目录
1. 市场预测与国内外现状………………………………………………………………….1
2. 衣康酸发酵方法比较及进期进展预测………………………………………………...2
3. 生产及提取方法………………………………………………………………………...3
4. 设计依据与主要工艺技术参数………………………………………………………….6
5. 物料衡算
生产过程的总物料衡算…………………………………………………………….8
制糖工序物料衡算………………………………………………………………….8
连续灭菌和发酵工艺物料衡算…………………………………………………….9
提取工序物料衡算………………………………………………………………….10
6. 热量衡算
液化工序热量衡算………………………………………………………………….12
糖化工序热量衡算………………………………………………………………….12
连续灭菌和发酵工序热量衡算…………………………………………………….13
浓缩结晶过程热量衡算…………………………………………………………….14
干燥过程热量衡算………………………………………………………………….15
生产过程耗用蒸汽汇总表………………………………………………………….16
7. 水平衡
糖化工序用水量…………………………………………………………………….17
连续灭菌用水量…………………………………………………………………….17
发酵工序用水量…………………………………………………………………….17
提取工序用水量…………………………………………………………………….17
用水量汇总表……………………………………………………………………….17
8. 设备设计与选型………………………………………………………………………….19
设备一览表………………………………………………………………………….21
9. 副产品开发及“三废”处理…………………………………………………………….23
10. 技术经济评价及经济效益概算………………………………………………………….24
11. 参考文献………………………………………………………………………………….25
12. 附录
市场预测与国内外现状
目前国内外不断开发衣康酸的新用途，其应用领域不断拓宽。由于衣康酸应用广泛，市场上一直供不应求，目前全世界衣康酸的总需求量约以10%的速度增长。
我国从1958年开始衣康酸的研制，直到80年代末期才完成发酵法生产衣康酸的小试和中试。1992年云南楚雄天力发酵厂完成了年产300吨衣康酸的工业化规模生产。随后四川、江苏、山东、广东等建厂生产。目前国内产量约800吨左右，国外衣康酸生产能力达5万吨以上，主要市美国、日本生产。
近年来衣康酸需求量逐年增加，而衣康酸的生产能力也逐年提高，两者趋于平衡，但衣康酸仍处于供不应求状态 。其价格一直处于比较稳定的水平。总体来看，未来几年衣康酸价格将保持稳定或小幅攀升。
衣康酸发酵方法比较及近期进展预测
1。衣康酸发酵法生产可进行的发酵方法有：
深层液体 浅盘液体 固体 半固体 生化反应器
间歇 连续 半连续 盘式 厚层通风
2. 衣康酸发酵方法所适用的原料
发酵方法 适用的原料
深层法 淀粉及淀粉原料水解液、葡萄糖及其母液
表层法 同深层法，但需去渣
固体法 薯类淀粉渣、含淀粉的粗原料、粮食加工下脚料
半固体法 果实加工残渣、残汁、下脚料
生化反应器 葡萄糖溶液
3. 各发酵方法简述及预测
微生物发酵衣康酸也是典型的好氧发酵，深层发酵是利用强制通义液相中的溶解氧发酵，表面和固体法是利用环境空气中气相氧来满足微生物代谢所需要的氧。
当前，大规模工业化生产衣康酸，以深层发酵最为竞争力和优越性，表面法次之，固体发酵有一定活力，其他工艺仍处于研究开发阶段。其中，生化反应器发酵法中，除了在继续研究固定化细胞连续发酵工艺外，还在进行补料分批发酵工艺和淀粉为原料边加工发酵新工艺研的究，但试验尚处于实验室规模。
现就固定化细胞连续发酵工艺作简单介绍一下.该技术是H.Kautola等人于上个世纪90年代继续研究固定化技术,继以聚丙烯酰胺凝胶海藻酸钙凝胶和Celitek-626琼脂凝胶块固定化细胞以来,又研究采用聚氨酯泡沫塑料块吸附土曲霉孢子在生产培养基培养3天后转入发酵培养基,进行了批式发酵和连续发酵衣康酸的实验比较.
实验结果,土曲霉固定化菌体细胞在批式和连续发酵中的产酸能力高出游离细胞的8倍,前者为11.4g/lh,后者仅为1.3 g/lh.连续发酵10天,衣康酸容积产率填充柱为51.7 mg/lh,气升式反应柱为60 mg/lh. 气升式反应柱中固定化细胞粒径为0.5cm与1.0cm相比,每立方米固定化细胞所产衣康酸浓度前者为后者的3.3倍.
生产及提取方法
1.菌种:土曲霉HAT418
(1).培养基配方
斜面培养基(g/dl): NaNO3 0.3 K2HPO4 0.1 MgSO4.7H2O 0.5 KCl 0.05 FeSO4.7H2O 0.001 葡萄糖 2 琼脂 3 pH自然
种子培养基(g/dl):淀粉糖 5 NH4NO3 0.35 MgSO4.7H2O 0.4 K2HPO4 0.1
FeSO4.7H2O 0.004 ZnSO4.H2O 0.002 玉米浆0.1 PH4-5
发酵培养基(g/dl): :淀粉糖 14 NH4NO3 0.3 MgSO4.7H2O 0.6 CaCl2. H2O 0.01 ZnSO4.H2O 0.002 FeSO4.7H2O 0.004 玉米浆0.2 K2HPO4 0.01
(2).操作要点:
① 孢子悬浮液制备: 在1000ml三角瓶内装新鲜粗片麸皮40g,加入水40ml,混匀,121℃下灭菌30min.接种后放入30℃培养室培养4-5天,前3天每天混匀2次.待孢子教丰富且完全成熟时不必混合.使用前用无菌水将麸曲中孢子洗下倒入接种瓶,接入种子罐.一般每升种子培养液麸曲用量折合成干麸曲为0.3-0.5g.
