南京工业大学
生物与制药工程学院
《发酵设备及工厂设计》课程设计
设计项目名称：年产1万吨赖氨酸生产线的工艺设计 专业班级：生工0603
指导老师：
2009年12月
目录
1 设计任务书…………………………………………………………3
2 设计说明书…………………………………………………………4
2.1 项目概述…………………………………………………………4
2.2 原材料及产品的主要技术规格…………………………………5
2.3生产方法及工艺路线的确定……………………………………5
2.4 生产流程简述……………………………………………………6
2.5 工艺计算…………………………………………………………10
2.6 主要设备的选择…………………………………………………21
2.7 车间主要设备一览表……………………………………………23
2.8 设计参考文献……………………………………………………24
一、设计任务书
项目名称：年产1万吨赖氨酸生产线的工艺设计
一、 建设规模、产品方案、生产方法和工作制度
1）建设规模：年产10000T 。
2）产品标准：L —赖氨酸盐L —ＬYSINE²HCL
分子式：C 6H 14 N 2O 2²HCL
分子量：182 64
性状：淡棕色粒、易溶于水。
国家标准GB8245—87规定了饲料级L —氨基酸盐酸盐产品的质量准。
3）生产方法：以玉米淀粉乳为原料，采用双酶法，使淀粉乳先糖化而转化
为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，以通用
的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干燥而得
成品，必要时进行重结晶。
4）工作制度：：年工作日按300d 计
二、 目建设地点为南方某市其气候条件为：
年平均气温：15.3℃
历年平均最高气温：38℃
历年平均最低气温：-4.2℃
最热平均相对湿度：85%
最冷平均相对湿度：75%
年平均气压：1016.5mP
夏季平均气压：1004.5mP
年均风速：3.6m/s
年均降落量：1025.6mm
日最大降水量：219.6mm
三、 求达到的技术经济指标
要求达到的技术经济指标：
四． 设计要求
就该项目的发酵工段或空气处理系统进行工艺设计，要求完成：
2． 确定合理的工艺路线，提供工艺流程示意图；
3． 进行工段的工艺计算，包括物料、热量、水、压缩空气耗量等平
衡计算，并提供相应的工艺计算平衡图；
4． 对标准设备及非标设备的数量进行计算，选定标准设备型号并就
至少一种非标设备的结构进行简单的结构计算，提供所需设备的
一览表并至少提供一种非标设备的总装图。
5． 绘制带控制节点的工艺流程图；
6． 绘制车间设备布置图；
7． 绘制设备配管图；
8． 编写初步设计说明书。
二、设计说明书
2.1 项目概述
赖氨酸（L-Lysine ）, 化学名称2，6-二氨基己酸，分子式为C6H4N2O2, 纯品
为白色针状结晶，无味或稍带特殊臭味，易溶于水，溶液的PH 值为5.0~6.0，难
溶于有机溶液，有旋光性，熔点263~264C.赖氨酸难于结晶，市售商品通常为98%
的L-赖氨酸盐酸盐。具有旋光性。
由于游离的L-赖氨酸极易潮解，因具有氨基酸而易发黄变质，并具有刺激
性腥味，难于长期保存。因此，一般商品都是L-赖氨酸盐酸盐。
赖氨酸盐酸通常较稳定，高温下易结块，相对湿度60%以下稳定，60%以
上则生成二水合物，与维生素C 和维生素K 并存则着色。碱性条件及直接在还
原糖存在加热则分解，易溶于水，水溶液呈中性至微酸性，与磷酸、盐酸、氢氧
化钠、离子交换树脂等一起加热，能起到外消旋作用。
饲料中添加的赖氨酸有两种，即L －赖氨酸和DL －赖氨酸。因动物只
能利用L －赖氨酸，故主要为L －赖氨酸产品，DL －赖氨酸产品应标明L －
赖氨酸含量保证值。作为商品的饲用级赖氨酸通常是纯度为98.5％以上的L
－赖氨酸盐酸盐， 相当于含赖氨酸（有效成分）78.8％以上，为白色一淡
黄色颗粒状粉末，稍有异味，易溶于水。90％以上的L －赖氨酸是以糖蜜为
原料发酵生产的产品。此外， 日本、美国、德国等国已利用化学合成的2
－氨基ω－己内酰胺作原料， 通过微生物酶消旋和水解生产L －赖氨酸。
建设规模及产品方案
1）建设规模：年产10000T 。
2）产品标准：L —赖氨酸盐L —ＬYSINE²HCL
分子式：C6H14N2O2²HCL
分子量：182 64
性状：淡棕色粒、易溶于水。
国家标准GB8245—87规定了饲料级L —氨基酸盐酸盐产品的质量准。
3）生产方法：以玉米淀粉乳为原料，采用双酶法，使淀粉先经液化、糖化
而转化为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，
以通用的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干
燥而得成品，必要时进行重结晶。
4）工作制度：：年工作日按300d 计
2.2 原材料及产品的主要技术规格
2.2.1原材料的选择及技术规格
本设计要求以玉米淀粉乳为原料，但是，工业上选择生产原料时，不但要考虑工
艺上的要求，还要考虑生产管理和经济上的可行性。在大规模工业生产中，选择
原料一般要考虑到下述要求：
(1)因地制宜，就近取材，价格低廉；
(2)原料中可利用成分高，末严重污染，抑制生长和产酸的物质要少或能够
去除，能满足工艺上的要求；
(3)原料资源丰富，便于采购运输，适于大规模储藏，保证生产上的供应。
2.3生产方法及工艺路线的确定
赖氨酸是人和动物自身不能合成的一种氨基酸，必须从外界摄取，而植物中
所含的各种赖氨酸很少，被称为植物中的第一限制性氨基酸。1960年日本的木
下祝郎等用紫外线照射谷氨酸柞杆菌得到一株营养缺陷型变异株，从此开始了发
酵法工业生产商品赖氨酸。世界上生产的主要方法有微生物发酵法、化学酶法、
提取法和合成法四种。其中最重要的是化学酶法和微生物发酵法。其具体操作过
程如下。
2.3.1 化学酶法
此法是借助于有机合成与生物化学工程相结合的生产技术，可以己内酰胺
或二氢呋喃为起始原料，或以糠醛为原料制取。
制取尼龙原料己内酰胺时，有大量的还己烯生成，用环己烯易于合成DL —
氨基己内酰胺（DL-ACL ），以此为原料采用水解酶法生产赖氨酸，分为两步反
应进行。先用L —ACL 水解酶，不对称水解L-ACL 的环状酰胺链，生成L —赖
氨酸，再用ACL 消旋酶使残存的D-ACL 消旋化反应。具体工艺中采用罗氏隐环
酵母等进行水解反应，用奥巴无色杆菌进行消旋反应。100/L的DL-ACL 几乎全
部转化为L —赖氨酸。
2.3.2 微生物发酵法
发酵法包括一步法和经由二氨基庚二酸的二步法。通常以废糖蜜，淀粉（或
直接用木薯片粉碎至80目）为原料，采用双酶法，使淀粉先经液化、糖化而转
化为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，以通
用的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干燥而
得成品，必要时进行重结晶。成品对糖总得率为35%，每吨成品耗糖蜜8吨（或
淀粉4.4吨），成本约1万元(折人民币) 。L-赖氨酸的生产工艺与味精（谷氨酸钠）
类似，工艺较简单，日本的技术经济指标较先进。
微生物发酵法为生产L-赖氨酸的最主要技术，反应所用碳源为玉米、甘蔗
等淀粉质或葡萄糖母液、甘蔗糖蜜等废料，所用高产菌种有BrevibacteriumSP 。
PI —B 等，在优选菌种配方中含有HPP\KH2PO4、乙酸钠等组分，在添加2%硫
酸铵后可获得高产菌种。将适宜的配方组分注入500ml 的三角烧瓶内于120C 加
热15min 加压灭菌后，在通氧下培养出菌种在高峰期内接入种子培养液在常温常
压下发酵，再用膜分离法或化学法分离。
制备L —赖氨酸在14L 的发酵器中进行。通过菌种培养，生长菌体和发酵工
艺生产赖氨酸，筛选出的FHI28高产菌株，遗传性能稳定，是一株适合工业化生
产的优良菌种，在20ml 发酵罐中产L —赖氨酸8.5~9.2%，发酵周期59~67h.
工艺的关键技术在于培养和优选最适宜的菌种，采用不同的原料其结果会大
不相同，甚至同一原料也会因原料产地和产出时间的差异使结果有很大差别。
国内的发酵法工艺提取率为80%~85%,糖转化率40%~43%，产品收率大于
90%。
在发酵和菌种培养中，必须有专人负责，在经过对菌种培养和溶变处理，培
养出变异菌种，经筛选和最优化选择出最佳菌种，在培养高峰期加入碳源内，经
调整PH 后，在发酵期内灭菌处理，在接入种子培养物使其发酵后，按照规定处
理方法经分离后得精品L —赖氨酸。
微生物发酵法是利用微生物合成其自身所需的各种氨基酸的能力，通过菌株
的溶变等处理，选育出各种营养缺陷型及抗性的变异菌种，以解除代谢调节重的
反馈与阻遏，达到过量合成某种氨基酸的一种方法。
发酵法生产赖氨酸通常以淀粉、甘蔗或甜菜制糖后的废糖蜜为原料，其工艺
过程为：淀粉在酸或酶的作用下水解成淀粉糖，假如营养盐调PH 值后，进入发
酵罐进行灭菌处理，然后接入种子培养物使其发酵，经过微生物发酵后的浓缩液
冷冻结晶、离心分离、烘干提纯后即得产品。
制备L —赖氨酸在14L 的发酵器中进行。通过菌种培养，生长菌体和发酵工
艺生产赖氨酸，筛选出的FHI28高产菌株，遗传性能稳定，是一株适合工业化生
产的优良菌种，在20ml 发酵罐中产L —赖氨酸8.5~9.2%，发酵周期59~67h.
