谷氨酸生产工艺计算

工艺计算

第一节：物料平衡计算

凡引入某一系统或设备的物料重量Gm ,必需等于用于转化形成产物所消耗的物量Gp和物料损失之和Gt

Gm=Gp+Gt

一、 物料衡算目的：

（1） 确定生产设备的容量、个数和主要设备尺寸； （2） 工艺流程草图设计

（3） 水、蒸汽、热量、冷量衡算； （4） 控制生产水平。 二、 方法

1． 给出物料衡算流程示意图 2． 选定计算基准

a. 按每批投料量进行计算；

b. 按每吨产品消耗的原料量计算； c. 按时间计算。

3． 确定工艺指标及消耗定额以及相关的基础数据； 4． 列出各工艺阶段的物料衡算表并绘出物料流程图。

三、 实例（以年产商品味精10000t为实例） (一)、生产规模及产品规格

（1） 99%规格的味精占80%，即8000t/a; （2） 80%的味精占20%，即2000t/a； 折算为100%味精为：

8000×99%+2000×80%=9520（t/a） (二)、生产工作制度

全年生产日320天；2~3班作业，连续生产。 （三）、主要工艺技术参数 序号 1 2 3 4 5 6 生产工序 制糖（双酶法） 发酵 发酵 谷氨酸提取 精制 发酵 参数名称 淀粉糖化转化率% 产酸率g/dl 糖酸转化率% 提取收率% GLU-MSG收率% 操作周期h 原料及动力单耗表 序号 物料名称 规格 单耗(t/t) 淀粉原料 大米原料 糖蜜原料 指标 淀粉质原料 ≥98 ≥8.0 ≥50 ≥86 ≥92 ≤48 糖蜜原料 ≥8.0 ≥55 ≥80 ≥90 ≤48 1 / 16

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1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 玉米淀粉 大米 糖蜜 硫酸 液氨 纯碱 活性炭 水 电 蒸汽 含淀粉86% 含淀粉70% 含糖50% 98% 99% 98% 生产过程的总物料衡算

2.12 0.45 0.35 0.34 0.03 309 2000Kwh/t 11.4 3.0 0.45 0.35 0.34 0.02 309 2000Kwh/t 11.4 3.97 0.45 0.35 0.34 0.10 309 2000Kwh/t 11.4 (一) 生产能力

以年产商品MSG1000t 为实例。折算为100%MSG9520t/a。

日产商品MSG：1000/320=31.25(t/d)（其中99%的MSG25t，80%的MSG62.t） 日产100%MSG：9520/320=29.75（t/d） （二）总物料衡算（以淀粉质原料为例） （1） 1000kg纯淀粉理论上产100%MSG量：

1000×1.11×81.7%×1.272=1153.5（kg）

（2） 1000kg纯淀粉实际产100%MSG：

1000×1.11×98%×50%×86%×92%×1.272=547.4（kg）

（3） 1000kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）产100%MSG量：

547.4×86%=470.8（kg）

（4） 淀粉单耗

① 1t 100%MSG消耗纯淀粉量：1000/547.4=1.827(t)

② 1t 100%MSG实际消耗工业淀粉量：1000/470.8=2.124(t) ③ 1t 100%MSG理论上消耗纯淀粉量：1000/1153.5=0.8669（t） ④ 1t 100%MSG理论上消耗工业淀粉量：0.8669/86%=1.008（t） （5） 总收率：可以按以下两种方法计算。

① 实际产量（kg）/理论产量×100%=547.4/1153.5×100%=47.45% ② （98%×50%×86%×92%）/81.7%×100%=47.45% （6） 淀粉利用率：

1.008/2.124×100%=47.45%

（7） 生产过程总损失：100%－47.45%=52.55%

物料在生产过程中损失的原因： ① 糖转化率稍低。

② 发酵过程中部分糖消耗于长菌体以及呼吸代谢；残糖高；灭菌损失；产生其他产

物。

③ 提取收率低，母液中Glu含量高。

④ 精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸纳等。 （8） 原料以及中间品的计算

① 淀粉用量：29.75 ×2.124=63.19（t/d）

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② 糖化液量：纯糖 63.19×86%×1.11×98%=59.15（t/d）

折算为24%的糖液：59.15/24%=246.4（t/d）

③ 发酵液用量：纯Glu量：59.15×50%=29.58（t/d）；折算为8g/dl的发酵液：

3

29.58/8%=369.8（m）；369.8×1.05=388.3（t）（1.05为发酵液的相对密度） ④ 提取Glu量：纯Glu量：29.58×86%=25.44（t/d）折算为90%的Glu量：

