青霉素设计共70页.docx

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1、精选优质文档-倾情为你奉上年产630吨青霉素发酵工段工艺设计摘 要青霉素是由微生物或高等动植物在生活过程中所产生的具有抗病原体或其它活性的一类次级代谢产物，以前被称为抗菌素，以疗效高和毒副作用小成为人类治疗疾病的首选。本设计为年产630 吨青霉素工艺设计，包括以下几部分内容：青霉素的背景知识及发酵生产工艺过程的简介；物料衡算和热量衡算；发酵主要设备（种子罐和发酵罐）的计算与选型；环境要求及废物处理和利用。经计算设计采用三级发酵工艺进行青霉素的生产，菌种经一级种子发酵罐扩培后进入二级种子发酵罐再进入发酵罐。各种补加用料以流加的方式加入，保持产黄青霉的健康生长。设计使用7台一级种子罐、3台二级种子

2、罐、9台发酵罐。根据计算故而设计出厂房需要采用三层，在不同楼层放置不同类型的罐体，以满足生产需要,并根据计算结果，设计了六张图纸，分别为发酵罐装配图、一级种子罐装配图、工艺管道及仪表流程图、厂房车间布置图、物料流程图和设备一览表。【关键词】 青霉素 发酵 工艺流程 设备选型；The process design of the fermertation section with the capacity of 630 tons annuallyAbstractPenicillin is produced by microorganisms or higher animals and plants

3、 which produce in the life process and has the anti - pathogen or other active secondary metabolites, formerly known as antibiotics, with high curative effect and little side-effect which has become human disease of choice. This was a process design about the fermentation section of penicillin, whic

4、h can produces 630 tons annually,includes the following contents: the process of background knowledge and production of penicillin fermentation profile; material balance and heat balance; the main equipment of fermentation (seed tank and fermentor) of the calculation and selection; environmental req

5、uirements and waste treatment and utilization. According to the process, we designed with three fermentation process for penicillin production , strain through seed fermentor, after expanding into the second seed culture fermentation tank and then into the fermenter. For the penicillin, the variety

6、of additional materials in order to join the feds way of maintaining a healthy growth of penicillium chrysogenum. This design uses 7sets a seed tank, 3 sets two seed containers, 9 sets fermenter. Fermentation process use three layer design, placement of different types of tank in different layers, i

7、n order to meet the need of production According to the results, we finished all of the six drawings, such as the cutawayview of fermentor, the cutaway view of seed pot, the flow chart of process piping and instrumentation, the flow chart of workshop collocation,the material flow chart and the equip

8、ment list.Key words: Penicillin Ferment Process Equipment selection;目 录专心-专注-专业第一章 引言1.1总论1.1.1设计依据内蒙古科技大学数理与生物工程学院下达的内蒙古科技大学本科生毕业设计任务书。1.1.2指导思想生物技术成熟的理论体系，是的生物技术产业化得以实现。其装置由若干个单元设备以系统的、合理的方式组合起来。其过程设计依据生物工艺条件，选择合理的原料、确定最经济和最安全的途径。使之生产出符合一定质量的生物产品。1.1.3生产规模根据要求，设计生产规模为年产630吨青霉素发酵生产工艺。1.1.4设计范围本设计主要

9、针对年产630吨青霉素的工厂发酵（批量）生产工艺，以青霉素发酵生产为主线，论述了从种子的制备到扩大生产（即扩培）至发酵罐这一流程。 1.2产品综述1.2.1青霉素概述青霉素（penicillin）是的一种，是最早发现的第一种能够治疗人类疾病的抗生素。最早发现于我国的唐朝时期，在近代，英国细菌学家弗莱明（Fleming）首先发现了世界上第一种抗生素青霉素（penicillin），1940年，经过实验和临床试验研究证明，青霉素类菌体的毒性很小，并且可以很好地治疗一些革兰氏阳性菌所引起疾病 1。目前有些抗生素已经可以人工合成制得。青霉素用于临床是四十年代初，人们对青霉素进行化学改造，得到了一些有效的

10、半合成青霉素。根据青霉素生产菌种的不同，生产能力也有所不同，目前青霉素的生产能力可达到66000-80000Uml2。青霉素的化学本质：盐酸巴氨西林，其分子式：C16H18N2O4SHCl，分子量：384.53。根据青霉素特点可分为：青霉素G类，青霉素V类，耐酶青霉素，氨苄西林类，抗假单胞菌青霉素，甲氧西林类4。青霉素分子结构，见图1.1。图1.1青霉素分子结构球棍模型1.2.2治疗病症使用青霉素之前必须先做皮内试验，青霉素对革兰阳性球菌及革兰阳性杆菌、螺旋体、梭状芽孢杆菌、放线菌以及部分拟杆菌有抗菌作用。1.2.3青霉素单位目前国际上青霉素活性单位表示方法有两种：一是指定单位（unit）；二