2.3.3 其他方法
生产赖氨酸的方发出上述两种方法外，还有由血粉、酪蛋白、脱脂大豆水解后，
用离子交换树脂分离而生产的蛋白质水解法，以及用化学合成制得廉价中间体，
借助酶的生物催化作用生产赖氨酸的化学合成法，但这些方法应用较少。
2.4 生产流程简述
不同原科的深层发酵工艺大同小异，主要差别在于前面的原料处理工艺，而
在发酵工段的区别仅在于两个方面，即是否采用种子培养和是否采用补料工艺。
赖氨酸生产工艺流程图：
2.4.1原料预处理
目前国内外生产上采用淀粉加工葡萄糖的液化、糖化方法主要有：双酶法、
酶酸法、酸法、酸酶法等几种。
与传统酸法水解淀粉相比，酶法具有独特的优点：可在常温常压和温和酸度
下，高效地进行催化反应，简化了设备，改善了劳动条件和降低了成本；酶催化
所需的活化能极低，催化效率远比无机酸高，α-淀粉酶与糖化酶共同作用于淀粉，
得到的葡萄糖液DE 值达98％以上；酶水解具有专一性，制得产品的纯度高；酶
本身是蛋白质，无毒，对酸碱度极为敏感，故可简单地采用调节酸碱度、改变反
应温度或添加抑制剂等方法来控制反应的进行；酶的来源广泛，许多动植物和微
生物都可作为某些酶的原料；酶可以回收，重复利用。现在生产中大多使用此法。
但是，普通的酶法制糖相对生产周期较长，糖液过滤困难。
2.4.2种子培养
如果不采用种子培养，即直接采用孢子悬浮液接种至发酵罐。
采用种子培养，则先将孢子接入种子罐中进行培养，然后接入发酵罐。
种子培养的目的是使黄色短杆菌发芽
二级种子培养基：水解糖2.5%，蜜糖2.0%，尿素0.35%，磷酸氢二钾0.1.%，硫酸镁0.06%，玉米浆0.5%~1.0%，泡敌0.06%，硫酸锰0.2mg/100ml，硫酸亚铁0.2mg/100ml
采用种子培养工艺有下列优点：
1． 缩短了发酵罐的发酵时间，一般可缩短30h 左右，从而提高了设备利用率。虽然增设了种子罐，但包括种子罐在内的总罐容量较小，节省设备投资。
2． 种子培养的质量易于控制。直接接种孢子到生产罐中时，相当于在生产罐中进行种子培养。由于受发酵条件的制约，生产罐中的营养物（如氮源，磷源等）不能过多，往往不能满足孢子发芽和生长的需要，因此种子发育较慢。而在种子罐中可以添加适量营养物，以促进种子快速发育，并提高其产酸能力。事实证明可以达到这种效果。
3． 有利于防止杂菌污染。独立的种子培养车间比发酵车间小的多，环境卫生易于控制。在种子罐中单独培养时，接入孢子的密度约是直接接入生产罐的10倍，加上种子发育快，受感染的可能性大大降低。而且，生产罐接入菌丝球以后，很快进入产酸阶段，受感染的可能性小的多。另外，如果出现菌种退化或者在孢子扩大培养阶段出现染菌，也能在种子培养时提早发现，以便即时采取措施。即时倒罐，种子罐的损失也只有生产罐的10%。
4． 总能耗降低。因为种子单独培养时，通气搅拌的动力消耗远低于在生产罐中培养。此外，由于受杂菌感染的可能性大大降低，从而生产培养基的灭菌强度要求较低，节省能耗，也避免了高强度灭菌带来的一些不良后果。
2.4.3微生物发酵
发酵培养基：水解糖16.4%，蜜糖0.30%，硫酸镁0.06%，氯化钾0.08%，尿素4.0%，磷酸氢二钾0.02.%，玉米浆0.20%，泡敌0.05%，硫酸锰0.2mg/100ml，硫酸亚铁0.2mg/100ml，植物油0.10%，接种量2%。
赖氨酸生产：
1．接种
按种前必需对按种管道进行灭菌，灭菌与大罐灭菌同时进行。操作肘，打开生产罐按种口通大气的阀门，由种子罐阀门站或底部通入蒸汽，使蒸汽经过种子罐出料管和按种管道通到大罐按种口，排入大气，这样约20min 后，关小蒸汽，但仍保持少量出汽，直等到大罐内发酵按冷到35℃以下才关闭接种口通大气的阀门，并关闭蒸汽阀。然后打开接种阀通发酵罐，关闭种子罐的阀门，并关闭蒸汽阀，用无菌空气将种子培养液压入发酵罐个，按种操作应在半小时内完成。如果种子顾的气压突然下降，则表示料液已经排完，因为这时空气直通到生产罐中，同的，控大罐中的压力升高。
接种后关闭接种阀，仍打开通大气的阀门。种子罐与接种管道要及时清洗，排除残余料液。接种操作时应该注意种子罐的气压不要超过0.2MPa 表压，以防泄漏等事故发生，同时要注意生产罐培养基冷却到预定温度后，冷却水仍在畅开，造成培养基冷却过度。
2. 控制
① 温度控制 整个发酵过程控制32±1、34±1或35±1℃，具体根据菌种和实际情况制定，—般采用自动控制。
② 罐压控制 一般控制在表压0.1MPa 通风系统压力不足时，可降低罐压，以维持适当的通风量。
③ 风量控制 50m3标准机械搅拌发酵罐的参考通风量如下：
0—18h ：0.08～0.1 vvm
18—30h ：0.12 vvm
30h 以后：0.15 vvm
罐体积小于50m3时通风量要适当增大，大于50m 3则要减小。通风量还应该根据发酵过程的产酸情况灵活掌握。加大风量可使产酸速率加快，但菌体呼吸强度和杂酸生成量可能增加。减小风量会降低产酸速率。
④ 搅拌转速 采用箭叶涡轮搅拌桨，转速控制如下：
罐容积 5m3 150～300r ／min
25—30m3 110~120r／min
50m3 90~115r／min
80m3 90～110r ／min
⑤ pH 控制 糖化完成后可适当加大风量使发酵进入旺盛产酸期。在产酸期内控制风量使产酸速率维持在2～3g ／h •1，不得过快，以进一步利用糖化作用和防止菌体过早衰老。
⑥ 发酵过程监测 发酵过程的上述参数可以通过仪表检测，而酸度和残被一般靠化学方法检测。这两项参数是捡验发酵过程好坏的目的指标。接种后半小时测总糖一次，以后8h 测残糖和酸度一次，最后每2h 测一次。
⑦ 放罐条件 以酸度不再增加或残糖不再降低为放罐条件，正常发酵能达到顶定的产酸度和须定的残糖量，否则为不正常发酵。不正常发酵时该两次指标达不到，但只要不升酸或不降糖就要放罐。
2.4.4赖氨酸提取
发酵液放罐后直接经Ultra-flo 超滤系统过滤，能使真正收率达到99%以上，滤渣中含有大量的蛋白质及菌丝等营养物质，烘干后作饲料，可进行包装销售。
整个工艺过程除了最终产品赖氨酸和副产品饲料、硫酸铵外，无多余废水排放。
特点：
1） 酵液超滤过滤无须任何预处理，节约成本。菌渣可直接做饲料，完全消除废液污染。滤液不含蛋白质量高，保证连续离交进料要求。过滤收率可达98-99%。
2） 由于减少了蛋白对树脂的污染，可增加树脂的吸附容量10%以上，并有效延长树脂寿命。
3） 减少悬浮物在连续离交树脂罐内的沉积，减少反冲次数，减少树脂破碎。
4） 纳滤低成本的预浓缩，降低能耗。部分无机盐透过纳滤膜，减少产品灰份。纳滤透析水回用顶洗，闭路循环提高收率减低成本。（根据实践表明纳滤浓缩平均成本为20元/吨水）
5） 纳滤废水处理系统能将硫酸铵废水处理成回用水，并且回收硫酸铵做肥料。膜系统适应性强，能随时跟上今后用户对处理后的污水排放水质进一步提高的要求。
6） 本工艺膜系统运行平稳，维修容易。膜系统可分性强，可根据料液流量大小随时切换膜的运行数量，其余可进行清洗、保护或更换等操作，故膜系统无传统工艺的每年大修要求，在40℃~45℃左右用低压力大流量对膜进行清洗，只需清洗一小时左右即能使膜通量恢复，而不用拆卸设备，可实现全自动运行与清洗。
7） 本工艺的占地面积大大缩小。由于膜设备都是由膜元件叠加起来的，使膜设备占地极小。膜系统为全封闭系统，无物料和气体的泄漏，噪音小，并容易实现全自动化运行。
2.5工艺计算
原料预处理车间：
计算依据：全年按300天计算，发酵周期64hr ，主要生产原料为玉米淀粉乳，设计生产技术提取总收率90%，玉米淀粉含淀粉86%，淀粉原料单耗2.12t/t
（一）物料平衡计算
A 生产过量总物料衡算
44 1. 总原料需求：1⨯10⨯2. 12=2. 12⨯10t
成只每天产量：10000÷300=33. 3t 取整数为34t
实际成品年产：34⨯300=10200t/a
4 每天投料量：2. 12⨯10÷300=71t
2. 总物料衡算
1000㎏纯淀粉理论上能生产100%赖氨酸的量为：
=115. 53㎏ 1000⨯1. 11⨯81. 7%⨯1. 272
1000㎏纯淀粉实际上能生产的100%赖氨酸的量为：
=54. 74㎏ 1000⨯1. 11⨯98%⨯50%⨯86%⨯92%⨯1. 272
1000㎏工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产生的100%赖氨酸的量
为：
547. 4⨯86%=470. 8㎏
3. 淀粉的单耗
生产1000㎏100%赖氨酸理论上消耗纯淀粉的量为： 1000÷1153. 5=0. 8669t
生产1000㎏100%赖氨酸理论上消耗工业淀粉的量为： 0. 8669÷86%=1. 008t
生产1000㎏100%赖氨酸实际消耗纯淀粉的量为： 1000÷547. 4=1. 827t
生产1000㎏100%赖氨酸实际消耗工业淀粉的量为： 1000÷470. 8=2. 124t 4. 总收率
实际产量（㎏）547. 4
⨯100%=⨯100%=47. 45%
理论产量（㎏）1153. 5
1. 008
⨯100%=47. 45% 淀粉利用率：
2. 124
生产过程的总损失：100%-47. 45%=52. 55% 5. 原料及中间体的计算
淀粉用量为：34⨯2. 124=72. 22t /d 糖化液量纯糖量为：
72. 216⨯86%⨯1. 11⨯98%=67. 56t/d
67. 56
=281. 5t/d 24%100
⨯1. 05=443. 4t /d 发酵液量的计算：67. 56⨯50%⨯8
提取出来的赖氨酸的量为：29. 58⨯86%=25. 44t/d 换算成含量90%的提取液为32.3t/d
赖氨酸废液量（以排出的废液含0.7g/100ml赖氨酸计算）：
换算成含量24%的糖液量为：
(29. 58-25. 44)÷0. 7%=591m 3/d
B. 淀粉制糖工艺的物料衡算 1. 淀粉浆量及加水量
赖氨酸生产过程中加水的比例为1：2.5，即1000㎏的工业淀粉调浆时的加水量为2500㎏，由此制得的淀粉浆量为3500㎏
1000⨯86%
=24. 57% 淀粉浆中干物质（淀粉）的浓度：
3500
2. 液化用酶的量
淀粉液化用酶是α-淀粉酶，其用量为淀粉浆的0.017%，即α-淀粉酶的用量为：3500⨯0. 017%=0. 6㎏ 3. Ca C l 2的加入量
由于α-淀粉酶是一种金属酶，Ca 2+能使α-淀粉酶的活性大为提高，一般来说，Ca C l 2的加入量是淀粉浆量的0.043%，那么Ca C l 2量为：
3500⨯0. 043%=1. 5㎏ 4. 糖化酶的用量
糖化酶的用量是淀粉浆量的0.043%，即糖化酶量：3500⨯0. 043%=1. 5㎏ 5. 糖化液的量
淀粉经α-淀粉酶液化、糖化酶糖化后，制得的24%糖化液的量为：
1000⨯86%⨯1. 11⨯98%
=389㎏8
24%
24%的糖液的相对密度为1.09，那么糖化液的体积就为3898÷1. 09=3576L 6. 加珍珠岩量和滤渣量
淀粉经过液化、糖化后的糖化液过滤比较困难，需加入珍珠岩进行助滤，加入量为糖化的0.15%，即3898⨯0. 15%=5. 85㎏