25.44/90%=28.27（t/d）

⑤ Glu废母液量（采用等电-新离子回收法，以排出的废母液含Glu 0.7%g/d计算）：

3

（29.58-25.44）/0.7% =591（m/d）

（三）总物料衡算结果

衡算结果列汇总表，如下表：工业原料，淀粉含量86%；糖含量50%。 原料 淀粉质原料（玉米淀粉） 糖蜜（甜菜糖蜜） 生产1T 100%MSG t/d 生产1t100%MSG t/vd 工业原料 2.124 63.19 3.97 118 糖液24%（t） 8.28 246. 4 谷氨酸（90%）（t） 0.95 28.27 0.97 28.87 MSG（100%）（t） 1.0 29.75 1.0 29.75 排出含0.7%谷氨 19.87 591 酸废母液

排出含1%谷

酸废母液 21.84 650

制糖工序的物料衡算

（1） 淀粉浆量及加水量： 淀粉加水比例为：1：2.5 ，1000kg工业淀粉浆1000

×（1+2.5）=3500kg；加水量为2500kg。

（2） 粉浆干物质浓度

10005×86%/3500=24.57%

（3） 液化酶量： 使用液体a-淀粉酶

35005×0.25%=8.75kg

（4）CaCl2:量 3500×0.25%=8.75kg

（5）糖化酶量：用液体糖化酶 3500×0.25%=8.75kg

（6）糖化液产量 1000 ×86%×1.11×98%/24%=3898kg 24%糖化液的相对密度为1.09 3898/1.09=3576（L） （7）加珍珠岩量：为糖液的15%

3898×0.15=5.85kg

（8）滤渣产量：含水70%废珍珠岩

5.85/（1-0.7）=19.5kg

（9） 生产过程进入的蒸汽和洗水量

3898+19.5-3500-（8.75×3）-5.85=385.4kg （10） 衡算结果（年产万吨味精）：根据总物料衡算，日投入工业淀粉63.19t，

物料衡算汇入下表：

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制糖工序物料衡算汇总表

进入系统 项目 工业淀粉 配液化酶 料水 CaCl2 糖化酶 珍珠岩 洗水和蒸汽 累计 物料比例 1000 2500 8.75 8.75 8.75 5.85 385.4 3917.5 日投料量kg 63190 157975 553 553 553 370 24353 247547 项目 糖液 滤渣 累计 离开系 物料比例 3898 19.5 3917.5 日投料量kg 246315 1232 247547 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 工业淀粉，得到24%的糖化液3898kg。发酵初始糖浓度16.4g/dl ，其数

量为：

389824%5704(L)

16.4%(W/V)16.4g/dl的糖相对密度为1.06， 5704×1.06=6046kg ② 配料 按放罐发酵液的体积计算：

5704× 16.4%/16%=5847（L）

玉米浆：5847×0.2%（w/v）=11.7kg 甘蔗糖蜜 ：5847×0.3%（w/v）=17.5kg 无机盐：5847×0.2%（w/v）=11.7kg

配料用水：配料时培养基的含糖量不低于19%，向24%的糖液中加入水量为：3898×24%/19%-3898=1026(kg)

③ 灭菌过程中加入蒸汽及补水量：

6046-3898-1026-11.7-17.5-11.7=1081kg

④发酵零小时数量验算：

3898+11.7+17.5+11.7+1026+1081=6046kg 其体积为：6046/1.06=5704（L） 与以上结果计算一致。

（2） 接种量 5847×1%(w/v)=58.5（L）

58.5×1.06=62kg

（3） 发酵过程加液氨数量，为发酵液体积的2.8%：

5847×2.8%=164kg

（4） 加消泡剂量： 为发酵液的0.05%。

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5847×0.05%=2.9kg 消泡剂的相对密度为0.8，2.9/0.8=3.6(L) (5) 发酵过程从排风带走的水分

进风25℃ 相对湿度为70% ，水蒸汽分压18mmHg ,排风32℃，相对湿度为100%，水蒸汽分压 27mmHg。进罐空气的压力为1.5 大气压，排风0.5大气压。进出空气的湿含量差为： X出-X进=0.62227100%1870%0.622

