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学校代码： 10128 学 号： 200820515031

本科毕业设计说明书

（

题 目：800 t/a土霉素生产车间脱色结晶（间

歇）干燥工段工艺设计

学生姓名：赵 东 辉 学 院：化工学院 系 别：化学工程系 专 业：制药工程

班 级：制药工程08-1班 指导教师：竺宁 讲师

二 零 一 二 年 六 月

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摘 要

土霉素生产过程包括发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥几个主要工段。本次设计为800 t/a土霉素生产车间脱色、结晶（间歇）、干燥工段的设计。对土霉素的生产工艺过程进行了物料衡算和热量衡算，进而进行了设备选型，最终绘制了物料流程图，工艺管道及仪表流程图，设备的平、立面布置。发酵工段需要一级发酵、二级发酵和三级发酵得到发酵液，然后经过盐酸的酸化后再经过板框过滤机过滤进行脱色、结晶、干燥制成成品。本次设计任务的主要工段是脱色、结晶和干燥。脱色装置采用大孔交换树脂进行三组3罐脱色；结晶过程可采用间歇和连续结晶两种，结晶关系到产品的分离和提纯，本次设计选择间歇结晶的方法。结晶后将结晶液通入离心机中进行离心处理，最后将离心处理后所得的湿物料通入到干燥车间进行干燥，生产出合格的产品。

关键词：土霉素；脱色；结晶；干燥

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Abstract

The several major public paragraphs including fermentation, acidification, filters, discoloring, the crystallization and dry in oxytetracycline production process. This design is that the public paragraph of discoloring and crystallization of oxytetracycline production workshop of 350t/a. Doing material accountancy and heat balance and for the production process of oxytetracycline. We determine the site selection and equipment selection and so on by calculating. Finally we draw the material flow chart, process piping and flow chart meters, equipment list and the level, facade layout of the workshop equipment.After the first fermentation, secondary fermentation and third fermentation develop cracks fermentation liquor, then after the acidification hydrochloric acid it is filter into the frame, and decolorization conducted, crystal, dry and the finally manufacturing the finished products. The main section is decolorization and crystallization in this design. Used the decolorization devices of large-exchange resins to group 3 . There are two kind of crystal ways, the first one is crystal intermittent and the second one is continuous crystallization. Crystallization related to separation and purification of products, we used the continuous crystallization in this design. Put the liquid crystal centrifugalde into the centrifuge after the crystal. Finally we will obtain the wet materials after centrifugalde dryde into the drying workshop, and finally we product the qualified products.

Keywords: oxytetracycline, decoloring, crystallization

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目 录

引 言 ................................................................. 1 第一章 产品概述 ........................................................ 2

1.1产品名称、结构及性质 ............................................ 2 1.2药理作用 ........................................................ 2 1.3主要用途 ........................................................ 3 第二章 土霉素生产工艺流程 .............................................. 4

2.1设计依据 ........................................................ 4 2.2设计的指导思想和设计基本原则 .................................... 4

2.2.1指导思想 ................................................... 4 2.2.2基本原则 ................................................... 4 2.3工艺流程图 ...................................................... 4 2.4土霉素主要工艺流程及要求 ........................................ 5

2.4.1土霉素发酵工段 ............................................. 5 2.4.2提炼工段 ...................................................... 6 2.4.3脱色、结晶、干燥工段 .......................................... 6 第三章 物料衡算 ........................................................ 7

3.1 物料衡算依据 .................................................... 7 3.2发酵工段 ........................................................ 7

3.2.1一级种子培养 ............................................... 7 3.2.2二级种子培养 ............................................... 8 3.2.3三级发酵 ................................................... 9 3.3酸化工段 ....................................................... 11 3.4过滤工段 ....................................................... 12 3.5脱色工段 ....................................................... 14 3.6结晶工段 ....................................................... 15 3.7干燥工段 ....................................................... 17 第四章 热量衡算 ....................................................... 18

4.1热量衡算的目的 ................................................. 18 4.2热量衡算的依据及必要条件 ....................................... 19

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4.3热量衡算主要的计算公式 ......................................... 19

4.3.1设备的热量平衡方程式 ...................................... 19 4.3.2比热容的计算 .............................................. 20 4.3.3化合物比热容 .............................................. 21 4.3.4其它各温度下化合物的比热容 ................................ 21 4.4基本数据的计算 ................................................. 22 4.5热量计算 ....................................................... 24

4.5.1一级种子罐 ................................................ 24 4.5.2二级种子罐 ................................................ 28 4.5.3三级发酵罐 ................................................ 32 4.5.4补料罐 .................................................... 35 4.5.5干燥工段 .................................................. 39

第五章 设备选型及计算 ................................................. 41

5.1 发酵罐的选型 .................................................. 41

5.1.1一级种子罐的选型 .......................................... 41 5.1.2 二级种子罐的选型 ........................................ 42 5.1.3 三级种子罐的选型 ........................................ 43 5.2补料罐的选型 ................................................... 46 5.3 酸化罐的选型 ................................................... 48 5.4 树脂罐的选型 ................................................... 49 5.5 结晶罐的选型 ................................................... 50 6.6离心机的选型 ................................................... 50 5.6干燥器的选型 ................................................... 51 第 6 章 车间布置设计 ................................................ 57

6.1车间布置概述 ................................................... 57 6.2车间组成 ....................................................... 57 6.3车间区域和工艺设备布置原则 ..................................... 57 6.4厂房平面布置 ................................................... 57 6.4厂房垂直布置 ................................................... 57 第七章 三废处理 ....................................................... 58

7.1三废的概述 ..................................................... 58

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7.2三废的处理原则 ................................................. 58 7.3土霉素废水处理 ................................................. 58 7.4土霉素废气处理 ................................................. 58 7.5土霉素废渣处理 ................................................. 59 结 论 ................................................................ 60 参考文献 .............................................................. 61 谢 辞 .............................................................. 62

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引 言

土霉素为抗生素类药物，广谱抑菌剂，用于痢疾、斑疹伤寒、沙眼、结膜炎、肺炎、中耳炎、疖疮及皮肤化脓感染等。许多立克次体属、支原体属、衣原体属、螺旋体对本品敏感,对伤寒杆菌几乎无效。其他如放线菌属、炭疽杆菌、单核细胞增多性李斯特菌、梭状芽孢杆菌、奴卡菌属、弧菌、布鲁菌属、弯曲杆菌、耶尔森菌等对本品亦较敏感。多年来由于土霉素和四环素类的广泛应用,临床常见病原菌对土霉素素耐药现象严重.本品与四环素类抗生素的不同品种之间存在交叉耐药。本品作用机制为药物能特异性与细菌核糖体30S亚基的A位置结合，抑制肽链的增长和影响细菌蛋白质的合成。

通过在赤峰药厂的毕业实习，我们对土霉素生产工艺有了具体的了解,在此基础上以经济、合理、优质、高产、安全为目的,以建成后可获得最大的经济效益、环境效益和社会效益为原则，设计一套土霉素车间酸化，提炼，干燥工段及整个车间从原料购买到原料发酵，工艺设备，以便提升我们的专业知识水平及实践能力，完善了我们自身整体素质，为今后的工作学习生活打下坚实的基础。

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第一章 产品概述

土霉素是由龟裂链丝菌产生的，属于放线菌中的链霉菌属，他们具有发育零号的菌丝体，菌丝体分枝捂隔膜，直径约为0.4~1.0米，长短不一，多核。菌丝体有营养菌丝、气生菌丝和孢子丝之分，孢子丝分化成为分生孢子，而龟裂链丝菌的菌落为灰白色，后期生褶皱，成龟裂状。

1.1产品名称、结构及性质

（1）产品名称 中文名：土霉素 英文名：Terramycin 分子式：C22H24N2O9 分子量：460.58

化学名称：6-甲基-4-（二甲氨基）-3,5,6,10,12,12a-六羟基-1,11-二氧化-14,4a ,5 ,5a 6 ,11,12a-八氢-2-并四苯甲酰胺。 （2）产品结构：

（3）产品性质：蛋黄色的结晶性或无定形粉末，无臭，在日光下颜色变暗，在碱性溶液中容易破坏失效。在乙醇中微熔，在水中极微溶解；在氢氧化钠试液和稀盐酸中溶解。效价测定每1000土霉素单位相当于1mg土霉素。其盐酸盐为黄色结晶粉末，在水中易溶，10%水溶液的pH值为2.3-2.9。

1.2药理作用

（1）药效学

土霉素为四环素类抗生素，具有广谱抑菌作用，敏感菌包括肺炎球菌、链球菌、部分葡萄球菌、炭疽杆菌、破伤风杆菌、棒状杆菌等革兰氏阳性菌以及大肠杆菌、巴斯德氏菌、沙门氏菌、布鲁氏菌、嗜血杆菌、克雷伯氏菌和鼻疽杆菌等革兰氏阴性菌。对革兰氏阳性菌、革兰氏阴性菌都有抑制作用，对衣原体、立克次氏体、霉形体、螺

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旋体等也有一定的抑制作用。

（2）药动学

土霉素内服易吸收，但不完全。一次服用后，一般2-4 h达血药浓度，因部分药物进入瘤胃后延缓吸收，需要4-8 h才达峰浓度。牛内服50 mg/kg后，血清浓度约可维持20-24 h。鸡吸收较快，1h达血药峰浓度。如与乳类制品或含钙、镁、铋、铅、铁等药物同时服用时，因形成不溶性络合物，不仅抑制吸收，而且降低抗菌活性。土霉素盐酸盐给猪肌内注射后5 min即在血清中出现，2 h内达高峰。给牛肌内注射或静内注射10毫克每千克后，其血清治疗浓度的维持时间，肌内注射（18-19 h）较静脉注射（8 h）为长。给马肌内注射或静脉注射5 mg/kg，在24 h的平均血药浓度，静脉注射为1.5 ug/ml，肌内注射为0.72 ug/ml.而半衰期为静脉注射15.7 h，肌内注射10.5 h。给鸡肌内注射100 mg/kg后10 min即达血药浓度，24 h内可维持1.5 ug/ml。吸收后广泛分布于肝、肾、肺等组织和血液中易渗入胸水、腹水、胎畜循环及乳汁中。不易透过血脑屏障。在脑脊棱中的浓度约为血浓度的10%-20%，脑膜发炎时可略高。也有微量渗入瘤胃液中，并能沉积于骨、齿等组织内。主要以原型从尿中排出。一部分在肝脏胆汁中浓缩，排入肠内，部分在被吸收，形成“肠肝循环”。肾功能减退时可在体内积蓄[13]。

