论证
3.1 无菌空气系统 微生物在繁殖和耗氧发酵过程中都需要氧气,通常以空气作为氧源。空气中含有各 式各样的微生物, 这些微生物随着空气进入培养液, 在适宜的条件下, 它们会大量繁殖, 消耗大量的营养物质,以及产生各种代谢产物,干扰甚至破坏预定发酵的正常进行,使 发酵产品的效价降低, 产量下降, 甚至造成发酵彻底失败等严重事故。 为保证纯种培养, 必须将空气中的微生物除去或杀死。此外还要求一定的相对湿度和具有一定的温度。供 给发酵用的无菌空气因需克服过滤介质的阻力、发酵液的静压力和管道阻力,所以常用 空气压缩机加压后供给。 过滤除菌是目前生物工业生产中最常用、适用的空气除菌方法。生物加工过程中最 常用的获得大量无菌空气的常规方法 :一类是介质间孔隙大于微生物直径,故必须有 一定厚度的介质滤层才能达到过滤除菌的目的,称为介质过滤或相对过滤或深层过滤。 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) ;而另一类介质的孔隙小于细菌,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,有时称之为绝对过滤。但常用介质过滤法。 此外,空气经过压缩和在管道输送及经过滤器时的压力和温度的变化,会引起空气相对 湿度改变,一旦发生凝露析水,就会使过滤介质(如棉花)吸湿,使过滤介质除菌效率 大为降低。因此,应把压缩空气中可能析出的水,在接近过滤介质之前除去。 空气过滤除菌流程: (图 3-1)选用两级冷却、分离、加热的空气除菌流程

空气

冷 却 水 压 缩 机 冷却器 冷 却 水 冷 却 器 分 离 器

粗 过 滤器

分离器

空气过 滤器

加热器

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注:

第一级冷却:可使大部分水、油结成较大雾粒(通常冷却到 30~35 ℃ ) ;

第二级冷却:可使空气析出较小的雾粒(通常冷却到 20~25 ℃ ) ; 第一次分离:分离直径较大,浓度较大的雾粒(直径在 10 um 以上) ; 第二次分离:分离直径较小的雾粒(直径在 5 um 以下) ; 其优点: a. 比较完善的空气除菌流程,可适应各种气候条件,尤其适用潮湿的地区,其他地区可 根据当地的情况,对流程中的设备作适当的增减。能充分地分离油水,使空气达到低的 相对湿度下进入过滤器,以提高过滤效率。 b. 特点:两次冷却、两次分离、适当加热。 2 次冷却:可以减少油膜污染对传热的影响,能提高传热系数,节约冷却用水 2 次分离:可使油、水、雾分离得比较完全。 适当加热:可使除水后的空气相对湿度由 100%降到 50%~60%。 c .首先将进入空气压缩机的空气粗滤。 滤去尘灰等固体微粒, 这对空气压缩机正常运行、 介质除菌有很大帮助。 d. 为防止往复压缩机产生脉动,在流程中需要设置一个或数个贮气罐。 e. 无菌过滤,空气除菌系统一般常用两台总过滤器(便于交叉使用)和分过滤器(每个 发酵罐一台)相结合的二级过滤装置,以确保空气的―无菌 ‖。 3.2 淀粉的液化和糖化: 色氨酸发酵过程中用的是葡萄糖,而所采用的发酵菌种没有分解淀粉的功能,所以 在微生物发酵之前必须将淀粉分解成葡萄糖。目前采用的是喷射液化法和双酶法葡萄糖 生产工艺。工艺流程包括调浆、液化、糖化和过滤。 3.2.1 调浆: 搅拌速度为 10 – 20 r/min,加入工艺水和淀粉原料到淀粉浓度为 25%,升温到 50-55 ℃ ,调节 pH 保持在 6.0-6.5 之间,加入耐高温的 α- 淀粉酶,用量为 10 U/(g 淀粉) 。 3.2.2 液化: 通入蒸汽到喷射器和维持柱中,预热到 90-95 ℃ 后,将淀粉乳泵入喷射器,调节物 料与蒸汽的压力,保持平衡。保持出口的温度在 100-105 ℃ 之间,液化的淀粉乳由喷射 器下方卸出,引入维持罐。维持过程的温始终要控制在 95-98 ℃ 之间,持续时间为 30 分 钟,最终淀粉乳的碘反应呈棕红色,且能迅速扩散。 淀粉乳经糖化后, 通过螺旋版换热器降温, 降至 60-62 ℃ , 然后进入糖化罐, 用 10% 的硫酸调节来 pH 至 4.2-4.5,再加入糖化酶,其用量为 100 U/(g 淀粉) 。糖化时间约为
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24-48 小时,终点前 DE 值达到最高,提前 15-20 min 升温至 85 ℃ ,灭酶 5-10 min. 3.2.4 过滤: 由于糖化过程中的条件比较温和,所以脂肪、蛋白质基本没发生变化,可以用板框 压滤机配上 12-16 涤纶过滤布加以过滤。 3.3 发酵工艺: 色氨酸发酵采用大肠杆菌深层发酵的方式 3.3.1 工艺流程 斜面培养 → 三角瓶麸曲 →孢子悬浮液→种子罐→ 发酵罐→升温絮凝蛋白 →发酵 液贮罐 3.3.2 培养基成份原料 a : 斜面培养基 (g/l) 牛肉膏 3g , 蛋白胨 10g , Nacl 10g , 琼脂 15~20g , PH7.4~7.6 b : 麸曲培养基 麸曲:水 = 1:1 淀粉糖 50,玉米浆 4ml,豆饼水解液2ml, 0.01,MnSO 4 .H2 O 0.01, PH 7.0~7.2

C : 种子培养基( g/l) (NH4 )2 SO4 50, MgSO 4 · 7H2 O 4, KH2 PO4 0.1 ,,FeSO 4 · 7H2O

d : 发酵培养基 ( g/l) 淀粉糖 50 ,玉米浆 22ml, (NH4 )2 SO4 40 ,Phe 0.15 ,Tyr 0.15,MgSO 4 · 7H2 O 3.3.3 工艺条件: ?制备孢子悬液: 在1000 ml三角瓶内装入麸皮40 g和水40 ml,混匀,121 ℃ 灭菌30 min。然后接种,再放 入30 ℃ 培菌室内进行培养3-4 d,前2天每天混匀2次,孢子完全成熟时就不用混匀。使用 前用无菌水将麸曲中的孢子洗去,倒入接种瓶,接入种子罐。 ? 种子罐: 灭菌条件121 ℃ 、10 min。罐溫冷却至37.5 ℃ 接入孢子悬浮液。 培养条件: 风量 搅拌转速 温度 罐压 移种条件: 培养时间为18 h;pH下降到2.0以下,产酸50 g/l ;镜检菌丝,保证生长良好,无孢子、 无杂菌 0.3 m3 /(m3 · min) 200r/min 37.5 ℃ 0.03 MPa 0.4,MnSO 4 · H2 O 0.01,FeSO4· 7H2O 0.01,VB1 100? g

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③ 发酵罐: 先投料, 再间接用蒸汽加热, 等罐溫升至80-90 ℃ 后, 改用3路直接蒸汽, 85 ℃ 保持10 min, 待料液温度至37.5 ℃ 接入种子,接种量4%。 培养条件: 风量 搅拌转速 培养温度 罐压 放罐条件: 发酵后期进行两次产酸测定,如果相近或有下降趋势即可;且还原糖基本耗完(小 于0.5 g/l)或者不再消耗还原糖。 3.3.4 生产技术指标: 糖化过程中淀粉糖转化率(%) :108 发酵周期(h) 发酵糖酸转化率(%) 发酵液产酸量(g/l) 提取收率 (%) 精制纯度(%) 每吨成品消耗淀粉量(吨) : 45 :12-15 :80 : 85 : 99 : 8.444 0.18 m3 /( m3 · min) 80-90 r/min 37.5 ℃ 0.07 MPa

生产工作制度:全年按300天工作日计算,连续生产。 3.4 提取工艺 工业上通常采用三效浓缩的方法来提取色氨酸。三效浓缩是通过蒸发过程中二次蒸 汽的利用减少蒸汽的消耗和减少二次蒸汽量,相应地节约大量的冷却水,从而提高了蒸 发装置的经济效益。[5]

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3.5(图 3-5)总工艺流程图:

沙土管

玉米淀粉

空气

斜面菌种

预处理

空气压缩器

三角瓶麸曲

水解

冷却

孢子悬浮液

过滤

气液分离

种子罐

淀粉水解酶

过滤除菌

配料

发酵

板框过滤

三效浓缩

结晶

离心

烘干

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第四章 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衡算重量 等于离开系统的全部物料重量,即∑F=∑D+W 式中:F——进入系统的物料重量(kg) D——离开系统物料重量(kg) W——损失的物料重量(kg) 4.1 生产能力计算: 生产规模:1000吨/年(产品含量以95%计) 生产天数:300天 生产能力=生产规模/生产天数=1000/300=3.34t/d 4.2 淀粉水解为葡萄糖的总反应式: (C6 H10 O5 )n +nH2 O→nC6 H12 O6 162 180

则淀粉水解为葡萄糖理论糖化率=180÷ 162× 100%=111%。但在实际生产发酵中,要 考虑实际情况,取糖化率为95%。 4.4 葡萄糖转化成色氨酸的总反应式: 2C6 H12 O6 +2NH3 +1/2O2 →C11 H12 N2 O2 +CO 2 +9H2 O 2× 180 204

理论上,葡萄糖转化为色氨酸,转化率=204÷ (2× 180)× 100%=56.67% 4.5 色氨酸生产质量指标及技术指标 : 表4-5 色氨酸生产质量指标技术指标一览表
生产指标名称 实际糖化率 糖酸转化率 糖化罐糖化周期 发酵产酸浓度 淀粉原料含淀粉 发酵罐装料系数 接种量 生产指标参数 95% 15% 30h 5% 80% 75% 10% 生产指标名称 提取率 发酵周期 产品纯度 倒灌率 发酵单位 发酵初糖 二级种子含糖量 生产指标参数 85% 45h 95% 1% 30mg/L 150 kg/m3 25 kg/m
3

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清糖液含量

300g/L

发酵液相对密度

1.12kg/L

4.6 色氨酸发酵车间的物料衡算 首先我们要明确发酵单位的概念,发酵单位是衡量发酵液中目标产物的含量高低的 指标,属于技术指标。此次项目设计中,生产色氨酸发酵单位为 30mg/L,即 0.03kg/ m3 。 首先计算 1000kg 色氨酸需要的原料及其他物料量。 注:培养基无机盐配比(g/L):硫酸铵 2.5,磷酸二氢钾 0.25,磷酸氢二钾 0.25,硫酸镁 0.05,消泡剂耗用量 1.0g/L,玉米浆 :5.5g/L[20]。 a)发酵液量 V1 =1000÷ (150× 15%× 85%× 99%)=52.82 (m3 ) 式中 150——发酵培养基初糖浓度(kg/m3 ) 15%——糖酸转化率 85%——色氨酸提取率 99%——除去倒罐率1%后的发酵成功率 b)发酵液配制需水解糖量:以纯糖算 Ga=V1 × 150=7922.36(kg) c)种液量 V2 =10%V1 =5.282 (m3 ) d) 种子培养液所需水解糖量 Gaa=25V2 =132.05(kg) 式中 25——二级种液含糖量 e) 生产 1000kg 色氨酸需水解糖总量为 G=Ga+Gaa=8054.41(kg) f) 耗用淀粉原料量 理论上,100kg淀粉转化生成葡萄糖量为 111kg,故理论上耗用淀粉量为: G淀粉=8054.41÷ (80%× 95%×111%)=9547.66(kg) 式中80%——淀粉原料含淀粉量,95%——淀粉糖化转化率. g)硫酸 铵 用量 G1 =2.5 V1 =132.05kg h) 磷酸 氢二钾 G2 =磷酸二 氢钾 G3 =0.25V1 =13.205kg i) 硫酸镁(MgSO 4 .7H2 O)用量0.05 V1 =2.641 kg j) 消泡剂耗用量=1.0V1 =52.82kg k)玉米浆用量=5.5V1 =290.51kg l)色氨酸量 发酵液色氨酸含量=Ga× 15%× (1-1%)=1176.47kg

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实际生产的色氨酸(提取率为85%)为:1176.47× 85%=999.999891kg

4.7 糖化车间部分物料衡算(以 1000kg 玉米计算) 本车间物料平衡图是:



淀粉

液化酶+氧化钙+硫酸

蒸汽

液化液

糖化液(糖化酶+烧碱)

消糖液

糖滤渣

图4-7 糖化车间物料平衡图 a)设淀粉:水=1:1.5, 则1000kg玉米产淀粉浆=1000× (1+1.5)=2500kg,加水量=1000× 1.5=1500kg; b)粉浆浓度=1000× 80%÷ 2500× 100%=32% c)糖化液(300g/L)=1000× 80%× 95%÷ 0.3× 1.12=2837.33kg d)α- 淀粉酶=糖化酶=2500× 0.2%=5kg e)硫酸用量=氯化钙量=2500× 0.2%=5kg f)助滤剂=2837.33× 0.15%=4.26kg g)滤渣产量(含水量按70%计算)=4.26÷ (1-70%)=14.2kg h)生产过程中进入系统的蒸汽=2837.33× 8%=227kg i)洗水量:2837.33+14.2-227-5× 4-4.26-2500=90.2 衡算结果用表格表示: 表4-7 糖化车间部分物料衡算结果一览表

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进入系统量 项目 玉米原料 配料水 酶用量 氯化钙 硫酸 助滤剂 蒸汽 洗水 累计 物料比例kg 1000 1500 10 5 5 4.26 227 90.27 2841.53 日产量kg 31889.2 47833.78 318.89 159.45 159.45 135.85 7238.85 2878.64 90614.11 累计 项目 糖液 滤渣

离开系统量 物料比例kg 2837.33 4.26 日产量kg 90480.18 135.85

2841.59

90616.03

注:最后的累计结果有点差距,是因为在计算过程中小数点舍取造成的。对设计结果没 有影响。 4.8 1000t 色氨酸工厂发酵车间的物料衡算表 有上述生产1000kg色氨酸(95%纯度)的物料衡算,可求得1000t/a色氨酸厂发酵车 间的物料平衡计算,具体计算结果如下:

物料名称 发酵液 (m3 ) 二级种液(m3 ) 发酵水解用糖(kg) 二级种培养用糖(kg) 水解糖总量(kg) 淀粉 (kg) 硫酸铵(kg) 磷酸氢二钾(kg) 磷酸二氢钾 硫酸镁(kg) 泡敌(kg) 色氨酸(kg)

生产1t色氨酸物料量 52.82 5.282 7922.36 132.05 8054.41 9547.66 132.05 13.205 13.205 2.641 52.82 1000

1000t色氨酸的物料量 52820 5282 7922360 132050 8054410 9547660 132050 13205 13205 2641 52820 1000000

每日物料量 176.42 17.64 26460.68 441.047 26901.73 31889.2 441.047 44.1047 44.1047 8.821 176.42 3340

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第五章 热量衡算
5.1 糖化车间的热量衡算: 5.1.1喷射液化气加热耗蒸汽量 加热蒸汽消耗量(D)可按式:D=GC(T1 -T2 )/(I- λ)计算,其中G是淀粉浆量(kg/h) , C是淀粉浆比热容[kJ/(kg.K)], T1 为浆料初温(50+273=323K ) ,T2 为液化温度(378K) , I为热蒸汽焓 (2738K/kg, 表压是0.3Mpa) , λ是加热蒸汽结水的焓, 在378K 时为442KJ/kg。 5.1.2 淀粉浆量 G=31.8892÷ 24× 2500=3321.79kg/h, 粉浆干物质浓度=31.8892÷ 24× 1000× 80%÷ 3321.79× 100%=32%; 5.1.3 粉浆比热 取C0=1.55kJ/(kg.K),C水=4.19 kJ/(kg.K), X=32%, 则C=C0 X+C水(1-X)/100=1.55× 32%+(1-32%)× 4.19=3.35 kJ/(kg.K) 5.1.4每小时蒸汽用量: 代入数据,得每小时蒸汽用量D=GC( T1 -T2 )/(I- λ)=266.57kg/h 5.1.5则蒸汽高峰量: 灭酶活时,将液化液由105℃ 加热至115℃ ,在 115℃ 时λ为485 KJ/kg,则 D灭=3321.79× 3.35× (115-105)/(2738-485)=49.39 kg/h; 要求在10min内使液化液由105℃ 加热至 115℃ ,则蒸汽高峰量为: 49.39× 60÷ 10=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=315.96× 24=7583.04kg/h (糖化液灭酶通过板式换热器在液化液降温时实现,无需额外蒸汽) 5.1.6 热交换器设计: 实际工业化生产中可以充分考虑循环经济而用不同料液的热交换达到节省蒸汽的 目的,实现热循环。此项目中热交换器流程设计为:

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液化料

灭酶后 糖化料

冷却水进

1# 糖化终了液 降温后 液化料 冷却 水出 糖化罐 冷却塔

2# 降温后 糖化料 中和脱 色罐

图5-1 本次工程所用交换器设计图(注:图中1#、2#为螺旋式热交换器)[10]

上图中的工艺可以实现如下结果:经过闪蒸后的液化料温度为95-100℃ ,糖化终了料液 温度为55-60℃ 。一方面液化料进入糖化罐需要降温(从95-100℃降到55-60℃ ) 。另一方 面糖化终了料液需要升温灭酶活(温度从55-60℃ 升至80-85℃ ) 。所以可以用一台交换器 实现热交换,而不要外加能源。 5.2 发酵车间热量衡算 5.2.1热量平衡图:

蒸汽

1

换热器 1

3

4
蒸 汽

5

8

2

换热器 2

6 7 9 去发酵罐

1. 定容罐 2. 泵 3. 换热器 4. 维持罐

5. 喷射器 6. 换热器 7. 泵 8. 冷却水分布管 9. 冷水槽

图 5-2 发酵车间热量平衡图

5.2.2培养液连续灭菌用蒸汽量

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a.每罐装料量 即初始体积= 176.42/2=88.21 m3 , 初始质量=88.21× 1000× 1.12=98795.2kg=98.8t; b.灭菌加热过程中用 0.4Mpa 蒸汽(表压),I=2743kJ/kg。使用板式换热器将物料由 500 C 热至 950 C 再加热至 1200 C. 冷水 200C 升至 450 C ,每罐灭菌的时间为 2h,输料流 量:98.8/2=49.4t/h; c.消毒灭菌用蒸汽量 D(式中 3.97 为糖的比热容[KJ/(kg· k)],式中 :2743—加热蒸汽焓; 4.19—水的比热容,则 D=49.4× 3.97× (120-95) ÷ (2743.4-120× 4.19) =2.19t/d, 每天用蒸汽量: 2.19× 2× 4=17.52t/d, 高峰=17.52t/d,平均量=17.52/24=0.73t/h; 5.2.3培养液冷却用水量: 1200 C 热料通过与生料交换, 降至 800C, 在用冷水冷至 300 C。 冷却水由 200 C 升至 450 C, 计算冷却水量(W):W=49.4× 3.97× (80-30)÷ [4.19×(45-20)]=93.62 t/h, 每天用水量: 93.62× 2× 2=374.48t/d。 5.2.4 发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 a.发酵罐发热:120 m3 1Cr18 Ni9 的发酵罐体重 30498kg,冷却排管重 3269kg,1Cr18 Ni9 的 比热容为 0.5kJ/(kg· K),用 0.2MPa (表压)蒸汽灭菌,使发酵罐在 0.15MPa (表压)下,由 200 C 升到 1250 C。其蒸汽量为: (30498+3269)× 0.5× (125-20) ÷ (2718-125× 4.19)=808kg b.填充发酵罐空间所需的蒸汽量: 因 120m3 发酵罐的全容积大于 120 m3 , 考虑到罐内 d 排 管,搅拌器等场占空间,罐之自由空间仍按 120 m3 计算,填充空间需蒸汽量 D 空=V·ρ=120×1.622=194.64kg 式中:ρ——加热蒸汽的密度(kg/ m3 ),0.2MPa 表压为 1.622; V——发酵罐自由空间即全体积(m3 ) c.灭菌过程的热损失 :罐外壁温度 700 C 辐射与对流联合给系数 α=33.9+0.19× (70-20)=43.4[kJ/(m2 · h· K)] 120 m3 发酵罐的表面积 S=4πR2 +2πRH=4π(3.6÷2)2 +3.6π×15.6=217 m3 耗用蒸汽量:D 损=217× 43.4× (70-20) ÷ (2718-125× 4.19)=215kg
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d)罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗: 217× 0.001× 1000× (125-20)× 4.19÷ (2718-125× 4.19)=43.4kg 式中:0.001----- 附壁水平均厚度(mm) e.灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的 5%,空罐灭菌蒸汽消耗量为: (808+194.64+215+43.4) ÷ (1-5%)=1327.41kg/h 每罐灭菌 1.5h 用蒸汽量:1327.41× 1.5=1991kg/罐 每日用蒸汽量:1991× 2=3982kg/d 平均量:3982÷ 24=166kg/h 5.2.5 种子培养基空罐用蒸汽量(重复上述计算工作) 种子罐体加热: (16103+321.16)× 0.5× (125-20) ÷ (2718-125× 4.18)=393kg 填充空间需蒸汽量: D 空= V·ρ=12×1.622=19.464kg 灭菌过程的热损失: 43.26× 43.4× (70-20) ÷ (2718-125× 4.18)=42.72kg 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗: 43.26× 0.001× 1000× (125-20)× 4.18÷ (2718-125× 4.18)=8.652kg 灭菌过程蒸汽渗漏,去总气消耗量的 5%,空罐灭菌蒸汽消耗量为 : (393+19.464+42.72+8.652)÷ (1-5%)=488.25kg 每空罐灭菌 30min 用蒸汽量: 488.25× 30÷ 60=244.125 kg/罐 每日用蒸汽量:244.125× 2=488.25 kg/d 平均量:488.25÷ 24=20.34kg/h

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第六章 水平衡
6.1 配料用水量: 日投玉米31889.2kg,加水比1:1.5,即31471× 1.5=47833.8kg 6.2 液化液冷却水(使用二次水) : 液化液灭酶活后,温度达 115℃,用糖化液将至85 ℃ (糖化液灭菌) ,然后用水降温,由 85℃ 降至60℃ ,冷却水进水温度是20℃ ,出水温度达58℃ ,需冷却水量: W=(3321.79+315.96)× 3.35× (85-60)÷ [(58-20)× 4.19]=1913.46kg/h=46t/d。 6.3 其他: 日产300g/L糖液90480.18kg,即89293.61/1.12=80785.875L=80.79m3 ,糖化操作周期30h, 其他糖化时间为24h,糖化罐100 m3 填充系数75%,需糖化罐: 80.79÷ (100× 75%)× (30÷ 24)=1.35,取2台。 使用板式换热器,使灭菌后的糖化液由85 ℃ 降至60℃ ,使用二次水,冷却水进水温度为 20℃ ,出水温度为50℃ ,平均用水量为: (3321.79+315.96)× 3.35× (85-60)÷ [(50-20)× 4.19]=2423.7 kg/h 要求2h把75 m3 糖液冷却至60℃ ,高峰用水量: 2423.7÷ (3321.79+315.96)× 75000× 1.12÷ 2=27983kg/h。 每日糖化罐同时运作:1.35× 24÷ 30=1.08罐 每日冷却水用量:27983× 2× 1.08=60443.28kg/d=60.5t/d

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第七章 主要车间设计
7.1 概述 色氨酸的生产主要经过以下 4 个重要工序: (1)制糖:淀粉原料的糖化,使淀粉转化为可发酵性糖,调 pH; (2)色氨酸的发酵:利用色氨酸高产菌在适宜的发酵条件下发酵,生产色氨酸; (3)色氨酸的提取; (4)精制。 与这四个工艺阶段相对应,在色氨酸生产厂设置糖化车间、发酵车间、提取车间和精制 车间作为主要生产车间。另外,为保障生产过程中对蒸汽的需求,设置锅炉房,利用锅 炉燃烧产生蒸汽,并通过供气管路输送到各个生产需求部位。为保障全厂生产用水,还 需设置水泵房,所供的水经消毒、过滤系统处理,通过供水管路输送到各个生产需求部 位。 7.1.2 制糖 因为色氨酸生产菌不能直接利用淀粉,需经糖化后生成葡萄糖,然后利用葡萄糖生 产发酵。而可以用来制备淀粉水解糖的原料很多,主要有薯类(山芋、木薯) 、玉米、 大米、小麦等含淀粉原料。但是因为考虑到含淀粉量和原料价格,我们采用淀粉含量较 高、成本价较低的玉米作为原料[7]。玉米收购价大概在4元/公斤,且除去水分外,含淀 粉约80%。玉米作为原料,先要经过预处理(主要是粉碎) ,然后液化、糖化。这些都 是在糖化车间完成的。 7.1.3 色氨酸的发酵 色氨酸发酵过程:灭菌后的色氨酸培养液在流量监控下进入色氨酸发酵罐,经过罐 内冷却蛇管将温度冷却至32℃ ,置入菌种,氯化钾、硫酸锰、消泡剂及维生素等,通入 消毒空气,经一段时间适应后,发酵过程即开始缓慢进行。色氨酸发酵是一个复杂的微 生物生长过程,色氨酸菌摄取原料的营养,并通过体内特定的酶进行复杂的生化反应。 培养液中的反应物透过细胞壁和细胞膜进入细胞体内,将反应物转化为色氨酸产物。整 个发酵过程一般要经历3 个时期,即适应期、对数增长期和衰亡期。每个时期对培养液 浓度、温度、PH值及供风量都有不同的要求。因此,在发酵过程中,必须为菌体的生长 代谢提供适宜的生长环境。经过45至48小时的培养,当产酸、残糖、光密度等指标均达 到一定要求时即可放罐。这些发酵过程均在发酵车间完成,为了实现产业效益最大化, 发酵过程的控制有着至关重要的作用。[9]