② 种子罐培养: 以50M3发酵罐,可配5.5M3种子罐,装液系数0.75.种子培养基灭菌条件121℃,10min.待罐温冷却到37℃时接入孢子悬浮液.然后按以下条件进行培养:
通风量 0.3m3/(m3.min) 搅拌转速 140-150r/min 温度 37 ℃ 罐压 0.07MPa
2． 发酵及提取方法
(1).采用深层发酵方法: 发酵罐培养,投料前先用间接蒸汽加热,再用3路直接蒸汽灭菌,经冷却温度降到37℃时移入种子,接种量为10%,然后以下面条件进行培养:
通风量 0.25m3/(m3.min) 搅拌转速80-900r/min 温度 37 ℃ 罐压 0.07Mpa 培养时间 48h
(2).采用离子交换法进行提取
衣康酸极易结晶,所以结晶法式常用方法.由于结晶法所得二次母液中所含杂酸和杂质阳离子过多,无法进行再提取而批排放,造成收率降低和环境的污染.且在结晶的过程中所得晶体含杂酸根离子太多,造成洗涤困难,同时增加蒸发器负荷,也增加动力消耗,使提取工艺的费用大,衣康酸提取成本高.因此,普遍采用浓缩结晶法结合离子交换法来提取衣康酸,从而优化了提取的工艺流程.
发酵及提取的工艺流程图如下:
玉米淀粉
糖液
菌种
斜面 配料罐 酸 无机盐
种子罐 连消塔
换热器
发酵罐
发酵醪液
离心分离
真空浓缩
脱色
结晶罐
离子交换 离心分离
干燥
包装
成品.
(3).各工序操作要点
制糖工序: 调浆,在10-20r/min搅拌下加入玉米淀粉及工艺水至淀粉浓度25%,用酸或碱调PH至6.0-6.5,加入耐高温的α 淀粉酶,用量为10u/g(干淀粉);液化,经第一次喷射液化在90-95℃条件下,在层流罐维持30-60min,然后进行二次喷射,料温达到140-145℃,进入维持罐3-5min,再降温到60-65℃,进行糖化,在糖化罐后用酸调PH至4.2-4.5,加入耐高温的α 糖化酶,以1000u/g(干淀粉)为计,糖化7-9h,以糖化液DE值达到最高为标准,然后升温到85℃左右,灭酶5-10min,降温用板框滤出滤渣即可.
连续灭菌和发酵工序: 采用连消塔进行连续灭菌,在121℃下维持8min左右.发酵温度37℃,接种量10%(体积分数),通风量0.18m3/(m3.min),搅拌转速80-90r/min, 罐压 0.07MPa ，时间 48h,同时加入玉米浆0.2% 无机盐(NH4NO3 0.3% MgSO4.7H2O 0.6%),调PH用HNO3 1.5% 消泡剂量0.05%
提取工序: 过滤洗涤(70-75℃),除去菌丝.脱色加(硅藻土2% 活性炭5%,在80-85℃ 30min),60-70℃真空浓缩至酸度40%-45%,冷却结晶(低于15℃下,13h,晶种为5%),干燥在70℃下.
设计依据与主要工艺技术参数
1. 生产规模及产品规格
以年产商品衣康酸2200吨为实例
产品标准
外观: 白色晶体 熔点 165-168℃ 重金属(以Pb计)<30mg/kg
铁 <10mg/kg 灰分<0.1% 含量>99.0% 干燥失重<0.5%
硫酸盐<100mg/kg 氯<25mg/kg
2. 生产工作制度
全年生产日300天,2-3班作业,连续生产.
3. 主要工艺技术参数(以淀粉为原料生产衣康酸)
序号 生产工序 参数名称 指标(淀粉原料)
1 双酶法制糖 淀粉糖转化率% >98
2 发酵 产酸率g/dl > >6.0
3 发酵 糖酸转化率% >60.0
4 提取 提取收率% >75
5 精制 精制纯度% >99
6 发酵 操作周期h <58
物料衡算
一. 生产过程的总物料衡算
1. 生产能力
以年产衣康酸2200吨为例,折合100%的衣康酸(以含量99%计算)
2200*99%=2178吨,日产衣康酸量,以300天计 2178/300=7.26吨
2. 总物料衡算 (以淀粉为原料)
(1). 1吨纯淀粉理论上产100%的衣康酸的量：
1000*1.11*0.72 = 799.2kg 淀粉 1.11葡萄 0.72衣康酸
(2).1吨纯淀粉实际产100%的衣康酸的量：
1000*1.11*98%*60%*75% =489.5kg
(3).淀粉单耗： 1吨100%的衣康酸消耗纯淀粉的量 1000/489.5= 2.043
1吨100%的衣康酸理论上消耗纯淀粉的量 1000/799.2= 1.251
(4).总收率 489.5/799.2 = 61.25%
(5).淀粉利用率 1.251/2.043 = 61.25%
(6).生产过程总损失 100%-61.25% = 38.75
(7).原料及中间品计算
淀粉用量 7.26*2.043 = 14.83t/d
糖化液量 14.83*1.11*98% = 16.13 t/d 折合为25%的糖液 16.13/25%=64.52
发酵液量 纯衣康酸量 16.13*60% = 9.68 t/d 折算为6g/dl的发酵液
9.68/6% = 161.3 m3
提取衣康酸的量 纯衣康酸的量 9.68*75% = 7.26 t/d
衣康酸废母液量(以排出之废母液含衣康酸0.4g/dl计算)
(9.68-7.26)/0.4% = 605m3/d
3. 总物料衡算结果
总物料衡算结果（年产2000吨衣康酸）
项目 淀粉质原料(玉米淀粉)
生产1吨100%的衣康酸 t/d
淀粉t 2.043 14.83
糖液25% t 8.89 64.52
发酵也量m3 22.23 161.3
衣康酸t 1.0 7.26
排出含0.4%的废母液量m3 83.33 605
二、制糖工序的物料衡算
1. 淀粉浆量及加水量：以25%的乳浆浓度计算，1t（1000kg）淀粉产生的淀粉浆量 1000/25%=4000 ，加水量 4000-1000=3000kg
2. 液化酶量：使用高温液体α-淀粉酶10U/g（干淀粉），（以活力为20000单位/g淀粉酶）
1000 * (10/20000）= 0.5kg
3. CaCl2量：（0.15%干淀粉的量计算）
1000 * 0.15% = 1.5kg
4. 糖化酶量：使用耐高温液体糖化酶为10U/g(干淀粉)（以活力为105单位/g淀粉酶）
1000 * （100/105）=1kg
5. 糖化液量：(1000 * 1.11* 98%)/25% =4351.2kg
