年产吨色氨酸的工厂设计可编辑.docx
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年产吨色氨酸的工厂设计可编辑
年产2000吨色氨酸的工厂设计
发酵工程课程设计
报告书
题
目年产2000吨色氨酸的工厂设计
分工安排:
生物工程102班第一组
专业:
生物工程指导教师:
金大勇
完成日期:
分组安排:
第一组(摘要、前言、工艺论证)
第二组(物料衡算、热量衡算、水平衡计算)
第三组(设备选型及计算)
第四组(CAD画图)
第五组(整理总结)
摘要
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。
色氨酸的生产方式有多种,其中以微生物直接发酵法最具进展前途。
随着色氨酸的需求量日趋增加,决定设计一个年产2000吨色氨酸的工厂。
本设计以大肠杆菌为生产菌株,利用微生物直接发酵法制备色氨酸,采用深层发酵的方式,采用过滤、三效浓缩、冷却结晶、离心烘干的方式,最终取得99%的色氨酸。
本设计对工艺流程进行了物料衡算,并对主要生产设备进行了选型。
关键词:
色氨酸,发酵法,工艺,设备选型
ABSTRACT
Tryptophanisoneofeightkindsofessentialaminoacidsinhumanandanimallifeactivity,Itisusefulforgrowthofpeopleandanimal.Therearemanymethodstoproducttryptophan,andamongthemthemicrobialfermentationisthemostpromising.
Withtheincreasingdemandoftryptophan,wedecidedtodesignanannualoutputof2000tonsoftryptophanfactory.WedesigntheproductwithEscherichiacolistrains,usingmicrobialfermentation,themethodofdeepfermentation,filtration,three-efficientconcentration,coolingcrystallization,centrifugalanddrying,andeventuallyget99%degreesofpurityoftryptophan.Thedesignperformthematerialbalancebasedonthetechnologicalprocesses,andselectthemainproductionequipment.
Keywords:
tryptophan,fermentation,process,selectionofequipment,
摘要……………………………………………………………Ⅰ
ABSTRACT……………………………………………………………Ⅱ
前言…………………………………………………………………..1
1工艺论证………………………………………………………….2
无菌空气系统………………………………………………………………2
淀粉的液化和糖……………………………………………………………3
发酵工艺………………………………………………………………..…….4
提取工艺……………………………………………………………………5
总工艺流程图………………………………………………………………….6
2物料衡算.7
生产进程的总物料衡算……………………………………………………7制糖工序物料衡算……………………………………………………………8
持续灭菌和发酵工艺物料衡算.9
提取工序物料衡算……………………………………………………………11
3热量衡算…………………………………………………………..13
液化工序热量衡算……………………………………………………………13
糖化工序热量衡算……………………………………………………………14
持续灭菌和发酵工序热量衡算………………………………………………15
浓缩结晶进程热量衡算………………………………………………………17
干燥进程热量衡算……………………………………………………………18
生产进程耗用蒸汽汇总表……………………………………………………19
4水平衡……………………………………………………………20
糖化工序用水量……………………………………………………………….20
持续灭菌用水量……………………………………………………………….20
发酵工序用水量……………………………………………………………….20
提取工序用水量……………………………………………………………….20
用水量汇总表……………………………………….………………………….21
5设备计算与选型…………………………………………………22
糖化罐21
发酵罐………………………………………………………………………….22
种子罐………………………………………………………………………….27
无菌空气制备………………………………………………………………….30
三效浓缩罐……………………………………………………………………….31
结晶罐……………………………………………………………………33
6.参考文献……………………………………………………………30
前言
L-色氨酸是含有吲哚基的中性芳香族氨基酸,为白色或略带黄色叶片状结晶或粉末,在水中溶解度1014g(25℃),溶于稀酸或稀碱,在碱液中较稳固,强酸中分解。
微溶于乙醇,不溶于氯仿、乙醚。
它是人体和动物生命活动中必需氨基酸之一,对人和动物的生长发育、新陈代谢起着重要作用,被称为第二必需氨基酸,在生物体内,从L-色氨酸动身能够合成5-羟基色胺的激素和色素、生物碱、辅酶、植物激素等生理活性物质,能够预防和医治糙皮病,同时具有消除精神紧张、改善睡眠等功效。
另外,由于色氨酸是一些植物蛋白中比较缺乏的氨基酸,用他强化食物和做饲料添加剂对提高植物蛋白质的利用率具有重要的作业,它是继蛋氨酸和赖氨酸以后的第三大饲料添加氨基酸。