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7.1.4色氨酸的提取[12] L- 色氨酸是人和动物生命活动中八种必需氨基酸之一,对人和动物的生长发育、新 陈代谢起着重要作用。L- 色氨酸的生产方法有多种,其中以发酵法最具发展前途。因此 提高发酵液中L- 色氨酸的产率,并将其提取精制出来,采取有效措施提高其收率是目前 急待解决的问题。 本文着重研究了从L- 色氨酸发酵液中提取L- 色氨酸的工艺条件,详细讨论了各个分 离纯化步骤和操作条件。L- 色氨酸发酵液先用阴离子聚丙烯酰胺(温度:常温、剂量: 100mg/L、搅拌速度20r/min、搅拌时间1~2min)絮凝后,过滤或离心去除菌体和杂蛋 白。为了使L- 色氨酸与其它杂氨基酸分离,本论文选用了14种树脂进行静态、动态实验, 发现003× 7强酸性阳离子交换树脂在pH为6~8 之间、流速1mL/min、温度室温,对色氨 酸有最大的吸附作用,将上清液流经 003× 7 型阳离子交换树脂柱,再用 0.025mol/L和 2mol/L氨水梯度洗脱,流速1mL/min、温度室温,收集L- 色氨酸流分。将其减压浓缩粗 结晶,再用60%的热乙醇溶解,溶解液通过D3012型阴离子交换树脂脱色,条件为流速 2mL/min、温度为室温,收集流出液,再将其减压浓缩。加入30%的无水乙醇,4℃ 放置 24h,真空干燥得白色粉片状 L- 色氨酸晶体。总体取收率约为68%,纯度达98%。 7.1.5 精制 色氨酸提取方法是离子交换柱法,所得产品色氨酸含量可达到99%,完全能够达到 要求,因此不再需要精制步骤,只需要包装即可。 7.2 糖化车间 7.2.1糖化工艺的选择 糖化工艺的选择:采用双酶法(α- 淀粉酶和糖化酶)生产葡萄糖,可提高淀粉原料 的转化率及糖液浓度,改善了糖液质量,是目前最为理想的制糖方法。 7.2.2工艺流程简述: 在配料罐,用工艺循环水(温度50-55℃ )把淀粉调到12- 18’Be,pH用硫酸或者磷酸 调至5.0-6.0,并加入0.2-0.25%氯化钙,作为淀粉酶的保护剂和激活剂,加入0.2%耐高温 α- 淀粉酶,聊也搅拌均匀后用泵把粉浆打入到液化喷射器,在喷射器中粉浆和蒸汽瞬间 接触,温度自动控制在105-110℃ ,从喷射器中出来的液料,经过3-5min的高温维持后进 入闪蒸罐,温度降到95-100℃ ,然后进入层流罐保温60-120min, DE值达到12-18%后, 与糖化终了料液进行热交换进入糖化罐温度降低至58-62℃ ,并用酸调节pH至4.4,加入 0.2%糖化酶保温30h,用无水酒精检测无糊精存在时,将料液pH调至4.8-5.0,同时将料 液加热与液化料进行热交换至80℃ ,然后降温至60℃ ,添加0.15%助滤剂,视料液情况添
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加活性炭,搅拌1小时开始过滤。

7.2.3糖化工艺流程图以及设备流程图:

图7-2 糖化工艺流程

图7-3 液化工艺设备流程图

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7.2.4糖化工艺技术参数 表7-2糖化工艺技术参数
液化工艺参数 调浆浓度 耐高温淀粉酶量 PH 温度 时间 灭酶温度 灭酶时间 液化 DE 30-35% 0.25% 6.0~6.4 105~1100 C 60--120 min 115~1200 C 5~10min 12~18% 糖化工艺参数 糖化酶量 PH 温度 时间 灭酶温度 时间 糖化 DE 0.25% 4.2~4.5 58~62 C 25h 850 C 左右 5~10min 96%~98%
0

脱色参数 脱色 PH 脱色时间 4.8~5.2 0.5~1h

7.3 发酵车间 7.3.1 发酵工艺简述: 糖化车间制备的糖化液和其他营养成分: 工业淀粉、 生物素等按要求配制成培养基, 定容。经连消系统灭菌,降温至接种温度后进行接种。接着接种:菌种先经过一级种子 扩大培养, 再经过二级种子扩大培养后菌种量达到要求后再进入发酵罐进行接种, 发酵。 发酵时间为45h,发酵过程中通过流加液氨控制pH,通过冷却系统(冷却塔和冷机)控 制温度,流加糖液控制残糖量,通过无菌空气控制通气量。发酵结束后,经泵进入发酵 液贮罐,供提取车间用。发酵单位为30mg/L。 7.3.2发酵工艺流程图:

消泡剂 水 无机盐 玉米浆 维生素 发酵糖 二级种子罐 实消 降温 斜面 一级种子 培养 配料罐

葡萄糖液

消泡剂 水

定容罐

配料罐

无机盐 玉米浆 发酵性

蒸汽混合器 维持罐 换热器 发酵罐 消泡剂 高浓度糖



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发酵菌种:大肠杆菌工程菌株(高产基因工程菌)。可利用葡萄糖为原料直接发酵 生产 L- 色氨酸,糖酸转换率可达 15%以上,发酵周期为 40 到 48 小时之间,发酵周期较 短,工艺简单,适合大规模生产。发酵单位稳定在 30mg/L 左右,单位生产成本较低, 该技术处于国际先进水平。 7.3.4发酵温度控制:采用分段控制 色氨酸发酵过程中的温度控制策略: 0~16h发酵温度为30 ℃ , 16h后缓慢升温至36℃ , 升温方式为每小时提高0.5℃ ,利用发酵罐的温度顺控模式进行自动控制 表7-3 色氨酸发酵过程中的温度顺序控制表
时间h 温度℃ 0 30 18 30.5 19 31 20 31.5 21 32 22 32.5 23 33 24 33.5 25 34 26 34.5 27 35 28 35.5 29 36 45 36

采用分阶段温度控制策略可使色氨酸产量达到最大值(30.19 g/L),比恒定温度(33℃ ) 下最高产量(26.15 g/L)提高了15.4% ;且色氨酸的比合成速率(1.07 h-1 )比恒定温度 (33℃ )下最高比合成速率(0.88 h-1 )提高了21.6%;质粒稳定性增加,未出现质粒 丢失现象,质粒拷贝数保持在恒定水平[19]。 7.3.5发酵罐的初步设计 每天需发酵罐容积(填充率为 75%)=176.42÷ 75%=235.23 m3 ,根据发酵罐容积选 择原则,我们是新建工厂,应尽量减少设备数量,在技术管理水平允许的范围内,尽量 取较大容积发酵罐, 为满足需要, 我们选择单罐公称容积为 120 m3 的六弯叶机械搅拌通 气发酵罐。则每天需要 120 m3 的发酵罐 N0 =235.23/120=2 个,此次项目中,色氨酸发酵 周期为 45h。共需要发酵罐数 N=(235.23× 45)/(120× 24)=3.68 个,即是 4 个。且每天应 有 2 个 发 酵 罐 出 料 , 每 年 工 作 300 天 , 实 际 产 量 检 验 算 : ( 120× 75% ) × 2× 300÷ 52.82=1022.3t,设备富裕量为(1022.3-1000)/1000=2.23%,能满足生产需要。 综上所述,需要 4 个 120m3 的发酵罐,每天都有 2 个发酵罐出料。 7.3.6发酵罐尺寸计算 封头折边忽略不计,发酵罐近似计算式为:V0 =π/4×D2 H+0.15D3 根据常用机械搅拌通气发酵罐尺寸本次设计中 H/D=3,即 H=3D, 带入 V0 =π/4×D2 H+0.15D3 =120, 得 D=3630mm。 查表:中国人民共和国行业标准椭圆形封头 JB/T4737-95,可得直边高度 Hb=50mm。但 在实际生产中,我们需要考虑 Hb,则发酵罐全体积:

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V1 =π/4 ×D2 [H+2(H b+D/6)]=120, 求得 D 并取整 D=3.6m, H=10.8m。 查表可得椭圆封头的容积 V 封头=6.62 m3 ,选用厚度为 24mm,质量为 2707kg。查表得, 1m 高筒节钢板重量为:2322.6kg。 则发酵罐筒体重量为:2322.6× 10.8=25084.08kg 发酵罐重量=筒体重量+2*每个封头质量=25084.08+2× 2707=30498kg。 根据列管设计原则,列管换热面积比为 1:1.2 H 列管=120×0.75×1.2÷(108π÷1000)=318.6m, 查表得,钢管的重量为 10.26kg/m,列管的重量为 3269kg。 7.3.7发酵罐基本情况一览表 表 7-4 发酵罐尺寸一览表
发酵罐基本尺寸 发酵罐公称直径 发酵罐公称容积 发酵罐筒体高度 封头直边高度 厚度 每个封头容积 列管长度 3600mm 120 m
3

发酵罐相关质量 发酵罐筒体质量 每个封头质量 发酵罐总重 列管重量 25084.08kg 2707kg 30498kg 3269kg

10800mm 50mm 24mm 6.62 m3 318.6m

在此次项目中,发酵罐为重点设备,其装配图见附录A。 7.4 种子车间 7.4.1 种子培养基空罐初步设计 每天需要的种子罐容积(75%的填装率)=17.64 m3 ÷ 75%=23.52 m3 , 选择 12m3 的种子罐,则每天需要此容积的种子罐个数为:23.52/12=2 个。 种子罐的操作周期比发酵周期短, 即使连续操作也没必要外加种子罐。 12m3 的种子 罐可装料为 9 m3 ,完全可满足生产需要。 种子罐同样是 H/D=3,即 H=3D ,带入 V0 =πD2 H/4+0.15D3 ,得 D=1685mm,取直边 高 度 40mm , 但 在 实 际 生 产 中 , 我 们 需 要 考 虑 Hb , 则 发 酵 罐 全 体 积 V1 =π/4 × D2 [H+2(Hb+D/6)]=12,求得 D,并取整 D=1700mm, H=5100mm,查表得椭圆封头的 容积 V 封头=0.7339 m3 ,选用厚度为 14mm,质量是 363.16kg。
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查表得,1m 高筒体钢板重量为 3015kg,种子罐筒体重量为:3015× 5.1=15376.5kg, 种子罐质量是 16103kg, 取列管换热面积比为 1:1.2, H 列管=9×1.2÷(π×76×0.001)=45.24m, 查表得:列管重量为 7.10kg/m,总重量是 321.16kg。归纳总结,见下表: 表 7-5 种子罐尺寸表
种子罐基本尺寸 种子罐公称直径 种子罐公称容积 种子罐筒体高度 封头直边高度 厚度 每个封头容积 列管长度 1700mm 12m3 5100mm 40mm 14mm 0.7339 m 45.24m
3

种子罐相关质量 筒体质量 每个封头质量 种子罐总重 列管重量 15376.5kg 363.16kg 16103kg 321.16kg

7.5 提取车间 7.5.1提取工艺简述 : 目的产物的提取,需要采用合理有效的提取手段,以提高目的产物的提取率,可以 提高目的产物的产率,降低成本。色氨酸是人和动物生命活动中八种必需氨基酸之一, 对人和动物的生长发育、新陈代谢起着重要作用。色氨酸的生产方法有多种,其中以发 酵法最具发展前途。因此采取有效措施提高其提取率是目前亟待解决的问题。 L- 色氨酸发酵液先用阴离子聚丙烯酰胺(温度:常温、剂量:100mg/L、搅拌速度 20r/min、搅拌时间1~2min)絮凝后,过滤或离心去除菌体和杂蛋白。为了使L- 色氨酸 与其它杂氨基酸分离,本论文选用了14种树脂进行静态、动态实验,发现003× 7强酸性 阳离子交换树脂在pH为6~8之间、流速1mL/min、温度室温,对色氨酸有最大的吸附作 用,将上清液流经003× 7型阳离子交换树脂柱,再用0.025mol/L和2mol/L氨水梯度洗脱, 流速1mL/min、温度室温,收集 L- 色氨酸流分。将其减压浓缩粗结晶,再用60%的热乙 醇溶解,溶解液通过D3012型阴离子交换树脂脱色,条件为流速2mL/min、温度为室温, 收集流出液,再将其减压浓缩。加入30%的无水乙醇,4℃ 放置24h,真空干燥得白色粉 片状L- 色氨酸晶体。总体取收率约为68%,纯度达98%。

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7.5.2 提取工艺流程图 : 调节pH 盐酸 发酵液

絮凝剂

絮凝

板框过滤

菌体及固体杂质

离子交换

薄膜浓缩

离心

母液

粗心

溶解脱色

等电结晶

离心

母液

精品

烘干

成品

图7-5 色氨酸提取工艺流程图

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7.5.3色氨酸提取过程控制[13] a.板框过滤 板框过滤机有四个输入管道, 分别为进料管道、 空气管道、 清水管道和淡酸水管道。 板框过滤机过滤操作主要步骤为:(1)首先关闭其他管路,由进料管道打入发酵液进行 过滤,由空气管道通入蒸汽对发酵液进行加热,加热至70℃ 左右;(2)过滤完毕通入空气 进行压滤;(3)通入淡色氨酸水进行冲滤;(4)再次通入空气进行压滤;(5)最后 通入清水冲滤,滤下的淡酸水返回用于第三阶段的过滤。 b.离子交换 首先使色氨酸发酵液以一定流量流过离子交换树脂柱,流过的发酵液再返回树脂柱 重吸附,使色氨酸吸附于离子交换树脂上。同时,色氨酸发酵液中的残留微生物极大部 分在树脂柱中变性生成凝集物,物理性地保持在树脂上,同时一部分微生物从树脂柱的 下部与废水一起流出。上述操作完毕后,从离子交换树脂柱底部以一定流量通水逆洗, 使附着在树脂上的凝集微生物浮游从柱上部流出除去。 c.浓缩结晶 离子交换柱的洗脱液进入双效浓缩系统进行真空加热浓缩,使洗脱液浓度升高,然 后打入结晶罐。 结晶罐采用夹套式, 在结晶罐中用草酸调节pH至色氨酸的等电点5.89 附 近,然后在夹套中通入冷冻水,使色氨酸溶液温度降低而结晶。 d.离心干燥包装 结晶罐中的晶体及溶液一起送入三足离心机进行离心,离心后的晶体送入烘箱进行 干燥,从而得到产品色氨酸。然后按照不同需求进行包装。由于提取方法是离子交换柱 法,所得产品色氨酸含量可达到99%,完全能够达到要求,因此不再需要精制步骤。 7.5.4 提取车间布置图 本项目中,提取车间为重点车间,我们需要认真设计,在发酵产率相同的情况下尽 量提供提取率,以提高色氨酸产率,降低生产成本,实现效益最大化。该厂的提取车间 是借鉴已建成的兄弟工厂,其实际布置图见附录A。