25%的糖液的相对密度为1.10 则4351.2/1.10 = 3955.64L
6. 脱色用活性炭用量：为糖液0.15%
4351.2 * 0.15% = 6.53kg
7. 滤渣产量（含水80%的废活性炭）：
6.53/（1-80%）=32.65kg
8. 生产过程进入蒸汽和洗水量：
4351.2 + 32.65 – 4000 -（0.5 + 1.5 + 1.0 + 6.53）=373.77kg
9. 衡算结果（年产2200t衣康酸）。根据总物料衡算，日投入淀粉量14.83t，物料衡算汇总表如下：
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 日投料量/kg
淀粉
配料水液化酶
CaCl2
糖化酶
活性炭
洗水和蒸汽 1000
3000
0.5
1.5
1.0
6.53
373.77 14830
44490
7.42
22.25
14.83 96.79
5550.96 糖液
滤渣 4351.2
32.65 64528.3
483.95
累计 4383.85 65012.25 累计 4383.85 65012.25
三．连续灭菌和发酵工序的物料衡算
1. 发酵培养基数量
① 1000kg淀粉，得到25%的糖液4351.2kg。发酵出事糖浓度为17g/dl,其数量为
64530 * 25%/17%（w/v）=94897L
17g/dl的趟液相对密度为1.06，94897 * 1.06 =100591kg
② 配料
按放罐发酵液体积计算 94897 *（17%/16.6%）=97183.8L（以最后残糖为0.4g/dl计算）
玉米浆：97183.8 * 0.2%（w/v）=194.37kg
无机盐：NH4NO3 97183.8 * 0.3%(w/v)=291.55kg
MgSO4 . 7H2O 97183.8 * 0.3%(w/v)=583.1kg
Fe2+,Zn2+,Ca2+ 97183.8* 0.04%(w/v)=38.87kg
配料用水：配料时培养基中含糖量不低于20%，向25%的糖液中加水量
（64530 * 25%）/20%-64530 =16132.5kg
③ 灭菌过程中加入蒸汽量及补水量：
100591-64530-16132.5-194.37-291.55-583.1-38.87 =18820.5kg
2. 接种量
97183.8 *10%（w/v）=9718.38L
9718.38 * 1.06 =10301.48kg
3. 发酵过程中pH调节用HNO3 ，为发酵液体积的1.5%
97183.8 * 1.5%（w/v）=1457.76kg
4. 加消泡剂的数量，为发酵液的0.05%
97183.8 * 0.05% = 48.59kg
消泡剂相对密度为0.8，则48.59/0.8 =60.74L
5. 发酵过程从排风带走的水分
进风25℃，相对湿度70%，水蒸气分压18mmHg柱；排风为32℃，相对湿度100%，水蒸气分压27mmHg柱。进罐空气压力为1.5大气压（表压），排风0.5大气压（表压）。
出进空气的湿含量差：X出 - X进=[27 * 100%/（1.5 * 760-27 * 100%）-18 * 70%/（2.5
*760-18 * 70%）] * 0.622 =0.01（kg水/kg干空气）,通风量为0.25m3/(m3.min)
则带走水量：（97183.8 * 0.25/1000）* 60 * 48 * 1.157 * 0.01=809.58kg
过程分析、放罐残留及其他损失30kg
6. 发酵终止时的数量：
100591+10301.48+1457.76+48.59-809.58-444.9=111144.3kg
7. 衡算结果汇总，年产2000t衣康酸日投入淀粉13.48t
连续灭菌及发酵工序物料衡算汇总表
进入系统 离开系统
项目 1t淀粉需配物料kg t/d 项目 1t淀粉需配物料kg t/d
25% 糖液
玉米浆
NH4NO3
MgSO4.7H2O
其他无机盐
配料水
进蒸汽及水
接种量
HNO3
消泡剂 4351.2
13.1
19.66
39.32
2.62
1087.8
1269.1
694.6
98.3
3.28 64.53
0.194
0.29
0.58
0.039
16.13
18.82
10.3
1.46
0.049 发酵液
带走水分
损失 7494.39
54.59
30 111.14
0.810
0.445
累计 7578.98 112.40 累计 7578.98 112.40
四、衣康酸提取工序物料衡算
1. 发酵液数量：97183.8L 111144.3kg
2. 衣康酸产量：
① 分离前100%的衣康酸的量：97183.8 * 6% =5831.03kg
② 分离后衣康酸的量：
100%衣康酸的量：5831.03 * 75% =4343.27kg
99%的衣康酸的量：4373.27/99% =4417.44kg
3. 脱色加入硅藻土、活性炭的量：（2%、5%）
4417.44 * （2%+5%）=309.22kg
4. 废湿活性炭的量：（含水75%）
309.22/（1-75%）=1236.88kg
5. 浓缩时蒸发水量，（浓缩后浓度为40%）
则 5831.03/40% =14577.58L（浓缩后发酵液的量）
蒸发水量 111144.3-14577.58 * 1.16 =94234.31kg
6. 离子交换除去离子数量：（达96%）
（0.292+0.583+0.039）* 96% =876.98kg
7. 母液书俩感，母液喊衣康酸0.4g/dl
(5831.03-4373.27)/0.4% =364440kg
8. 衣康酸分离时洗水量：
4417.44 * 20% =883.49kg
9. 衣康酸提取回收加水量：
364440+44174.44+1236.88+876.98+94234.31-111144.3-309.22-883.49 =352868.6kg
10. 年产2200吨衣康酸提取工序物料衡算汇总表：日投淀粉14.83t
制糖工序物料衡算汇总表
进入系统 离开系统
项目 1t淀粉需配物料kg t/d 项目 1t淀粉需配物料kg t/d