1.576027100%2.57601870 =0.0149-0.0042=0.01(kg水/kg干空气)

通风比: 1:0.2, 带走水量:5847×0.2×60×36×1.157×0.001×0.01=29(kg) 式中1.157为320C时干空气密度(kg/m3)

(7)衡算结果汇总:年产万吨商品味精日投工业淀粉63.19t,连续灭菌和发酵工序的物料衡算

汇总列入下表:

连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总表

进入系统 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 3898 11.7 离开系统 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 6194 29 项目 t/d 项目 t/d 24%糖液 玉米浆 246.3 0.739 发酵液 空气带走水量 过程分析放罐残留及其他损失 391 1.8 甘蔗糖蜜 17.5 1.106 52 3.3 无机盐 配料水 灭菌过程进蒸汽及水 接种量 液氨 消泡剂 11.7 1026 1.081 62 164 2.9 0.739 64.83 68 3.92 10.36 0.18 5 / 16

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累计 6275 396 6275 396.1 四、谷氨酸提取工序的物料衡算 采取冷冻等电及其新离交回收工艺。 （按1000kg工业淀粉之匹配量计）

（1） 发酵液数量：5847L；6194kg。

（2） 加98%硫酸量：为发酵液的3.6%（W/V）

5843×3.6%=210(kg)

98%硫酸的相对密度1.84,故: 210/1.84=114(L) (3)谷氨酸产量 a.分离前谷氨酸量:

100%谷氨酸量:5843×8%(W/V)=467.4(kg) b. 分离后谷氨酸量:

纯谷氨酸: 467.4×86%=402(kg) 90%谷氨酸: 402/90%=446.6(kg) (4)母液数量: 母液含谷氨酸0.7g/dl.

(467.4-402) ÷0.7=9343(kg)

(5)谷氨酸分离洗水量

446.6×20%=89(L)

(6)母液回收过程中用水以及酸碱等数量

9343-5843-114-89=3297(L)=3297kg

谷氨酸提取工序物料衡算汇总表 进入系统 项目 发酵液 硫酸 分离用洗水 回收加水等 累计 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 6194 210 89 3297 9790 t/d 391.4 13.3 5.6 208 618.3 项目 90%谷氨酸 母液 累计 离开系统 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 446.6 9343 9798.6 t/d 28.20 590 618.2 五、精制工序的物料衡算

(1) 谷氨酸数量

100%Glu 402kg；90%Glu 446.6kg （2）Na2CO3量

446.6×36.6%=161（kg） （3）加活性炭

446.6×0.3%=1.34（kg）

(4) 中和液数量

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4021.2721278(L)

40%(W/V) 1278×1.16=1482（kg）

式中 1.16--含40%（W/V）MSG溶液的相对密度（20ºBeˊ） （5）中和加水量

1482- 446.6- 1.4- 161=873（kg） （6）产MSG量

产100%MSG量：精制收率92%，产100%量为：

402×1.272×92%=470.5（kg）

（7）产母液量：母液平均含MSG量25%（W/V） 402×1.272×8%/25%=164（L），母液的相对密度1.1则： 164×1.1=180.4（kg） （8）废湿活性炭数量：湿碳含水75%

1.34/（1-0.75）=5.4（kg） （9）MSG分离调水洗水量

470.5×5%=24（kg）

（10）中和脱色液在结晶蒸发过程中蒸发出的水量 1482+24-470.5-180.4-5.4=850（kg） （11）物料衡算汇总，列入表10-12中。

表10-12 精制工序物料衡算汇总表 进 入 系 统 项目 1t工业淀 t /d 粉及匹配物料（kg） 446.6 161 1.4 873 24 1506 28.22 10.2 0.089 55.2 1.52 95.2 离 开 系 统 项目 1t工业淀粉及匹配物料（kg） 470.5 180.4 5.4 850 累计 1506.3 t /d 90%Glu Na2CO3 活性炭 中和加水 分离洗水 累计 100%MSG 母液 废碳 蒸发水量 29.73 11.4 0.34 53.7 95.2 六、味精生产过程物料衡算图 以投料1000kg工业淀粉为基准，所得各部中间物料及其匹配辅料的衡算结果汇总于

图10-4；按年产万吨味精衡算结果（以每日量为基准）汇总于图10-5。 第六节 热 量 衡 算

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热量衡算是根据能量守恒定律建立起来的，热平衡方程表示如下： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6