1.3主要用途

土霉素主要用于防治畜禽大肠杆菌、 (如沙门氏菌感染犊牛白痢、羔羊痢疾、仔猪黄白痢、幼畜副伤寒等)、巴氏杆菌、布氏杆菌感染及猪喘气病、鸡慢性呼吸道病；也常用于治疗狗的立克次氏体病、猫的传染性贫血，预防狗的衣原体病和钧端螺旋体病；局部用于坏死杆菌所引起的子宫内膜炎及组织坏死等；作为饲料添加剂使用，具有促进生长和提高饲料转化率的作用。

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第二章 土霉素生产工艺流程

2.1设计依据

赤峰制药集团土霉素生产车间，土霉素生产技术能力较为先进，有更可靠全面的参考依据。

2.2设计的指导思想和设计基本原则

2.2.1指导思想

①适应现代经济、社会发展需要 ②理论结合实际

③遵循科学研究的一般规律

2.2.2基本原则

①保证产品质量符合USP28–NF23要求； ②尽量采用成熟、先进的技术和设备； ③满足GMP要求； ④使用尽可能少的能耗； ⑤尽量减少“三废”排放量； ⑥具备开车、停车条件，易于控制； ⑦具有良好的经济效益；

⑧确保安全生产，以保证人身和设备安全； ⑨具有柔韧性，在不同条件下能够正常操作。

2.3工艺流程图

土霉素生产的工艺流程图见图2-1。

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沙土孢子 种子扩大培养 28h 36.5℃ 酸化液 结晶液 孢子培养 36.5℃4-5天 二级种子液 斜面孢子 孢子培养 30℃28-30h 空气搅拌 发酵液 一级种子液 发酵 31℃160-200h 脱色 122#树脂 酸化 草酸pH1.75-1.85 ZnSO40.15% 黄血盐0.25%

结晶 15%氨水pH4.5-4.6 28-30℃

过滤 滤液 脱色液 离心 湿品 干燥 土霉素干品

图 2-1 土霉素生产工艺流程图

2.4土霉素主要工艺流程及要求

2.4.1土霉素发酵工段

1培养基成分

培养基中各成份的质量分数为：

淀粉8%，淀粉酶0.00025%，黄豆饼粉2.9%，酵母粉0.4%，硫酸铵1.1%，碳酸钙0.6%，氯化钠0.2%g，磷酸二氢钾0.03%，氯化钴0.0047%，豆油15/36000，加水配制到所需质量。

2发酵条件

一级发酵温度维持在28-30℃，28-30h，并不断通入无菌空气搅拌；二级发酵温度维持在31℃左右，28h。三级发酵大约需要160-200h,温度维持在31℃。通氮量的多少参考pH值。要求100小时前pH在6.3～6.5，100小时后pH6.2～6.3。

3三级发酵操作

（1）灭菌接种 三级发酵是土霉素大量产生的时期，发酵罐和相应管道经过高温实罐灭菌后，待罐温降到29～33℃时即可采用压差法将二级种子液打入发酵罐，开始发酵过程。

（2）通气 为了给土霉素的生长提供充足的氧气，保持最适生长温度需要给发酵

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罐加上搅拌装置。

（3）消泡 为了防止气泡的大量产生需要给发酵罐内添加消泡剂，本工艺主要采用泡敌作为消泡剂。

（4）控温 在多种热源的作用下，可能使得发酵罐内的热量无法及时地散失，使发酵罐内温度不断上升，需要为发酵罐通入冷却水，以便及时地将热量带走。

（5）补料 随着发酵的进行，营养物质的浓度不断下降，因此要通过补料罐和氨罐为其提供营养。

2.4.2提炼工段

用草酸或草酸与无机酸对发酵液进行酸化 （ｐＨ5-20） 处理，不仅除去钙离子，草酸钙能使蛋白质凝固沉淀，有利于过滤；同时，酸化使土霉素溶解，进入液体。用0.2％黄血盐除去铁离子，加入0.25％硫酸锌除去蛋白质，0.2％硼砂助滤。发酵液经过板框过滤得到澄清滤液进行分离提取。

2.4.3脱色、结晶、干燥工段

脱色：采用主副二级脱色，脱色柱采用串并结合的方式使脱色效果达到最佳水平 结晶：滤液用氨水调节pH4.8，加入亚硫酸钠防止氧化，加入尿素降低晶体含水量，在5℃下搅 拌 2ｈ， 结 晶 析 出 粗 品。

干燥：过滤洗涤后，气流干燥，进风 120-130℃，出风70-80℃，得到土霉素成品。

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第三章 物料衡算

3.1 物料衡算依据

设计任务

1、设计项目：800 t/a土霉素生产车间脱色、结晶（间歇）、干燥工段工艺设计 2、产品名称：土霉素

3、产品等级：符合USP28–NF23 4、工作日： 330 天／年 5、生产方法：微生物发酵法

物料衡算以倒推式进行，按一级种子培养、二级发酵、三级发酵、酸化、稀释净化、过滤、脱色、结晶、干燥的反顺序进行,最终得出所设计吨位的土霉素的每日进料量即处理能力。

3.2发酵工段

3.2.1一级种子培养

培养基 一级发酵 出料 损失

设损失量为9%

由二级发酵数据可知：V出=2.53 L V培=V损+V出 ① V损=9%V培 ② 由①②得：V培=290.69 L;V损=26.16 L 因为一级进料罐进料密度培1.05 kg/L 所以m培培.V培1.05290.69305.22 kg 一级培养基的成分：

m淀粉1.5%m培0.015305.224.58 kg

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m糊精1.5%m培0.015305.224.58 kg m豆饼粉0.5%m培0.005305.221.53 kg

m酵母粉0.75%m培0.0075305.222.29 kg

mNH42SO40.5%m培0.005305.221.53 kg mNaCl0.5%m培0.005305.221.53 kg mCaCO30.4%m培0.004305.221.22 kg

mKH2PO40.03%m培0.0003305.220.09 kg

V11豆油600V培600290.690.48 L

m水94.32%m培0.9432305.22287.88 kg

3.2.2二级种子培养

接种 培养基 二级发酵 损失 设损失量为9%

由三级发酵数据可知：V出=3009.08 L

V培V接V出V损 V接V8%

培V接V损V培V接9%

V进V培V接 由以上式子及已知条件解得：V进3306.68 L V接2.53 L V培3042.15 L V损29.76 L 因为二级进料罐进料密度培1.07 kg/L

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出料

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所以m培培.V培1.073042.153255.10 kg 二级培养基的成分：

m淀粉5%m培0.053255.10162.76 kg

m糊精0.6%m培0.0063255.1019.53 kg m豆饼粉2.5%m培0.0253255.1081.38 kg m酵母粉0.6%m培0.0063255.1019.53 kg

mNH42SO40.8%m培0.0083255.1026.04 kg mNaCl0.4%m培0.0043255.1013.02 kg mCaCO30.75%m培0.00753255.1024.41 kg

mKH2PO40.03%m培0.00033255.100.98 kg

88V豆油V培3042.154.42 L

55005500m水.32%m培0.323255.102907.46 kg mCoCl20.0018%m培0.0000183255.100.06 kg

3.2.3三级发酵

1、已知条件

（1）培养基各含量百分比

表3-1 培养基各含量

培养基成分 淀粉 豆饼粉 酵母粉 (NH4)2SO4 KH2PO4 -淀粉酶

百分比（%） 8 2.9 0.4 1.1 0.03 0.00025

培养基成分 NaCl CaCO3 豆油（v/v ）

水 CoCl2

百分比（%） 0.2 0.6 15/36000 86.77 0.0047

（2）接种量：12%

（3）补料量：5：9补料进料比（v/v） （4）损失量：9%

（5）三级罐进料的密度培1.10 kg/L 2、由酸化阶段计算结果可知发酵液体积为428.37 L 3、计算过程

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接种 出料 损失 补料

培养基 三级发酵 V培V接V补V发酵V损 V接V培V接12%

V进V培V接 5V补 9V进由以上式子及已知条件解得：V补13930.92 L

V进25075.66 L

V接3009.08 L V培22066.58 L V损3510.59 L 因为三级进料罐进料密度培1.10 kg/L 所以m培培.V培1.1022066.5824273.24 kg 三级培养基的成分：

m淀粉8%m培0.0824273.241941.86 kg m豆饼粉2.9%m培0.02924273.24703.92 kg

m酵母粉0.4%m培0.00424273.2497.09 kg

mNH42SO41.1%m培0.01124273.24267.01 kg mNaCl0.2%m培0.00224273.2448.55 kg

mCaCO30.6%m培0.00624273.24145. kg mKH2PO40.03%m培0.000324273.247.28 kg

1515V豆油V培22066.589.19 L

3600036000m水86.77%m培0.867724273.2421061. kg

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mCoCl20.0047%m培0.00004724273.241.14 kg m淀粉酶0.00025%m培0.000002524273.240.06 kg 三级补料的成分：

因为三级补料罐进料密度补1.08 kg/L 所以m补补.V补1.0813930.9215045.39 kg

m淀粉5%m培0.0515045.39752.27 kg

m豆饼粉0.2%m培0.00215045.3930.09 kg mCaCO30.06%m补0.000615045.399.03 kg mNaCl0.02%m补0.000215045.393.01 kg

mKH2PO40.095%m补0.0009515045.3914.29 kg m水94.4%m补0.94415045.3914216.24 kg m酶0.136%m补0.0013615045.3920.46 kg

表3-2发酵阶段物料衡算表

级数 一级 二级 三级

进料体积L 290.69 3306.68 25075.66

补料体积L 0 0 13930.92

损失L 26.16 297.60 3510.59

放罐体积L 2.53 3009.08 428.37

3.3酸化工段

盐酸 发酵液 酸化 酸化液 稀释净化 低单位滤液 草酸 1、已知条件

酸化液效价350002～38000 g/ml，取U酸36000 g/ml；发酵液效价34000—38000 g/ml；稀释用低单位滤液效价600—900 g/ml之间，取U低700

g/ml；由过滤工段物料衡算可知：稀释净化液效价U净18028.38 g/ml；稀释净化液V净87800.14 L。 2、计算过程

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设酸化液的体积为V酸；稀释用低单位滤液体积为V低。

V酸+V低=V净 U酸V酸+U低V低=U净V净 代入数据得：V酸+V低=87800.14 36000V酸+700V低=18028.38×87800.14 解得V酸=43100.12L

