设备计算与选型

发酵罐（大罐）体积：53m3 装料系数：0.75 发酵补料：接后体积48% 蒸发损失：接后体积20%

种子罐损失：小罐（一级种子罐） 消后体积12% 中罐（二级种子罐） 消后体积8% 种子罐装料系数：0.6%

接种量（以消后体积为准）：中罐9% 大罐15% 通气比（VVm）：大罐 1:0.8

中罐 1:1.5 小罐 1:1.5

发酵温度：32℃

冷却水温度：进水 18℃ 出水 23℃

2 发酵阶段物料衡算

发酵罐体积：53m3

V放= V0×η0=53×0.75=39.75m3

发酵部分物料恒算图：

V配料 V配料 V冷凝水 V配料 V冷凝水 V接种量（忽略） V冷凝水 V补料 小罐 V放 V放 中罐 大罐 V蒸发损失 V蒸发损失 V蒸发损失 V放+V蒸发损失=V配料+V冷凝水+V接种量+V补料

=V消后+V接种量+V补料

=V接后+V补料

由物料衡算：

V接后+V补=V蒸发+V放

∴ V放= V接后+V补-V蒸发

= V接后+48%V接后-20%V接后

=1.28 V接后=39.75 m3 ∴ V接后=31.05m3

又∵V接后=V消后+V接种= V消后+15% V消后=1.15 V消后=31.05m3

∴V消后=27.0m3

V接种=15% V消后=4.05m3 V补=48% V接后=14.90m3 V蒸发=20% V接后=6.21m3

V冷=1.05GC（t2-t1）／ r

＝1.05×39.75×（125-25）／523.5×1000 ＝0.797×10-2m3

∴V配料=V消前= V消后-V冷= 27.0-0.797×10-2=26.996m3

V进= V配料+V补+V接种+V冷=27.0+14.90+4.05=46.0 m3 V出= V蒸发+V放=6.21+39.75=46.0m3

∵V进= V出

∴假设正确

二级种子罐

V放= V接种=4.05m3

V0= V接种 ／η0=4.05／0.6=6.75m3 圆整为7m3

由物料衡算：

V消后+V接种= V放+V损失 V消后+9% V消后=4.05+8% V消后

1.01V消后=4.05 m3 ∴ V消后=4.010m3

V接种=9% V消后=0.361m3 V损失=8% V消后=0.321m3 V冷=1.05GC（t2-t1）／r

=1.05×4.05×（125-25）／523.5×1000 =0.812×10-3m3

∴V配料=V消前= V消后-V冷= 4.010-0.812×10-3=4.009m3

V进= V配料+ V接种+V冷=4.010+0.360=4.37 m3 V出= V损失+V放=0.32+4.05=4.37m3 ∵V进= V出

∴假设正确

一级种子罐

V放= V接种=0.361m3

V0= V接种 ／η0=0.361／0.6=0.602m3 圆整为1m3

由物料衡算：

V消后+V接种= V放+V损失 （V接种可忽略）

V消后=0.361+12% V消后 0.88V消后=0.361 ∴ V消后=0.41m3

V损失=12% V消后=0.0492m3 V冷=1.05GC（t2-t1）／r

=1.05×0.361×（125-25）／523.5×1000 =7.2×10m

∴V配料=V消前= V消后-V冷=0.41-7.2×10-5=0.4099m3 V进= V配料+ V冷= V消后=0.41m3 V出= V损失+V放=0.0492+0.361=0.41m3

∵V进= V出

∴假设正确

-5

3

3 发酵阶段主要设备计算与选型

3.1 发酵罐

3.1.1 几何尺寸

V大罐=53 m3 设H0／D=3 V1=45 m3

V1=π/4 D2H0=45

∴ D=2.67m 取D=3 m

H0=3×D=9 m

又∵Ha=D/4=0.75 m H b=0.05 m

∴V2=π/4 D2（H b +D/6）

=π/4×32×（0.05+1/6×3） =3.89 m3

V= V1+ 2V2 = 45+2×3.89=52.78 m3

基本符合要求，所以假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b）=9+2×（0.75+0.05）=10.6 m 液柱高：HL= H0η+ Ha+ H b=9×0.75+0.75+0.05=7.55 m 3.1.2 搅拌器功率 3.1.2.1 不通气时