式中 Q1——物料带入的热量（J） Q2——蒸汽热量（J）

Q3——各种热效应，如发酵热、稀释热、溶解热等（J） Q4——物料带走热量（J） Q5——消耗于设备上热量（J） Q6——设备向外界散失热量（J）

一、 液化工序热量衡算

液化工序流程如图10-6所示。

（一）液化加热蒸汽量

加热蒸汽消耗量（D），可按下式计算：

D=

GC(t2t1)

I式中 G——淀粉浆量（kg/h）

C——淀粉浆比热容（kJ/（kg·K）） t1——浆料初温（20+273=293K） t2——液化温度（90+273=363K）

I——加热蒸汽焓，2738kJ/kg（0.3Mpa，表压） λ——加热蒸汽凝结水的焓，在363K时为377kJ/kg

（1）淀粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉63.19t；连续液化，63.19/24=2.63

（t/h）。加水为1：2.5，粉浆量为：2630×3.5=9205（kg/h）。

(2) 粉浆干物质浓度

263086%×100%=24.6%

9205X100X+C水 100100（3）粉浆比热C可按下式计算： C=C0

式中 C0——淀粉质比热容，取1.55kJ/（kg·K）

X——粉浆干物质含量，24.6%

C水——水的比热容，4.18kJ/（kg·K） C=1.55（4）蒸汽用量 D=

24.610024.6+4.18=3.53（kJ/（kg·K）） 10010092053.539020=963（kg/h） 2738377（二）灭酶用蒸汽量

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灭酶时将液化液由90℃加热至100℃，在100℃时的λ为419kJ/kg。 D灭=

92053.5310090=140（kg/h）

273841960=420（kg/h） 20 要求在20min内使液化液由90℃升至100℃，则蒸汽高峰量为： 140×

以上两项合计，平均量963+140=1103（kg/h）；每日用量1.1×24=26.4（t/d）。 高峰量： 963+420=1383（kg/h） （三）液化液冷却用水量

使用板式换热器，将物料由100℃降至65℃，使用二次水，冷却水进口温度20℃，出水温度58.7℃，需冷却水量（W）：

W=

925011033.5310065=7873（kg/h） 即189（t/d）

58.7204.18二、 化工序热量衡算

3

日产24%的糖液246t，即246/1.09=225.7（m）。糖化操作周期30h，其中糖化时

33

间25h。糖化罐100m，装料75m，需糖化罐

225.730×=3.76（台），取4台 7524使用板式换热器，使糖化液（经灭酶后）由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水进

口温度20℃，出口温度45℃，平均用水量为：

103083.538560=8705(kg/h ) 45204.18式中10308为糖化液量（液化液+蒸汽冷凝水=9205+1103）

3

要求在2h把75m糖液冷却至40℃，高峰用水量为：

8705750001.09×=34518（kg/h）

10308225每日糖化罐同时运转： 3.76×=3.13（灌）

30225.7每投（放）料灌次：=3（灌）

75每日冷却水用量： 2×34.5×3.13=216（t/d） 三、连续灭菌和发酵工序热量衡算 （一）培养液连续灭菌用蒸汽量

3

发酵罐200m装料系数0.7，每罐产100%MSG量： 200×0.7×8%×86%×92%×1.272=11.27（t） 年产万吨商品味精，日产100%MSG 29.75t。 发酵操作时间48h（其中发酵时间38h），需发酵罐台数：

29.7548×=5.3（台），取6台。11.27249 / 16

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每投（放）料灌次： 日运转： 5.3×

29.75=2.64 11.2738=4.2（罐） 483

每罐初始体积140m，糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量：

14016.4%=120.8（t）

19%灭菌加热过程中用0.4Mpa蒸汽（表压）I=2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由

20℃预热至75℃，再加热至120℃。冷却水由20℃升至45℃。见图10-7流程所示。

每罐灭菌时间3h，输料流量：

120.8

=40.3（t/h） 3

消毒灭菌用蒸汽量（D）： D=

403003.9712075=3212（kg/h）=3.2（t/h）

27431204.18式中 3.97为糖液的比热容（kJ/（kg•K））

每日用蒸汽量：

3.2×3×3=28.8（t/d） 高峰量： 3.2t/h

平均量： 28.8÷24=1.2（t/h） （二）培养液冷却水用量

参照图10-7，120℃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℃，计算冷却水量（W）

W=

403003.978035=68896（kg/h）=69（t/h） 45204.18全天用水量：

69×3×3=621（t/d） （三）发酵罐空罐灭菌蒸汽用量

3

（1）发酵罐体加热：200m，1Cr18Ni9的发酵罐体重34.3t，冷却排管重6t，1Cr18Ni9

的比热容0.5kJ/（kg·K），用0.2Mpa（表压）蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15 Mpa（表压）下，由20℃升至127℃。其蒸汽量为：