11、是活性质量（g），最早为青霉素规定的指定单位是：50mL肉汤培养基中恰能抑制标准金葡萄菌生长的青霉素量为一个青霉素单位。在以后，证明了一个青霉素单位相当于0.6g青霉素钠。因此青霉素的质量单位为: 0.6g青霉素钠等于1个青霉素单位。由此，1mg青霉素钠等于1670个青霉素单位(unit)。第二章 工艺设计说明2.1青霉素的生产方目前所用青霉素主要为青霉素G类，青霉素G生产分为菌种发酵和提取精制7两个步骤:菌种发酵：将产黄青霉菌接种到固体培养基上，在25下培养710天，即可得青霉菌孢子培养物。提取精制：将青霉素发酵液冷却，过滤8。2.2青霉素发酵过程G类青霉素在发酵过程中生长以及代谢变化分为三

12、个阶段9。(1) 菌体生长阶段 (2) 青霉素合成阶段 (3) 菌体自溶阶段 2.3青霉素生产工艺流程介绍根据设计任务以及生产需求，本设计采用产黄青霉菌，这是一类丝状菌种，其发酵过程分为三级发酵工艺流程：冷冻管（25，孢子培养6-8天） 斜面母瓶（25，孢子培养6-8天） 一级种子培养液（27，种子培养92h,1:1.3vvm） 二级种子培养液（27发酵，种子培养48h,1：1.3vvm） 发酵液。2.3.1菌种的保藏菌种的保藏方法有：斜面菌种低温保藏法、砂土管保藏法、甘油封藏法、真空冷冻干燥法9。2.3.2种子罐和发酵罐的培养工艺根据实际需求，目前青霉素的生产及发酵般都采用三级发酵。由于青霉

13、素的发酵对溶氧的要求非常高，通气量偏大，因此应该将通气比控制在一定范围内，把搅拌转速进行很好的控制才能达到预期目标10。2.3.3发酵培养基组成介绍青霉素的生长及代谢需要培养基来供微生物生长繁殖和合成各种代谢产物所需要多种营养物质。培养基的组成和比例是否恰当，直接影响微生物的生长、生产和工艺选择、产品质量和产量等10。一般青霉素的发酵培养基由碳源、氮源、无机盐及金属离子、添加前体、消沫剂五部分组成11。2.3.4发酵好氧发酵过程的主要目的是为了使好氧微生物代谢产出大量的抗生素12。在好氧发酵的整个过程中，通过不断通气和搅拌13，以及添加各类补料，维持一定的罐温和罐压，并隔一段时间取样进行生化分

14、析和无菌试验，观察代谢变化、抗生素产生情况和有无杂菌污染14。这一过程要注意量方面的内容：发酵过程控制，防止染菌要点。(1)发酵的过程控制，包括 碳源控制：可以采用连续添加葡萄糖的方法代替乳糖15来为青霉素发酵提供足够的碳源，并使之维持在一定浓度。一般发酵液中前体浓度以始终维持在 0.1%为宜16。 pH 控制：在青霉素发酵过程中，pH是通过补糖，补氨以及无机盐等加以控制；另外，也可利用自动加入酸或碱的方法，使发酵液 pH 维持在6.87.2，以提高青霉素产量。 温度控制：由于青霉菌的代谢生长各个阶段所需的最适温度是不同的，因此生产上采用变温控制的方法，使之适合不同阶段的需要。补料控制：补料控

15、制的目的是为了延长青霉素发酵周期，提高青霉素产量15。溶氧：青霉素发酵属于耗氧发酵，所以溶氧浓度是影响发酵过程的一个重要因素。 (2)防止染菌发酵过程染菌是不可避免的，我们只能尽量减少染菌，而不能做到染菌率为零。2.4青霉素生产工艺流程图产黄青霉通入无菌空气，通气比1:1.3，充分搅拌,180-200r/min,在温度25C下培养92h。通气体积比1:1.3, 充分搅拌160-180r/min, 在温度25C下培养48h。通充足空气，通气比1:0.6，充分搅拌,120-140r/min, 在25-26C，培养192h。将孢子制成悬液，接入到大米培养基上，25C，相对湿度50%，生长7d发酵液发