V低=44700.02 L

V发酵10.3%0.85%V发酵V酸

43100.12V发酵428.37 L

10.0030.0085V发酵U发酵10.3%V酸U酸 U发酵V酸U酸V发酵10.3%43100.1210003600036306.92 g/ml

428.3710000.997因为36306.92位于34000—38000g/ml之间，所以取值合理。

V损V发酵0.3%128.59 L

即酸化草酸用量为：m草2%V发酵0.02428.37857.29 kg V盐酸0.85%V发酵0.0085428.373.35 L

m黄血盐0.5%V发酵0.005428.37214.32 kg m硫酸锌0.3%V发酵0.003428.37128.59 kg

表3-3 酸化工段物料衡算表

酸化前

项目 体积L

发酵液 低单位滤液 盐酸 总量

428.37 44700.02 3.35 87928.74

酸化后

项目 体积L 稀释净化液 损失 总量

87800.14 128.59 87928.73

3.4过滤工段

1、已知条件

顶洗液用量（高单位+草酸）/稀释净化后的液体量为1/1.04（v/v）滤渣效价≤6000g/mll,取5000g/ml；进框稀释液（草酸水+净化液）：滤液=1.03：1(v/v)；U

滤

=11100.20g/ml；净化液效价U

净

= 17500—18000g/ml；高单位顶洗液效价

12

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U=4500g/ml，用量约为滤液量的35—45%（v/v）；而后用草酸水顶洗，草酸水pH=1.88—1.92。 2、计算过程

草酸 滤液 稀释净化液 过滤工段 滤渣 损失 V高V草：V净1/1.04 V净V草：V滤1.03：1 假设V高:V草1:2 由②V草2V高 把④代入①3V高:V净1:1.04V净3.12V高

V框V草V净2V高3.12V高5.12V高

V框1.03V滤，V滤139885.73 L

5.12V1.03139885.73高1.03V滤V高5.1228141.07 L

V草2V高228141.0756282.14 L

V净3.12V高3.1228141.0787800.14 L 5.12V高1.03V滤V1.03净3.125.12V滤若取损失量为进框稀释液的0.8%,

VV1.03损0.008净0.0083.125.12V滤0.00502V滤液702.23V稀释液V滤液V滤渣V损V稀释液:V滤液1.03:1V稀释液V滤液V

滤渣V损V滤渣V稀释液V滤液V损1.03V滤液V滤液V损 0.02498V滤液

3494.35L 13

① ②

③ ④ 内蒙古工业大学本科毕业设计说明书

V净U净10.8%V滤U滤V渣U渣U净V滤U滤V渣U渣V净10.8%

139885.7311100.23494.355000

87800.14(10.8%) 18028.38 g/ml

表3-4 过滤工段物料衡算表

过滤前L

项目 数量 草酸 稀释净化液 总量

56282.14 87800.14 144082.28

过滤后L

项目 数量 滤液 滤渣 损失 总量

139885.73 3494.35 702.23 144082.31

3.5脱色工段

1、己知条件：

土霉素滤液效价11000—15000g/ml；脱后液效价10400—14500g/ml；取U脱=12000g/ml；脱后液pH1.95—2.0；滤液密度滤1.030kg/L；脱后液密度

脱1.025 kg/L；此过程效价损失5%；脱色液体积损失为1%。

2、计算过程：

土霉素滤液 脱色工段 脱后液 损失

根据质量守恒得：滤V滤11%脱V脱

解得： V滤

滤11%脱V脱205333.432000.68 L

1.03099%m滤滤V滤1.0302000.68212592.7 kg m损m滤1%212592.70.012125.93 kg m脱脱V脱1.0252000.68210466.77 kg

14

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核算土霉素滤液效价 ：V滤U滤15%V脱U脱

V脱205333.43 L

V滤2000.68 L g/ml

解得：U滤=12693.20

因为12693.20 g/ml在土霉素滤液效价11000—15000 g/ml之间，所以取值得当。

表3-5 过滤工段物料衡算表

脱色前

项目 滤液 总量

质量（kg） 212592.7 212592.7 项目 脱色液 脱色液损失 总量

脱色后

质量（kg） 210466.77 2125.93 212592.7 3.6结晶工段

1、已知条件

土霉素折干效价：U=930 g/mg；脱色液经结晶分离损失为1%，离心母液效价650—700ug/ml,取离心母液效价U2=680g/ml，离心母液的密度1.02 kg/L；取脱后液效价U1=12000g/ml，脱后液密度脱1.025 kg/L；V脱：V碱化剂=1：0.013（结晶时所用的碱化剂为氨水和亚硫酸钠混合液，其中15%氨水，4%亚硫酸钠）。 2、计算过程

脱色液 氨水 结晶母液 结晶 湿品 损失

（1）求碱化剂的密度

查得5%的氨水密度10.98 g/cm3，25%氨水密度20.91 g/cm3，则据内插法得15%的氨水密度

25150.980.945 g/cm3。 1550.91设碱化剂质量为100，氨水占15%，亚硫酸钠固体4%，所以水的质量分数为81%。 m氨水=15kg，m水=81 kg；水1000 kg/m3；氨水0.945 g/cm3

15

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则V氨水m氨水氨水1515.87103 m3；

0.9451000

V水m水水8181103 m3 1000所以碱化剂的总体积：V氨水V水15.871038110396.87103 m3

m10010.32102kg/m31.032 kg/L 即碱化剂的密度碱3V96.8710（2）由效价平衡式V脱U111%V离收母液U2m湿U湿得：

V脱1200010699%V离收母液6801062424.24（1-2%）106930109 由质量平衡式V脱脱V碱碱V离心母液离心母液m湿V脱脱1%得： 1.025V脱1.0320.013V脱1.02V离心母液m湿1.0251%V脱 整理得：0.0105V脱0.00066V离心母液2300.55 1.0282V脱1.02V离心母液2906.61 解得：V脱205333.43 L

V离心母液204127.69 L （3）核算结晶液效价：

.431200010622 kg 脱后液中土霉素的质量：WV脱.U1205333 结晶液体积： VV脱V碱

V脱 =V脱0.013 1.013205333.43208002.76 L

结晶液的效价U结W2210610445.97 g/ml V208002.76结晶液的效价在10300—10500ug/ml之间，所取效价合理。

.43210466.77 kg 脱后液的质量：W脱脱V脱1.025205333V脱2754.75 kg 碱化剂的质量：W碱碱V碱1.0320.013离心母液的质量：W离心母液离心母液V离心母液1.02204127.69208210.24 kg

.771%2104.67 kg 损失量：W损1%W脱210466湿含量：W湿2906.61 kg

表3-6 结晶工段物料衡算表

结晶前

16

结晶后

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项目 脱后液 碱化剂 总量

质量(kg) 项目 离心母液 损失量 湿晶体 总量

质量（kg) 210466.77 2754.75 213221.52 208210.24 2104.67 2906.61 213221.52 3.7干燥工段

1、己知条件

土霉素的湿品含水量20—25%，取20%；干品含水量6—7%，取6%；损失率1—5%，取2%。 2、计算过程

8001032424.24 ㎏/d. 因为年产量为800 t/a,所以日产量为m=

330湿晶体 干晶体 干燥水分 损失 干品中土霉素含量：2424.24×(1-6﹪)=2278.79㎏/d;

湿品中土霉素含量：2278.79＋m湿(1-20﹪) ×2﹪= m湿×(1-20﹪) m湿=2906.61 ㎏/d 土霉素损失的质量：m损= m湿(1-20﹪) ×2﹪=58.13 ㎏/d 应除去的水分质量：m水= m湿-m-m损失 =2906.61-2424.24-41.0958.13 =424.24 ㎏/d

干品中的含水质量：m干=2424.24×6％=145.45 ㎏/d 湿品中的含水质量：m湿=2906.61×20﹪=581.32㎏/d

表3-1干燥工段物料衡算表

干燥前

项目 湿品质量

质量（㎏） 2906.61 17

干燥后

项目 干品质量 除去水分质量 质量（㎏） 2424.24 424.24 内蒙古工业大学本科毕业设计说明书

总量

2906.61 损失的质量 总量 58.13 2906.61 第四章 热量衡算

4.1热量衡算的目的

热量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷，根据热负荷的大小、所处理物料

18

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的性质及工艺要求再选择传热面积的型式，计算传热面积，从而确定设备的主要工艺尺寸。

4.2热量衡算的依据及必要条件

热量衡算的主要依据是能量守恒定律。

进行热量衡算，必须有物料衡算的数据及所涉及物料的热力学性质(如反应热、溶解热、比热容、相变热等)[3]。

4.3热量衡算主要的计算公式

4.3.1设备的热量平衡方程式

1、对于有传热要求的设备，其热量衡算方程式：

Q1Q2Q3Q4Q5Q6 (4-1) 式中: Q1—物料带入设备的热量， kJ；

Q2—加热剂或冷却剂传给设备或所处理物料的热量， kJ； Q3—过程热效应， kJ；

Q4—物料离开设备所带走的热量， kJ； Q5—加热或冷却设备所带走的热量， kJ； Q6—设备向环境散失的热量， kJ。

热量衡算的目的是求出Q2，从而确定冷却剂和加热剂的量。为了知道Q2，必须知道(4-1)中的其他各项。 2、Q1和Q4的计算

Q1和Q4的计算均可用下式计算：

Q1(Q4)mcP(t1t0) (4-2) 式中： m—输入或输出设备的物料量，kg；

cP—物料的平均比热容，kJ/ kg·℃； t1—基准温度，℃；

t2—物料的实际温度，℃。

3.过程热效应Q3的计算

19

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本次设计所涉及到的过程效应热为溶解热。 4、Q5的计算

加热设备或冷却设备所消耗的热量Q5可按下式进行计算

Q5∑Mc(t1-t0) (4-3)

式中：M—输入或输出设备的物料量，kg；

c—物料的平均比热容，kJ/ kg·℃； t1—基准温度，℃； t2—物料的实际温度，℃。

5、Q6的计算

设备向环境散失的热量Q6可按下式进行计算

Q6∑AT(twt0) (4-4)

式中：A—设备散热表面积，m2；

T—设备散热表面与周围介质之间的联合给系数，W /(m2·℃)；

tw—散热表面温度，℃； t0—周围介质温度，℃；

—散热持续的时间，s。

4.3.2比热容的计算

谷物的比热容

C谷物0.01[(100w)C04.18] (4-5)

式中：W谷物含水量；

C0绝对谷物比热容。

表4-1 各谷物含水量

谷物 淀粉

含水量% 14

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糊精 豆饼粉 酵母粉 淀粉酶

10 8 9 8

100-14）C淀粉0.01（1.554.18141.92 kJ/(kgk)

100-10）C糊精0.01（1.554.18101.81) kJ/(kgk)

100-8）C豆饼粉0.01（1.554.1881.76 kJ/(kgk) 100-9）C酵母粉0.01（1.554.1891.79 kJ/(kgk) 100-8）C淀粉酶0.01（1.554.1881.76 kJ/(kgk)

4.3.3化合物比热容

CpA1A2103T3A3105T2A4106T2A5108T3 （4-6）

表4-2 各化合物比热容

A1

A2

A3

A

A5

Cp(298K) (J/kg.℃)