而过滤后的滤渣是含水70%的废珍珠岩，滤渣量有
5. 85÷(1-70%)=19. 5㎏
（二）热量衡算
1）淀粉液工序的热量衡算
A. 液化加热蒸量
淀粉液化时加热需要消耗的蒸汽量（W 蒸汽）可按下式计算： W 蒸汽=
GC (t 2-t 1)I -λ
式中，G 为淀粉浆的重量，㎏/h；C 为淀粉浆的比热容，kJ/(㎏²k) ；t 1为淀粉浆的初始温度，℃；t 2为液化温度，℃；I 为加热蒸汽的热焓，2738kJ/㎏﹙0.3Mpa ，表压）；λ为加热蒸汽凝结水的热焓，363K 时377kJ/㎏
B. 淀粉浆量G
根据物料衡算知，日投工业淀粉量为72.22t ，24h 连续液化，即每小时的处理量为72. 22÷24=3. 01t /h ，液化调浆时淀粉与水的比例关系为1：2.5，淀粉浆量就为3010⨯3. 5=10535㎏/h ，淀粉浆中淀粉的浓度为3010⨯86%
⨯100%=24. 6%
10535
淀粉浆的比热容C 可按下式计算：
x 100-x 24. 6100-24. 6
C =C 0+C 水=1. 55⨯+4. 18⨯=3. 53kJ/(㎏²k)
[1**********]0
式中C 0为淀粉的比热容，kJ/(㎏²k) ；x 为淀粉浆中淀粉的含量（浓度）；C 水
为水的比热容，kJ/(㎏²k)
C. 蒸汽用量 W 蒸汽1 W 蒸汽1=
10535⨯3. 53⨯(90-20)=1102. 6㎏/h
2738-377
灭酶用的蒸汽量W 蒸汽2灭酶时需将液化液由90℃加热至100℃，100℃时蒸汽的λ为419kJ/㎏，那么灭酶用的蒸汽量
10535⨯3. 53⨯(100-90)W 蒸汽2==160. 4㎏/h
2738-419
灭酶过程一般要求在20min 内使液化液由90℃加热至100℃，则蒸汽的高峰
60
=481. 2㎏/h 用量为160. 4⨯20
因此，液化过程的平均用蒸汽量为1102. 6+160. 4=1263㎏/h，每日蒸汽平均用量为30.3t/d，而高峰时用气量为1102. 6+481. 2=1583. 8㎏/h
D. 液化液的冷却水用量
液化、灭酶过程完成后，需将物料由100℃降温至65℃，假设冷却水的进口温度是20℃，出水温度是58.7℃，那么需要的冷却水用量即为：
W =
(10535+1263)⨯3. 53⨯(100-65)=901㎏
1/ h
58. 7-20⨯4. 18
每天的用水量为9. 011⨯24=216. 3t /d 2）液化液糖化过程的热量衡算
年产万吨赖氨酸的工厂，按前面的计算，日产含糖24%的糖液281t ，按相对密度1.09，其体积为281÷1. 09=257. 8m 3，糖化操作的周期是30h ，选用100m 3的糖化罐，装料75m 3，生产上需要的糖化罐只数为：
257. 830
⨯=4. 3只，取用57524
只罐
按生产上的流程使用板式换热器，使糖化液（经灭菌后）由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水的进口温度20℃，出口温度为45℃，其平均用水量为：
(10535+1263)⨯3. 53⨯(85-60)=996㎏
4/ h
45-20⨯4. 18
生产上一般要求在2h 内把75m 3的糖液冷却至40℃，其高峰用水量为：
996475000⨯1. 09
⨯=34521㎏/h
10535+12632
24
=3. 44罐，每天冷却水用量是：由于每天同时运转的糖化罐有4. 3⨯30
2⨯34. 5⨯3. 44=237. 36t
（三）过程水的衡算 糖化工序用水量：
（1）配料用水量：年产万吨赖氨酸的生产工厂日投工业淀粉量为72.22t ，配料时的加水比例是1：2.5，用水量就可以算出是72. 22⨯2. 5=180. 55t /d ，即7.5t/h (2)液化液冷却水用量：前面已算出液化液冷却水的用量是216.3t/d
（3）糖化液冷却水用量：前面已算得糖化液冷却水用量是237.36t/d，高峰时用水量34.5t/h
发酵车间
连续发酵和发酵工序热量衡算 1. 培养液连续灭菌用蒸汽量
假设发酵过程所用的发酵罐为200m 3 , 装料系数为0.7 那么每只罐产100%赖氨酸的量为：
200 x 0.7 x 8% x 86% x92% x 1.272 =11.27t
因日产100% Ala为34t ，一般来说，发酵的操作时间需要48h （其中发酵时间38h ），这样生产需发酵罐应为
34/11.27 x 48/24 =6.03台
取整后为6台，每日投罐次为34/11.27=3.02 罐，日运转6.03 x 38/48 =4.77 罐，每罐的初始体积为140m 3 , 糖浓度是16.48/100ml ，灭菌前培养基的含糖量为19% 其数量为： 140 x 16.4% / 19% =120.8 t 培养液的灭菌采用板式换热器 灭菌过程用0.4mpa 蒸汽（表压），其I = 2743 KJ/Kg ，分两步加温，先用板式换热器将物料由20℃升至45℃ ，设每罐的灭菌时间为3h ，需要的输料流量为120.8/3 = 40.3% ，灭菌所用的蒸汽量： 40300 x 3.7 x (120-75) x 107 / (2743 – 120 x 4.18) = 3212kg/h =3.2 t/h 糖的比热容：3.7kg/(kg.k)
每天的灭菌蒸汽量就是 3.2 x 3 x 3 =28.8 t/d , 其中高峰用量为3.2t/h ，平均用量是28.8 / 24 =1.2 t/h 2. 培养液冷却水用量
120℃ 的热料先通过与生料进行热交换 ，降温至 80℃后，再用冷却水冷却至35℃ ，而冷却水由20℃升温至45℃ ，则：W 冷却 = 40300 x 3.97 x (80-35) / (45-20) x 4.18 =68896 kg/h =69t/h
全天冷却水用量为：69 x 3 x 3 =621 t/d 3. 发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量
发酵罐罐体的体积为200m 3 ，假设发酵罐体积是由不锈钢1Cr18Ni9制造而成，此时罐体重为34.3t ，冷却排管重6t ，不锈钢1Cr18Ni9的比热容是0.5kj/(kg . k) ，用0.2mpa （表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15mpa （表压下） ，由20℃升温至127℃ ，蒸汽的用量为：（34300+6000）x 0.5 x (127 – 20) / (2718 – 127 x 4.18) =986 kg
W 蒸汽 = 200 x 1.622 = 324.4kg
式中：0.2mpa (表压) 的蒸汽密度为 1.622kg/m3
灭菌过程中的热损失设发酵罐的外壁温度为70℃ ，此时辐射与对流的联合给热系数a 为 a = 33.9 + 0.19 x (70 -20) = 43.4 kj/(m2.h.k) 200 m3 发酵罐的表面积为201m2 ,耗用蒸汽量为：
W 蒸汽 = 201 x 43.4 x (70 – 20) /(2718 – 127 x 4.18) =199kg
罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量：W 蒸汽 = 201x0.001x1000x(127-20)x4.18 /(2718-127x4.18) = 41kg 式中，0.001为罐壁附着洗涤水的平均的厚度（1mm ）. 灭菌过程的蒸汽渗透消耗的蒸汽一般灭菌过程的蒸汽渗透可取总蒸汽消耗量的5% ，因此，空罐灭菌时的蒸汽消耗量为：W 蒸汽=（986+324+199+41）/（1-0.5）=1632kg/h
每次空罐灭菌的时间是1.5h ，耗用的蒸汽量为：1632x1.5 =2448kg/h 每日耗用的蒸汽量：2448x3=7344kg/d 平均耗用的蒸汽量：7344 / 24 =306kg/h
发酵过程产生的热量，赖氨酸发酵热约为3.4x104kj/(m3.h)
200m3的发酵罐，一般装料量是140m3，使用新鲜的冷却水进行冷却，假设冷却水的进口温度是10℃，出口温度为20℃，则冷却水用量 W =3.4x104x140 /(20-10)x4.18 =113900kg/h
因为每天运转的发酵罐是4.77次，高峰用水量为：113.9x4.77 =543t/h ,日用水量为420x0.8x24 =8064t/d 式中的0.8是各罐发热状况均衡系数，平均用水量为：8064 / 24 =336t/h
提取车间
提取工序的物料衡算
按冷冻等电点沉淀及其离子交换回收工艺进行衡算，以1000kg 工业淀粉的匹配量进行衡算
发配液的量，由前的计算已知为5847L 或6194kg
调节发酵液PH 需要的硫酸大约为发酵液的3.6%，即需加入的硫酸量5847³3.6%=210kg而98%的硫酸的相对密度是1.84. 故需硫酸量为210÷1.84=114L 分离提取之前的总赖氨酸的产量为5.847³8%=467.4kg
因提取收率为86%，经分离提取后纯赖氨酸为476.4³86%=402kg 通常经初提的沉淀中只含有90%的赖氨酸，其量为402÷90%=446.5kg
提取后母液中的赖氨酸含量大约为0.78/100ml，那么母液的量为（467.1-402）÷0.7%=9343kg
粗的洗涤用水，按初产的20%计算446.6³20%=89L 母液回收过程中的用水量9343-5843-114-89=3297kg 根据上述计算结果，列出衡算表
水平衡的计算
1．连续灭菌工序的用水量
配料用水量，由于糖化后的糖液含糖量是24%，而培养基的含糖量是19%,配
成的糖液有120.8t 。
那么每罐料需要的水量是120.8³（1—19%÷24%）=25.4t 每日按3罐计算，配料需要的水量为3³25.4=76t/d
灭菌后料液的冷却水用量。前以计算出每日冷却灭菌后料液的冷却水用量是612t
2．发酵工序的用水量
前以计算出发酵工序用水量是8064t/d 3．提取工序的用水量
用于Lys 分离和冲洗水的用量是50t/d 4．中和脱色工序的用水量
配料用水量， 由于日产100%的Lys 是34÷1.272³92%=24.59t/d 配制成40%浓度时需要用水量是25.4÷40%—25.4=38.1t/d
洗涤离子交换柱的用水量，配稀酸碱的用水量是150t/d洗涤馏分的用水量需100t/d，洗再生处理柱的用水需600t/d，总用水量是850t/d 洗涤废活性的用水量为30t/d 5．精制工序的用水量
结晶过程的加水量，使用4台结晶罐，每台需加水量为6t ，供需要24t/d的用水量。
结晶冷却用水量，前以计算出用水量5600t/d。 6．动力工序的用水量
锅炉用水量840t/d，冷冻机及其他循环水用量是4000t/d 通过上述计算并记点后，课得出用水量的衡算表
无菌空气消耗量计算
1. 单罐发酵无菌空气的消耗量