目前世界L-色氨酸的年产约为10000多吨,市场增加率超过10%,作为饲料添加剂利用的色氨酸有数百吨,中国主如果高价钱限制了她的应用。
世界上主要生产厂家是日本的昭和电工、协和发酵和三井化学公司采用发酵方式生产色氨酸,赢创德固赛则兼有发酵法和合成法生产色氨酸。
L-色氨酸的最先生产是靠化学合成法和蛋白质水解法,随着对微生物法生产L-色氨酸研究的不断深切,这种方式已经处于主导地位。
微生物法大体上能够分为直接发酵法、微生物转化法和酶法。
目前微生物直接发酵法成为色氨酸工业化生产的主流方式。
1.工艺论证
无菌空气系统
微生物在繁衍和耗氧发酵进程中都需要氧气,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育液,在适宜的条件下,它们会大量繁衍,消耗大量的营养物质,和产生各类代谢产物,干扰乃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,乃至造成发酵完全失败等严峻事故。
为保证纯种培育,必需将空气中的微生物除去或杀死。
另外还要求必然的相对湿度和具有必然的温度。
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,所以常常利用空气紧缩机加压后供给。
过滤除菌是目前生物工业生产中最常常利用、适用的空气除菌方式。
生物加工进程中最常常利用的取得大量无菌空气的常规方式:
一类是介质间孔隙大于微生物直径,故必需有必然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。
这种过滤介质有棉花、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。
但常常利用介质过滤法。
另外,空气通过紧缩和在管道输送及通过滤器时的压力和温度的转变,会引发空气相对湿度改变,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,应把紧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1选用两级冷却、分离、加热的空气除菌流程
注:
第一级冷却:
可使大部份水、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10um以上);
第二次分离:
分离直径较小的雾粒(直径在5um以下);
其长处:
a.比较完善的空气除菌流程,可适应各类气候条件,尤其适用潮湿的地域,其他地域可按照本地的情形,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:
能够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.第一将进入空气紧缩机的空气粗滤。
滤去尘灰等固体微粒,这对空气紧缩机正常运行、介质除菌有专门大帮忙。
d.为避免往复紧缩机产生脉动,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常利用两台总过滤器(便于交叉利用)和分过滤器(每一个发酵罐一台)相结合的二级过滤装置,以确保空气的“无菌”。
淀粉的液化和糖化:
色氨酸发酵进程顶用的是葡萄糖,而所采用的发酵菌种没有分解淀粉的功能,所以在
微生物发酵之前必需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。
调浆:
搅拌速度为10?
20r/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维持在之间,加入耐高温的α-淀粉酶,用量为10U/g淀粉)。
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,维持平衡。
维持出口的温度在100-105℃之间,液化的淀粉乳由喷射器下方卸出,引入维持罐。
维持进程的温始终要控制在95-98℃之间,持续时刻为30分钟,最终淀粉乳的碘反映呈棕红色,且能迅速扩散。
糖化:
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至再加入糖化酶,其用量为100U/g淀粉)。
糖化时刻约为24-48小时,终点前DE值达到最高,提前15-20min升温至85℃,灭酶5-10min.
过滤:
由于糖化进程中的条件比较温和,所以脂肪、蛋白质大体没发生转变,能够用板框压滤机配上12-16涤纶过滤布加以过滤。
发酵工艺色氨酸发酵采用大肠杆菌深层发酵的方式
工艺流程
斜面培育→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
培育基成份原料
a:
斜面培育基(g/l)牛肉膏3g,蛋白胨10g,Nacl10g,琼脂15~20g,~
b:
麸曲培育基麸曲:
水1:
1
c:
种子培育基(g/lNH42SO450,淀粉糖50,玉米浆4ml,豆饼水解液2ml,MgSO4?
7H2O4,KH2PO4,,FeSO4?
7H2O,,PH~
d:
发酵培育基(g/l淀粉糖50,玉米浆22ml,NH42SO440,Phe,Tyr,MgSO4?
7H2O,MnSO4?
H2O,FeSO4?
7H2O,VB1100μg
工艺条件:
制备孢子悬液:
在1000ml三角瓶内装入麸皮40g和水40ml,混匀,121℃灭菌30min。
然后接种,再放入30℃培菌室内进行培育3-4d,前2天天天混匀2次,孢子完全成熟时就不用混匀。
利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℃、10min。
罐?
冷却至℃接入孢子悬浮液。
培育条件:
风量m3/m3?
min
搅拌转速200r/min
温度℃
罐压MPa
移种条件:
培育时刻为18h;pH下降到以下,产酸50g/l;镜检菌丝,保证生长良好,无孢子、无杂菌
③发酵罐:
先投料,再间接用蒸汽加热,等罐?