发酵液
活性炭
洗水
回收加水 7494
21
60
23720
111.14
0.31
0.88
352.87 99%衣康酸
母液
湿炭
离子
蒸发水
298
24500
84
59
6354 4.42
364.44
1.24
0.88
94.23
累计 31295 465.21 累计 32195 465.21
热量衡算
一、液化工序热量衡算
㈠ 一次液化加热蒸汽耗量（D），可按下式计算
D1 = Gτ(t2- 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+273 =293K）t2—液化温度（95+273=368K）
I—加热蒸汽焓,2738kJ/kg (0.3Mpa表压)
λ—加热蒸汽凝结水的焓,在368K时为398kJ/kg
1. 淀粉浆量G:根据物料衡算,日投入淀粉14.83t,连续液化14.83/24 =0.62(t/h) ,加水比为1:3,淀粉浆量为560 * 4 =2240 (kg/h)
2. 粉浆干物质浓度：560/2240 * 100% =25%
3. 粉浆比热容τ可按下式计算：
τ = τ0 x/100 + τ水（100-x）/100
式中：τ0—淀粉比热容，取1.55kJ/(kg•K ) x—粉浆干物质含量
τ水—水的比热容，4.18 kJ/(kg•K )
τ = 1.55 * 25/100 + 4.18 * 75/100 =3.52 kJ/(kg•K )
4. 蒸汽用量：D1 = 2480 * 3.52 * （95-20）/（2738-398）=279.80 (kg/h)
㈡ 二次液化加热蒸汽量，在145℃时为611kJ/kg
D2 = 2480 * 3.52 * (145-95)/(2738-611) =205.21kg/h
以上两次合计，平均量 279.80+205.2 =485kg/h
每日用量0.485* 24 =11.64t/d
㈢ 液化液冷却用水量
使用板式换热，将物料有145℃降至60℃，使用二次水，冷却水进口温度20℃，出口温度50℃，需冷却水量（W）
W = （2480+485）* 3.52 *（145-60）/（50-20）* 4.18 =7074kg/h 即 169.78t/d
二、糖化工序热量衡算
日产25%的糖液64.53t，即64.53/1.1 =58.66m3 ,糖化操作周期为30h,其中糖化时间25h，糖化罐20 m3 ，装料16m3 ，需糖化罐
58.66/16 * 30/25 =4.4 ，取5个罐（20t规格）
1. 糖化后加热灭酶用蒸汽量，在100℃时λ= 419kJ/kg
D灭 = 2480 * 3.52 * （100-60）/（2738-419）=150.6kg/h
要求在20min内使糖化液有60℃升至100℃，则蒸汽高峰量：150.6 * 60/20 =451.8kg/h
2. 冷却使用板式换热，糖化液有（灭酶后）95℃降至40℃，用二次水冷却，冷却水进口温度20℃，出口45℃，平均用水量：
W = （2480+485+150.6） * 3.52 * （95-40）/（45-20） * 4.18 =5772.1kg/h
3. 每日糖化罐同时运转：4.4 * 25/30 =3.67罐
每日投（放）料罐次：58.66/16 =3.67 罐次
4. 要求在2h把16 m3糖液冷却至40℃，高峰用水量：
5772.1/（2480+485+150.6）* 16000 * 1.1/2=16303.3kg/h
每日冷却水量：2 * 16.3* 3.67 =119.64t/d
三、连续灭菌和发酵工序热量衡算
㈠ 培养液连续灭菌用蒸汽量：
发酵罐50 m3 ，装料系数0.7，每罐产纯衣康酸的量：50 * 0.7 6% *75% =1.58t
年产2200t衣康酸，日产7.26t
发酵操作时间58h（其中发酵时间48h），需发酵罐台数7.26/1.58 * 58/24 =11.1台，取12台
每日投（放）料罐次：7.26/1.58 =4.6罐
日运转：11.1 * 48/58 =9.2罐
每罐初始体积35m3 ,糖浓度17g/dl,灭菌前培养基含糖20%，其数量：35 * 17%/20% =29.8t
灭菌加热过程中用0.4MPA表压蒸汽I =2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由20℃升至45℃，每罐灭菌时间为1h，输料流量29.8/1 =29.8 t/h
消毒灭菌用蒸汽量：D = 29800 * 3.7 * （120-75）/（2743-120 * 4.18）=2213.7kg/h=2.2t/d
注：3.7—糖化液的比热容[kJ/（kg•K）]
每日蒸汽用量：2.2 * 1 * 5 =11t/d
平均量：11/24 =0.46t/h
㈡ 培养液冷却水用量
120℃热料通过与生料热交换降至80℃，再用水冷却至35℃，冷却水由20℃升至45℃，计算冷却水用量：
W = 29800 * 3.97 * （80-35）/（45-20） * 4.18 =50945kg/h≈51t/h
全天用水量：51 * 1 * 5 =255t/d
㈢ 发酵关空消蒸汽用量
1. 发酵罐体加热：
50m3,1Cr18Ni9的发酵罐体重约9t，冷却水排管重约1.5t，他的比热容0.5kJ/(kg•K)，用0.2Mpa表压由20℃升至127℃，其蒸汽量为：
（9000+1500） * 0.5 * （127-20）/（2718-127 * 4.18）=257kg
2. 填充发酵罐空间所需蒸汽量
因50m3发酵罐全容积大于50m3，考虑到罐内排管、搅拌器所占空间，罐的自由空间仍按50m3计算，填充空间蒸汽用量：
D空 = Vρ = 50 * 1.622 =81.1kg
V—发酵罐自由空间即全容积(m3)
ρ—加热蒸汽密度（kg/m3）,0.2Mpa表压下为1.622
3. 灭菌过程的热损失：辐射与对流联合给热系数α，罐外壁温度70℃
α =33.9+0.19（70-20）=43.4[kJ/（m2•h•K）]
50m3发酵罐发酵表面积为51m2 ，耗用蒸汽量
D损 = 51 * 43.4 * （70-20）/（2718-127 * 4.18）=51kg