CaCO3 (NH4)2SO4 KH2PO4 CoCl2 NaCl

104.516 103.554 144.515 82.069 45.940

21.924 280.746 38.954 6.724 16.318

-25.914 0 -35.522 -4.952 0

0 0 0 0 0

0 0 0 0 0

81.838 187.216 116.123 78.494 50.803

4.3.4其它各温度下化合物的比热容

以NaCl在398k比热容计算为例

CpA1A2103T3A3105T2A4106T2A5108T =45.9416.3181033983 =45.94 J/kgC

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CNaCl45.94/58.440.7 kJ/(kgk)

4.4基本数据的计算

1、谷物比热容的计算

已知：淀粉含水量：14%，糊精含水量：10%，豆饼粉含水量：8%，酵母粉含水量：9%，淀粉酶含水量：8%。

根据公式4-5和表4-1求出所需谷物的比热容。

100-14C淀粉0.01（）1.554.18141.92 kJ/(kgk) 100-10）C糊精0.01（1.554.18101.81 kJ/(kgk)

100-8）C豆饼粉0.01（1.554.1881.76 kJ/(kgk) 100-9）C酵母粉0.01（1.554.1891.79 kJ/(kgk) 100-8）C淀粉酶0.01（1.554.1881.76 kJ/(kgk)

3、化合物比热容的计算

已知：

MCoCl2129.84 g/mol

M(NH4)2SO4132.14 g/mol MKH2PO4136.09 g/mol MNaCl58.44 g/mol 单位换算：

CCaCO381.8380.818 kJ/(kgk)

100.09C(NH4)2SO4187.2161.417 kJ/(kgk)

132.14CKH2PO4116.1230.853 kJ/(kgk)

136.06CCoCl278.4940.605 kJ/(kgk)

129.84CNaCl50.8030.869 kJ/(kgk)

58.443、其它各温度下化合物的比热容

根据NaCl在398k比热容的求取示例，求出相关温度下的化合物比热容，见表4-3。

表4-3不同温度下各化合物的比热容

22

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化合物 298 398 373 304

kJ/(kgk)

CaCO3 (NH4)2SO4 KH2PO4 NaCl CoCl

0.818 1.416 0.853 0.867 0.605

kJ/(kgk)

0.968 1.629 1.011 0.7 0.629

kJ/(kgk)

0.941 1.577 0.981 0.0 0.624

kJ/(kgk)

0.831 1.429 0.866 0.871 0.607

4、大豆油比热容计算

根据《日用化工理化数据手册》[1]，大豆油比热容见表4-4。

表4-4 大豆油比热容

t/C

1.2 38.6 80.4 130.9

CP/(kJ/kg)

1.875 1.963 2.0 2.202

用内插法计算大豆油在298 K、398 K、373 K、304 K时的比热容。 例如：在298 K下

（38.6-1.2）/（38.6-25）=（1.963-1.875）/（1.963-Cp） 则：Cp1.931 kJ/kg 计算结果如下：

表4-5 大豆油比热容计算结果

温度/K 298

23

豆油CP/(kJ/kgK)

1.930

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398 373 304

2.168 2.119 1.947

5、水的比热容

查《化工流体流动与传热》可知水的比热容见表4-6。

表4-6 水的比热容计算结果

温度/C 25 31 100 125



比热CP/(kJ/kgC)

4.179 4.174 4.220 4.263

6、溶解热的计算

（1）已知

QCoCl218.3 kcal/mol Q(NH4)2SO42.37 kcal/mol QKH2PO44.85 kcal/mol QNaCl1.18 kcal/mol g/mol MCoCl2129.84 g/mol M(NH4)2SO4132MKH2PO4136.02 g/mol MNaCl58.5 g/mol （2）计算

QCoCl218.344.1868/129.841035.91102 kJ/kg Q(NH4)2SO42.374.1868/1321030.752102 kJ/kg QKH2PO44.854.1868/1366.021031.49102 kJ/kg QNaCl1.184.1868/58.51030.844102 kJ/kg

4.5热量计算

每级罐的操作都分四个阶段消毒阶段，放气阶段、冷却阶段、发酵阶段，本次计算选择基准温度为25 ℃。

4.5.1一级种子罐

1、消毒阶段

24

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温度由25 ℃升至125 ℃，操作周期30 min，125℃水的比热容4.263 kJ/kgC （1）物料带入的热量 QMCPt 由于物料温度为室温所以未带入热量

Q10。 （2）溶解热Q3mQ

Q3QNH42SO4mQNaClmQKH2PO4m

=0.7521021.530.8441021.531.491020.09

257.6 kJ

（3）加热设备需要的热量

Q5∑Mc(t1-t0)562.40.4605(125-25)258.52 kJ

（4）加热物料需要的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4t2t1MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水3324241.4171.6290.8680.71.534.581.924.581.811.531.762.291.791.53220.8170.9680.8531.0111.932.18.1794.2631.220.090.480.926287.88222212525124476.55kJ （5）设备向环境散热

Q6FT(twt0)

FF筒体F封头DiH0S封2 =3.140.91.80.9452 6.98 m2

因为空气做自然对流,T80.05tw,壁面温度取25 ℃和125 ℃对数平均值。

twt1t21252562.13 C

lnt1/t2ln125/25则T80.05tw80.0562.1311.11 w/m2C 所以Q66.9811.1162.132530601035182.83 kJ （6）Q2的计算

Q2Q4Q5Q6Q1Q3

=124476.56258.525182.830257.6

155814.43 kJ （7）需要的水蒸汽的量

25

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DQ2 (4-7)

Hc(TK273)式中： H—水蒸气的焓，kJ/kg；125℃饱和蒸汽焓为2716.4 kJ/kg； c—冷凝水的比热容，取4.287 kJ/(kg•K)； T—被加热液体的最终温度，K；

η—热利用率，保温设备为0.97-0.98，取0.97。

D155814.4371.09 kg

2716.44.287(273125273)0.972、放气阶段

温度由125 ℃降至100 ℃,操作周期10 min,100 ℃水的比热容4.22 kJ/kgC。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t1562.40.460510012574.63 kJ （2）冷却物料放出的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4t2t1MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水3324241.5761.6290.00.71.534.581.924.581.811.531.762.291.791.53 220.9390.9680.9811.0112.1192.18.2204.2630.090.480.926287.881.22222210012531272.91kJ（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F6.98m2；tw125100112.04 C

ln125/100则T80.05tw80.05112.0413.6 w/m2C。

Q66.9813.6112.042510601034957.52 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

=31272.9174.634957.52

=32790.02 kJ

查化工流体流动与传热得

26

内蒙古工业大学本科毕业设计说明书

110℃下的水蒸汽汽化热:r(汽化热)=2232.0 kJ/kg;115℃下水蒸汽的气化热2219.0

112.04110r2232.0kJ/kg，设112.04 ℃下水蒸汽的气化热为r,则据内插法得，

115112.042219.0r解得r=2226.70 kJ/kg

M水蒸汽=Q/r=32790.02/2226.70=14.73 kg 3、冷却阶段

温度由100 ℃降至31 ℃，操作周期为20 min。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t1759.080.46053110024119.39 kJ； （2）冷却物料放出的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4t2t1MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水3324241.5761.4290.00.8711.534.581.924.581.811.531.762.291.791.53220.9390.8500.9810.8662.1191.9474.2204.1740.090.480.926287.881.22222231100

85462.43 kJ

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F6.98m2；

31100tw58.91C，则T80.05tw80.0558.9110.95 w/m2C

ln31/100Q66.9810.9558.912520601035403.06 kJ （4）冷却水需要的热量

Q2Q4Q5Q6

=85462.4324119.395403.06

=104178.76 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得： m冷却水Q2104178.763118.38 kg

CPt4.17628204、发酵阶段

温度控制在31 ℃，已知土霉素的平均发酵热16760 kJ/m3h,操作周期28 h。 （1）发酵热

Q316760290.69281031315.0 kJ

27

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（2）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F6.98 m2；

T80.05tw80.05319.55 w/m2C

所以Q66.989.55312560602810340315.36 kJ （3）需要冷却水的用量

Q冷却水Q6Q3

=40315.361315.0 =96099. kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得：

Qm冷却水冷却水96099.2876.55 kg

CPt4.17628204.5.2二级种子罐

1、消毒阶段

温度由25 ℃升至125 ℃，操作周期30min，125 ℃水的比热容4.263 kJ/kg.℃。 （1）物料代入的热量：Q1MCt，Q10 （2）溶解热

Q3Q溶解热QNH42SO4mNH42QNaClmNaClQKH2PO4mKH2PO4QCoCl2mCoCl2

1.49100.980.8441013.020.7521026.04

=

2225.911020.06 =3167.66 kJ

（3）加热设备需要的热量

Q5MCt2t1233630.460512525322718.4 kJ （4）加热物料需要的热量

28

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Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水MCoClCCoCl332424221.4171.629162.761.9219.531.8181.381.7619.531.7926.0420.8680.70.8170.9680.8531.01113.0224.410.982224.420.9261.932.1862907.464.1794.2630.060.6050.629222125251288073.326kJt2t1 （5）设备向环境散热

Q6FTtWt

FF筒体F封头DiH0S封2 =3.141.532.55219.23 m2

因为空气做自然对流,T80.05tw,壁面温度取25 ℃和125 ℃对数平均值

tw62.13C，则T80.05tw80.0562.1311.11 w/m2C 所以Q6319.2311.1162.1325306010342836.31 kJ （6）需要的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6Q1Q3

=1288073.326322718.442836.313167.66

=1656795.7 kJ

查化工流体流动与传热得

125℃下的水蒸汽汽化热r=2191.8 kJ/kg

m水蒸汽Q21656795.7755.91 kg r2191.82、放气阶段

温度由125 ℃降至100 ℃,操作周期10 min,100 ℃水的比热容4.22 kJ/kgC。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t123360.4605100125380679.6 kJ （2）冷却设备放出的热量

29

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Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水MCoClCCoCl332424221.5761.629162.761.9219.531.8181.381.7619.531.7926.0420.00.70.9390.9680.9811.01113.0224.410.982222.1192.18.2204.2630.6240.6292907.460.064.420.926222100125t2t1

323612.22 kJ

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F19.23 m2；tw112.04 C

T80.05tw80.05112.0413.60 w/m2C

所以Q6319.2313.60112.0425106010340974.11 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

323612.2280679.640974.11

363317.71 kJ

由一级种子罐的热量衡算知112.04 ℃下水蒸汽的气化热2226.70 kJ/kg,125 ℃下的水蒸汽汽化热r=2191.8 kJ/kg

Q363317.71m水蒸汽163.16 kg

r2226.73、冷却阶段

温度由100 ℃降至31 ℃，操作周期为20 min。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t125.430.460531100252168.79 kJ （2）冷却物料放出的热量