搅拌器直径：D i =D/3 =1/3×3=1m 挡板宽度：B=0.1D=0.3 m 搅拌叶间距：S=2×D i =2×1=2m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 1 m

C +3S =1+3×2=7m ＜ HL=7.55 m C +4S =1+4×2=9m ＞ HL=7.55 m ∴取4层搅拌器

令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件：

ρ=1050㎏/ m3 n=140r/min μ=0.1 N·S/㎡ 则：Rem= D i2ρn／μ

=12×140／60×1050／0.1 =2.45×104＞104 属湍流

设搅拌器采用六箭叶涡轮搅拌器，查《发酵设备》，Np=3.7 轴功率：P0 = Np D i5ρn3

f 3.1.2.2 =3.7×15×（140/60）3×1050=49.35 KW

1/2

校正=1/3[（D/ D i）（HL /D i）]

=1/3[3×7.55/1）]1/2 =1.586

∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.586×49.35=78.29 KW 四层搅拌功率P= P* [1+0.6×（4－1）]=219.21 KW 通气时

P工况=P罐+1/2ρg HL

=1.01×105

+0.03×106

+1/2×1050×9.81×7.55 =1.699×105 Pa

Q标=VVm×V放=0.8×39.75=31.8 m3/min Q g = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=31.8×1.01×105×（273+32）／（1.699×105×273）=21.12 m3/min 通气准数：

Na= Q g／（D3 in）=21.12／140×13=0.151＞0.035 通气轴功率：

Pg =P（0.62－1.85 Na）

=219.21×（0.62－1.85×0.151） =74.67 KW

N实际 =1.02 Pg／（η1η2η3）

=1.02×74.67／0.95×0.98×0.99 =82.63 KW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴) 查《化工工艺设计手册》，选用Y315M1-6型电机

功率：90 KW，转数：980 r/min，效率：92%

检验：90×92%=82.8 KW＞82.63KW

∴所选合格

3.1.2.3 通气管道

通气管径入口罐压： Pg = P罐+1/2ρg HL

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×7.55

=1.699×105Pa Qg= Q标P标T工况 ／P工况T标

=31.8×1.01×105×（273+32）／1.699×105×273

=21.12 m/min 取4根通气管 空气管道取Ws=6 m/s

d=4×Qg/（60×Ws×π）=21.12×4／（60×6×π）=0.075 m 查《化工工艺设计手册》，选φ83×4㎜

3.1.3 蛇管冷却

取水在蛇管内流速Ws =0.8 m/s 发酵热q=16800KJ/ m3·h 则：Q总=q V放=16800×39.75=6.678×105 KJ/ h 发酵温度 32℃——32℃ 冷却水温度 23℃——18℃

Δt 9℃——14℃

Δtm= （14－9）／ln14/9=11.32 ℃

查《发酵设备》，取K=450×4.2=1890 KJ/ m3h℃

3

传热面积：F= Q总／（KΔtm）=6.678×105／1890×11.32=31.21㎡ 冷却水用量：W水 = Q总／KΔt

=6.678×105／4.2×（23－18） =3.2×104 ㎏/h

V水=3.2×104／1000×3600=0.009 m3/s

取5根蛇管：

V′= V水／5=0.009／5=0.0018 m3/s

F′=F／5=31.21／5=6.24㎡

D内=（4 V′／Wsπ）1/2 =（4×0.0018／0.8π）1/2 =0.054m

查《化工工艺设计手册》，选φ60×3㎜

Re= d uρ／μ=0.054×0.8×1000／1105.59×10-5=3.91×104＞104 属于湍流

L = F′／（πD内）=6.24／0.054π=36.80m

设每根长6.5 m， 则36.80／6.5=5.66 取6根 所以每根长6.5 m，每组6根。 3.2 二级种子罐 3.2.1 几何尺寸

V中放=7 m3 设H0／D=2.5 V1=6.5m3

V1=π/4 D2H0=6.5

∴ D=1.49 H0=2.5D=3.73m 又∵Ha=1/4D=0.373m H b=0.025m

∴封头容积 V2 =π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×1.492×（0.025+1/6×1.49） =0.476 m3