4. 灭菌过程蒸汽渗漏，去总蒸汽消耗量的5%，空罐灭菌整齐消耗量为（257+81.1+51）/（1-0.05）=410kg/h
每空罐灭菌1h，用蒸汽量：410 * 1 =410kg/罐
每日用蒸汽量：410 * 5 =2050kg/d
㈣ 发酵过程产生的热量及冷却水量
通过冷却水带走的热量进行计算。
在最热的季节，发酵放热高峰期，测定冷却水量及 进出口温度，然后即可算出最大发酵热
Q最大 =4.18 * 冷却水用量（kg/h）（t出-t进）/发酵液总体积
以50m3发酵罐，装液量35m3,使用新鲜水，冷却水进口温度15℃，出口温度20℃，冷却水用量（W），衣康酸的发酵热高峰值约1.2 * 104kJ/(m3•h)
W = Q最大 * 35/（20-15）* 4.18 = 1.2 * 104 * 35/5 * 4.18 =2 * 104kg/h =20t/h
日运转8.4台，高峰用水量 20 * 9.2=184t/h
日用水量：184 * 0.8 * 24 =3532.8t/d
注：0.8—各罐发热状况均衡系数
四、衣康酸浓缩结晶过程热量衡算
年产2000吨衣康酸，日产100%的衣康酸7.26吨，选用8吨机械搅拌内热式真空结晶罐，浓缩结晶操作周期20h，其中辅助时间4h ,每罐产100%衣康酸3吨，需结晶罐台数：
7.26/（3-0.4）=2.79台，取3台
注：0.4—每罐投入晶种数（t）（40目晶种量为结晶罐全容积5%）
㈠ 热平衡与计算加热蒸汽量
每罐投入40g/dl的衣康酸浓缩液5m3,流加30g/dl的母液11m3，过程中加水1.6 m3，在70℃下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶13h，放料数量6.4 m3
1. 热量衡算
① 来料带入热量，进口温度35℃，比热3.5kJ/(kg•h)
Q来料 =（5 * 1.16 + 11 * 1.13） * 3.5 * 35 * 103 =2.23 * 106kJ
② 加水带入热量
Q来水 =1.6 * 4.18 * 35 * 103 =2.23 * 106 kJ
③ 晶种带入热量：晶种比热容1.6kJ/kg•K
Q来晶 =400 * 1.6 * 20 =1.28 * 104 kJ
④ 结晶放热：结晶热为12kJ/mol
Q晶热 =（3-0.4）* 106 * 12 /130 =2.4 * 105 kJ
⑤ 母液带走热量：分离母液3.84m3,折算为相对密度1.26时，4.84t，比热容为2.8kJ/(kg•K)
Q母 =4.84 * 103 * 2.8 * 70 =9.48 * 105 kJ
⑥ 随二次蒸汽带走的热量
Q二蒸 =（5+11+1.6-6.4）* 2626 * 103 =2.94 * 107kJ
⑦ 随结晶衣康酸带走热量
Q出晶 =3 * 103 * 1.67 * 70 = 1.2 * 105kJ
需外界供给热量：
Q =（Q母+Q二蒸+Q出晶）-（Q来料+Q来水+Q来晶+Q晶热）
= （9.48 * 105 +2.94 * 107 +1.2 * 105）-（2.23 * 106 +2.34 * 105 +1.28 * 104 +2.4 * 105 ）
=2.8 * 106kJ
2. 计算蒸汽用量
每罐次用蒸汽量：热损失按5%计算
D =2.8 * 106 /（2717-53.5 * 0.95）=1350kg/罐次
每罐浓缩结晶时间16h，每小时耗蒸汽高峰值：1350/16 =84.4kg/h
3台罐（实际2.54）同时运转，高峰用蒸汽量：2.79 * 84.4 =235.48kg/h
每日用蒸汽量：1350 * 2.79 =3766.5kg/d =3.8t/d
㈡ 冷却二次蒸汽所消耗冷却水量
1. 二次蒸汽数量，即水蒸发速度（5+11+1.6-6.4）/16 =0.7 m3水/h
2. 冷却水用量：使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸气焓为2626kJ/kg,
需冷却水量 W =0.7 * 103 * (2626-45 * 4.18)/(45-30) * 4.18 =27000kg/h=27t/d
3台罐高峰用水量：27 * 3 =81t/h
全日用水量：27 * 16 * 2.79 =1205.3t/d
平均用水量：1205.3/24 =50.22t/h
五、干燥过程热量衡算
分离后湿衣康酸含水2%，干燥后达到0.2%（注1），进加热器空气为20℃（注1），相对湿度70%，通过加热器使空气升至70℃，从干燥器出来的空气为55℃
年产2200吨衣康酸，日产湿衣康酸7.41吨，两班生产16h，7.41/16 =0.46t/h
干燥水分量：（7.41 * 103 * 2% - 7.26 * 103 * 0.2%）/16 =8.36kg/h
注2：20℃空气湿含量φ =70% ,X0 =0.012kg/kg干空气，I0 =50kJ/kg干空气，加热到70℃，I1 =985kg/kg干空气
用公式：△ =（I2-I1）/(X2-X1)=Q物料 +Q损失-Q初温
式中：△—空气经干燥后的热量变化（kJ/kg） I1—出空气加热器之空气热焓（kJ/kg）I2—出干燥器之空气热焓（kJ/kg） I0—冷空气热焓（kJ/kg）
X0— 空气湿含量（kJ/kg干空气） X1—进干燥器之空气湿含量（kJ/kg干空气）X2—出干燥器之空气湿含量（kJ/kg干空气）
Q物料—物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量(kJ/kg)
Q损失—加热物料所耗热量[kJ/(kg•K)]
Q初温—损失热量，为有效热量的10%
Q物料 =0.46* 10 * （55-20）* 0.4 * 4.18/8.36 =3241kJ/kg水
Q损失 =0.1 * (595 * 4.18+0.47 * 55 * 4.18 +3234 –4.18 * 20)=575 kJ/kg水
△ =20 * 4.18 –3241-575 =-3725.7 kJ/kg水
设X2 =0.017，I2 = I1 +△ *（X2-X1）=98.5+（-3725）（0.017-0.012）=91 kJ/kg干空气