根据生产情况，100m 3规模的通气搅拌发酵罐的通气速度0.15~0.18vvm，计算时取最大值0.18vvm 的进行计算 单罐发酵过程的用气量 V=100³75%³0.18³60 =810m3/h 单罐年用气量 Va=V³38³150=810³38³150=4617000m3 2. 种子培养等其他无菌空气耗量
二级种子培养是在种子罐中进行的，可根据接种量，通气速率，培养时间进行计算，但通常的设计习惯是把种子培养用气，培养基压送及管路损失等算在一起，一般取这些无菌空气消耗量之和等于发酵过程空气消耗量的25% 无菌空气的用量为 V ’=25%V=810³25%=202.5m3/h Va ’=25%³Vax6=4617000³25%³6=6925500m3 式中6为发酵罐个数
（3）发酵车间高峰无菌空气消耗量
Vmax=6³（V ’+V）=6³（202+810）³4617000³25%³6=6075m3/h （4）发酵车间年用气量
Vt=6³150³（V+V’）=6³150³(810+202.5)=2.3³107m 3
提取2序热量的衡算
赖氨酸提取过程中的等电点沉淀，操作时需要进行冷却，使发酵液的温度从300C 降低到50C ，一般生产上的降温速度是20C/h，那么与200m 3 发酵罐相配套的等电点沉淀罐体积也是200m 3 ，装料是146m 3 （需加入酸），此时需要移去的热量为：146*103*1.06*2*3.97=1.2*106 KJ/h式中：1.06是发酵液的相对密度3.97是发酵液的比热容，KJ/（kg*k）中和发酵液时，处理上述发酵液需要控制在6h 内，H 2SO 4对水的熔解热为92KJ/mol，加入98%的H 2SO 4 用量为5100kg ，其溶剂热为{（5100*98%）/（6*98）}*92*103=782*103KJ/h
每天运转4.77罐次，此时需移去的总热量为（1.2*106+7.82*105）*(4.77/3600)=2626KJ
赖氨酸溶液浓缩结晶过程的热量衡算
由前面可知，日产100%Ala的量是34t ，入选用25m 3的强制内循环结晶罐，浓缩结晶的操作周期是24h ，其中辅助时间为4h ，每罐可产100%Ala10t，需结晶罐的灌数为：34/（10-1.6）=4.05罐次
取4罐次，式中1.6是每罐投入的晶种量浓缩时，每罐投入含Ala 40g/100ml的中和脱色浓度是23m 3 ，流加含谷氨酸30g/100ml的牧业32m 3 ，过程中加水6m 3，
在700C 下真空蒸发结晶，浓缩3h 以后，再育晶17h ，放料数量是20m 3 热量衡算物料带入的热量，进料温度为350C ，比热为3.5KJ/（kg*K） Q 物料=（23*1.16+32*1.13）*3.5*35*103=7.7*106 加水带入的热量：
Q 水=6*4.18*35*10³=8.8*105KJ 晶种带入的热量：
Q 晶种=1600*1.67*20=5.3*104KJ
母液带走的热量，分离后的母液为12m ³，相对密度是1.26，即牧业为15t ，其比热容是2.83KJ/（kg*K）
Q 母液=15*10³*2.83*70=3.0*106KJ 随二次蒸气带走的热量
Q 二蒸=（23*32+6-20）*2626*106=1.077*106KJ 式中，20为结晶罐放罐的结晶液量，m ³ 需要外界供给的热量为
Q=（Q 母液+Q二蒸+Q晶体）-（Q 物料+Q水+Q晶种+Q结晶）
=（3.0*106+1.077*108+1.77*106）-（7.7*106+8.8*105+5.3*104+5.7*105）
7
=9.5*10KJ
蒸汽用量的计算按热损失喂5%计算，每罐次的蒸汽用量： W=(9.5*107)/[(2717-535)*0.95]=45830KG/罐次
前已指出，每罐的浓缩结晶时间是20h ，那么每小时蒸汽耗量的高峰是45830/24=2292KG/H实际运转时有4.05罐同时进行，高峰时用蒸汽量就为4.05*1192=4827.6KG/H 每天的蒸汽用量是4.05*45830=185612KG/D 每小时的平均蒸汽用量就为7.7T/H
冷却二次蒸汽所消耗的冷却水
二次蒸汽的数量既水的蒸发速度是：（23+32+6-20）/20=2.05 m3水/h 冷却水用量假使使用循环水，水的进口温度是30°C ， 70°C 的水蒸气的热焓是2626.8KJ/rg，
需要的冷却水量是 W 水 =[2.05*103*（2626.8-45*4.18）]/[（45-30）*4.18]=8000kg/h=80t/h当4只罐同时运行时，高峰用水量为80*4=320T/H，每天的用水量为80*20*4.05=6480T/H
赖氨酸干燥过程的热量衡算
经分离后的湿赖氨酸含水2%，干燥后含水应小于0.2%，用热空气进行干燥，进入空气加热器出来的空气为18℃，相对湿度为70%加热升温到80℃ ，从干燥器出来的空气为60℃年产万吨赖氨酸的工厂，需日产湿赖氨酸30.4T ，二班生产，即30.4/16=1.9T/H 干燥后失去水分量为 （30400*2%-29750*0.2%）/16=34kg/h 查表18℃的空气 相对湿度为70%时 绝对温度是X 0=0.009KG/KG 干空气 热焓I 0=41.8kj/kg干空气
80℃时，空气热焓I 1=104.5kj/kg干空气，空气经过干燥后的热量变化： △=（I 2- I1）/（X 2-X 1）=Q物料+Q损失-Q 初温
I 0I 1和I 2为冷空气，出空气加热器和出干燥器的空气热焓。X 0X 1和X 2为冷空气，出空气加热器和出干燥器的空气的湿含量，KG/KG干空气;Q 初温为物料初始
温度时中每J/KG，Q 物料为加热物料所耗的热量，KG/(KG*K)，Q 损失损失的热量，通常为有效热量的10%
Q 物料=1.9*10³*（60-18）*0.4*4.18/34=3924KJ/KG水
Q 损失=0.1*（595*4.19+0.47*60*4.18+3924-(8*4.18)=645KJ/KG水 此时△=18*4.18-3924-645=-4494KJ/kg*K 假使X 2=0.0108
I 2=I1+△*（X 1-X 2）=104.5+(-4494)*(0.0108-0.009)=96.4KJ/kg空气 此时空气的耗量为{34/（0.0108-0.09）}=18888Kg/h
80℃的空气的比容为0.83m ³/kg，那么实际消耗的空气体积量为： 18888*0.83=15677m³/h
若使用0.1Mpa 的蒸汽进行加热，热损失按15%进行计算，耗用的蒸汽量是： W=（104.5-41.8*18888*1.15）/（2706.7-504.7）=618Kg/h 每天用的蒸汽量是618*16=9888kg/d 平均每小时用的蒸汽量是412kg/h
干燥包装车间
根据前面的计算，1000KG 玉米淀粉乳能产生的100%赖氨酸能量为402KG ，折算成为90%的赖氨酸为446.6KG ，中和制备用HCL 的量为粗赖氨酸36.6% 446.6³36.6%=161KG，脱色用活性炭的量是粗赖氨酸的3.1%，即：
446.6³3.1%=14KG，中和液的数量为402³1.272/40%=1278L，1278³1.16=1482KG
1.16是含40%（m/v）赖氨酸的相对密度，中和过程的加水量：1482-446.6-14-161=874KG
生产的100%赖氨酸量402³1.272³92%=470.5KG，过程产出的母液量，生产上母液中赖氨酸的平均含量为25%，相对密度是1.1，即母液量为402/1.272³8%³1.1/25%=180.4KG，废液活性炭的数量：14/（1-0.75）=56KG ，赖氨酸分离洗水用量：470.5³5%=24KG，中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸发出来的水量：1482+24-470.5-180.4-56=799KG，根据以上的计算列衡算表
赖氨酸精制过程的物料衡算
2.6 主要设备的选择
2.6.1发酵罐个数：
装罐量为0.75， 每个罐产赖氨酸：200*0.75*0.9*0.13=17.55 辅助时间为24h ，发酵罐个数为（50/17.55）*96/24=11.39
取12个罐
则种子罐工作周期为36h ，共需6个种子罐。 2.6.2 单一设备结构计算 发酵罐计算： 2.6.2.1 几何计算
公称容积为200m 3的发酵罐上封头容积为16.4 m3，总容积为230 m3。 取罐高与罐径比为2：1则 785d2*h=197 d=5.00m h=10.00m
取罐内压p=0.5mpa，z=350mpa，n=2.7，θ=1，腐蚀裕度为c=0.4cm 臂厚为 p*d/（2*z/n*θ-p ）+c=1.4cm 非标设备计算： 2.6.2.2. 封头的确定
罐内径为5000mm ，封头高为1300mm ，封头体积16.4m 3，罐高10+2*1.3=12.6m 2.6.2.3. 发酵罐总容积：230m3
2.6.2.4. 罐内液层高度 h=1.3+（578.3/4-16.4）/（0.785*52）=7.83m 2.6.2.5. 搅拌桨叶形式和尺寸 选用6弯叶涡轮搅拌器 搅拌器直径：d=D/3=1.67m 搅拌器圆盘直径2/3*d=1.11m 弯曲桨叶玄长d/4=1.67/4=0.42m 弯曲桨叶高：d/5=0.33m 弯曲桨叶厚度 12mm
弯曲桨叶曲率半径：d/4*1.5=0.63m
由于实际装料量为0.629，取余量0.75，罐内液体高h ’=1.3+（172.5-16.4）/（0.785*52）=9.25m 因为D ∠h ’∠2D
所以两档，下档距罐底0.5*d=0.84m液面至下档深度为9.25-0.84=8.41m，上档距下档距离2.5d=2.5*1.67=4.18m
搅拌转数根据50m3罐以等p/v为基准放大： n2=n1*（d1/d2）2/3=81r/min 2.6.2.6. 搅拌轴功率的计算
Rem=d2*N*P/M取d=1.67，n=81r/min=1.35r/s，p=1.10kg/l=1100kg/m3，m=1.5*10-3n.s/m3 P 为密度，m 为黏度系数
Rem=2.76*106大于104功率准数为np=4.7 不通气时的搅拌功率 Po’=Np*N3*D5*P=165.2Kw Po=Po’*2=310.4Kw 通风时的轴功
Pg=2.25*10-3*(Po2*N*D3/Q0.08)0.39=257.9Kw室温为20度， 轴径d=(9.55*106Pk/0.2*N*〈τ〉)0.3=183mm 2.6.2.7. 换热器的计算
换热面积为：125.4*1000*3.65（80-10）/3000*35.41=301.6m3 蛇管长：301.6/0.785（0.41+0.005）2=1851m 2.6.2.8. 通风量
室温为20度，压力一大气压，进气温度34度，压力2.5大气压
风量：v=（578.3/4）*0.15*（1/2.5）*（273+34）/（273+20）=9.09m3/min 风速为8m/s，管径为：
d=99.09/（60*0.785*8））1/2=0.15m 2.6.2.9. 端面轴封 静环内径：200mm 静环外径：210mm