第八章 设备选型

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8.1 重点设备——发酵罐 色氨酸发酵为好氧发酵,则所用发酵罐为通气发酵罐,在前面我们已经初步对发 酵罐进行了设计,我们选用的是120m3 的六弯叶机械搅拌通气发酵罐。在设计各种规 格的发酵设备时,做到设计结构严密,有足够的强度和使用寿命,力求设备内部附件 少,表面光滑,注意到要有良好的气枣汽接触和气枣固混和性能,使物质传递,气体 换有效地进行。有足够的热交换面积,以保证发酵能在最适宜的温度下进行。重视设 备的密封性能以保证灭菌操作。此次发酵罐材质为碳钢。 搅拌器是发酵设备的主要装置,通过搅拌汽体,使新鲜培养基成份、空气、菌丝 体充分混合达到传质量和传热效果。目前搅拌器的基本形式有三种:平叶(直叶) 、弯 叶、箭叶。选用弯叶涡轮搅拌器是因为弯叶蜗轮搅拌器对发酵汽有剪切作用,发酵汽 有以向和轴向流动,已直叶蜗轮搅拌器相比,在相同直径、转速、叶宽等条件下,弯 叶搅拌器所消耗的功率较小,但效果很好,目前在国内已被普遍采用。 罐内设置的挡板, 用于提高搅拌效率, 罐内有无挡板直接影响发酵汽翻动的状况, 所以罐内按装挡板显得十分重要,根据有关资料对设置的挡板数量的增减及叶宽尺寸 的变化测得的数据来看,罐内采用4块或6块挡板,板宽度在1/12-1/10块,对提高搅拌 效率最为理想。 发酵气的冷却由立式排管来担负,在罐内排管的连接方面我们作了改进。这主要 避免在罐体多开孔,开成死角。这种连续方式在实际使用中得到满意的效果。发酵罐 设计图可见附录A。 8.2 主要设备 (1)调浆罐:耐温,圆柱锥底,径高比H=2D,罐规格:20m3 ;搅拌选用六弯叶涡轮搅 拌器。为保证正常生产,需要3个调浆罐。 (2)维持罐:尽量采用高而瘦的圆柱型,高径比为(5~8) :1,串联形式连接,3个。 (3)连消塔:连消塔的形式有喷孔型、螺旋形、气液混合型等一般,操作条件:培养基 在塔内停留时间,根据实际操作经验,一般取15~20s,而长度在1m至1.5m均可。 结构:采用两段加热的混合式连消塔 (4)糖化罐:定 100m3 ,材质:OCr18 Ni11 Ti 或 OCr17 Ni12 Mo2 或碳钢衬玻璃钢均可; 搅 拌形式:六弯叶涡轮搅拌器。 (5)板框压滤机:发酵工厂大多采用明流式,因为能直接观察每组板框的工作情况及泄 露情况; 滤板和滤框通常为正方形; 板框数从 10~60 块不等; 型号:BAY40-635/25 明流式油压压紧板框压滤机;过滤面积为:40m2 ,框内尺寸为 635mm× 635mm,滤
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框厚度为 25mm;滤框块=40/(0.635× 0.635× 2)=50 块;滤板 50-1=49 块;板内总 体积 V=0.635× 0.635× 0.025× 50=0.5m3 。 (6)连续喷射液化器:选用中压喷射器,型号:SLJ91II 型;处理量:15~50m3 /h。(根 据物料衡算,每小时处理的粉浆量来选择流量大小) (7)种子罐:12 m3 ,由于种子罐较小,而且对无菌要求较高,多用不锈钢如 A3 钢;利 用夹套蒸汽加热的方式。种子罐与发酵罐对应上料(要预留多 1-2 只,以防染菌 时急用) 。 (8)CIP 清洗罐:每个车间设置一个 CIP 罐工车间容器清洗,不锈钢;20m3 。 (9)选用制冷压缩机:色氨酸生产中以选用氨制冷式活塞压缩机为主,辅之选用溴化锂 吸收制冷机,选型:6AW10。 (10)离子交换柱:离子交换柱 也称混床。所谓的离子交换柱,就是把一定比例 的 阳、 阴离子交换树 脂混合装填于 同一交换装置 中,对流体中 的离子进行 交换、 脱除。 近年来,随着反渗透、EDI 等工艺的发展,离子交换水处理设备操作复杂, 不容易实现自动化,浪费酸碱,运行成本高等缺点更加突出,目前更多的应用于反 渗透设备的深度处理。小型的离子交换设备常采用有机玻璃交换柱,有利于观察树 脂运行情况。如混合离子交换器再生分层是否充分,阳离子是否―中毒 ‖等,树脂损耗 情况等。大型的离子交换水处理设备则采用碳钢内衬环氧树脂或衬胶。

8.3 设备一览表

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表8-3 主要生产设备一览图
序号 1 2 3 4 5 6 设备名称 通气发酵罐 调浆罐 维持罐 连消塔 糖化罐 板框压滤机 设备分类 生产设备 辅助生产设备 辅助生产设备 辅助生产设备 辅助生产设备 过滤设备 100m3 BAY40-635 /25 7 8 9 10 液化器 CIP清洗罐 离子交换柱 制冷压缩机 辅助生产设备 辅助生产设备 提取设备 辅助生产设备 6AW10 氨制冷式活塞压缩机为主 SLJ91II型 20m
3

设备规格 120m3 20m
3

数量(个) 4 3 3

备注 六弯叶机械搅拌 六弯叶涡轮搅拌器 串联 两段加热的混合式 六弯叶涡轮搅拌器

高径比6:1

滤框:50 滤板:49

油压压紧板框压滤机

连续喷射 不锈钢

第九章 工厂总平面设计
9.1 地区概况
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皖南地区受东 南季风影响,常 年多雨,皖南地 区地处亚热带中部 ,属亚热带季 风气候区,冬季受北方 高压控制,盛行西北风,以晴冷干燥天气为主,低温少雨 ; 夏季受太平洋 负热带高压控制,以东南风为主 ,高温湿热。气候温和湿润, 四季 分明。 9.2 厂区建筑 本厂所处的是 100m× 200m 的长方形厂址,为方便员工正常进行生产,该厂划分为 生活区和生产区。其中各建筑面积可见下表: 表 9-2 厂区建筑面积一览表
序号 建筑物 占地面积 (m2 ) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 17 18 19 综合楼 科研部门 停车场 员工宿舍 员工食堂 员工活动中心 医务室 原料仓库 糖化车间 发酵车间 提取车间 成品车间 污水处理站 有机肥室 配电房 空压站 冷却站 机修车间 循环水池 绿化地区 200 200 100 200 150 100 50 1000 2000 3000 2500 2000 1000 800 500 200 300 300 1000 4400 19 属于绿化区 15~18 属于生产辅助 区 8~14 属于生产区 20000 m2 3~7 属于生活区 1,2 属于办公区 备注 总计占地面积

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说明: (1)综合楼里设有办公室、接待室、展厅、资料室等,共 2 层; (2)员工宿舍:为集体宿舍,共 2 个楼层,配洗浴室; (3)发酵车间:因发酵罐罐体较高,约为三层楼高,建三个楼层,中间楼层用钢 板搭建。 (4) 原料仓库里设有配料室, 糖化车间有培养基制备室, 发酵车间有菌种培养室, 成品车间有包装车间及成品仓库; (5)其它:没做说明的基本为一层。 9.3 厂区布置原则 (1)总平面按设计任务书的要求进行,平面布置必须合理紧凑。 (2)总平面设计必须符合生产流程要求,并能保证合理的生产作业线,避免原材料、 半成品的运输交叉和往返运输。 (3)总平面没计应将面积大、主要的生产厂房布置在厂区的中心地带,以便其他部门 为其配套服务:辅助车间和动力车间应尽量配置在靠近其所服务的负荷中心;工厂大门 及生活区应与生产主厂房相适应,便于工人上下班。 (4)总平面设计应充分考虑地区主风向的影响,主风向可以从气象部门编制的各地风 玫瑰图查得。散发煤烟灰尘的车间和易燃仓库及堆场应尽可能集中布置在场地的边沿地 带和主导的下风向。发酵工厂菌种各异,应防止环境染菌。 (5)总平面设计应将人流、货流通道分开,避免交叉。工厂大门至少应设置两个以上。 合理设计厂区对外运输系统,将运输量大的仓库尽量靠近对外运输主干线,保证良好运 输条件和效益。 (6)总平面设计应遵从城市规划要求。面向城市交通干道方向作出工厂的正布置。厂 房布置要与所在城市建筑群保持协调,以利市容美观整齐。 (7)总平面设计应符合国家有关规定和规范。如:建筑设计防火规范、厂矿道路设计 规范、工业企业采暖通风和空气调节规范、工业锅炉房设计规范、工业企业卫生标准、 工业―三废 ‖排放试行标准规定,工业与民用通风设备电子装备设计规范等。 根据平面设计 原则,认真设计,总平面设计图 可见附录 A。