16、酵罐二级种子罐一级种子罐米孢子提取工段图2.1 工艺流程图斜面孢子第三章 工艺计算3.1主要设计指标本设计采用的主要设计指标：发酵单位为60000U/ml，发酵罐台数为9台，提取总水平为83%，染菌率2.5%，发酵周期为192小时（其中，培养时间为170小时，辅助时间为22小时），放罐体积为发酵液73.66m，年产量为630t，发酵热为21000kJ/(m3.h)，发酵液密度 为1000kg/m3，初始装料系数为75%，年工作日310天，每日放罐数1。3.2发酵罐容积的确定3.2.1发酵液体积计算发酵液体积计算见公式3-1 10 (3-1)式中， M年产量，t/a UP成品效价，u/mg UL

17、年平均发酵水平，u/ml m年工作日，d/a 提取总水平，根据设计要求：M=630（t/a）UP=1760u/mg，m=310 d/a, UL =60000 u/ml, =833.2.2发酵罐公称体积发酵罐公称体积计算见公式3-2 (3-2) 式中，Vd每天所需发酵液体积，m3 nd每天放罐罐数，罐/天 L装料系数，%据计算取值：Vd =73.66m3/d，nd =1罐/天，L=75%，求得V0=98.22（m3）参阅资料5，调整到国内常用发酵罐容积系列，则V0=100 m33.2.3发酵工段所需的发酵罐台数 (3-3) 式中，nd每天放罐罐数，罐/天 T发酵周期，h青霉素发酵周期为192h，

18、其中发酵时间为170h,辅助时间为22h6。由生产情况和设计要求取：nd =1罐/天，T=192hn=1=8(台)考虑染菌问题，故选择9台发酵罐可满足生产。3.2.4每罐发酵液体积:校核：L=100%=73.66%，则发酵罐的装料系数为73.66%，符合要求。3.2.5发酵罐物料衡算:物料流入=基础培养基（消后）+种子液量+补料量+氨水用量物料流出=成品液+损失掉的料液量发酵罐物料衡算关系可表示为图3.1：损失量15%（占总料液体积的15%，下同）培养基 发 酵 罐 成品液 85%消后53% 种子液量 补料量 氨水 消前49% 12% 30% 5% 图3.1 发酵罐物料衡算示意图如图3.1所示

19、且已知Vd1=73.66 m3所以，出料量=86.66 m3，则损失量= 86.66-73.66=13m3 培养基 消前49% V1=83.6649%=42.46 m3消后53% V1=86.6653%=45.93 m3 种子液量 12% V2 =86.6612%=10.40m3 补料量 30% V3 =86.6630%=25.998 m3 氨水 5% V4 =86.665% =4.333 m3所以，图3.1可表示为图3.2。损失量 13 m3培养基 发 酵 罐 成品液 消后45.93 m3 种子液量 补料量 氨水 消前42.46 m3 10.46m3 25.998 m3 4.333 m3

20、86.66 m3图3.2 发酵罐物料衡算示意图（1）发酵培养基消耗量已知V1=42.46 m3，假设运输过程中损失0.2%，则实际用量为42.55m3.即每批发酵罐需要42.55 m3的培养基，其中物料组成见表3.1表3.1 发酵培养基原料消耗表原材料名称配比（kg/m3）消耗量(kg/d)年消耗量（kg/a）玉米淀粉玉米浆（干重）磷酸二氢钾硫酸钠碳酸钙硫酸亚铁硫酸锰泡敌植物油苯乙酰胺88.538.05.45.00.70.020.180.43.0 0.13765.6751616.9229.77212.7529.7850.8517.65917.02127.654.255.25 71228.765

21、952.59233.35263.8139571.51319.05（2）补料液中各物料的消耗量已知所需补料液V3=25.998 m3，假设运输过程中损失0.2%，则实际用量为=26.05 m3的培养基，其中物料组成见表3.2。表3.2 补料消耗表原材料名称配比（kg/m3）消耗量(kg/d)年消耗量（kg/a）玉米淀粉玉米浆（干重）磷酸二氢钾硫酸钠碳酸钙硫酸锰泡敌植物油44.0138.02.02.00.70.10.33.2 1146.2 3594.952.152.118.2352.6057.81583.3616151161515652.85807.552422.6525841.63.3二级种子罐