静环高：60mm 静环锥底外径：220mm
摩擦面积：0.785*（212-202）=32.2cm2 动环外径：220mm 动环内径：198mm 动环上端内径：210mm 动环高：80mm 端面光洁度：10 端面平直度：0.0006mm 2.6.2.10. 进料口直径
每罐装料：55.82/4=137.705m3
规定装料时间在2h 完成，料液量为137.705/2/60/60=0.019m3/s 取料液流速1m/s，管径为0.16m 取175mm 臂厚6mm 2.6.2.11. 蒸气口直径 蒸气高峰用量34.01t/h 蒸气比容0.4709m3/kg
高峰量34.01*1000*0.4709/60/60=4.45m3/s 发酵罐有6组盘管
蒸气流速为30m/s，管径为0.177m 取200mm 臂厚为8mm
2.7设备一览表：
2.8设计参考文献
[1］吴思方. 发酵工厂工艺设计概论［M ］. 北京:中国轻工业出版社,2008. [2] 金其荣. 有机酸发酵工艺学[M].北京: 轻工业出版社,1989 [3] 曹文军，马辉文，张甲耀. 微生物工程[M],北京: 科学出版社,2007 [4] 程丽娟，袁静. 发酵食品工艺学[M],西安: 西北农林科技大学出版社，2002. [5] 华南工学院. 发酵工程与设备[M].上海: 中国轻工业出版社，1990 [6] 黎润钟. 发酵工厂设备[M].上海: 中国轻工业出版社，2004 [7] 刘振宇. 发酵工程技术与实践[M].上海: 华东理工大学出版社，2007. [8] 管国锋，赵汝博. 化工原理[M].北京: 化学工业出版社，2003
南京工业大学
生物与制药工程学院
《发酵设备及工厂设计》课程设计
设计项目名称：年产1万吨赖氨酸生产线的工艺设计 专业班级：生工0603
指导老师：
2009年12月
目录
1 设计任务书…………………………………………………………3
2 设计说明书…………………………………………………………4
2.1 项目概述…………………………………………………………4
2.2 原材料及产品的主要技术规格…………………………………5
2.3生产方法及工艺路线的确定……………………………………5
2.4 生产流程简述……………………………………………………6
2.5 工艺计算…………………………………………………………10
2.6 主要设备的选择…………………………………………………21
2.7 车间主要设备一览表……………………………………………23
2.8 设计参考文献……………………………………………………24
一、设计任务书
项目名称：年产1万吨赖氨酸生产线的工艺设计
一、 建设规模、产品方案、生产方法和工作制度
1）建设规模：年产10000T 。
2）产品标准：L —赖氨酸盐L —ＬYSINE²HCL
分子式：C 6H 14 N 2O 2²HCL
分子量：182 64
性状：淡棕色粒、易溶于水。
国家标准GB8245—87规定了饲料级L —氨基酸盐酸盐产品的质量准。
3）生产方法：以玉米淀粉乳为原料，采用双酶法，使淀粉乳先糖化而转化
为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，以通用
的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干燥而得
成品，必要时进行重结晶。
4）工作制度：：年工作日按300d 计
二、 目建设地点为南方某市其气候条件为：
年平均气温：15.3℃
历年平均最高气温：38℃
历年平均最低气温：-4.2℃
最热平均相对湿度：85%
最冷平均相对湿度：75%
年平均气压：1016.5mP
夏季平均气压：1004.5mP
年均风速：3.6m/s
年均降落量：1025.6mm
日最大降水量：219.6mm
三、 求达到的技术经济指标
要求达到的技术经济指标：
四． 设计要求
就该项目的发酵工段或空气处理系统进行工艺设计，要求完成：
2． 确定合理的工艺路线，提供工艺流程示意图；
3． 进行工段的工艺计算，包括物料、热量、水、压缩空气耗量等平
衡计算，并提供相应的工艺计算平衡图；
4． 对标准设备及非标设备的数量进行计算，选定标准设备型号并就
至少一种非标设备的结构进行简单的结构计算，提供所需设备的
一览表并至少提供一种非标设备的总装图。
5． 绘制带控制节点的工艺流程图；
6． 绘制车间设备布置图；
7． 绘制设备配管图；
8． 编写初步设计说明书。
二、设计说明书
2.1 项目概述
赖氨酸（L-Lysine ）, 化学名称2，6-二氨基己酸，分子式为C6H4N2O2, 纯品
为白色针状结晶，无味或稍带特殊臭味，易溶于水，溶液的PH 值为5.0~6.0，难
溶于有机溶液，有旋光性，熔点263~264C.赖氨酸难于结晶，市售商品通常为98%
的L-赖氨酸盐酸盐。具有旋光性。
由于游离的L-赖氨酸极易潮解，因具有氨基酸而易发黄变质，并具有刺激
性腥味，难于长期保存。因此，一般商品都是L-赖氨酸盐酸盐。
赖氨酸盐酸通常较稳定，高温下易结块，相对湿度60%以下稳定，60%以
上则生成二水合物，与维生素C 和维生素K 并存则着色。碱性条件及直接在还
原糖存在加热则分解，易溶于水，水溶液呈中性至微酸性，与磷酸、盐酸、氢氧
化钠、离子交换树脂等一起加热，能起到外消旋作用。
饲料中添加的赖氨酸有两种，即L －赖氨酸和DL －赖氨酸。因动物只
能利用L －赖氨酸，故主要为L －赖氨酸产品，DL －赖氨酸产品应标明L －
赖氨酸含量保证值。作为商品的饲用级赖氨酸通常是纯度为98.5％以上的L
－赖氨酸盐酸盐， 相当于含赖氨酸（有效成分）78.8％以上，为白色一淡
黄色颗粒状粉末，稍有异味，易溶于水。90％以上的L －赖氨酸是以糖蜜为
原料发酵生产的产品。此外， 日本、美国、德国等国已利用化学合成的2
－氨基ω－己内酰胺作原料， 通过微生物酶消旋和水解生产L －赖氨酸。
建设规模及产品方案
1）建设规模：年产10000T 。
2）产品标准：L —赖氨酸盐L —ＬYSINE²HCL
分子式：C6H14N2O2²HCL
分子量：182 64
性状：淡棕色粒、易溶于水。
国家标准GB8245—87规定了饲料级L —氨基酸盐酸盐产品的质量准。
3）生产方法：以玉米淀粉乳为原料，采用双酶法，使淀粉先经液化、糖化
而转化为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，
以通用的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干
燥而得成品，必要时进行重结晶。
4）工作制度：：年工作日按300d 计
2.2 原材料及产品的主要技术规格
2.2.1原材料的选择及技术规格
本设计要求以玉米淀粉乳为原料，但是，工业上选择生产原料时，不但要考虑工
艺上的要求，还要考虑生产管理和经济上的可行性。在大规模工业生产中，选择
原料一般要考虑到下述要求：
(1)因地制宜，就近取材，价格低廉；
(2)原料中可利用成分高，末严重污染，抑制生长和产酸的物质要少或能够
去除，能满足工艺上的要求；
(3)原料资源丰富，便于采购运输，适于大规模储藏，保证生产上的供应。
2.3生产方法及工艺路线的确定
赖氨酸是人和动物自身不能合成的一种氨基酸，必须从外界摄取，而植物中
所含的各种赖氨酸很少，被称为植物中的第一限制性氨基酸。1960年日本的木
下祝郎等用紫外线照射谷氨酸柞杆菌得到一株营养缺陷型变异株，从此开始了发
酵法工业生产商品赖氨酸。世界上生产的主要方法有微生物发酵法、化学酶法、
提取法和合成法四种。其中最重要的是化学酶法和微生物发酵法。其具体操作过
程如下。
2.3.1 化学酶法
此法是借助于有机合成与生物化学工程相结合的生产技术，可以己内酰胺
或二氢呋喃为起始原料，或以糠醛为原料制取。
制取尼龙原料己内酰胺时，有大量的还己烯生成，用环己烯易于合成DL —
氨基己内酰胺（DL-ACL ），以此为原料采用水解酶法生产赖氨酸，分为两步反
应进行。先用L —ACL 水解酶，不对称水解L-ACL 的环状酰胺链，生成L —赖
氨酸，再用ACL 消旋酶使残存的D-ACL 消旋化反应。具体工艺中采用罗氏隐环
酵母等进行水解反应，用奥巴无色杆菌进行消旋反应。100/L的DL-ACL 几乎全
部转化为L —赖氨酸。
2.3.2 微生物发酵法
发酵法包括一步法和经由二氨基庚二酸的二步法。通常以废糖蜜，淀粉（或
直接用木薯片粉碎至80目）为原料，采用双酶法，使淀粉先经液化、糖化而转
化为葡萄糖，然后再以糖类为发酵原料，日本多采用短杆菌诱发株为菌种，以通
用的碳水化合物及其他营养素为培养基，经过发酵、过滤、中和、精制、干燥而
得成品，必要时进行重结晶。成品对糖总得率为35%，每吨成品耗糖蜜8吨（或
淀粉4.4吨），成本约1万元(折人民币) 。L-赖氨酸的生产工艺与味精（谷氨酸钠）
类似，工艺较简单，日本的技术经济指标较先进。
微生物发酵法为生产L-赖氨酸的最主要技术，反应所用碳源为玉米、甘蔗
等淀粉质或葡萄糖母液、甘蔗糖蜜等废料，所用高产菌种有BrevibacteriumSP 。
PI —B 等，在优选菌种配方中含有HPP\KH2PO4、乙酸钠等组分，在添加2%硫
酸铵后可获得高产菌种。将适宜的配方组分注入500ml 的三角烧瓶内于120C 加
热15min 加压灭菌后，在通氧下培养出菌种在高峰期内接入种子培养液在常温常
压下发酵，再用膜分离法或化学法分离。
制备L —赖氨酸在14L 的发酵器中进行。通过菌种培养，生长菌体和发酵工
艺生产赖氨酸，筛选出的FHI28高产菌株，遗传性能稳定，是一株适合工业化生
产的优良菌种，在20ml 发酵罐中产L —赖氨酸8.5~9.2%，发酵周期59~67h.
工艺的关键技术在于培养和优选最适宜的菌种，采用不同的原料其结果会大
不相同，甚至同一原料也会因原料产地和产出时间的差异使结果有很大差别。
国内的发酵法工艺提取率为80%~85%,糖转化率40%~43%，产品收率大于
90%。
在发酵和菌种培养中，必须有专人负责，在经过对菌种培养和溶变处理，培
养出变异菌种，经筛选和最优化选择出最佳菌种，在培养高峰期加入碳源内，经
调整PH 后，在发酵期内灭菌处理，在接入种子培养物使其发酵后，按照规定处
理方法经分离后得精品L —赖氨酸。
微生物发酵法是利用微生物合成其自身所需的各种氨基酸的能力，通过菌株
的溶变等处理，选育出各种营养缺陷型及抗性的变异菌种，以解除代谢调节重的
反馈与阻遏，达到过量合成某种氨基酸的一种方法。
发酵法生产赖氨酸通常以淀粉、甘蔗或甜菜制糖后的废糖蜜为原料，其工艺
过程为：淀粉在酸或酶的作用下水解成淀粉糖，假如营养盐调PH 值后，进入发
酵罐进行灭菌处理，然后接入种子培养物使其发酵，经过微生物发酵后的浓缩液
冷冻结晶、离心分离、烘干提纯后即得产品。
制备L —赖氨酸在14L 的发酵器中进行。通过菌种培养，生长菌体和发酵工
艺生产赖氨酸，筛选出的FHI28高产菌株，遗传性能稳定，是一株适合工业化生
产的优良菌种，在20ml 发酵罐中产L —赖氨酸8.5~9.2%，发酵周期59~67h.