第十章 环境保护
10.1 色氨酸工厂主要废弃物 发酵工业是国民经济的支柱产业之一,氨基酸行业是我国发酵工业的重要行业,随着
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稀有氨基酸生产的不断发展,该行业造成的环境污染也在不断加剧。色氨酸工厂主要污染 物: a.废气 主要来源于发酵罐产生CO2气体,采用蒸汽集气包杀灭活菌体,然后排入大气中。 由提取车间产生的氯化氢气体逸出,采用设备加盖和酸雾吸收,车间安装风机。产自锅 炉的废气,通过加高烟囱高度和采用旋风除尘器等干式机械除尘和麻石水膜除尘器等湿 式除尘的方法,基本可使烟尘排放达标。生产中使用的和工艺过程中产生的HCl、 H2 S、 NH3 、HCHO 等气体通过使设备密闭,使用液体石蜡与空气隔离等措施防止其逸出,对 于泄漏的少量废气通过机械排风和风筒高空排放等方式,基本可以做到不超标。 b.废渣 色氨酸生产企业的废渣包括锅炉炉灰渣、回收的粉煤灰和滤渣。炉渣和粉煤灰随产 随运出厂外,可用于铺路和作建筑保温材料;制糖滤渣可制砖;发酵液除菌后所得湿菌 体烘干后可作饲料出售。 c.噪声 企业主要噪声来源于发酵罐、空压机(冷冻机) 、高速离心机、干燥机以及设有大 功率的搅拌设备等。由污水处理站鼓风机产生的噪声最高,采用防噪声隔音措施,并包 括出风口消声器,进、出风口的软接头及机器的减震器等,其它工艺设备均采用相同的 隔音,消声,减震措施。 d、废水 色氨酸生产主要的污染是高浓度废水,在建设项目中本公司将采用先进的喷浆造粒 技术将高浓度废水制成有机无机复合肥,即可以解决环保问题,又可以增加项目的经济 效益,还可以减轻污水处理厂的污水处理压力。 本次项目环境保护的重点工程是废水处理。 10.2 色氨酸工厂废水 色氨酸废水中的有机物是造成污染的最重要污染物,它是使水域变质,水体发黑发 臭的主要原因。虽然色氨酸废水属于发酵废水,不含有毒有机物,但是由于COD极高, 进入水体后将大量消耗溶解氧,导致水中缺氧,从而致使需要氧气的微生物死亡;色氨 酸废水中含有大量氨氮,它可造成河口、近海海域的富营养化问题;色氨酸废水还带有 酸碱污染,色氨酸尾母液pH很低,碳柱再生废液或者离子交换尾液含有大量反应过剩的 盐酸或者硫酸,用碱跟色氨酸反应生产色氨酸钠这一单元排出的废水则是强碱性,水体 受到酸碱污染时pH发生变化, 严重时将消灭或抑制水体中微生物的生长, 妨碍水体自净,

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还可腐蚀船舶。如果水体长期受酸、碱污染,将对生态系统产生严重的影响。 在这次项目中,我们摒弃原有的传统废水处理方式,采用先进的―有机废水喷浆造 粒‖技术,用喷浆造粒干燥机处理发酵高浓度有机废水生产有机复合肥,不仅是各发酵 企业治理―三废 ‖、保护环境的需要, 也是实现可持续发展的必由之路。更是今后处理 发酵高浓度有机废水的发展方向。喷浆造粒干燥机处理发酵高浓度有机废水的新工艺, 不但能使各发酵企业的高浓度有机废水达到零排放,还能变废为宝给企业带来新的收 益。 10.3 喷浆造粒工艺方案介绍[14] 喷浆造粒干燥机处理发酵高浓度有机废水的新工艺是根据发酵高浓度有机废水特 性生成的,将含水90%左右的高浓度有机废水通过三效蒸发器浓缩成含水60%至65%的 浓缩料浆、浓缩料浆通过喷浆造料干燥机造成1至4mm的光滑颗粒有机复合肥,有机复 合肥通过冷却机冷却后由包装机包装成袋。 用喷浆造粒干燥机处理发酵高浓度有机废水已在河南莲花味精集团有限公司、山东 三九味精有限公司、珠海益力集团有限公司、长春大成玉米开发有限公司、安琪酵母股 份有限公司、安徽丰源集团化工有限公司等发酵生产企业得到大规模推广应用,具有良 好的经济效益和社会效益,彻底根治了这些企业高浓度有机废水的污染问题。直接将发 酵高浓度有机废水生产成有机复合肥,其成份含量氮为14%~ 16%,氯化钾为2% ~ 5%, 各种氨基酸为4.15%~ 6%,其余绝大部分为有机质和微量元素。若在喷浆造粒前添加适 量的N 、P、K 等元素可生产出符合国家标准的N、P、K复合肥。DHH30系统废水处理 工艺每年可处理发酵高浓度有机废水300 000~ 360 000m3 ;DHH15系统废水处理工艺每 年处理发酵高浓度有机废水150 000~ 200 000m3 。 表10-3 喷浆造粒的设备投资和占地面积
系统型号 DHH30 DHH15 高浓度有机废水(m3 · a-1) 30~36万 15~20万 设备投资/万元 750~800 400~450 占地面积/m2 1000~1100 900~950

10.3.2 工艺特点 1) 工艺简单, 工期短, 收益快; 2) 将发酵高浓度有机废水浓缩后, 通过喷浆造粒干燥机造成有机复合肥实现了污水零 排放; 3) 能实现大规模工业化处理发酵高浓度有机废水, 保护生态环境;
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4) 处理发酵高浓度有机废水的成本低, 能为企业带来良好的经济效益和社会效益。 10.3.3 主要设备 1)三效蒸发器;2)搅拌罐;3)泵;4 )凉水塔;5)料浆罐;6)热风炉;7)风机;8) 空压机;9)喷浆造粒干燥机;10)斗提机;11)皮带输送机;12)筛分机;13)破碎 机;14)冷却机;15)旋风除尘器;16)料仓;17)包装机。 10.3.4 工程投资 从短时间的经济效益来看,利用喷浆造粒来处理色氨酸工厂废水是有点―入不敷出 ‖, 但是随着我国工业化进程的快速发展,环保被提到了重要的议事日程,国家对环保的要求 和监控也越来越严格。目前,我国发酵企业在生产中都排放出大量的高浓度有机废水,其 中氨基酸、酒精、酵母等行业高浓度有机废水污染尤为严重。从长远来看,此项技术不仅 可以持续有效的解决了工厂的废水问题,更可以为企业带来经济效益。所以,我们决定采 用此项技术。 表10-4每吨有机复合肥的成本表
系统型号 DHH30 DHH15 煤耗/t 0.4~0.6 0.4~0.6 电耗/kW· h 120~140 130~160 蒸汽/t 23 23 其他费用/万元 100~180 100~180 合计/万元 350~440 380~460

第十一章 工程资金概算
11.1 全厂定员 本设计工厂,年工作日为 300 天。根据色氨酸生产特点,糖化、发酵、提取车间, 一般按照每天 3 个班次来安排工人上班,即每人每天上 8 个小时班,实行 4 班 3 倒制; 包装车间可以视情况而定,可安排 1 或 2 个班一天;机修车间一般是日班,中夜班给安 排 2 个人;电房要 3 班都要有人;行政人员全安排在白班。按岗位编制劳动定员共计劳

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动人员 76 人,管理及技术人员约需 30 人,项目总计劳动定员 106 人。 表 11—1 全厂定员及人员构成分析表
序号 1 2 3 4 6 部门 厂部 生产车间 辅助公共系统 生活保证人员 全厂合计 管理人员 6 6 1 2 15 工程技术人员 2 12 1 0 15 工人 0 60 8 8 76 合计 8 78 10 10 106

11.2 投资概算 本次设计的工程项目需要场地20000平方米(约30亩) ,固定资产投资7000万,流动 资150万,购置发酵罐、酸化罐、解析液贮罐、脱氨塔等专用设备,采用发酵、酸化过 滤等工艺,形成年产1000吨L- 色氨酸生产能力。按市场价300元 /千克计算,每年销售额 可达3亿,经济效益足够诱人。生产成本为100元/千克。 11.2.1 固定资产估算 a)固定资产投资编制依据和说明 1. 本项目固定资产投资估算按国家规发文件进行编制。 2. 设备价格按现行价格水平估算。 3. 建筑工程按当地实际建筑工程造价水平估算。 b)固定资产投资构成 1.地征用及开发费:本项目拟征用土地 20000 平方米,根据目前土地市场现状,预计 土地征用及开发费 300 万元(达到三通一平)。 2.建筑工程费:建筑工程根据有关安装工程概算定额,参考同类建筑物,确定综合单 位造价进行估算。经测算,共需 2000 万元。 3.主要设备及配套设备费:主要设备采用询价,其余设备参照目前同类型设备价格和 工程建设全国机电设备价格汇编进行估算;安装工程及其它按照轻工部设计概算中的有 关规定系数计取。经测算,共需 4000 万元,其中主体设备 3500 万元。 4.环保设施费:根据所需设施,参照当地同类工程造价进行估算,为 100 万元; 5.工程其他费用:包括试运转费、生产准备费、办公家俱购置费等。试运转费按主 体 设备价值的 2%估算为 66 万元;生产准备费主要为上岗前培训费,按项目所需生产工人