30

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Q4MCtM淀粉C淀粉M糊精C糊精M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉MNH42SO4CNH42SO4ttMNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOMCMCMCoClCCoCl21豆油豆油水水332424221.5761.429162.761.9219.531.8181.381.7619.531.7926.0420.00.8710.9390.8500.9810.86613.0224.410.982224.2204.1740.6240.6074.420.9262.1191.9472907.460.0622231100 883912.94 kJ

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F19.23 m2；

tw58.91C，则T80.05tw80.0558.9110.95 w/m2C 所以Q619.2310.9558.91252060103325705.36 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

883912.94252168.792505.36 1110376.37 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得： m冷却水Q2110376.3733236.84 kg

CPt4.17628204、发酵阶段

温度控制在31 ℃，已知土霉素的平均发酵热16760 kJ/m3h,操作周期28 h. （1）发酵热

Q发酵热167603306.68281031551758.79 kJ。 据《发酵工厂工艺设计概论》表6-2得，功率为5.5 kw。

Q搅拌热3600pN36005.50.93355242 kJ Q3Q发酵热Q搅拌热1551758.79552421607000.79 kJ （2）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F19.23 m2；

T80.05tw80.05319.55 w/m2C

31

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Q619.239.5531256060281033333208.21 kJ （3）需要.冷却水的用量

Q冷却水Q6Q31273792.58 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得：

Qm冷却水冷却水1273792.5838128.37 kg

CPt4.17628204.5.3三级发酵罐

1、消毒阶段

温度由25 ℃升至125 ℃，操作周期30 min，125 ℃水的比热容4.263 kJ/kgC。（1）物料代入的热量：Q1MCt，Q10。 （2）溶解热

Q3Q溶解热QNH42SO4mNH42SO4QNaClmNaClQKH2PO4mKH2PO4QCoCl2mCoCl2

1.49107.280.8441048.550.75210267.01

=

2225.911021.14 =24587.75 kJ

（3）加热设备需要的热量

Q5MCt2t136.630.460512525509718.24 kJ （4）加热物料需要的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉M淀粉酶C淀粉酶MNH42SO4CNH42SO4MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水MCoClCCoCl332424221.4171.6291941.861.92703.921.7697.091.790.061.76267.0120.8680.70.8170.9680.8531.01148.55145.7.282221.932.18.1794.2630.6050.6299.190.92621061.1.14222125259723443.76kJt2t1 （5）设备向环境散热

Q6FTtWt

32

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FF筒体F封头DiH0S封2 =3.142.34.66245.22 m2

因为空气做自然对流,T80.05tw,壁面温度取25℃和125℃对数平均值。

tw62.13 C

则T80.05tw80.0562.1311.11 w/m2C

Q6345.2211.1162.13253060103100731.04 kJ （6）需要的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6Q1Q3

=9723443.76509718.24100731.0424587.75

=10358480.79 kJ

查化工流体流动与传热得

125℃下的水蒸汽汽化热r汽化热=2191.8 kJ/kg

m水蒸汽Q24726.01 kg r2、放气阶段

温度由125 ℃降至100 ℃,操作周期10min,100℃水的比热容4.22 kJ/kgC。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t136.60.46051001253127429.56 kJ （2）冷却物料放出的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉M淀粉酶C淀粉酶MNH42SO4CNH42SO4MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水MCoClCCoCl332424221.5761.629.861.92703.921.7697.091.790.061.76267.01194120.0.70.9390.9680.9811.01148.55145.7.282222.1192.18.224.2630.6240.6299.190.92621061.1.142221001252378106.90kJt2t1

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F45.22 m2；tw112.04 C

T80.05tw80.05112.0413.60 w/m2C

33

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所以Q6345.2213.60112.0425106010396352.03 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

=2378106.90127429.5696352.03 =2409184.43 kJ

由一级种子罐的热量衡算知112.04 ℃下水蒸汽的气化热2226.70 kJ/kg,因为112.04 ℃下的水蒸汽汽化热:r(汽化热)=2226.70 kJ/kg

Q2474501.24m水蒸汽1081.95 kg

r2226.73、冷却阶段

温度由100 ℃降至31 ℃，操作周期为20 min。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t136.630.460531100351705.59 kJ （2）冷却物料放出的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酵母粉C酵母粉M淀粉酶C淀粉酶MNH42SO4CNH42SO4MNaClCNaClMCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM豆油C豆油M水C水MCoClCCoCl332424221.5761.6291941.861.92703.921.7697.091.790.061.76267.0120.0.8710.9390.8500.9810.86648.55145.7.282222.1191.9474.224.1740.6240.60721061.1.149.190.9262223110094417.69kJt2t1

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F45.22 m2

tw58.91 C，则T80.05tw80.0558.9110.95 w/m2C

Q645.2210.9558.91252060103330223.52 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

=94417.69351705.5930223.52

=68159.76 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得：

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m冷却水Q2CPt6996174.154.1762820204019.99 kg

4、发酵阶段

温度控制在31 ℃，已知土霉素的平均发酵热16760 kJ/m3h,操作周期155 h。 （1）发酵热

Q发酵热1676039006.58155103101331293.5 kJ。 （2）搅拌热

P搅拌热Kn3d5 （4-8）

式中：K—弯叶涡轮搅拌器，K4.8；

n取130—145r/min，取135 r/min=2.25 r/s； p—液体密度p1.10kg/L1.10103 kg/m3； d—搅拌器直径d1.3 m。

代入数据得P搅拌热4.82.2531.351100103223.30 kw

Q搅拌热3600P搅拌热N3600223.300.9332242825.2 kJ 所以Q3Q发酵热Q搅拌热103574118.7 kJ （3）设备向环境散热

Q6FTtWt 由消毒阶段得F45.22 m2

T80.05tw80.05319.55 w/m2C

所以Q645.229.55312515560602810334337511.44 kJ （4）需要.冷却水的热量

Q冷却水Q6Q3

=99236607.28 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得：

Qm冷却水冷却水99236607.282970444.42 kg

CPt4.17628204.5.4补料罐

1、消毒阶段

温度由25 ℃升至125 ℃，操作周期30 min，125 ℃水的比热容4.263 kJ/kgC。 （1）物料代入的热量：Q1MCt，Q10。

35

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（2）溶解热

Q3Q溶解热QNaClmNaClQKH2PO4mKH2PO4 =1.4910214.290.8441023.01

=2383.25 kJ

（3）加热设备需要的热量

Q5MCt2t12741.60.460512525126250.68 kJ （4）加热物料需要的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酶C酶MNaClCNaClt2t1MCaCOCCaCOMKHPOCKHPOM水C水3324240.8680.7752.271.9230.091.7620.461.763.012 0.8531.0110.8170.9684.1794.2639.0314216.2414.292221252561510.93kJ（5）设备向环境散热

Q6FTtWt

FF筒体F封头DiH0S封2 =3.142.34.66245.22 m2

因为空气做自然对流,T80.05tw,壁面温度取25 ℃和125 ℃对数平均值。

tw62.13 C

则T80.05tw80.0562.1311.11 w/m2C

Q645.2211.1162.1325306010333577.01 kJ （6）需要的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6Q1Q3

=61510.93126250.6833577.012383.25

=6318621.87 kJ

查化工流体流动与传热得:

125 ℃下的水蒸汽汽化热r=2191.8 kJ/kg

m水蒸汽Q26318261.872882.85 kg r2191.836

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2、放气阶段

温度由125 ℃降至100 ℃,操作周期10 min,100 ℃水的比热容4.22 kJ/kgC。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t12741.60.460510012531562.67 kJ （2）冷却物料放出的热量

Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酶C酶MNaClCNaClt2t1MKHPOCKHPOMCaCOCCaCOM水C水2424330.00.7

752.271.9230.091.7620.461.763.0120.9811.0110.9390.9684.2204.2639.0314216.2414.29222100125 =15426.02 kJ

（3）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F45.22 m2；tw112.04 C

T80.05tw80.05112.0413.60 w/m2C

所以Q645.2213.60112.0425106010332117.34 kJ （4）放出的水蒸汽的量

Q2Q4Q5Q6

=15426.0231562.6732117.34

=1545871.35 kJ

因为112.04 ℃下的水蒸汽汽化热:r(汽化热)=2226.70 kJ/kg

m水蒸汽Q1545871.35694.24 kg r2226.73、冷却阶段

温度由100 ℃降至31 ℃，操作周期为20 min。 （1）冷却设备放出的热量

Q5MCt2t136.60.460531100117235.20 kJ； （2）冷却物料放出的热量

37

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Q4MCtM淀粉C淀粉M豆饼粉C豆饼粉M酶C酶MNaClCNaClt2t1MKHPOCKHPOMCaCOCCaCOM水C水2424330.00.871752.271.9230.091.7620.461.763.012 0.9810.8660.9390.8504.2204.1749.0314216.2414.29222311004224373.9kJ（3）设备向环境散热

Q6FTtWtQ6FTtWt

FF筒体F封头DiH0S封2 =3.142.34.66245.22 m2

因为空气做自然对流,T80.05tw,壁面温度取100 ℃和31 ℃对数平均值。

tw58.91 C

则T80.05tw80.0558.9110.95 w/m2C

所以Q645.2210.9558.9125206010320149.01 kJ (4)需要冷却水的量

Q冷却水Q4Q5Q6

=4224373.9117235.2020149.01

=4321460.09 kJ

4、保温阶段

温度控制在31 ℃，已知土霉素的平均发酵热16760 kJ/m3h,操作周期135 h。 （1）搅拌热

查表6-2得功率P23 kw。

Q3Q搅拌热3600PN3600230.913177004 kJ。 （2）设备向环境散热

Q6FTtWt

由消毒阶段得F45.22 m2；

T80.05tw80.05319.55 w/m2C

Q645.229.55312513560601031259277.52 kJ （3）需要.冷却水的热量

38

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Q冷却水Q6Q3

=99236607.28 kJ

由冷却水的进口温度为20 ℃，出口温度为28 ℃得：

Qm冷却水冷却水1182273.5235388.93 kg

CPt4.17628204.5.5干燥工段

（1）水份蒸发量W

X1=1/(1-1)=0.22/(1-0.22)=0.2821 ㎏/㎏(绝干物料) X2=2/(1-2)=0.07/(1-0.07)=0.0753 ㎏/㎏(绝干物料) G=G1(1-1)=1755.97×(1-0.22)=57.07 ㎏(绝干物料)/h (0.2821-0.0753)=11.8 ㎏(水分)/h =G(X1-X2)=57.07×其中：—水分蒸发量 G—绝干物料量