2.3.3 其他方法
生产赖氨酸的方发出上述两种方法外，还有由血粉、酪蛋白、脱脂大豆水解后，
用离子交换树脂分离而生产的蛋白质水解法，以及用化学合成制得廉价中间体，
借助酶的生物催化作用生产赖氨酸的化学合成法，但这些方法应用较少。
2.4 生产流程简述
不同原科的深层发酵工艺大同小异，主要差别在于前面的原料处理工艺，而
在发酵工段的区别仅在于两个方面，即是否采用种子培养和是否采用补料工艺。
赖氨酸生产工艺流程图：
2.4.1原料预处理
目前国内外生产上采用淀粉加工葡萄糖的液化、糖化方法主要有：双酶法、
酶酸法、酸法、酸酶法等几种。
与传统酸法水解淀粉相比，酶法具有独特的优点：可在常温常压和温和酸度
下，高效地进行催化反应，简化了设备，改善了劳动条件和降低了成本；酶催化
所需的活化能极低，催化效率远比无机酸高，α-淀粉酶与糖化酶共同作用于淀粉，
得到的葡萄糖液DE 值达98％以上；酶水解具有专一性，制得产品的纯度高；酶
本身是蛋白质，无毒，对酸碱度极为敏感，故可简单地采用调节酸碱度、改变反
应温度或添加抑制剂等方法来控制反应的进行；酶的来源广泛，许多动植物和微
生物都可作为某些酶的原料；酶可以回收，重复利用。现在生产中大多使用此法。
但是，普通的酶法制糖相对生产周期较长，糖液过滤困难。
2.4.2种子培养
如果不采用种子培养，即直接采用孢子悬浮液接种至发酵罐。
采用种子培养，则先将孢子接入种子罐中进行培养，然后接入发酵罐。
种子培养的目的是使黄色短杆菌发芽
二级种子培养基：水解糖2.5%，蜜糖2.0%，尿素0.35%，磷酸氢二钾0.1.%，硫酸镁0.06%，玉米浆0.5%~1.0%，泡敌0.06%，硫酸锰0.2mg/100ml，硫酸亚铁0.2mg/100ml
采用种子培养工艺有下列优点：
1． 缩短了发酵罐的发酵时间，一般可缩短30h 左右，从而提高了设备利用率。虽然增设了种子罐，但包括种子罐在内的总罐容量较小，节省设备投资。
2． 种子培养的质量易于控制。直接接种孢子到生产罐中时，相当于在生产罐中进行种子培养。由于受发酵条件的制约，生产罐中的营养物（如氮源，磷源等）不能过多，往往不能满足孢子发芽和生长的需要，因此种子发育较慢。而在种子罐中可以添加适量营养物，以促进种子快速发育，并提高其产酸能力。事实证明可以达到这种效果。
3． 有利于防止杂菌污染。独立的种子培养车间比发酵车间小的多，环境卫生易于控制。在种子罐中单独培养时，接入孢子的密度约是直接接入生产罐的10倍，加上种子发育快，受感染的可能性大大降低。而且，生产罐接入菌丝球以后，很快进入产酸阶段，受感染的可能性小的多。另外，如果出现菌种退化或者在孢子扩大培养阶段出现染菌，也能在种子培养时提早发现，以便即时采取措施。即时倒罐，种子罐的损失也只有生产罐的10%。
4． 总能耗降低。因为种子单独培养时，通气搅拌的动力消耗远低于在生产罐中培养。此外，由于受杂菌感染的可能性大大降低，从而生产培养基的灭菌强度要求较低，节省能耗，也避免了高强度灭菌带来的一些不良后果。
2.4.3微生物发酵
发酵培养基：水解糖16.4%，蜜糖0.30%，硫酸镁0.06%，氯化钾0.08%，尿素4.0%，磷酸氢二钾0.02.%，玉米浆0.20%，泡敌0.05%，硫酸锰0.2mg/100ml，硫酸亚铁0.2mg/100ml，植物油0.10%，接种量2%。
赖氨酸生产：
1．接种
按种前必需对按种管道进行灭菌，灭菌与大罐灭菌同时进行。操作肘，打开生产罐按种口通大气的阀门，由种子罐阀门站或底部通入蒸汽，使蒸汽经过种子罐出料管和按种管道通到大罐按种口，排入大气，这样约20min 后，关小蒸汽，但仍保持少量出汽，直等到大罐内发酵按冷到35℃以下才关闭接种口通大气的阀门，并关闭蒸汽阀。然后打开接种阀通发酵罐，关闭种子罐的阀门，并关闭蒸汽阀，用无菌空气将种子培养液压入发酵罐个，按种操作应在半小时内完成。如果种子顾的气压突然下降，则表示料液已经排完，因为这时空气直通到生产罐中，同的，控大罐中的压力升高。
接种后关闭接种阀，仍打开通大气的阀门。种子罐与接种管道要及时清洗，排除残余料液。接种操作时应该注意种子罐的气压不要超过0.2MPa 表压，以防泄漏等事故发生，同时要注意生产罐培养基冷却到预定温度后，冷却水仍在畅开，造成培养基冷却过度。
2. 控制
① 温度控制 整个发酵过程控制32±1、34±1或35±1℃，具体根据菌种和实际情况制定，—般采用自动控制。
② 罐压控制 一般控制在表压0.1MPa 通风系统压力不足时，可降低罐压，以维持适当的通风量。
③ 风量控制 50m3标准机械搅拌发酵罐的参考通风量如下：
0—18h ：0.08～0.1 vvm
18—30h ：0.12 vvm
30h 以后：0.15 vvm
罐体积小于50m3时通风量要适当增大，大于50m 3则要减小。通风量还应该根据发酵过程的产酸情况灵活掌握。加大风量可使产酸速率加快，但菌体呼吸强度和杂酸生成量可能增加。减小风量会降低产酸速率。
④ 搅拌转速 采用箭叶涡轮搅拌桨，转速控制如下：
罐容积 5m3 150～300r ／min
25—30m3 110~120r／min
50m3 90~115r／min
80m3 90～110r ／min
⑤ pH 控制 糖化完成后可适当加大风量使发酵进入旺盛产酸期。在产酸期内控制风量使产酸速率维持在2～3g ／h •1，不得过快，以进一步利用糖化作用和防止菌体过早衰老。
⑥ 发酵过程监测 发酵过程的上述参数可以通过仪表检测，而酸度和残被一般靠化学方法检测。这两项参数是捡验发酵过程好坏的目的指标。接种后半小时测总糖一次，以后8h 测残糖和酸度一次，最后每2h 测一次。
⑦ 放罐条件 以酸度不再增加或残糖不再降低为放罐条件，正常发酵能达到顶定的产酸度和须定的残糖量，否则为不正常发酵。不正常发酵时该两次指标达不到，但只要不升酸或不降糖就要放罐。
2.4.4赖氨酸提取
发酵液放罐后直接经Ultra-flo 超滤系统过滤，能使真正收率达到99%以上，滤渣中含有大量的蛋白质及菌丝等营养物质，烘干后作饲料，可进行包装销售。
整个工艺过程除了最终产品赖氨酸和副产品饲料、硫酸铵外，无多余废水排放。
特点：
1） 酵液超滤过滤无须任何预处理，节约成本。菌渣可直接做饲料，完全消除废液污染。滤液不含蛋白质量高，保证连续离交进料要求。过滤收率可达98-99%。
2） 由于减少了蛋白对树脂的污染，可增加树脂的吸附容量10%以上，并有效延长树脂寿命。
3） 减少悬浮物在连续离交树脂罐内的沉积，减少反冲次数，减少树脂破碎。
4） 纳滤低成本的预浓缩，降低能耗。部分无机盐透过纳滤膜，减少产品灰份。纳滤透析水回用顶洗，闭路循环提高收率减低成本。（根据实践表明纳滤浓缩平均成本为20元/吨水）
5） 纳滤废水处理系统能将硫酸铵废水处理成回用水，并且回收硫酸铵做肥料。膜系统适应性强，能随时跟上今后用户对处理后的污水排放水质进一步提高的要求。
6） 本工艺膜系统运行平稳，维修容易。膜系统可分性强，可根据料液流量大小随时切换膜的运行数量，其余可进行清洗、保护或更换等操作，故膜系统无传统工艺的每年大修要求，在40℃~45℃左右用低压力大流量对膜进行清洗，只需清洗一小时左右即能使膜通量恢复，而不用拆卸设备，可实现全自动运行与清洗。
7） 本工艺的占地面积大大缩小。由于膜设备都是由膜元件叠加起来的，使膜设备占地极小。膜系统为全封闭系统，无物料和气体的泄漏，噪音小，并容易实现全自动化运行。
2.5工艺计算
原料预处理车间：
计算依据：全年按300天计算，发酵周期64hr ，主要生产原料为玉米淀粉乳，设计生产技术提取总收率90%，玉米淀粉含淀粉86%，淀粉原料单耗2.12t/t
（一）物料平衡计算
A 生产过量总物料衡算
44 1. 总原料需求：1⨯10⨯2. 12=2. 12⨯10t
成只每天产量：10000÷300=33. 3t 取整数为34t
实际成品年产：34⨯300=10200t/a
4 每天投料量：2. 12⨯10÷300=71t
2. 总物料衡算
1000㎏纯淀粉理论上能生产100%赖氨酸的量为：
=115. 53㎏ 1000⨯1. 11⨯81. 7%⨯1. 272
1000㎏纯淀粉实际上能生产的100%赖氨酸的量为：
=54. 74㎏ 1000⨯1. 11⨯98%⨯50%⨯86%⨯92%⨯1. 272
1000㎏工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产生的100%赖氨酸的量
为：
547. 4⨯86%=470. 8㎏
3. 淀粉的单耗
生产1000㎏100%赖氨酸理论上消耗纯淀粉的量为： 1000÷1153. 5=0. 8669t
生产1000㎏100%赖氨酸理论上消耗工业淀粉的量为： 0. 8669÷86%=1. 008t
生产1000㎏100%赖氨酸实际消耗纯淀粉的量为： 1000÷547. 4=1. 827t
生产1000㎏100%赖氨酸实际消耗工业淀粉的量为： 1000÷470. 8=2. 124t 4. 总收率
实际产量（㎏）547. 4
⨯100%=⨯100%=47. 45%
理论产量（㎏）1153. 5
1. 008
⨯100%=47. 45% 淀粉利用率：
2. 124
生产过程的总损失：100%-47. 45%=52. 55% 5. 原料及中间体的计算
淀粉用量为：34⨯2. 124=72. 22t /d 糖化液量纯糖量为：
72. 216⨯86%⨯1. 11⨯98%=67. 56t/d
67. 56
=281. 5t/d 24%100
⨯1. 05=443. 4t /d 发酵液量的计算：67. 56⨯50%⨯8
提取出来的赖氨酸的量为：29. 58⨯86%=25. 44t/d 换算成含量90%的提取液为32.3t/d
赖氨酸废液量（以排出的废液含0.7g/100ml赖氨酸计算）：
换算成含量24%的糖液量为：
(29. 58-25. 44)÷0. 7%=591m 3/d
B. 淀粉制糖工艺的物料衡算 1. 淀粉浆量及加水量
赖氨酸生产过程中加水的比例为1：2.5，即1000㎏的工业淀粉调浆时的加水量为2500㎏，由此制得的淀粉浆量为3500㎏
1000⨯86%
=24. 57% 淀粉浆中干物质（淀粉）的浓度：
3500
2. 液化用酶的量
淀粉液化用酶是α-淀粉酶，其用量为淀粉浆的0.017%，即α-淀粉酶的用量为：3500⨯0. 017%=0. 6㎏ 3. Ca C l 2的加入量
由于α-淀粉酶是一种金属酶，Ca 2+能使α-淀粉酶的活性大为提高，一般来说，Ca C l 2的加入量是淀粉浆量的0.043%，那么Ca C l 2量为：
3500⨯0. 043%=1. 5㎏ 4. 糖化酶的用量
糖化酶的用量是淀粉浆量的0.043%，即糖化酶量：3500⨯0. 043%=1. 5㎏ 5. 糖化液的量
淀粉经α-淀粉酶液化、糖化酶糖化后，制得的24%糖化液的量为：
1000⨯86%⨯1. 11⨯98%
=389㎏8
24%
24%的糖液的相对密度为1.09，那么糖化液的体积就为3898÷1. 09=3576L 6. 加珍珠岩量和滤渣量
淀粉经过液化、糖化后的糖化液过滤比较困难，需加入珍珠岩进行助滤，加入量为糖化的0.15%，即3898⨯0. 15%=5. 85㎏
而过滤后的滤渣是含水70%的废珍珠岩，滤渣量有
5. 85÷(1-70%)=19. 5㎏
（二）热量衡算
1）淀粉液工序的热量衡算
A. 液化加热蒸量
淀粉液化时加热需要消耗的蒸汽量（W 蒸汽）可按下式计算： W 蒸汽=
GC (t 2-t 1)I -λ
式中，G 为淀粉浆的重量，㎏/h；C 为淀粉浆的比热容，kJ/(㎏²k) ；t 1为淀粉浆的初始温度，℃；t 2为液化温度，℃；I 为加热蒸汽的热焓，2738kJ/㎏﹙0.3Mpa ，表压）；λ为加热蒸汽凝结水的热焓，363K 时377kJ/㎏