校核 V= V1+ 2V2 = 6.5+2×0.476=7.15m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=3.73+2×（0.373+0.025）=4.526 m 液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=3.73×0.6+0.373+0.025=2.636m 3.2.2 搅拌器功率

3.2.2.1 不通气状况下搅拌功率

C +2S =0.50+2=2.5 m f 3.2.2.2 搅拌器直径：D i =1/3D =1.5/3=0.50 m 挡板宽度：B=0.1D=0.149 m 搅拌叶间距：S=2 D i =1.0 m 搅拌叶与罐底距离：C= D i = 0.50m

＜ HL= 3.1 m

C +3S =0.50+3=3.5 m > HL= 3.1 m ∴取3层搅拌器 令流体为牛顿型流体，符合全挡板条件：

ρ=1050 ㎏/ m3 n=170 r/min μ=0.1 N S/㎡ 则：Rem = D2iρn／μ= 0.52×240×1050／（60×0.1）

=1.05×104

＞104

属湍流

采用六箭叶涡轮搅拌器，查《发酵设备》，N p=3.7 轴功率：P530= N p Diρn=3.7×0.5×（240/60）3×1050

=7.77KW

∵HL /D≠2.5

校正=1/3[（D/ D i）（HL/Di）]1/2=1.33 ∴实际轴功率P*= f校正×P0=1.33×7.77=10.30KW 三层搅拌功率P= P* [1+0.6×（3－1）]=22.66KW 通气下的搅拌功率

P工况=P罐+1/2ρg HL

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×2.636=1.44×105 Pa Q标=VVm×V放=1.5×4.05=6.075 m3/min Q g= Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=6.075×1.01×105×（273+32）／1.44×105×273

=4.76 m3/min 通气准数：

Na = Q g／（D i3n） =4.76／240×0.503 =0.159＞0.035 通气轴功率：

Pg =P（0.62－1.85 Na）

=22.66×（0.62－1.85×0.159） =7.38KW

N实际 =1.02 Pg／η1η2η

3

=1.02×7.38／0.95×0.98×0.99 =8.17KW

η1 =0.95(皮带) η2 =0.98(轴皮带) η3 =0.99(轴)

查《化工工艺设计手册》，选用Y160M-4型电机 功率：11 KW，转数：1460 r/min，效率：88%

检验：11×88%=9.68 KW＞8.17 KW

∴选型合适

3.2.3 通气管道

通气管径入口罐压： Pg = P罐+1/2ρg HL

=1.01×105+0.03×106+1/2×1050×9.81×2.636

=1.44×105 Pa

Qg = Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=6.075×1.01×105×（273+32）／1.44×105×273

=4.76 m3/min

通气管取2根, Ws=10m/s

d=（Q g／2×60×Ws×π/4）1/2 =[4.76／（2×60×10×π/4）]1/2 =0.071m

查《化工原理》，选φ83×3.5㎜

3.3 一级种子罐 3.3.1 几何尺寸

V小罐=1 m3 设H0／D=2 V1=0.8 m3 V1=π/4 DH0=0.8

∴ D=0.8m H0=2D=1.60m 又∵Ha=1/4D=0.2m H b=0.025m

封头容积V2=π/4 D2（H b +1/6D）

=π/4×0.802×（0.025+1/6×0.80） =0.080 m3

校核V= V1+ 2V2 = 0.80+2×0.080=0.960 m3

∴假设合理。

罐体总高：H= H0+2（Ha+ H b ）=1.60+2×（0.2+0.025）=2.05 m

液柱高：HL = H0η+ Ha+ H b=1.60×0.6+0.2+0.025=1.2 m

3.3.2 通气管道（取1根）P工况=P罐-P标

=1.01×105+0.5×105－1.01×105=0.5×105Pa Q标=VVm×V放=1.5×0.361=0.54 m3/min Q g= Q标P标T工况 ／（P工况T标）

=0.54×1.01×105×（273+32）／0.5×105×273

=1.22 m3/min

取Ws=5m/s

空气管道d=[Q g／（60×Ws×π/4）]1/2

=[1.22／（60×10×π/4）]1/2

=0.051m查《化工原理》，选φ60×3㎜

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