升至80-90℃后,改用3路直接蒸汽,85℃维持10min,待料液温度至℃接入种子,接种量4%。
培育条件:
风量m3/(m3?
min
搅拌转速80-90r/min
培育温度℃
罐压MPa
放罐条件:
发酵后期进行两次产酸测定,若是相近或有下降趋势即可;且还原糖大体耗完(小于g/l或再也不消耗还原糖。
生产技术指标:
糖化进程中淀粉糖转化率(%):
108发酵周期(h:
45发酵糖酸转化率(%):
12-15发酵液产酸量(g/l):
80提取收率(%):
85精制纯度(%):
99每吨成品消耗淀粉量(吨):
生产工作制度:
全年按300天工作日计算,持续生产
提取工艺[5]工业上通常采用三效浓缩的方式来提取色氨酸。
三效浓缩是通过蒸发进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。
总工艺流程图
2物料衡算
生产进程中的总物料衡算
生产能力:
年产2000吨色氨酸,精制纯度为99%,
年产总的色氨酸量2000×99%1980t
日产100%色氨酸量1980÷300
日产99%色氨酸量t
总物料衡算以淀粉为原料:
(1)1t纯淀粉理论上产100%的色氨酸的量:
1000×108%×204/3601000××
(2)1t纯淀粉实际产100%的色氨酸的量:
1000×108%×15%×85%kg
(3)1t工业淀粉(含量86%的玉米淀粉)产100%色氨酸的量:
×86%kg
(3)淀粉单耗:
1t100%的色氨酸消耗工业淀粉的量1000÷t
1t100%的色氨酸理论上消耗纯淀粉的量1000÷
(4)总收率:
÷%
(5)淀粉利用率:
÷%
(6)生产进程总损失:
100%-%%
(7)原料及中间品计算:
日淀粉用量:
×t/d
日糖化液量:
×86%×108%t/d
折合为24%的糖液÷24%d
日发酵液量:
纯色氨酸量×15%t/d折算为80g/l的发酵液÷8%97m3提取色氨酸的量(纯色氨酸的量):
×85%t/d色氨酸废母液量以排出之废母液含色氨酸4g/l计算:
÷%290m3
总物料衡算结果
总物料衡算结果(年产10000吨色氨酸)
表1总物料衡算结果
原料淀粉质原料(玉米淀粉)
项目生产1t100%色氨酸t/d
工业原料
糖液(24%)(t)
色氨酸(99%)(t)
色氨酸(100%)(t)
发酵液(m3)97
排出含%色氨酸废母液(m3)290
制糖工序的物料衡算
淀粉浆量及加水量:
淀粉加水比例1:
1t(1000kg)工业淀粉产生淀浆量1000×(1+3500kg,加水量3500?
10002500kg
粉浆干物质浓度:
1000×86%÷3500×100%%
液化酶量:
利用液体α?
淀粉酶3500×%kg
CaCl2量:
3500×%kg
糖化酶量:
用液体糖化酶3500×%kg
糖化液产量
1000×86%×108%÷24%3870kg
24%糖液的相对密度为
3870÷3551L
脱色用活性炭用量:
为糖液%
3870×%kg
滤渣产量(含水80%的废活性炭):
÷1-80%)29kg
生产进程进入蒸汽和洗水量:
3870+29-3500-+++kg
衡算结果:
按照总物料衡算,日投入淀粉t,物料衡算汇总表如下
表2制糖工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例(Kg)日投料量(Kg)项目物料比例(Kg)日产料量(Kg)
工业原料100055730糖化液3870
配料水2500139325滤渣29
液化酶
CaCl2
糖化酶
活性炭
洗水和蒸汽
累计3899累计3899
持续灭菌和发酵工序的物料衡算
发酵培育及数量:
11000kg淀粉,取得24%的糖液3870kg。
发酵初始糖浓度为170g/l,其数量为
3870×24%÷17%(W/V)5464L170g/l的糖液相对密度为
5464×5792kg
2配料:
按放罐发酵液体积计算
5464×(17%/%)6984L(133g/l为终糖浓度)
玉米浆6984×%(W/V)kg
米糠6984×%W/Vkg
无机盐6984×%kg
配料用水:
配料时培育基中含糖量不低于19%,向24%的糖液中加水量
(3870×24%)/19%-3870kg
3灭菌进程中加入蒸汽量及补水量:
5792-3870----kg
接种量:
6984×1%(W/V)L
×74kg
发酵进程中pH调节用HNO3,为发酵液体积的%
6984×%kg
加消泡剂的数量为发酵液的%