22、容积的确定物料流入=接种量+基础培养基（消后）物料流出=种子液+损失量（尾气+逃液+蒸发+取样）二级种子罐物料衡算关系可表示为图3.3损失量2.5%培养基 二级种子罐 成品液 98%消后85% 接种量 消前82% 15% 图3.3 二级种子罐物料衡算示意图已知所需的种子液为10.40 m3，假设运输过程中损失0.2%，则需二级种子罐提供的种子液量为=7.875 m3,则出料量=10.63m3。损失量=10.63-10.42=0.21m3培养基 消后 85% V1=10.6385%=9.04 m3 消前 82% V1=10.6382%=8.72 m3接种量 15% V2=10.6315%=1.5

23、9 m33.3.1二级种子罐的公称体积二级种子罐公称体积计算见公式3-4 (3-4)式中：Vd 每罐所需的种子液体积，m 种子罐装料系数，%Vd=10.42m，=65%，所以（m）参阅资料5，调整到国内常用种子罐容积系列，则25 m。校核，=64.12% 符合设计要求。所以，图3.3可表示为损失量0.21m培养基 二级种子罐 成品液 消后9.04 m 接种量 消前8.72m 1.59 m 10.63 m 3图3.4 二级种子罐物料衡算示意图3.3.2二级种子罐的台数 (3-5)二级种子罐的发酵周期，h由生产情况和设计要求取=48h，(其中，培养时间为40h，辅助时间为8h)。 =2.25(台)

24、圆整取罐，但考虑到种子罐染菌，故选择3台二级种子罐可满足生产。种子培养基各物料的消耗量：二级种子罐所需培养基为8.72m，假设运输过程中损失0.2%，则实际需要量为： m。二级种子培养基见表 3.3表3.3 二级种子培养基原料消耗表原材料名称配比（kg/m3）消耗量(kg/d)年消耗量（kg/a）玉米淀粉玉米浆（干重）硫酸铵碳酸钙磷酸二氢钾植物油泡敌23455.45.40.23.20.5194.81381.1545.73845.7381.69427.1044.235 60391.111815.6514178.7814178.78525.148402.241312.853.4一级种子罐容积的确

25、定物料流入=接种量+基础培养基（消后）物料流出=种子液+损失量（尾气+逃液+蒸发+取样）一级种子罐物料衡算关系可表示为图3.5损失量2.0%培养基 一级种子罐 成品液 98%消后85% 接种量 消前82% 15% 图3.5 一级种子罐物料衡算示意图已知所需的种子液为1.59 m3，假设运输过程中损失0.2%，则需种子罐提供的种子液量为m3,则出料量m3。损失量=1.626-1.593=0.033 m3培养基 消前 82% V1=1.62682%=1.333 m3 消后 85% V1=1.62685%=1.382 m3接种量 15% V2=1.62615%=0.244m33.4.1一级种子罐的公

26、称体积一级种子罐公称体积计算见公式3-4 (3-4)式中：Vd 每台二级种子罐所需的种子液体积 m 一级种子罐装料系数 %Vd=1.626 m，=6%，所以m参阅资料5，取标准种子罐容积系列，则3m。所以，图3.5可表示为图3.6。损失量0.033m培养基 种 子 罐 成品液 1.626消后1.382m 接种量 消前1.333m 0.244m 图3.6 一级种子罐物料衡算示意图3.4.2一级种子罐的台数 (3-5)级种子罐的发酵周期，hN 二级种子罐个数，台二级种子罐发酵周期，h由生产情况和设计要求取=92h，(其中，培养时间为80h，辅助时间12h)。=5.75圆整为6台，但考虑到种子罐染菌

27、故选择7台一级种子罐可满足生产。一级种子培养基各物料的消耗量：一级种子罐所需培养基为1.333m，假设运输过程中损失0.2%，则实际需要量为： m。具体值见表 3.4.表3.4 一级种子培养基原料消耗表原材料名称配比（kg/m3）消耗量(kg/d)年消耗量（kg/a）玉米淀粉玉米浆（干重）硫酸铵碳酸钙磷酸二氢钾植物油泡敌23445.45.40.23.00.530.72858.7847.2147.2140.2674.2750.6689525.6818223.042236.4642236.46482.8321325.312207.083.5热量计算发酵过程中的热效应计算5 (3-6) 式中，Q