3430060000.512720=986（kg）

27181274.183

3

（2）填充发酵罐空间所需的蒸汽量：因200m发酵罐的全容积大于200m，考虑到

3

罐内之排管、搅拌器等所占之空间，罐之自由空间仍按200m计算。填充空间需蒸汽量：

D空=Vρ=200×1.622=324.4（kg）

3

式中 V——发酵罐自由空间即全容积（m）

3

ρ——加热蒸汽的密度（kg/m），0.2Mpa表压时为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℃。

2

α=33.9+0.19(70-20)=43.4(kJ/(m·h·K))

33

200m发酵罐的表面积为201 m，耗用蒸汽量：

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D损=

20143.47020=199（kg） 27181274.18（4）罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗

2010.0011000127204.18=41（kg）

27181274.18式中 0.001——附壁水平均厚度（1mm）

（5）灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空罐灭菌蒸汽消耗量为：

98632419941=1632（kg/h）

10.05每空罐灭菌1.5h，用蒸汽量：

1632×1.5=2448（kg/罐） 每日用蒸汽量：

2448×3=7344（kg/d），平均量7344/24=306（kg/h） （四）发酵过程产生的热量及冷却用水量 发酵过程的热量计算有下列几种方法：

（1）通过计算生化反应热来计算总发酵热Q总 Q总=生物合成热+搅拌热- 汽化热 生物合成热可通过下列方程计算

C6H12O6+6O2 6CO2+6H2O+2813Kj

C6H12O6+NH3+1.5O2 C5H9O4N+CO2+1.5H2O+890kJ

搅拌热=860×4.18×P（P——搅拌功率，kW）

3

汽化热=空气流量（m/h）×（I进-I出）ρ

式中 I进、I出——进出之空气热焓（kJ/kg干空气）

3

ρ——空气密度（kg/m） （2）通过燃烧热进行计算

Q总=∑Q作用物燃烧-∑Q产物燃烧

有关物料的燃烧热:

葡萄糖: 15633kJ/kg 谷氨酸: 15424 kJ/kg 玉米浆: 12289 kJ/kg 菌 体: 20900 kJ/kg

以发酵6~~12h耗糖速率最快,为放热高峰. (3)通过冷却水带走的热量进行计算

在最热季节,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

发热量Q最大（kJ/（m3·K））

Q最大

4.18冷却水流量kg/ht出t进发酵液总体积m3

（4）通过发酵液的温度升高进行计算

关闭冷却水，观察罐内发酵液温度升高，用下式计算Q最大 Q最大=

4.18GCtG1C1t3

（kJ/（m·K））

V式中 G——发酵液重量（kg）

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C——发酵液比热容（kJ/（m·h）） t——1h内发酵液温度升高数（K） G1——设备筒体的重量（kg）