空气耗量8.36/（0.017-0.012）=1672kg/h
耗用蒸汽量：使用0.1Mpa表压蒸汽加热，损失按15%计算
D =（98.5-50）*1672 * 1.15/（2705.8-503.8）=42.35kg/h
每日用蒸汽量：42.35* 16 =677.6kg/d
平均每小时用蒸汽量：677.6/24 =28.23kg/h
注：注1数据来自《有机酸生产与应用手册》王博彦，金其荣，中国轻工业出版社2000
注2数据来自《化工原理》姚玉英，天津大学出版社（下册）干燥一章
六、生产过程耗用蒸汽衡算汇总
衡算结果：每日用蒸汽量47.4t/d，每小时平均用量2.0t/h，高峰量为4.4t/h,100%纯衣康酸单耗蒸汽量：47.4/7.26=6.53t/t
生产过程耗用蒸汽汇总表
生产工序 日用量t/d 平均量t/h 高峰量t/h
液化糖化
连消
发酵罐空消
精制
干燥
空气净化及其他 15.3
11
2.1
3.4
0.6
15 0.64
0.46
0.09
0.14
0.03
0.6 0.94
2.2
0.4
0.2
0.04
0.6
累计 47.4 2.0 4.4
水平衡
一、糖化工序用水量
1. 配料用水：日投淀粉14.83t，加水比为1：3，用水量：14.83 * 3 =44.5t/d
因连续生产。平均用水量=高峰用水量=44.5/24=1.85t/h (用新鲜水)
2. 液化冷却用水量：平均量=高峰量=7.1t/h，169.78t/d (用二次水)
3. 糖液冷却水用量：每日冷却水用量117.64t/d ，平均量109.2/24 =5.0t/h
高峰量：16.3t/h (用二次水)
一、 续灭菌工序用水量
1. 配料用水：糖液含糖25%，加水配成20%糖液29.8t，每罐料需加水（新鲜水）
29.8 * （1-20%/25%）=6.0t
每日投料按4罐次计算，需水5 * 6 =30t/d
平均量：30/24 =1.25t/h,要求在20min内假如6t，所以高峰量：6 * 60/20 =18t/h
2. 冷却水用量（用二次水）高峰量51t/h，日用量255t/d，平均量11t/h
三、发酵工序用水量（使用新鲜水）
日用水3533t/d，平均量147t/h，高峰量184t/h
四、提取工序用水量
1. 衣康酸分离及冲洗水日用量0.8t/d (用新鲜水)
2. 洗交换柱用水：（用二次水）配稀酸碱用水80t/d，洗低馏分用水50t/d,再生处理柱用水300t/d，合计430t/d
3. 洗废炭用水（用二次水）10t/d
4. 结晶过程加水（使用冷凝水）：3台罐每台加水1.6t，共4.8t/d
5. 冷却水(使用循环水)：高峰用水81t/h，日用水1097t/d，平均用水46t/h
五、动力工序用水量
锅炉用水（新鲜水）120t/d，空压机，冷冻机及其他循环水400t/d
六、用水量汇总
新鲜水工配料及发酵冷却用，由发酵冷却后之水称二次水，供洗柱、配稀酸碱和补充于循环水中。耗水量计算汇总：
新鲜水：高峰量：1.85+18+184+0.8+120=324.65t/h
平均量：155t/h
日用量：3728.3t/d
二次用水总量：2082t/d,平均86.8t/h
循环水：400t/d ,平均17t/h
凝结水：4.8t/d，平均0.2t/h
排水量：1827t/d,平均76t/h
用水量衡算汇总表
工序设备 给水t/d 排水t/d
新鲜水10℃ 二次水20℃ 循环水30℃ 凝结水50℃
配料
液化冷却
糖化冷却
灭菌配料
冷却
发酵冷却
提取洗水
洗柱
洗炭
结晶加水
冷却
动力锅炉
冷冻及空压站及其他 44.5
30
3533
0.8
120
170
119.6
255
430
10
1097
400
4.8
170
119.6
430
10
1097
累计 3728.3 2082 400 4.8 1827
设备计算与选型
一、糖化车间
1. 调浆罐
由前面物料衡算知，日耗淀粉14.83t，产淀粉乳59.32t，去2 个池罐，每池559.32/2 =29.66t，设计为31m3的圆池。且设计H/D=1.8，可得D=2.8m,H=5.0M,起动搅拌电机11Kw
2. 泵：PN浆泵，流量7-111m3/h,扬程14-45m，电机功率3-55kW，20个左右
3. 喷射器：规格20 m3/h，型号HYW，4个
4. 缓冲罐：缓冲时间为10s，则容积20 * 10/（60 * 60）=0.55 m3，取60L的罐子4个，H/D=1.8 D=0.36m H=0.66m
5. 层流罐：料液在层流罐维持时间60min ,则1 台喷射器1h喷射量为20 m3，取5个4 m3的罐体，共需10台。H/D=2 D=1.4m H=2.8m
6. 液化液贮罐：为了保证二次喷射的正常连续进行，至少需贮存1小时的喷射液量20 m3，因此取20 m3罐2台，按H/D=2设计，D=2.4m,H=4.8M
7. 灭酶器：料液维持5min即可，则喷射液量20 * 5/60 =1.66 m3，可取1.8 m3罐体1个H/D=1.8 D=1.2m H=2m
8. 板式换热器：使用规格35 m3/h，型号BR10，2台，可得二次液化的料液降至糖化所需
60℃左右
9. 糖化罐：由前面物料衡算知，日产25%糖液58.66 m3，糖化操作时间30h，糖化罐20 m3，装料16 m3，需罐数：58.66/16 * 30/24 =4.58 取5台，电机功率11kW
H/D=1.8 D=2.4m H=4.8m
10. 板框压滤机：取BMY60-800/25，过滤面积60m2,处理量25L/（m2•h），使用压力4 * 105Pa则一台处理量 60 * 25 =1500L/h=105 m3/h，共需8台
11. 存糖池：压滤每小时处理12 m3/h，泵每小时输送10 m3/h，则存糖池至少2 m3，考虑到板框清洗时间最少40min，则存糖池容积 2+10 * 40/60=8.66 m3，取9 m3 1个
12. 糖液贮罐:由于糖化周期30h，而发酵周期58h，则糖液罐至少要贮存1-2天的糖液，每天58.66 m3糖液 ，两天117.32 m3，取30 m3的罐4个。按H/D=2设计，则D=2.7m，H=5.4m