B. 淀粉浆量G
根据物料衡算知，日投工业淀粉量为72.22t ，24h 连续液化，即每小时的处理量为72. 22÷24=3. 01t /h ，液化调浆时淀粉与水的比例关系为1：2.5，淀粉浆量就为3010⨯3. 5=10535㎏/h ，淀粉浆中淀粉的浓度为3010⨯86%
⨯100%=24. 6%
10535
淀粉浆的比热容C 可按下式计算：
x 100-x 24. 6100-24. 6
C =C 0+C 水=1. 55⨯+4. 18⨯=3. 53kJ/(㎏²k)
[1**********]0
式中C 0为淀粉的比热容，kJ/(㎏²k) ；x 为淀粉浆中淀粉的含量（浓度）；C 水
为水的比热容，kJ/(㎏²k)
C. 蒸汽用量 W 蒸汽1 W 蒸汽1=
10535⨯3. 53⨯(90-20)=1102. 6㎏/h
2738-377
灭酶用的蒸汽量W 蒸汽2灭酶时需将液化液由90℃加热至100℃，100℃时蒸汽的λ为419kJ/㎏，那么灭酶用的蒸汽量
10535⨯3. 53⨯(100-90)W 蒸汽2==160. 4㎏/h
2738-419
灭酶过程一般要求在20min 内使液化液由90℃加热至100℃，则蒸汽的高峰
60
=481. 2㎏/h 用量为160. 4⨯20
因此，液化过程的平均用蒸汽量为1102. 6+160. 4=1263㎏/h，每日蒸汽平均用量为30.3t/d，而高峰时用气量为1102. 6+481. 2=1583. 8㎏/h
D. 液化液的冷却水用量
液化、灭酶过程完成后，需将物料由100℃降温至65℃，假设冷却水的进口温度是20℃，出水温度是58.7℃，那么需要的冷却水用量即为：
W =
(10535+1263)⨯3. 53⨯(100-65)=901㎏
1/ h
58. 7-20⨯4. 18
每天的用水量为9. 011⨯24=216. 3t /d 2）液化液糖化过程的热量衡算
年产万吨赖氨酸的工厂，按前面的计算，日产含糖24%的糖液281t ，按相对密度1.09，其体积为281÷1. 09=257. 8m 3，糖化操作的周期是30h ，选用100m 3的糖化罐，装料75m 3，生产上需要的糖化罐只数为：
257. 830
⨯=4. 3只，取用57524
只罐
按生产上的流程使用板式换热器，使糖化液（经灭菌后）由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水的进口温度20℃，出口温度为45℃，其平均用水量为：
(10535+1263)⨯3. 53⨯(85-60)=996㎏
4/ h
45-20⨯4. 18
生产上一般要求在2h 内把75m 3的糖液冷却至40℃，其高峰用水量为：
996475000⨯1. 09
⨯=34521㎏/h
10535+12632
24
=3. 44罐，每天冷却水用量是：由于每天同时运转的糖化罐有4. 3⨯30
2⨯34. 5⨯3. 44=237. 36t
（三）过程水的衡算 糖化工序用水量：
（1）配料用水量：年产万吨赖氨酸的生产工厂日投工业淀粉量为72.22t ，配料时的加水比例是1：2.5，用水量就可以算出是72. 22⨯2. 5=180. 55t /d ，即7.5t/h (2)液化液冷却水用量：前面已算出液化液冷却水的用量是216.3t/d
（3）糖化液冷却水用量：前面已算得糖化液冷却水用量是237.36t/d，高峰时用水量34.5t/h
发酵车间
连续发酵和发酵工序热量衡算 1. 培养液连续灭菌用蒸汽量
假设发酵过程所用的发酵罐为200m 3 , 装料系数为0.7 那么每只罐产100%赖氨酸的量为：
200 x 0.7 x 8% x 86% x92% x 1.272 =11.27t
因日产100% Ala为34t ，一般来说，发酵的操作时间需要48h （其中发酵时间38h ），这样生产需发酵罐应为
34/11.27 x 48/24 =6.03台
取整后为6台，每日投罐次为34/11.27=3.02 罐，日运转6.03 x 38/48 =4.77 罐，每罐的初始体积为140m 3 , 糖浓度是16.48/100ml ，灭菌前培养基的含糖量为19% 其数量为： 140 x 16.4% / 19% =120.8 t 培养液的灭菌采用板式换热器 灭菌过程用0.4mpa 蒸汽（表压），其I = 2743 KJ/Kg ，分两步加温，先用板式换热器将物料由20℃升至45℃ ，设每罐的灭菌时间为3h ，需要的输料流量为120.8/3 = 40.3% ，灭菌所用的蒸汽量： 40300 x 3.7 x (120-75) x 107 / (2743 – 120 x 4.18) = 3212kg/h =3.2 t/h 糖的比热容：3.7kg/(kg.k)
每天的灭菌蒸汽量就是 3.2 x 3 x 3 =28.8 t/d , 其中高峰用量为3.2t/h ，平均用量是28.8 / 24 =1.2 t/h 2. 培养液冷却水用量
120℃ 的热料先通过与生料进行热交换 ，降温至 80℃后，再用冷却水冷却至35℃ ，而冷却水由20℃升温至45℃ ，则：W 冷却 = 40300 x 3.97 x (80-35) / (45-20) x 4.18 =68896 kg/h =69t/h
全天冷却水用量为：69 x 3 x 3 =621 t/d 3. 发酵罐空罐灭菌的蒸汽用量
发酵罐罐体的体积为200m 3 ，假设发酵罐体积是由不锈钢1Cr18Ni9制造而成，此时罐体重为34.3t ，冷却排管重6t ，不锈钢1Cr18Ni9的比热容是0.5kj/(kg . k) ，用0.2mpa （表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15mpa （表压下） ，由20℃升温至127℃ ，蒸汽的用量为：（34300+6000）x 0.5 x (127 – 20) / (2718 – 127 x 4.18) =986 kg
W 蒸汽 = 200 x 1.622 = 324.4kg
式中：0.2mpa (表压) 的蒸汽密度为 1.622kg/m3
灭菌过程中的热损失设发酵罐的外壁温度为70℃ ，此时辐射与对流的联合给热系数a 为 a = 33.9 + 0.19 x (70 -20) = 43.4 kj/(m2.h.k) 200 m3 发酵罐的表面积为201m2 ,耗用蒸汽量为：
W 蒸汽 = 201 x 43.4 x (70 – 20) /(2718 – 127 x 4.18) =199kg
罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗量：W 蒸汽 = 201x0.001x1000x(127-20)x4.18 /(2718-127x4.18) = 41kg 式中，0.001为罐壁附着洗涤水的平均的厚度（1mm ）. 灭菌过程的蒸汽渗透消耗的蒸汽一般灭菌过程的蒸汽渗透可取总蒸汽消耗量的5% ，因此，空罐灭菌时的蒸汽消耗量为：W 蒸汽=（986+324+199+41）/（1-0.5）=1632kg/h
每次空罐灭菌的时间是1.5h ，耗用的蒸汽量为：1632x1.5 =2448kg/h 每日耗用的蒸汽量：2448x3=7344kg/d 平均耗用的蒸汽量：7344 / 24 =306kg/h
发酵过程产生的热量，赖氨酸发酵热约为3.4x104kj/(m3.h)
200m3的发酵罐，一般装料量是140m3，使用新鲜的冷却水进行冷却，假设冷却水的进口温度是10℃，出口温度为20℃，则冷却水用量 W =3.4x104x140 /(20-10)x4.18 =113900kg/h
因为每天运转的发酵罐是4.77次，高峰用水量为：113.9x4.77 =543t/h ,日用水量为420x0.8x24 =8064t/d 式中的0.8是各罐发热状况均衡系数，平均用水量为：8064 / 24 =336t/h
提取车间
提取工序的物料衡算
按冷冻等电点沉淀及其离子交换回收工艺进行衡算，以1000kg 工业淀粉的匹配量进行衡算
发配液的量，由前的计算已知为5847L 或6194kg
调节发酵液PH 需要的硫酸大约为发酵液的3.6%，即需加入的硫酸量5847³3.6%=210kg而98%的硫酸的相对密度是1.84. 故需硫酸量为210÷1.84=114L 分离提取之前的总赖氨酸的产量为5.847³8%=467.4kg
因提取收率为86%，经分离提取后纯赖氨酸为476.4³86%=402kg 通常经初提的沉淀中只含有90%的赖氨酸，其量为402÷90%=446.5kg
提取后母液中的赖氨酸含量大约为0.78/100ml，那么母液的量为（467.1-402）÷0.7%=9343kg
粗的洗涤用水，按初产的20%计算446.6³20%=89L 母液回收过程中的用水量9343-5843-114-89=3297kg 根据上述计算结果，列出衡算表
水平衡的计算
1．连续灭菌工序的用水量
配料用水量，由于糖化后的糖液含糖量是24%，而培养基的含糖量是19%,配
成的糖液有120.8t 。
那么每罐料需要的水量是120.8³（1—19%÷24%）=25.4t 每日按3罐计算，配料需要的水量为3³25.4=76t/d
灭菌后料液的冷却水用量。前以计算出每日冷却灭菌后料液的冷却水用量是612t
2．发酵工序的用水量
前以计算出发酵工序用水量是8064t/d 3．提取工序的用水量
用于Lys 分离和冲洗水的用量是50t/d 4．中和脱色工序的用水量
配料用水量， 由于日产100%的Lys 是34÷1.272³92%=24.59t/d 配制成40%浓度时需要用水量是25.4÷40%—25.4=38.1t/d
洗涤离子交换柱的用水量，配稀酸碱的用水量是150t/d洗涤馏分的用水量需100t/d，洗再生处理柱的用水需600t/d，总用水量是850t/d 洗涤废活性的用水量为30t/d 5．精制工序的用水量
结晶过程的加水量，使用4台结晶罐，每台需加水量为6t ，供需要24t/d的用水量。
结晶冷却用水量，前以计算出用水量5600t/d。 6．动力工序的用水量
锅炉用水量840t/d，冷冻机及其他循环水用量是4000t/d 通过上述计算并记点后，课得出用水量的衡算表
无菌空气消耗量计算
1. 单罐发酵无菌空气的消耗量
根据生产情况，100m 3规模的通气搅拌发酵罐的通气速度0.15~0.18vvm，计算时取最大值0.18vvm 的进行计算 单罐发酵过程的用气量 V=100³75%³0.18³60 =810m3/h 单罐年用气量 Va=V³38³150=810³38³150=4617000m3 2. 种子培养等其他无菌空气耗量
二级种子培养是在种子罐中进行的，可根据接种量，通气速率，培养时间进行计算，但通常的设计习惯是把种子培养用气，培养基压送及管路损失等算在一起，一般取这些无菌空气消耗量之和等于发酵过程空气消耗量的25% 无菌空气的用量为 V ’=25%V=810³25%=202.5m3/h Va ’=25%³Vax6=4617000³25%³6=6925500m3 式中6为发酵罐个数
（3）发酵车间高峰无菌空气消耗量
Vmax=6³（V ’+V）=6³（202+810）³4617000³25%³6=6075m3/h （4）发酵车间年用气量
Vt=6³150³（V+V’）=6³150³(810+202.5)=2.3³107m 3
提取2序热量的衡算