C1——设备筒体的比热容（kJ/（kg·K））

3

V——发酵液体积（m） 以上四种方法，以（3），（4）比较简单实用。根据部分味精厂的实测和经验数，

43

谷氨酸的发酵热高峰值约3.0×10（kJ/（m·h））。

33

200m发酵罐，装料量140m，使用新鲜水，冷却水进口温度10℃，出口温度20℃，

冷却水用量（W）：

3

3.0104140 W==100500kg/h=100（t/h）

20104.18日运转4.2台，高峰用水量：

100×4.2=420（t/h） 日用水量： 420×0.8×24=8064（t/d） 平均水量：

8064=336（t/d） 24式中 0.8——各罐发热状况均衡系数

四、谷氨酸提取工序冷量衡算

33

等电罐200m，装液量146m，相对密度1.06，由30℃降至5℃，降温速度2℃/h。

其冷量为：

36

146×10×1.06×2×3.97=1.2×10（kJ/h）

式中 3.97——发酵液比热容（kJ/（kg•K））

中和时，H2SO4对水的溶解热为92kJ/mol，6h加98% H2SO4

5100kg，其溶解热为：

510098%×92=782（kJ/h）

6981.2×10/3600=333（kW）

每天运转4.2台罐，总制冷量： 333×4.2=1399（kW）

五、谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算

3

年产万吨商品味精，日产100%MSG 29.75t，选用25m强制内循环结晶罐，浓缩结

晶操作周期24h，其中辅助时间4h。每罐产100%MSG 10t，需结晶罐台数：

6

29.75=3.54，取4台

101.6式中 1.6——每罐投入的晶种量（t）

（一）热平衡与计算加热蒸汽量

33

每罐投入40g/dl的中和脱色液（俗称原液）23m，流加30g/dl母液32m，过程中33

加水6m，在70℃下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量20m

（1）热量衡算

①来料带入热量：进料温度35℃，比热为3.5kJ/（kg•K）

36

Q来料=（23×1.16+32×1.13）×3.5×35×10=7.7×10（kJ）

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②加水带入热量：

35

Q来水=6×4.18×35×10=8.8×10（kJ） ③晶种带入热量：MSG比热容1.67（kJ/（kg•K））

4

Q来晶=1600×1.67×20=5.3×10（kJ） ④结晶放热：MSG结晶热为12.7kJ/mol Q晶热

101.610612.7==5.7×10（kJ）

5

187⑤母液带走热量：分离母液12m，折算为相对密度1.26时15t，比热容为2.83（kJ/

（kg•K））

36

Q=15×10×2.83×70=3.0×10（KJ） ⑥随二次蒸汽带走热量：

68

Q二蒸=（23+32+6-20）×2626×10=1.077×10（kJ）

3

式中 20——结晶罐放罐时的结晶液量（m）

⑦随结晶MSG带走热量：

36

Q出晶=10×10×1.67×70=1.17×10（kJ） 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）

686654

=（3.0×10+1.077×10+1.17×10）-（7.7×10+8.8×10+5.3×10+5.7×

5

10）

7

=9.5×10（kJ） （2）计算蒸汽用量

每罐次用汽量：热损按5%折算。

3

9.5107D==45830（kg/罐） 27175350.95每罐浓缩结晶时间20h，每小时耗蒸汽高峰量：45830/20=2292（kg/h） 4台罐（实际是3.5台）同时运转，高峰用蒸汽量： 3.5×2292=8022（kg/h） 每日用蒸汽量：

3.5×45830=160405（kg/d）=160（t/d） 每小时平均用蒸汽量：160/24=6.7（t/h） （二）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

23326203

=2.05（m水/h）

20（2）冷却水量：使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸汽焓2626.8

（kJ/kg），需冷却水量（W）

2.051032626.8454.18W==8000（kg/h）=80（t/h）

45304.184台罐，高峰用水量：

80×4=320（t/h）

全日用水量：80×20×3.5=5600（t/d）

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平均用水量：5600/24=233（t/h）

为保证循环水温度不高于30℃，需加进二次水4000t/d。 六、干燥过程的热量衡算 分离后之湿MSG含水2%，干燥后达到0.2%，进加热之空气为18℃，相对湿度ψ=70%，

通过加热器使空气升至80℃，从干燥器出来的空气为60℃。

年产万吨商品味精，日产湿味精30.4t，二班生产，即30.4/16=1.9（t/h）。干燥

水分量：

304002%-297500.2%=34（kg/h）

1618℃空气湿含量ψ=70%，X0=0.009（kg/kg干空气），I0=41.8kJ/kg干空气；加热

80℃，I1=104.5kJ/kg干空气

用公式Δ=（I2-I1）/（X2-X1）=Q物料+Q损失-Q初温

式中 Δ——空气经过干燥后的热量变化（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——冷空气之热焓（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——出干空气之空气湿含量（kJ/kg干空气）

Q初温——物料初始温度时的物料中每1kg水之热含量（kJ/kg） Q物料——加热物料所耗热量

Q损失——损失热量，通常为有效热量的10%

3

Q物料=1.9×10×（60-18）×0.4×4.18/34 =3924（kJ/kg水）

Q损失=0.1×（595×4.18+0.47×60×4.18+3924-18×4.18） =645（kJ/kg水）

Δ=18×4.18-3924-645= -4494（kJ/kg水） 设X2=0.0108

I2=I1+Δ（X2-X1）=104.5+（-4494）（0.0108-0.009） =96.4（kJ/kg空气） 空气耗量为：

34/0.0108-0.009=18888（kg/h）

3

80℃时空气的比容0.83m/kg 实际消耗空气量为：

3

18888×0.83=15677（m/h） 耗用蒸汽量（D）：使用0.1Mpa（表压）蒸汽加热，热损失按15%计：

D=

104.541.8188881.15=618（kg/h）

2706.7504.7每日用蒸汽量：618×16=9888（kg/d）

平均每小时用蒸汽量：9888/24=412（kg/h） 七、生产过程耗用蒸汽衡算汇总及平衡图

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衡算结果：每日用蒸汽量为338t/d，每小时平均量为14.1t/h，高峰量为19.2t/h。