二、灭菌与发酵车间
13. 配料罐：规格10 m3，取2台，搅拌功率5.5Kw，H/D=2 D=1.8m H=3.6m
板式换热器：同上8所用，2台,d=8.17m
14. 连消塔：规格20 m3/h，2台
维持罐：维持时间4min，则容积20 * 4/60=1.33 m3，取1.5 m3罐2抬H/D=2 D=0.9849m≈1m H=2m
15. 发酵罐：年产2200t衣康酸，日产7.26t，采用50 m3机械搅拌发酵罐，装料系数70%，则每罐每天产衣康酸：50 * 70% * 6% * 75%=1.58t，发酵周期58h，则需7.26/1.58 * 58/24 =11.1台，取12个。由于考虑到染菌问题，可多加一个备用，共需12个发酵罐
各参数：罐内径D=3100mm,罐高H=7830mm,搅拌器直径DI =800MM,搅拌转速n=80-90r/min,通风量Q=0.25 m3/( m3•min)
搅拌功率计算：P=2.25(P02nD3/Q0.08)0.39 * 10-3kW
其中：P,P0—分别为通风与不通风时搅拌轴功率（kW）
n—转速（r/min） D—搅拌器直径（m）
Q—通风量（ml/min）
而P0 =NpD5n3ρ（W ）其中Np=6（取圆盘六平直涡轮）ρ：液体密度
总上代入可得P=34.8kW，可知搅拌电机为40kW
25. 消泡罐：消泡剂日用量40L，取5m3的罐可长时间使用.m
26．稀HNO3罐：稀HNO3日用量1.46m3，可取5m3罐1个即可使用几天。
27．种子罐配料罐：可采用2.5m3的2个，电机4kW
28．种子罐：
容积确定：种子罐容积=发酵罐计量体积 * 接种比 * （1+液体损失率）/种子装料系数
其中：发酵罐计算体积：35m3，接种比1/10，液体损失率10%，种子装料系数75%，代入则容积 =35 * 0.1 * 1.1 /0.75 =5.13m3，取6台
各参数：内径D=1600mm,罐高H=4000mm,搅拌器直径D=530mm,n=140-150r/min,通风量Q=0.3m3/(m3•min)，罐压0.07Mpa
搅拌功率，计算代入P=2.25(P02nD3/Q0.08)0.39 * 10-3，可取5.5kW电机
三、无菌空气制备
16. 空压机：可取L5.5-60/4型，规格为60 m3/min的空压机4台，电机25kW
17. 空气贮罐：采用活塞式空压机，空气在贮罐中停留时间9s，则贮罐容积V=60 * 9/60 =9 m3，共需4个H/D=2 D=1.8m,H=3.6m
18. 空气冷却器：一般采用列管式热交换器。冷却水在管内流动，流速0.5-3m/s，空气在管壳流动，流速2-15m/s.H/d=2 D=0.8m H=1.6m,8个
19. 旋风分离器：其直径D=0.1（qv）0.5m,qv:空气流量m3/h,D=0.6m,H/D=2,4个
20. 丝网分离：其圆筒直径可用D=(4Vg/πVs)0.5计算，D=1.2n,H/D=2。4个
Vg—通过分离器的空气体积流量（m3/s）
Vs—空截面气速m/s
丝的直径一般为0.25mm左右，丝织成宽100-150mm的网带，丝网直径20-80m
22. 空气过滤器：一般为棉花加活性炭，棉花纤维直径16-21nm，装填密度150-200kg/m3为好。活性炭一般采用直径3mm,长5-10mm的圆柱状活性炭
23. 分过滤器：采用超细纤维过滤纸，4-6层叠成滤芯使用
四、提取工序
29．泵：输料泵20m3/h规格
发酵液贮罐：由于碟片离心机清洗时间最少需25min，可取30min。则贮罐容积
20 * 30/60=10m3，2台H/D=2 D=1.8m,H=3.6m
30. 碟片离心机：规格10m3/h，型号DHK500/32.6-23-30-N，n=4450r/min,需台，电机功率45kW.D=20
31. 母液贮池：至少贮存30min，泵的输送量10 * 30 /60 =5m3，1个
32．浓缩蒸发器：三效降膜蒸发器一套D=1.4m
33．水环式真空泵：SZ-2 ，1个，电机7.5kW
34．脱色罐：脱色时间30min计算，泵每小时输送10m3，再加上压滤操作时间，故需10m3
3个，电机5.5kW,D=1.6m
35．滤液贮罐：10m33个，D=1.8
36. 结晶罐：（真空煮晶锅），由前面计算可知采用8m3，8-15r/min，3个，电机7.5kW,H/D=2 D=1.8 H=3.6
37. 水力喷射泵：W-700L，3台，辅助电机7.5kW
38. 育晶槽：25m3 1个，11kW电机
39．三足离心机：型号XZ-1000W，1000r/min ,3台，电机30kW
40. 阴离子交换柱：规格φ1000 * 3600mm，2台，采用732强酸树脂
41．阳离子交换柱：规格φ1000 * 3600mm，2台，采用D301弱碱树脂
42．离子交换器贮罐：8m3，2个D=1.8
43．震动流化床干燥器：GZQ3 * 45，1台
44．包装机一套
设备一览表
序号 图位号 设备名称 规格 型号 技术特性 材质 台数 动力kW 备注
单台 总动力
1 调浆罐 31m3 2 11 22
2 输料泵 17.28-
7.92m3/h 7-50-40 36-44m扬程，2900r /min 不锈钢 20 5.5 110 卧式泵
3 喷射器 8-20m3/h HYW-3 90-95℃ 4
4 缓冲罐 60L 不锈钢 2
5 层流罐 4m3 不锈钢 10
6 液化液贮罐 20m3 不锈钢 2
7 灭酶罐 1.8m3 不锈钢 2
8 板式换热 35m3/h BR10 150/120℃ 1.6Mpa 不锈钢 4
9 糖化罐 20m3 不锈钢 5 11 55
10 板框压滤 BMY60-80/25 聚丙烯 12
11 存糖池 9m3 不锈钢 1
12 存糖罐 30m3 不锈钢 4
13 配料罐 10m3 不锈钢 2 5.5 11
14 连消塔 20m3/h 不锈钢 2
15 发酵罐 50m3 不锈钢 13 40 520
16 空压机 60m3/min L5.5 -6014 4 250 1000
17 空气贮罐 10m35m3 4
18 冷却罐 20m/s 4
19 旋风分离 1.8m/s 2