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每人 2000 元计算为 14 万元;办公家俱购置费按项目所需人员每人 600 元计算为 4.2 万 元。工程其他费用共计 200 万元; 6.其他不可预见费:取为 500 万元。 工程投资估算总额为 7100 万元。其中设备投资 3500 万元。 11.2.2 流动资金估算依据及办法 (1)应收帐款周转天数按预计信用期限 36 天计 (2)主要原材料贮存期按 20 天计(原料价格按现行价格计算,本报告按平均价计算) ,辅 料及包装等材料因年所需求量较少,多次采购成本较高,因此分别按 30 或 60 天计算周 转天数。 (3)在产品周转天数按色氨酸生产周期 4 天。 (4)成品贮存周期按 15 天计。 (5)现金周转天数按 15 天计。 (6)应付帐款周转天数按 45 天计。 据此实际估算流动资金为 1500 万元 11.3 经济效益初步分析 查阅大量文献,得知色氨酸生产成本为10万 /吨,市场平均价格30万 /吨。年产1000 吨色氨酸,年收入可达2个亿。 (1) 员工工资:初步将员工平均每人每月工资定位在3000 元,则106名员工每年所需 要付的工资=106× 3000× 12=3816000元。外加奖金之类,预支付400万。 (2) 能源消耗费用:约300万。 (3) 环境保护费用:按国家标准,占生产总值的1%,300万。 (4) 税收:按20%,约6000万。 (5) 企业其他花费:1000万。 综上所述:年净利润为1 亿2000 万。投资回收期= 总投资额 /利润=8500/12000=0.71年=9 个月,项目可行。

结论与展望
本次设计根据 L- 色氨酸生产机理,已初步确定工业化生产 L- 色氨酸的方法,并对 色氨酸工厂进行了初步设计。但是,我国发酵法生产色氨酸市场的迅猛发展,特别是―十 二五 ‖时期,转变经济增长方式这一主基调的确定,与之相关的核心生产技术应用与研 发必将成为业内企业关注的焦点,落后产能将大量淘汰,新技术,新工艺必将成为政府 各级相关部门积极推进的主要工作。技术工艺的优劣直接决定企业的市场竞争力。深入

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曾华辉:年产 1000 吨色氨酸发酵工厂设计

全面了解国内外同行所采用的技术工艺及技术研发趋势,对准确把握自身技术竞争优劣 势,引进先进技术工艺路线,提升自身技术竞争优势具有十分重要的优势。1997 年,由 H· 卡马拉里斯、P· 科万、J· 皮塔尔德发明的 ―用大肠杆菌生产色氨酸 ‖在中国获得发明专 利。至此,用大肠杆菌工程菌生产色氨酸有了合理的科学的根据。本次设计主题是 ―年 产 1000t 色氨酸工厂初步设计 ‖, 结合实际情况, 借鉴国内有经验的色氨酸生产工厂设计, 初步设计得以形成。所有的设计都是基于实际的色氨酸生产工厂情况。 在《2010 中国氨基酸及蛋白原料产业发展高层论坛》上,希杰生化本部长金喆河 分析, 2003 年全球色氨酸需求在 1180 吨, 2009 年达到 3500 吨, 年均复合增长率在 16.8%, 并预测 2010 年需求量在 4250 吨。 日本味之素公司的预测显示, 2010 年全球色氨酸需求 将增长 25%至 5000 吨/年。博亚和讯统计,2003 年中国国内色氨酸消耗量在 130 吨/年, 而 2009 年色氨酸消耗量达到在 400 吨/年,年均复合增长率在 17.4%,增长幅度略高于 全球平均增长水平。 2009 年以前我国色氨酸主要依赖于进口, 国外的主要生产厂家有日 本的味之素、德国赢创的德固赛等为主要生产国。09 年开始,中国开始较大规模投产色 氨酸。截至目前生产色氨酸的厂家有皖南地区升华拜克、山东鲁抗、安徽丰原、吉林大 成等。 目前,国内没有形成规模化和规范化的色氨酸产业,面对高额利润,很多厂家纷 纷上马色氨酸,这样造成了局面比较混乱的情景。随着市场的国际化,我们有必要为色 氨酸产业出谋划策。2010 年,安徽丰原发酵技术工程研究有限公司投产―年产 1000 吨色 氨酸,3000 吨 VE 项目 ‖,该项目计划投资 2.5 亿元,2012 年全部建成投产。 近年来随着谷物价格高涨、蛋白资源紧缺、消费需求强劲、环保压力加大以及养 殖模式改变等因素的变化,色氨酸在饲料中的使用效果正逐渐被人们所认可。随着应用 技术的逐步成熟,市场接受度的不断深入,必将带动色氨酸添加量的不断上升。博亚和 讯预测,2015 年饲用氨基酸市场规模将达到 390 万吨, ―小品种 ‖色氨酸可能成为又一 个万吨级的产品,将打开新的氨基酸生产格局。 所以,该课题的开展与研究并不是盲目的,我之所以选择这个产品是基于本人的 专业兴趣爱好和长期是基于自己长期对色氨酸市场的关注与调研并结合自身优势所做 的选择。色氨酸,相对于其他易于生产的氨基酸来说,还只是新型产品。目前,国内氨 基酸的生产能形成规模化的企业并不多,可借鉴的也是有限的,本次色氨酸的工厂设计 只是初步设计,有一定的实际意义,但是在实践中,极大可能会有各方面的不妥,期望 在以后的生产过程中可以逐步得到解决。 本次设计过程中有过实际考察,有一定的实际意义和参考价值。色氨酸作为氨基
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安徽工程大学机电学院毕业设计(论文)

酸行业的后来者,来势汹汹,而我国国有色氨酸行业尚不成熟,我们要充分吸取国际先 进的生产技术,要大力发展发酵法生产色氨酸,这,符合走可持续发展的要求。 目前,对发酵业而言,较上游、中游比,下游工程是投入较多的。而分离与提取 是下游工程中的重中之重, 在无法改变其转化率的情况下, 我们能做的只有提高提取率, 尽量减少目标产物的流失尽可能提高其产率。所以,在这次工程项目中,我仍然坚持将 提取车间作为重点车间。 据可靠资料显示,目前色氨酸国内医药市场的需求超过 50 吨/年,若售价低于 30 万元/吨,则饲料市场需求超过 2000 吨/年。L- 色氨酸需求每年以 10%速度增长,市场前 景良好。目前,利用该发酵技术生产 L- 色氨酸单位成本为 100 元/kg,目前市场售价在 300 元/kg,市场前景可观。预计,固定资产投资 7000 万,流动资金 1500 万,场地 20000 平方米,可年产 1000 吨 L- 色氨酸产品。按目前市场售价为 300 元/kg 计算,每年的销售 额可达 3 亿元,市场前景可观。 色氨酸由 Hokinst 于 1902 年首先从酪蛋白中水解分离获得,色氨酸添加剂有 L型和 DL- 型两种,DL- 色氨酸的生物学效价为 L- 色氨酸的 60%~80%。D- 氨基酸作为非 蛋白氨基酸,虽然 20 世纪 70 年代中期被科学工作者在人体中发现,但并未引起重视, 到了 20 世纪 80 年代后期特别是近几年,有关人体及食物中 D- 氨基酸的研究才越来越 深入。特别是在医药行业中,D- 色氨酸是药剂的重要的合成前体。 目前,国内的色氨酸生产主要是 L- 色氨酸的生产和投资,国外已经有关于 D- 色 氨酸生理学性质、 药物作用和制备方面的研究报告, 但是目前国内还是空白。 随着对 D— 色氨酸研究的深入,必将在农业、医药、食品、饲料等行业发挥巨大作用。

致谢
在此,谨向我的论文指导老师项驷文老师以及各位科任老师,同学致以最诚挚的谢 意!感谢四年有你!

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