100%MSG单耗蒸汽量：338/29.75=11.4（t/t）。

以上计算不包括采暖及生活用蒸汽。蒸汽衡算汇总列入表10-13；蒸汽平衡如图

10-8所示。

第七节 水 平 衡

一、糖化工序用水量

（1）配料用水量：日投工业淀粉63.19t，加水比1：2.5，用水量为：63.19×2.5=158

（t/d）。

因连续生产，平均水量=高峰水量=158/24=6.6（t/h）（用新鲜水） （2）液化液冷却用水量：平均量=高峰量==7.9（t/h），189t/d（二次水） （3）糖液冷却水用量（使用二次水）：每日用冷却水量216（t/h），平均量：216/24=9

（t/h），高峰量：34.5（t/h）。

二、连续灭菌工序用水量

（1）配料用水：糖液含糖24%，加水配成19%糖液120.8t（参见本章第五节），每

罐料需加水：

120.8×（1-

19%）=25.4（t） 24%每日投料按3罐次计算，需水量：

3×25.4=76（t/d）

平均量：76/24=3.2（t/h），要求在0.5h内加入25.4t水，所以高峰量：25.4×

1=50.8（t/h） 0.5（2）冷却水用量（使用二次水）：本章第六节已计算出，高峰量69t/h；每日用量

621t/d；平均量；621/24=26（t/h）。

三、 发酵工序用水量（使用新鲜水）

本章第六节已计算出，日用水量8064t/d，平均量336t/h，高峰量420t/h。

四、提取工序用水量

用于谷氨酸分离及冲洗水，每日用量50t/d，平均量2.08t/h，高峰量20t/h。使

用新鲜水。

四、 中和脱色工序用水量

（1）配料用水（使用回收的结晶罐的蒸汽冷凝水）：日产100%Glu：29.75/1.272

×92%=25.4（t），配成40%浓度，需水量：

（2）

25.4-25.4=38.1（t/d） 40%交换柱用水：使用二次水。配稀酸碱用水150t/d，洗低流分用水100t/d，再生处理柱用水600t/d。合计为850t/d。

（3） 洗废碳用水：30t/d。使用二次水。 以上两项合计为880t/d。

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六、精致工序用水量

（1）结晶过程加水：使用回收结晶罐加热蒸汽冷凝水。四台罐，每台加水6t，工为24t/d。

（2）冷却水：使用循环水。本章第六节已计算出，高峰用水320t/h，平均用水233t/h，每日用循环水量5600t/d。

为保证循环水温不高于30℃，须采取不断补充二次水和用凉水降温的办法。其高峰用冷却水两为320t/h，采用300t/h凉水塔可使水温降低5℃（温差），即由45℃→40℃。尚须补充二次水量为：

5600(4030)4.18=5600（t/d）

(3020)4.18七、动力工序用水量

锅炉用新鲜水840t/d，空压机、冷冻机及其其他用循环水4000t/d，为保证水温，除加进二次水717t/d外，还需采用200t/h凉水塔1台。、

八、用水量汇总及水平衡图

新鲜水只供配料和发酵冷却用，由发酵冷却后之水称为二次水，供洗柱、配稀酸稀碱和补充于循环水中。精致及动力冷却水采取循环使用办法。耗水量计算汇总：

新鲜水高峰量：

6.6+50.8+420+20=497.4（t/h）≈500（t/h） 新鲜水平均用量：

6.6+3.2+336+2.08+35=383（t/h） 日用新鲜水量：

158+76+8064+50+840=9188（t/d）

100%MSG单耗新鲜水水：9188/29.75=309（t/t） 二次水总量为8253t/d，平均量344t/h 循环水量9600t/d，平均量400t/h 水重复（循环）利用率为65.8% 凝结水量62t/d，平均量2.6t/h 排水量6843t/d，平均量285t/h

水量汇总见表10-14，水平衡见图10-9。

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