20 丝网分离 40-100目 化纤 2
21 加热罐 0.05-0.5m/s 2
22 总过滤器 棉花玻纤维 4
23
分过滤器
JPF滤芯
24
24 补糖罐 10m3 不锈钢 1
25 消泡罐 5m3 不锈钢 1
26 HNO3罐 3m3 不锈钢 1
27 配料罐 2.5m3 不锈钢 2 4 8
28 种子罐 5.5m3 不锈钢 6 5.5 33
29 发酵液贮罐 10m3 不锈钢 2
30 碟片离心机 10m3/h DHK500/326-23-30-N 4450r/min 3 45 135
31 母液贮池 5m3 1
32 三效蒸发器 0.4kg汽/kg水 1
33 水环式真空泵 SZ-2 1 7.5 7.5
34 脱色罐 10m3 3 5.5 16.5
35 滤液贮罐 10m3 3
36 结晶罐 8m3 机械搅拌 3 7.5 22.5 电机底装
37 水力喷射泵 W-700L 3 7.5 22.5
38 育晶槽 25m3 不锈钢 1 11 11
39 三足离心机 XZ-1000（W） 1000r/min 3 30 93
40 阴离子交换柱 φ1000* 3600mm 732强酸树脂 2
41 阳离子交换柱 φ1000* 3600mm D301弱碱树脂 2
42 离子液贮罐 8m3 不锈钢 2
43 振动床干燥器 GZQ3*45 1 10 10
44 包装机 1
副产品开发及“三废”处理
1. 清洁生产
清洁生产是国家大力推行的现代化生产模式。清洁生产即可提高效率，又可解决工业生产造成的环境污染问题。清洁生产的“核心”是最大限度的综合利用投入生产物料，尽可能减少污染物的排放，甚至实现无污染物的排放。
1) 衣康酸工业废弃物的综合利用
近年来衣康酸发酵以玉米为原料，工艺教成熟。玉米全身是宝，综合利用价值高，着为衣康算工业实现清洁生产提供了良好的基础。据实验得知，生产1吨衣康酸成品产生180-280kg干菌丝渣，相当于含水70%左右的湿菌丝600-1000kg，用水洗净回收菌丝中衣康酸，菌丝烘干后可做蛋白饲料，这种蛋白饲料时常价约500元/吨，年产2500吨左右。
2) 还可生产高活性蛋白饲料
将驶玉米渣和菌体滤渣及废水浓缩液混合后，再加适量的农副产品下脚料（豆粕、麸皮、米糠）作为疏松剂，制成“”，经蒸煮灭菌接入酵母菌种，厚层通风发酵，干燥后的高活性蛋白饲料。发酵后蛋白含量增加4%-6%，干饲料中菌体活细胞浓度为2 * 109个/g左右。下面是以玉米为原料生产衣康酸清洁生产示意图：
玉米 衣康酸生产系统 衣康酸 市场
滤渣 废水
浓废水 淡废水
菌渣 玉米渣 部分回收
搅 和 多效蒸发 氧化
干燥 蛋白饲料 达标排放
2. 工艺废水处理
工业生产过程排放的有机废水主要是离子交换废液、残糖、残量有机酸、冷却水及冲洗设备、地面等废水。排放水中的COD值1500mg/L，BOD5约900mg/L,悬浮物(ss)g/L,pH6-7.
工程设计时应对废水采用循环水与污水分流排放。对废水中和、瀑气、沉降、清水回用，沉降物浓缩等办法，便可是排放水达到GB8978-88的行业标准。即COD≤150mg/L,BOD5≤60mg/L,ss≤200mg/L,pH6-9
技术经济评价及经济效益概算
1. 投资
建设项目总投资=固定资产投资+流动资金
固定资产投资以工程项目设计的总概算为准，主要是一些基本建设投资费用。具体包括建筑工程费、设备购置费、设备安装工程费及其他费用。
⑴① 建筑工程费：包括各种厂房、库房、住宅等建筑物和小池、水塔、烟囱、油库等构物工程，还有道路、围墙等设备基础，地下管道及金属结构等工程费用。据预测共需1000万元右。
② 设备购置费：包括工艺设备（主要生产、辅助生产、公用工程项目的设备），电气设备（电动、变电配电、通讯设备），自控设备（各种计量仪器仪表、控制设备及电子计算机）等一切需要安装和不需要安装的设备购置费用。预测估计共需2500万左右。
③ 安装工程费：包括工艺、电气、自控设备以及与设备相连的工作台、梯子等装设工程，附属于被安装设备的管线敷设工程，被安装设备的防腐、保温等工程费用。据预算共需300万元左右。
④ 其他费用：包括工器具及生产家具购置费（包括车间、实验室、办公所应配的工具及设施）和上述工程之外的整个工程所需要的一切费用（包括土地征用费、建设场地整理费、建设单位管理费、供水、供电贴费、生产职工培训费、联合试车费等其他费用）。这项其他费用预计共需1000万元左右。
⑵流动资金
流动资金需要额=正常年需要额/周转次数
周转次数=360/周转天数
这项投资资金据估计需500万元左右。
总上所述设计建设总投资费用预算需5300万元左右/
⒉ 产品成本及经济效益核算
依据前面物料衡算以及现行市场价格可以预测：每生产1吨衣康酸所需成本估算如下：（人民币）
原材料（淀粉）：5263元 辅料：975元
蒸汽：2500元 电：3300元
包装：400元 人工：500元
设备折旧费：1900元 企业管理费：700元
税收：2500元
总上可计算吨成本18038元
吨销售成本 2.2-2.8万元
市场售价 3.3-3.8万元
吨 利 润 1万元左右
年产2200吨衣康酸估计年利润2200万元左右，三年内可收回全部投资。
参考文献
1. 《发酵有机酸生产与应用手册》 金其荣 中国轻工业出版社 2000
2. 《发酵工艺工艺设计概论》 吴思方 中国轻工业出版社 1994
3. 《生物化工新产品与新技术开发指南》（第二版） 戎志梅 化工工业出版社 2004
4. 《生物工程设备》 梁世中 中国轻工业出版社 2002
5. 《发酵工厂工艺设计》 沈自法 华东理工大学出版社 1994
6. 《味精工业手册》 于信令 中国轻工业出版社1995
7. 《化学化工物性数据手册》（无机卷、有机卷） 马连湘 化学工业出版社 2003
8. 《化工设备算图手册》 马连湘 化学工业出版社 2003
9. 《化工原理》 姚玉英 天津大学出版社 1998
10. 林立祥 衣康酸提取工艺优化研究 天津轻工业学院学报 2003 18（2）
11. 刘建军等 发酵法生产衣康酸技术的研究（1、2）食品与发酵工业 2002 29（2） 29（4）
12. 金其荣等 有机酸发酵工艺学 中国轻工业出版社 1989