6984×%kg
消泡剂的相对密度为
÷L
发酵进程从排风带走的水分
进风25℃,相对湿度σ70%,水蒸气分压18mmHg(1Pa),排风32℃,相对湿度σ100%,水蒸气分压27mmHg。
进罐空气的压力为大气压(表压)(1大气压Pa),排风大气压(表压)。
出进空气的湿含量差:
通风量为m3/
则带走的水量:
6984×÷1000×60×40××kg
式中为32℃时干空气密度(Kg/m3)
假设进程分析、放罐残留及其他损失30kg
发酵终止时的数量
5792+74++kg
衡算结果汇总
年产2000吨色氨酸日投工业原料t,持续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总表如下:
表3持续灭菌和发酵工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例(kg)t/d项目物料比例(kg)t/d
24%糖液3870发酵液
玉米浆空气带走水分
米糠
无机盐过程分析、放罐残留及其他损失30
配料水
灭菌进程进蒸汽及水
种量74
HNO3
消泡剂
累计
色氨酸提取的物料衡算
发酵液数量:
6984L,kg
色氨酸产量:
1分离前100%的色氨酸的量:
6984×8%kg
2分离后色氨酸的量:
100%色氨酸的量:
×85%kg
99%色氨酸的量:
÷99%kg
脱色加入活性炭(5%):
×5%kg
废湿活性炭的量(含水75%):
÷(1-75%)96kg
浓缩时蒸发水量(浓缩后浓度为40%):
则÷40%L,蒸发水量×4289kg
离子互换除去离子数量(达96%)×96%kg
母液数量(母液含色氨酸4g/l)
%20955kg
色氨酸分离水洗量:
×20%kg
色氨酸提取回收加水量:
20955++96++kg
物料衡算结果:
按照以上计算,再乘以t日淀粉数及得出每日之物料量,汇总列如下表。
表4色氨酸提取工序物料衡算汇总表
进入系统离开系统
项目物料比例(Kg)t/d项目物料比例(Kg)t/d
发酵液99%色氨酸
活性炭24母液20955
分离洗水量湿炭96
回收加水量离子
蒸发水4289
累计热量衡算
液化工序热量衡算
一次液化加热蒸汽耗量(D):
可按下式计算
D1Gτt2-t1/I-λ
式中:
G?
淀粉浆量(kg/h)
c?
淀粉比热容[kg/(kg?
K)]
t1?
?
浆料初温(20+273293K)
t2?
液化温度(95+273368K)
I?
加热蒸汽焓,2738kJ/kgMpa表压
λ?
加热蒸汽凝结水的焓,在368K时为398kJ/kg
(1)淀粉浆量G:
按照物料衡算,
日投入淀粉t,
持续液化/24t/h,加水比为1:
淀粉浆量为2320×8120kg/h
(2)粉浆干物质浓度:
2320/8120×86%×100%%
(3)粉浆比热容τ可按下式计算:
ττ0×x/100+τ水×(100-x)/100
式中:
τ0?
淀粉比热容,取kJ/kg?
K
x?
粉浆干物质含量
τ水?
水的比热容,kJ/kg?
K
τ×100+×/100kg?
K(4)蒸汽用量:
D18120××(95-20)/(2738-398)kg/h
二次液化加热蒸汽量,
在145℃时为611kJ/kg
D28120××145-95/2738-611kg/h
以上两次合计,平均量+h
每日用量×24d
液化液冷却用水量
利用板式换热,将物料有145℃降至60℃,利用二次水,冷却水入口温度20℃,出口温度50℃,需冷却水量(W)
W(8120+××(145-60)/(50-20)×21627kg/h即d
糖化工序热量衡算
由前面物料衡算知,日产24%糖液t,相对密度为g/l,则糖液体积:
Vm3糖化操作周期为30h,其中糖化时刻24h,糖化罐100m3,装料80m3,需糖化罐80×30/24个,取4个罐
糖化后加热灭酶用蒸汽量:
在100℃时λ419kJ/kg
D灭8120××(100-60)/(2738-419)494kg/h
要求在20min内使糖化液有60℃升至100℃
则:
蒸汽顶峰量:
494×60/201482kg/h
冷却利用板式换热:
糖化液有(灭酶后)95℃降至40℃,用二次水冷却,冷却水入口温度20℃,出口45℃,平均用水量:
W(8120++494)××(95-40)/((45-20)×17711kg/h
每日糖化罐同
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