1、2—物料含水率、产品含水率

1、2—湿物料进入、离开干燥器时的干基含水量 （2）新鲜空气的消耗量

L0L1H0 （4-8） 式中：H1表示空气进入干燥器的湿度；

H2表示空气离开干燥器的湿度； L表示新鲜空气的消耗量。

对干燥器作物料衡算：

LH2H1GX1X2W11.8 kg(水分)/h 再对干燥器作热量衡算：

QDLI1I2GI'2I'1QL

其中：QD—单位时间内向干燥器中补充的热量，kW；

I1、I2—湿空气进入、离开干燥器时的焓，kJ/kg(绝干气)； I'1、I'2—湿物料进入、离开干燥器时的焓，kJ/kg；

QL—干燥器的热损失速率，kW。

I11.011.88H1t12490H11.011.88H12202490H1248.33 kJ/kg

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.4H2 I21.011.88H2t22490H21.011.88H2802490H2=80.82020.22 kg/kg I'1CSCwX112.034.1870.282160140.72 kg/kg I'2CSCwX222.034.1870.0753其中：CS—绝干物料的比热容，kg/(kgC)； Cw—水的比热容，4.187kg/(kgC)； Cm—湿物料的比热容，kg/(kgC)； 1、2—湿物料进入、离开干燥器时的温度。

LH2H111.8

LI1I2GI'2I'12

=57.07140.72.221.236008685.86

H10.009 kg/kg（绝干气） 由②得L167.5320.4H28685.86 由①得LH20.00911.8

解得L277.13kg/h；H20.052 kg/kg 所以新鲜空气消耗量L0=L（1+H0）=279.62 kg/h （3）风机的风量

V''LVH （4-9）

新鲜空气的总体积

273tVH0.7721.244H0

273273300.8693 m3/kg（绝干气） =0.7721.2440.009273风机的风量 V‗‘LVH277.130.8406240.91 m3/h （4）预热器中消耗的热

QPLI1I0L1.011.88H0t1t0 =277.131.011.880.00922020

56918.07 kJ/h

.07 kJ/h （5）干燥系统消耗的总热量：QQP56918（6）干燥系统热效率，忽略湿物料中水分带入系统的焓。

W24901.88t211.824901.8880100%8%54.74%

Q56918.07 40

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第五章 设备选型及计算

5.1 发酵罐的选型

5.1.1一级种子罐的选型

1、已知条件

日处理料液：290.69 L /d，不起泡罐体填充系数,取Ø=0.65。 2、相关物理量的计算

每天所需一级种子罐的总容积: 290.69’0.65=447.22L≈0.447 m3

椐《发酵工厂工艺设计》表6-2可知,选择公称容积为1 m3。全容积为1.36 m3的发酵罐N1V0447.22380.801个, 取1个 。

V全2413600.6524式中：N---设备的操作台数（不含备用）； τ---设备的每一个操作周期（h）；

V全---昼夜内被加工的原料、半成品的容量（m3）； V0---每台设备的容量（m3）；

Φ---设备的填充系数，此值为经验值，主要考虑物料的泡沫性质和将来可能增加的容量余地。 3、设备主要尺寸的确定

V''总2V''封V''筒1.36 ,封头折边忽略不计以方便计算。

 V''总2V''封V''筒2D30.785D22D1.36

24 H=2D

可得：D=0.905 m 取D=900 mm 则 H=2D=1.8 m

根据附录-表15，知H封= h1+ h2=225+40=265 mm。 验证全容积V全

则有 V全´=0.785×D²×2D+2×(π/24) D³+0.785D²×0.04 =0.785×0.9²×1.8+2×(π/24) ×0.9³+0.785×0.9²×0.04 =1.36 m3

41

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V全= V全´ , 满足设计要求。 4、选择壁厚

sD(mpl/2.6ED)0.4C

=90×[（3×0.4×180）/（2.6×2×10 ×90）] + 0.16 =0.82 cm取10 mm

根据计算知选择壁厚为10 mm,封头质量G=2×79.6=159.2 kg，每米高重224 kg。所以筒体重=224×1.80=403.2 kg，一级种子罐的质量G=159.2 +403.2=562.4 kg。

5.1.2 二级种子罐的选型

1、已知条件

日处理料液：3306.68 L，罐体填充系数Ø=0.65。 2、相关物理量的计算

所需二级种子罐的全容积： V0= 3306.68÷0.65=5087.2 L ；

椐《发酵工厂工艺设计》表6-2可知,选择公称容积为10.0 m3。全容积为10.8 m3的发酵罐。

N2V05087.2381.15个， 取2个。

V全24108000.65243、设备主要尺寸的计算

V全 =V筒+2V封=10.8 ,封头折边忽略不计以方便计算。

则种子罐总容量 V'总2V'封V'筒2D30.785D22D10.8m3

24解得D= 1.8 m，H=2D=3.6 m

查相应表得封头 ；H'封45025475 mm；

罐体的总高 ；H'罐2H'封H'筒247536004500 mm

3D0.785D20.0250.827 m3 单个封头容量 ；V'封24封头表面积： S封3. m2

圆筒容量： V'筒0.785D22D0.7851.823.69.156 m3 不计上封头容积： V'有效V'封V'筒0.8279.1569.983 m3

种子罐总容积：V'总2V'封V'筒20.8279.15610.81 m3，比需要的种子罐容积大，符合设计要求。

42

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3、选择壁厚

sD(mpl/2.6ED)0.4C

= 180×[（3×0.4×360）/（2.6×2×10 ×180）] + 0.16 =1.48 cm取16 mm

根据计算知选择壁厚为16 mm,封头质量G=2×479=958 kg 筒体每米高重716 kg，所以筒体重=716×3.6=2577.6 kg 二级种子罐的质量G=958 +2577.6=3535.6 kg

二级搅拌的选择：根据所选择的发酵罐的容积可知 搅拌浆直径为630 mm，搅拌转数为145 r/min，电动机功率为13 kw，搅拌轴直径为65mm，冷却方式：夹套或列管。

5.1.3 三级种子罐的选型

1、已知条件

日处理料液：25075.66 L，罐体填充系数Ø=0.65。 2、相关物理量的计算

所需一级种子罐的总容积:V0=25075.66 ÷0.65=38577.94 L，

椐《发酵工厂工艺设计》表6-2可知，选择公称容积为50 m3。全容积为55.2 m3的发酵罐。

同理有：N3V038577.941707.616个,取8个。

V全24552000.65243、设备主要尺寸的计算

V全=V筒体+2V封头=55.2 m3封头折边忽略不计。

V全0.785D2D2D324255.2D3.1m，取D=3100 mm；H=2D=6.2 m

查《发酵工厂工艺设计概论》得S封=11.5 ㎡；H封=h1+h2=800+40=840 mm；

V全V筒体2V封头0.785D2D2'2D3240.785D220.04

=1.57D312D30.0628D255.17 m3

即V'全≈V全，满足设计要求。

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选择公称容积为50 m3,全容积为55.2 m3。 4、选择壁厚

(1) 筒体壁厚SPDC

2P式中：P—设计压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.4 MPa； D—发酵罐内径，D=310 cm；

—A3钢的许用压力，=127 MPa；

—焊缝系数，根据焊缝情况和探伤的程度，查相应表决定，其范围在0.5—1之间，现取=0.6。

C—壁厚附加量（cm）C=C1+C2+C3

C1—钢板负偏差，钢板厚度查表确定，范围为0.13—1.3,取C1=0.6 mm； C2—为腐蚀裕量，单面腐蚀取1 mm，双面腐蚀取2 mm，取C2=2 mm； C3—加工减薄量，对冷加工C3=0，热加工封头C3=S0×10%，取C3=0； 则C=0.6+2+0=0.26 cm 0.4310S0.261.08m2

21270.60.4选用12 mm厚A3钢板制作，查附录表17，直径3.1 m，厚12 mm，筒体6.2 m，每米高重 950 kg，则G筒=950×6.2=50 kg。

(2) 封头壁厚的计算 标准椭圆封头的厚度

SPDC

20.5P其中：P=0.4 MPa；

D=310 cm；

=127 MPa；

C=0.06+0.2+0.1=0.36 cm； =0.6。

0.43100.361.17m2 代入上式得：S21270.60.50.4由钢材手册得S圆整为S=14，G封=1270 所以三级发酵罐的重量G1=2G封头+G筒体 =2×1270+50

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=8430 kg 5、三级发酵罐搅拌器的选择

机器搅拌通风发酵罐的搅拌涡轮有三种型式；可根据发酵的特点，基质及菌体特性选用。由于土霉素发酵过程中有补料操作，对混合要求较高，因此选用六弯叶涡轮搅拌器。

搅拌直径Di=(0.3～0.35) =0.3×3100=930 mm

叶片宽度B=0.2Di=0.2×0.3×3100=186 mm，弧长r=0.375 Di=0.375×0.3×3100=348.75 mm

盘径φ=0.75 Di=0.75×0.3×3100=697.5 mm， 叶弦长L=0.25Di=0.25×0.3×3100=232.5 mm

搅拌器间距Y=D=3100 mm，底距b=D/3=1033 mm，弯叶板厚δ=12 mm 取两档搅拌，搅拌器转速N2可根据50 m³罐，搅拌器直径1.05 m，转速N1=110

D1r/min，以P0/N为基准放大求得：N2N1D2230.771251.0523102 r/min

搅拌轴功率的计算：现用修正的迈凯尔式求搅拌轴功率，并由此选择电机

RemD2N （5-1）

式中 D—搅拌器直径，D=1.05 m；

1021.7 r/s； N—搅拌器转速，N60 —醪液密度，1050 kg/m3；

—醪液粘度，1.3103 Ns/m2。

RemD2N1.0521.71050视为湍流，则搅拌功率准数为1.5101031.3104.7，计算不通气时的搅拌轴轴功率P0。

P'0NpN3D5 （5-2）

式中： Np—在湍流搅拌状态时其值为常数4.7； N—搅拌速度，N=1.7 r/s； D—搅拌器直径，D=1.05 m； —醪液密度，1050 kg/m3。

P'04.71.731.055105030944.28W30.9

两档搅拌的功率为P02P'061.8 kW

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2PND330通风时的功率 Pg2.2510Q0.080.39 kW

式中：P0—不通气时的搅拌轴轴功率, P0=61.082=3730.766； N—轴转速，N=102 r/min； D—搅拌器直径，D3=1.053×106；

Q—通风量（ml/min）,设通风比为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=79.1×0.11×106=8.7×106（ml/min）。