赖氨酸提取过程中的等电点沉淀，操作时需要进行冷却，使发酵液的温度从300C 降低到50C ，一般生产上的降温速度是20C/h，那么与200m 3 发酵罐相配套的等电点沉淀罐体积也是200m 3 ，装料是146m 3 （需加入酸），此时需要移去的热量为：146*103*1.06*2*3.97=1.2*106 KJ/h式中：1.06是发酵液的相对密度3.97是发酵液的比热容，KJ/（kg*k）中和发酵液时，处理上述发酵液需要控制在6h 内，H 2SO 4对水的熔解热为92KJ/mol，加入98%的H 2SO 4 用量为5100kg ，其溶剂热为{（5100*98%）/（6*98）}*92*103=782*103KJ/h
每天运转4.77罐次，此时需移去的总热量为（1.2*106+7.82*105）*(4.77/3600)=2626KJ
赖氨酸溶液浓缩结晶过程的热量衡算
由前面可知，日产100%Ala的量是34t ，入选用25m 3的强制内循环结晶罐，浓缩结晶的操作周期是24h ，其中辅助时间为4h ，每罐可产100%Ala10t，需结晶罐的灌数为：34/（10-1.6）=4.05罐次
取4罐次，式中1.6是每罐投入的晶种量浓缩时，每罐投入含Ala 40g/100ml的中和脱色浓度是23m 3 ，流加含谷氨酸30g/100ml的牧业32m 3 ，过程中加水6m 3，
在700C 下真空蒸发结晶，浓缩3h 以后，再育晶17h ，放料数量是20m 3 热量衡算物料带入的热量，进料温度为350C ，比热为3.5KJ/（kg*K） Q 物料=（23*1.16+32*1.13）*3.5*35*103=7.7*106 加水带入的热量：
Q 水=6*4.18*35*10³=8.8*105KJ 晶种带入的热量：
Q 晶种=1600*1.67*20=5.3*104KJ
母液带走的热量，分离后的母液为12m ³，相对密度是1.26，即牧业为15t ，其比热容是2.83KJ/（kg*K）
Q 母液=15*10³*2.83*70=3.0*106KJ 随二次蒸气带走的热量
Q 二蒸=（23*32+6-20）*2626*106=1.077*106KJ 式中，20为结晶罐放罐的结晶液量，m ³ 需要外界供给的热量为
Q=（Q 母液+Q二蒸+Q晶体）-（Q 物料+Q水+Q晶种+Q结晶）
=（3.0*106+1.077*108+1.77*106）-（7.7*106+8.8*105+5.3*104+5.7*105）
7
=9.5*10KJ
蒸汽用量的计算按热损失喂5%计算，每罐次的蒸汽用量： W=(9.5*107)/[(2717-535)*0.95]=45830KG/罐次
前已指出，每罐的浓缩结晶时间是20h ，那么每小时蒸汽耗量的高峰是45830/24=2292KG/H实际运转时有4.05罐同时进行，高峰时用蒸汽量就为4.05*1192=4827.6KG/H 每天的蒸汽用量是4.05*45830=185612KG/D 每小时的平均蒸汽用量就为7.7T/H
冷却二次蒸汽所消耗的冷却水
二次蒸汽的数量既水的蒸发速度是：（23+32+6-20）/20=2.05 m3水/h 冷却水用量假使使用循环水，水的进口温度是30°C ， 70°C 的水蒸气的热焓是2626.8KJ/rg，
需要的冷却水量是 W 水 =[2.05*103*（2626.8-45*4.18）]/[（45-30）*4.18]=8000kg/h=80t/h当4只罐同时运行时，高峰用水量为80*4=320T/H，每天的用水量为80*20*4.05=6480T/H
赖氨酸干燥过程的热量衡算
经分离后的湿赖氨酸含水2%，干燥后含水应小于0.2%，用热空气进行干燥，进入空气加热器出来的空气为18℃，相对湿度为70%加热升温到80℃ ，从干燥器出来的空气为60℃年产万吨赖氨酸的工厂，需日产湿赖氨酸30.4T ，二班生产，即30.4/16=1.9T/H 干燥后失去水分量为 （30400*2%-29750*0.2%）/16=34kg/h 查表18℃的空气 相对湿度为70%时 绝对温度是X 0=0.009KG/KG 干空气 热焓I 0=41.8kj/kg干空气
80℃时，空气热焓I 1=104.5kj/kg干空气，空气经过干燥后的热量变化： △=（I 2- I1）/（X 2-X 1）=Q物料+Q损失-Q 初温
I 0I 1和I 2为冷空气，出空气加热器和出干燥器的空气热焓。X 0X 1和X 2为冷空气，出空气加热器和出干燥器的空气的湿含量，KG/KG干空气;Q 初温为物料初始
温度时中每J/KG，Q 物料为加热物料所耗的热量，KG/(KG*K)，Q 损失损失的热量，通常为有效热量的10%
Q 物料=1.9*10³*（60-18）*0.4*4.18/34=3924KJ/KG水
Q 损失=0.1*（595*4.19+0.47*60*4.18+3924-(8*4.18)=645KJ/KG水 此时△=18*4.18-3924-645=-4494KJ/kg*K 假使X 2=0.0108
I 2=I1+△*（X 1-X 2）=104.5+(-4494)*(0.0108-0.009)=96.4KJ/kg空气 此时空气的耗量为{34/（0.0108-0.09）}=18888Kg/h
80℃的空气的比容为0.83m ³/kg，那么实际消耗的空气体积量为： 18888*0.83=15677m³/h
若使用0.1Mpa 的蒸汽进行加热，热损失按15%进行计算，耗用的蒸汽量是： W=（104.5-41.8*18888*1.15）/（2706.7-504.7）=618Kg/h 每天用的蒸汽量是618*16=9888kg/d 平均每小时用的蒸汽量是412kg/h
干燥包装车间
根据前面的计算，1000KG 玉米淀粉乳能产生的100%赖氨酸能量为402KG ，折算成为90%的赖氨酸为446.6KG ，中和制备用HCL 的量为粗赖氨酸36.6% 446.6³36.6%=161KG，脱色用活性炭的量是粗赖氨酸的3.1%，即：
446.6³3.1%=14KG，中和液的数量为402³1.272/40%=1278L，1278³1.16=1482KG
1.16是含40%（m/v）赖氨酸的相对密度，中和过程的加水量：1482-446.6-14-161=874KG
生产的100%赖氨酸量402³1.272³92%=470.5KG，过程产出的母液量，生产上母液中赖氨酸的平均含量为25%，相对密度是1.1，即母液量为402/1.272³8%³1.1/25%=180.4KG，废液活性炭的数量：14/（1-0.75）=56KG ，赖氨酸分离洗水用量：470.5³5%=24KG，中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸发出来的水量：1482+24-470.5-180.4-56=799KG，根据以上的计算列衡算表
赖氨酸精制过程的物料衡算
2.6 主要设备的选择
2.6.1发酵罐个数：
装罐量为0.75， 每个罐产赖氨酸：200*0.75*0.9*0.13=17.55 辅助时间为24h ，发酵罐个数为（50/17.55）*96/24=11.39
取12个罐
则种子罐工作周期为36h ，共需6个种子罐。 2.6.2 单一设备结构计算 发酵罐计算： 2.6.2.1 几何计算
公称容积为200m 3的发酵罐上封头容积为16.4 m3，总容积为230 m3。 取罐高与罐径比为2：1则 785d2*h=197 d=5.00m h=10.00m
取罐内压p=0.5mpa，z=350mpa，n=2.7，θ=1，腐蚀裕度为c=0.4cm 臂厚为 p*d/（2*z/n*θ-p ）+c=1.4cm 非标设备计算： 2.6.2.2. 封头的确定
罐内径为5000mm ，封头高为1300mm ，封头体积16.4m 3，罐高10+2*1.3=12.6m 2.6.2.3. 发酵罐总容积：230m3
2.6.2.4. 罐内液层高度 h=1.3+（578.3/4-16.4）/（0.785*52）=7.83m 2.6.2.5. 搅拌桨叶形式和尺寸 选用6弯叶涡轮搅拌器 搅拌器直径：d=D/3=1.67m 搅拌器圆盘直径2/3*d=1.11m 弯曲桨叶玄长d/4=1.67/4=0.42m 弯曲桨叶高：d/5=0.33m 弯曲桨叶厚度 12mm
弯曲桨叶曲率半径：d/4*1.5=0.63m
由于实际装料量为0.629，取余量0.75，罐内液体高h ’=1.3+（172.5-16.4）/（0.785*52）=9.25m 因为D ∠h ’∠2D
所以两档，下档距罐底0.5*d=0.84m液面至下档深度为9.25-0.84=8.41m，上档距下档距离2.5d=2.5*1.67=4.18m
搅拌转数根据50m3罐以等p/v为基准放大： n2=n1*（d1/d2）2/3=81r/min 2.6.2.6. 搅拌轴功率的计算
Rem=d2*N*P/M取d=1.67，n=81r/min=1.35r/s，p=1.10kg/l=1100kg/m3，m=1.5*10-3n.s/m3 P 为密度，m 为黏度系数
Rem=2.76*106大于104功率准数为np=4.7 不通气时的搅拌功率 Po’=Np*N3*D5*P=165.2Kw Po=Po’*2=310.4Kw 通风时的轴功
Pg=2.25*10-3*(Po2*N*D3/Q0.08)0.39=257.9Kw室温为20度， 轴径d=(9.55*106Pk/0.2*N*〈τ〉)0.3=183mm 2.6.2.7. 换热器的计算
换热面积为：125.4*1000*3.65（80-10）/3000*35.41=301.6m3 蛇管长：301.6/0.785（0.41+0.005）2=1851m 2.6.2.8. 通风量
室温为20度，压力一大气压，进气温度34度，压力2.5大气压
风量：v=（578.3/4）*0.15*（1/2.5）*（273+34）/（273+20）=9.09m3/min 风速为8m/s，管径为：
d=99.09/（60*0.785*8））1/2=0.15m 2.6.2.9. 端面轴封 静环内径：200mm 静环外径：210mm
静环高：60mm 静环锥底外径：220mm
摩擦面积：0.785*（212-202）=32.2cm2 动环外径：220mm 动环内径：198mm 动环上端内径：210mm 动环高：80mm 端面光洁度：10 端面平直度：0.0006mm 2.6.2.10. 进料口直径
每罐装料：55.82/4=137.705m3
规定装料时间在2h 完成，料液量为137.705/2/60/60=0.019m3/s 取料液流速1m/s，管径为0.16m 取175mm 臂厚6mm 2.6.2.11. 蒸气口直径 蒸气高峰用量34.01t/h 蒸气比容0.4709m3/kg
高峰量34.01*1000*0.4709/60/60=4.45m3/s 发酵罐有6组盘管
蒸气流速为30m/s，管径为0.177m 取200mm 臂厚为8mm
2.7设备一览表：
2.8设计参考文献
[1］吴思方. 发酵工厂工艺设计概论［M ］. 北京:中国轻工业出版社,2008. [2] 金其荣. 有机酸发酵工艺学[M].北京: 轻工业出版社,1989 [3] 曹文军，马辉文，张甲耀. 微生物工程[M],北京: 科学出版社,2007 [4] 程丽娟，袁静. 发酵食品工艺学[M],西安: 西北农林科技大学出版社，2002. [5] 华南工学院. 发酵工程与设备[M].上海: 中国轻工业出版社，1990 [6] 黎润钟. 发酵工厂设备[M].上海: 中国轻工业出版社，2004 [7] 刘振宇. 发酵工程技术与实践[M].上海: 华东理工大学出版社，2007. [8] 管国锋，赵汝博. 化工原理[M].北京: 化学工业出版社，2003