Q0.088.71060.083.57

0.393730.761021.0531063Pg2.25103.57Pg电动机的功率 P1.01 电47.62 kW

123采用三角带传动10.92；滚动轴承20.99；滑动轴承30.98；端面密封增加的功率为1%；代入公式数值得：

47.62P电1.0153.88 kW

0.920.990.985.2补料罐的选型

1、已知条件

日处理料液：13930.92 L，罐体填充系数Ø=0.75。 2、相关物理量的计算

所需一级种子罐的全容积: 13930.92÷0.75=18574.56 L

椐《发酵工厂工艺设计》表6-2可知,选择公称容积为50 m3。全容积为55.2 m3的发酵罐。

同一级罐的计算有：N=18574.56×60÷(24×55200×0.75)=1.12 取2个。 3、设备主要尺寸的计算

V全 =V筒+2V封=55.2 ,封头折边忽略不计以方便计算. 则有：V全=0.785×D²×2D+2×(π/24) D³=55.2，H=2D 可得：D=3.11 m 取D=3000 mm 则 H=2D=6000 mm

根据附录-表15，知H封= ha+ hb=750+50=800 mm 验证全容积V全

则有 V全´=0.785×D²×2D+2×(π/24) D³+0.785D²×0.04

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=0.785×3²×6+2×(π/24) ×3³+0.785×3²×0.04 = 55.2 m ³

V全=V全´ , 可满足设计要求。 4、选择壁厚

V全V筒体2V封头55.2，又因为H=2D 解得D=3.11 取D=3100，H=2D=6200 mm

据附录一表15，封头高度H封=h1+h2=800+40=840 mm 验算全容积

V'全V筒体2V封头0.785D2D2242D3240.785D220.04

=0.7852.3222.323.142.330.7852.3220.0455.26 m3

V全≈V'全

所以满足设计要求

(1)筒体壁厚

SPDC

2P式中：P—设计压力，取最高工作压力的1.05倍，现取P=0.4 MPa； D—补料罐内径，D=230 cm；

—A3钢的许用压力，=127 MPa；

—焊缝系数，根据焊缝情况和探伤的程度，查相应表决定，其范围在0.5—1之间，现取=0.6。

C—壁厚附加量（cm）C=C1+C2+C3；

C1—钢板负偏差，钢板厚度查表确定，范围为0.13—1.3,取C1=0.6 mm； C2—为腐蚀裕量，单面腐蚀取1mm，双面腐蚀取2mm，取C2=2 mm； C3—加工减薄量，对冷加工C3=0，热加工封头C3=S0×10%，取C3=0。 则C=0.6+2+0=0.26 cm

0.4310S0.261.08

21270.60.4选用12 mm厚A3钢板制作，查附录表17，直径3.1 m，厚12 mm，筒体6.2 m，每米高重 950 kg，则G筒=950×6.2=50 kg。

(2)封头壁厚的计算

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标准椭圆封头的厚度

SPDC

20.5P其中：P=0.4MPa;D=310cm；

=127MPa；

C=0.06+0.2+0.1=0.36 cm；

=0.6；

0.43100.361.17

21270.60.50.4代入上式得：S由钢材手册得S圆整为S=14，G封=1270 所以补料罐的重量G补=2G封头+G筒体 =2×1270+50 =8430 kg

5.3 酸化罐的选型

1、已知条件

日处理料液：43100.12 L，罐体填充系数Ø=0.75。 2、相关物理量的计算

所需一级种子罐的全容积: 43100.12÷0.75=57466.83 L

椐《发酵工厂工艺设计》表6-2可知,选择公称容积为100 m3。全容积为118 m3的发酵罐。

同一级罐的计算有：N=43.1÷(118×0.75)=0.487 取1个。 3、设备主要尺寸的计算

V全 =V筒+2V封=118,封头折边忽略不计以方便计算.

则有：V全=0.785×D²×2D+2×(π/24) D³=118，H=2D 可得：D=4.009 m 取D=4000 mm 则 H=2D=8 m

根据附录-表15，知H封= ha+ hb=1000+50=1050 mm。

4、选择壁厚

S

PD0.4400C0.2613.1 cm

2P21270.60.448

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根据计算知选择壁厚为14 mmA3钢板制作.查表附录一可知,直径4 m,厚14 mm,筒高8 m,每米高重1383 kg,所以筒体重为81383110kg。

5.4 树脂罐的选型

查阅《分离过程及系统模拟》（刘芙蓉.金鑫丽.王黎等编.科学出版社.北京）P243知:树脂也可按结构分为微孔型和大孔型。前者没有毛细管，“流通”为高分子链的间隙，其尺寸在30A0以下；后者有毛细孔，孔径在几十至上万A0。理论交换容量（总交换容量）：它是衡量粒子交换树脂能力的物理量。

离子交换时，把料液通入装有交换树脂的槽中，经一定时间后，如果出口处流出液A离子浓度超标时，停止交换反应，开启再生液入口阀门，让再生液进入槽内，待槽上方废液出口处B离子的浓度达标时，说明再生完成，又可以进行下一轮离子交换。

树脂交联度是按合成时所用单体中含有交联剂的百分含量表示的聚苯乙烯树脂的交联度为8%，DVB是这种树脂合成时单体中苯乙烯占92%，乙二烯占8%

弱酸或弱碱树脂再生时，仅需1.5-2位的再生剂。

查阅《生化工艺学》（陈来同.徐德昌编著.北京大学出版社.北京.1997）

表5-1 国产离子交换树脂的特性表

树脂牌号 弱酸122

号 多孔弱122号

类型 弱酸 弱酸

功能基 -COOH -COOH

粒度(mm) 0.3-0.84 0.3-1.0

含水量(%) 40~50 ___

总交换容量 3.4 3.9

最高操作温度

计算过程：

V滤液=139885.73 L，滤液效价为11100.20g/ml

可知:滤液的总亿为139885.73×11100.20×1000=1.55×1012 g

根据赤峰药厂以及树脂脱色能力得知：每12.5亿单位对应1 kg树脂，则有树脂总量为1.55×1012/1.25×109=1240㎏（干树脂）

查阅《抗生素生产设备》（化学工业出版社.俞俊堂主编）可知:每1 g122型干树脂相当于7 ml湿树脂

68.68 m3 则湿树脂的总体积为V=12401000×7/10由于树脂罐为不定型设备,因此取直径1.2 m采用122型树脂,可得树脂总高度为

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H=8.68/(3.14×0.62)=7.68 m

本设计选3组罐,每组3个罐(1个备用),其中有1组为备用组,所以实际树脂罐为4个,即单个罐树脂高度为h=7.68/4=1.92 m,已知树脂再生过程中的膨胀率为55.2%,本次设计取55%,则脱色罐体高度为H=1.28×(1+55%)=2.976 m,查阅《发酵工厂工艺设计概论》得其封头及配件高度为0.4 m,有上下两个封头,则脱色罐的实际高度为3.776m。

5.5 结晶罐的选型

已知日处理脱后液体VR139162.42L, V碱=96.87 L，罐体填充系数 φ=0.8。 则所需结晶罐的全容积V全=（139162.42＋96.87）÷0.8=174074.11 L

根据赤峰制药生产的相关数据可知结晶时间为40-60 min，设结晶时间为60 min，辅助时间进料30 min、出料30 min，料液流速18 m3/h。 结晶周期τ=60＋30＋30=120 min

则每天可处理批数α=24×60’120=12批

174074.1114506.18L=14.5m3 每批处理量为V总12本次设计中结晶操作采用间歇操作，根据赤峰药厂生产的相关数据和每批的处理量，可采用容积为5000 L的结晶罐。

14.52.93个 所需设备台数为np5所以应选择4个结晶罐，其中1个备用。 结晶罐的参数

公称容积：5000 L 公称直径：1750 mm 设备高度：4842 mm 公称压力：0.6 MPa 设备质量：40kg

6.6离心机的选型

1、已知SS800-N型三足式人工上部卸料离心机的主要参数。 型号：SS800-N 装机容量/㎏：1150 转速/r.min1：1150 有效容积/L：90 配套电机功率/KW：4

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机器质量/㎏：1000

外行尺寸(长×宽×高)/mm：1700×1300×1060 转鼓内径×高度/mm：800×400 2、已知:湿物料量Ws=1755.97 kg/d 则有;总的操作批数为=1755.97/135=13.01 一昼夜每台设备的操作批数为=24/ =24/4=6 则需要的离心机台数N=/=13.01/6=2.2 选取此型号的离心机4台，其中1台作为备用。

5.6干燥器的选型

1、求干燥管的直径D

DLVHUg4

取空气进入干燥管的速度Ug10m/s；L277.13kg/h0.0456 kg/s 则D0.0770.86930.0085 m

3.141042、干燥管的高度

UgUt

（1）、计算Ut

空气的物性粗略地按进出干燥器平均温度下的绝干空气计算，空气进出干燥器的

1平均温度为：tm22080150℃

2据化工原理上册表五查得绝干空气的物性为：

d3.56105 kw/(mC)；2.41105 PaS；0.83 kg/m3

设光滑球形颗粒直径为0.288103m；密度为1710kg/m3，则其沉降速度Ut计算如下：

Kd3sg0.8317100.839.8130.288108.303 32252.4110所以颗粒沉降在过渡区，

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gdsUt0.1540.40.61.611.41.448 m/s

（2）计算Ug

前面取空气进入干燥器的速度为10 m/s，相应温度t1=220 ℃,现校核为平均温度150 ℃下的速度，即

10273150Ug8.58 m/s 273220（3）计算

Q6G657.072m/s； ；SP 0.20533SPtmdPS360015440.310QQIQII；

QIGX1XCr'1CSCWX1tW11

据t1=220 ℃,H1=0.009 kg/kg(绝干气)，由图6-3查出湿球温度tW149 ℃,相应的

.36 kJ/kg；临界湿含量XC取0.2 kg/kg(绝干料) 水的汽化热r'1238049205.16kWQI0.01590.28210.22380.363.284.1870.2821 QIIGXCX2rtmCSCWX22tW1

第二阶段物料平均温度tm604954.5℃，相应水的汽化热

2rtm2366.4kJ/kg。

2366.43.284.1870.07536049 QII0.01590.20.07535.32kW

所以QQIQII5.165.3210.48 kW。 因为干燥操作包括两个阶段： 所以tmt11t2222020806078.17tln11t22ln10 ℃

dU20.54PtdPgg0.50.53.561050.2881030.831.44820.54352.41100.28810 0.5kW/m2C

 52

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QSPtm10.480.61 s

0.50.205378.17即UgUt0.6110.31.4485.4 m

3、干燥器的容积

VQ，其中ha为热容量系数，为4187 kJ/(m3hC)。 hatm10.4836000.115 m3

418778.17所以V4、干燥器的上部直径为D2D10.05H0.3400.051.930.437 m 5、干燥器进风管面积A燥器外壁采用夹套保温。 6、压降的计算

干燥器的局部阻力系数为：KA160.00671483.74 2d20.00851483.741020.91667955.29 Pa

2Va240.910.0067 m2，为了减少热量损失，干

3600Ug360010所以干燥管的压降为：P式中：u—进口气体流速

U2a2 a—含尘气体密度，取a0.916 kg/m3 —干燥器局部阻力系数 K—常数，取16 A—干燥器进气口面积 d—排出管直径

7、蒸汽换热器： （1）工艺参数

进风温度：t120 ℃ 出风温度：t1110 ℃ 空气流量：Va240.91 m3/h 蒸汽压力：P361.5 KPa

根据蒸汽性能查表得，当P361.5 KPa时，蒸汽饱和温度ts140 ℃ 则温度系数为：

由散热排管特性曲线查得，当f0.8时，下列三种配合均符合要求： 5R型排管，风速取2.5 m/s；

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6R型排管，3.6 m/s； 7R型排管，5.2 m/s；

上述三种参数一般以6R排管为妥，故取3.6 m/s 当风速3.6m/s时，则所需排管受风表面积为：

AVa240.910.019 m2

360036003.6由散热管性能规格表可查得型号为SRZ5×5D散热管符合要求。其散热面积为。 Aa10.13m2,通风净截面积为A0.154m2.故选择SRZ55D散热排管两台①加热空气所需热量

QKCvVat2t11.008240.911102021855.36 kJ/h 其中：Cv为空气的体积比热容 ②实际风速：

Va240.910.43m/s

3600A36000.154③空气的平均温度

tPat1t21102065 ℃ 22由空气性能表查得，当温度为65 ℃时，空气的密度为a1.0445 kg/m3 计算流经散热排管的空气质量流速：

Gaaa0.431.04450.809 kg/(m2s) 10.555其中1为散热排管有效通风截面系数，―R‖种片距1=0.555. (2)排管的传热系数

K49.16Ga0.4949.160.8090.4944.31 kJ/m2hC；

空气阻力P0.18100.8091.4562 Pa (3)散热排管的散热量

Q2AKtStP210.1344.311306558351.84 kJ/h. (4)该排管组合的空气阻力

P1.45622.9124 Pa

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(5)蒸汽消耗量

GgLCtgg2t1IgIw277.131.0171102073.27 kg/h

248.33201.60.98式中：Gg—蒸汽消耗量，kg/h； Lg—空气质量流量，kg/h；

Cg—空气比热， kJ/kgC；

Ig—蒸汽进入干燥器时的焓，kJ/kg；

—换热器的效率，取0.98。

8、电加热器

（1）工艺参数

进口温度：T1110 ℃；出口温度：T2220 ℃； 空气湿度：H00.009 kg(水)/kg(绝干气) ； 绝干空气流量：L277.13 kg/h。 （2）电加热器总功率

PCaCgH0T2T1L36001.0092.2450.009220110277.1329.18 kw

36000.95式中：P—电加热器总功率，kw； Cg—水蒸汽的比热容，kJ/kgC； L—绝干空气流量，kg/h； H0—空气环境湿度，kg/kg； T1—电加热器进口空气温度，℃； T2—电加热器出口空气温度，℃； Ca—绝干空气的比热容，kJ/kgC； —电加热器热效率，取0.95。

由电加热器型号表查得型号为SRK2-8的电加热器符合要求，其功率为7.92 kW。

表6-2 SRK2-8型电加热器基本参数

型号 SRK2-8

外形尺寸/mm

A B C 652

270

536

风道尺寸/mm M N 400

346

总功率 /kw 7.92

9、旋风分离器

旋风分离器进口空气温度为80 ℃，由此可算出空气的比热容

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a0.7721.244H2273t20.7721.2440.052273801.082m3/kg

273273所以旋风分离器进口空气体积流量为：VaLa277.131.082299.85m3/h 由旋风分离器型号表查得XLT/A-3.0型旁路式旋风分离器符合要求，其气速为12 m/s，处理气量为670 m3/h。

表6-4 XLT/A-3.0型旁路式旋风分离基本参数

外形尺寸/mm

D

300 L2 180

H 2501 D1 457

H1 470 D2 637

H2 330 D3 10

H3 1161.5 D4 126

H4 144.5 D5 180

H5 221 D6 220

H6 169 A 78

H7 534 B 198

L1 111

所以蒸发水分所需的热量和物料升温所需的热量即总热量 Q =(2490+1.88t2)+GCm(21)

=11.8×(2490+1.88×80)+ 57.07×3.28×(60-20) =384.304 kJ

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第 6 章 车间布置设计

6.1车间布置概述

车间布置是对厂房的设备和配置的排列做出合理的安排，是车间工艺设计工作中很重要的一环。车间布置的好坏直接关系到车间建成后是否符合工艺要求，能否有良好的操作条件，使生产正常、全地运行，设备 的维护检修方便可行，以及对建筑投资、经济效益等都有着极大的影响。

6.2车间组成

生产车间的内部组成一般包括如下部分：

生产部分：其中包括原料工段、生产工段、成品工段等；

辅助部分：其中包括通空调室、变电配电室、车间化验室、控制室等 生活行政部分：其中包括车间办公室、更衣室、休息室、以及厕所等

6.3车间区域和工艺设备布置原则

车间的区域布置按工艺流程及工序划分要求，合理布置，充分考虑发酵车间的自然风和自然采光措施，遵循操作方便，生产安全、维修便利、布局美观的原则。

6.4厂房平面布置

其外形为长方形，此布置有利于设备的布置，能缩短管线，便于安装，有较多可供自然采光和通风的墙面，同时，占地较节省，有利于建筑构件的定型化和机械化施工，也有利于设计规范化。厂房按跨度6-3-6布置，符合建筑模数的要求，可以充分利用建筑结构上的标准预制构件，节约设计和施工力量，加速基建进度。厂房的宽度为15m，尽可能利用自然采光和通风以及建筑经济上的要求。

6.4厂房垂直布置

厂房的高度，主要由工艺设备布置、安装、和检修要求，同时也考虑通风、采光和安全要求。此厂房层高采用6m。

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第七章 三废处理

7.1三废的概述

“工业三废”是指工业生产所排放的废水、废渣、废气。

“工业三废”如未达到规定的排放标准而排放到环境中，就对环境产生了污染，污染物在环境中发生物理的和化学的变化后就又产生了新的物质。好多都是对人的健康有危害的。这些物质通过不同的途径（呼吸道、消化道、皮肤）进入人的体内，有的直接产生危害，有的还有蓄积作用，会更加严重的危害人的健康。不同物质会有不同影响[8]。

7.2三废的处理原则

尽可能少地使用有毒、严重污染环境的溶剂和试剂，在处理过程中尽量减少有毒物质的排放。应结合工艺要求进行改革、制订相应的“三废”处理方案。

7.3土霉素废水处理

1、土霉素为抗生素药物，有很强的抑菌性，废水中残留土霉素是必然的，当达到200ug/L时就具有较强的抑菌性，必须将废水中的土霉素去除或氧化变性。氧化法通常采用的是芬顿氧化，但处理成本很高，不合算。另外一种为化学法，就是投加絮凝剂将土霉素吸附后沉淀或气浮去除。

2、土霉素中含有一定量的草酸和硫酸根，当硫酸根浓度达到250mg/L时具有抑制厌氧菌生长的特性，必须进行严格控制，去除硫酸根最经济的方法是投加石灰进行PH值调节的同时去除硫酸根。

鉴于以上2条，采用中和沉淀池进行预处理最为合适，再进行生化处理。为确保废水达标排放，在好氧工艺二次沉淀池后增设深度处理系统，深度处理系统采用过滤工艺。

7.4土霉素废气处理

从发酵阶段排出的气体不需要太多的处理，因为整个过程中并没有产生会污染大

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气或者会对人的身体造成伤害的物质，只是它的湿度比较大，还含有一些发酵罐中的液体，故处理时只需要通过旋风风离机进行固液风离即可。

7.5土霉素废渣处理

提取土霉素剩余的残渣很多，如放置在药厂不仅占用空间，而且污染环境，但据了解土霉素废渣中除碳水化合物外, 脂肪和蛋白质的含量都与谷物含量相差无几，甚至某些含量高于谷物, 特别是蛋白质含量比黄豆还高。所含蛋白质中有18 种氨基酸, 人体必需的8 种氨基酸俱全。其中颗氨酸、谷氨酸和鱼氨酸的含量尤为丰富。所以土霉素废渣可作提取氨基酸的原料。

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结 论

本设计历时近三个月，依据内蒙古工业大学化工学院下达的任务书，针对设计课题为400 t/a土霉素生产车间脱色、结晶（间歇）干燥工段工艺进行了设计。此设计本着低成本、低消耗、低污染的原则，按照GMP的标准，对后工序（酸化、提取、过滤、脱色、结晶、离心和干燥）中特别是脱色、结晶、离心和干燥进行了可行性设计和研究，同时也对前工序发酵（一级种子培养、二级种子的培养、三级发酵）进行了简单的介绍。

本设计确定了工艺流程并进行了相关的工艺计算，同时绘制了物料流程图、PID图、设备的平、立面布置图以及主要工段的设备一览表，且以上过程均符合国家标准。设计中离心干燥工段及包装车间均采用洁净区设计，安全合理；设备的选取和布置也都是依据标准并参考实际一一进行的，因此有一定的经济合理性。从整体看，有一定的实用价值！尽管大家都十分尽力，但由于实际情况的，在设计过程中也有很多不尽人意的地方。比如很多的参数因子不能得到；在热量衡算中，对热量损失一块了解的不太清楚，导致计算过程中对损失的估计过大；在整个设计过程中，不少数据都是参考实地的情况进行的计算，因此难免会有误差；设计中涉及了诸多的学科知识由于自己知识有限，因此也造成不必要的成本加大等。

由于时间的原因、知识机构体系、实际生产要求和语言组织能力等方面的问题，年产400吨土霉素的初步设计始终还存在不足之处，还需要不断的去完善和修改，限于我的知识和能力，此设计中的缺点和错误在所难免，恳切的希望各位老师给予批评和指正。

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参考文献

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谢 辞

经过三个多月的努力，毕业设计已接近尾声。在这些日子，各位老师的精心指导，耐心讲解，让我受益匪浅。在此，我要特别感谢我的指导老师洪海龙老师，他做事严谨，为人宽厚，平易近人。尽管工作忙禄，他仍然把我们放在第一位，根据我们的实际情况考虑问题，解决问题；正是他精益求精的工作作风、渊博的学识、诲人不倦的师德，使得我们的毕业设计顺利完成。千言万语尽在不言中，借此机会我向洪老师表示深深的谢意。

同时，向在我设计期间给予指导和帮助的其他老师表示衷心的感谢！是他们的很多宝贵的意见促成我毕业设计顺利完成。还有感谢在一起度过毕业设计生活的各位同学，他们的帮助和支持使我解决了一个个的困难和疑惑。

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