28、发酵罐的发酵热效应，kJ/h QV 单位体积，发酵液所产生的热量，也称发酵热，kJ/h VL发酵罐内发酵液的体积，m青霉素发酵过程中发酵热为1600021000kJ/( mh)。本设计取：QV =21000 kJ/( mh)发酵罐发酵过程中的热效应：Q=.66= kJ/h二级种子罐发酵过程中的热效应：Q=.42= kJ/h一级种子罐发酵过程中的热效应：Q=.626=34146 kJ/h3.6水的用量3.6.1自来水(1) 配料用水（约为消前培养基体积）每批次配料用水量：V发=42.66m，V种2=8.72m，V种1=1.333m，V补=25.99m每天配料用水量：V配=V发+ V种2+ V种1

29、 V补=42.66+8.72+1.333+25.99=78.503m(2) 洗罐用水（从人孔直接冲洗，用水量取罐体积的10%）补料每天消耗料液量为25.99m，取公称容积为25m的补料罐，根据工艺可知每天放一罐。每批次洗罐用水量：V发=10010%=10m，V种2=2510%=2.5m，V种1=2.510%=0.25 mV补=2510%=2.5m每天洗罐用水量：V洗=V发+V种2+V种1+V补=10+2.5+0.25+2.5=15.25m(3) 自来水总用量考虑操作人员习惯的不同故而每天所用水量不同，取裕量系数1.2。则每天自来水总用量为V总=1.2（V配+ V洗）=1.2（78.503+1

30、5.25）=112.504m3.6.2冷却用水冷却用水量计算见式3-7W= (3-7) 式中，Q冷待冷却热量，kJ/h C水的比热容，kJ/(kg) t1冷却水进口温度， t2冷却水出口温度，取裕量系数1.2，则W= (3-8) （1）夏季冷却水用量取t1=8， t2= 22，已知C=4.18 kJ/(kg)发酵罐用水：Q=kJ/hW=（kg/h）=8.8(kg/s)二级种子罐用水：Q= kJ/hW=（kg/h）=1.25(kg/s)一级种子罐用水：Q=34146kJ/hW= （kg/h）=0.19(kg/s)总用水量：W总=W+W+W =31722.5+4486.67+700.27=3720

31、0（kg/h）（2）冬季冷却水用量取t1=4， t2= 19，已知C=4.18 kJ/(kg)发酵罐用水：Q= kJ/h （kg/h）二级种子罐用水：Q= kJ/h（kg/h）一级种子罐用水：Q=34146kJ/h （kg/h）总用水量：W总=W+W+W =29607.7+4187.6+653.6=34448.9（kg/h）3.6.3实消过程冷却水用量A= (3-9) W= (3-10)式中：W冷却水的用量，kJ/hA冷却水的流量C冷却水的比热容，kJ/(kg)F传热面积，m2K平均传热系数，kJ/( m2h)t1培养基冷却过程在某时刻的温度，t2对应培养基t1温度时冷却水出口温度， t2s

32、冷却水进口温度，其中夹套的传热系数通常为630-1050 kJ/( m2h)，蛇管和外盘管的传热系数为1260-1680 kJ/( m2h)。这里均采用后者计算，取1500 kJ/( m2h)。已知，t1=75,t2=20,t2s=10,C=4.18 kJ/(kg)得1.18发酵罐用水：F1=3.143.87.6=90.68m2kg/h= (kg/h)一级种子罐用水：F2=3.141.22.2=8.29m2=18000m2二级种子罐用水：F3=3.142.23.8=20.724 m2=44900(kg/h)补料罐用水：F4=3.142.44.8=36.17 m2=78400(kg/h)3.7蒸

33、汽耗量计算目前青霉素发酵均采用高温蒸汽消毒，蒸汽消毒包括实消和连消两种。根据两种消毒方法的特点以及区别，我们在设计时经常考虑采用实消。所谓实消就是通过通入蒸汽使罐温从预热的75-85迅速上升到1202，然后在此温度和0.100.05MPa上进行保温灭菌。在计算过程中，我们首先计算直接蒸汽混合加热用气量，然后保温时间内的蒸汽耗用量按升温用气量的30-50%进行计算。直接蒸汽消耗量： (3-11)式中，蒸汽的热焓，kJ/kg G培养基质量，kg C培养基比热容，kJ/(kg) 热损失，5%10% 加热结束时的料液温度， 加热开始时的料液温度，已知：在0.45MPa时为2747.8kJ/kg，C取4

34、18 kJ/(kg)，取10%，t2=120,t1=35发酵罐:V培=45.93 m，=1000kg/ mD1= =7991.64kg二级种子罐：V培=10.4 m，=1000kg/ mD1中= =1809.56kg一级种子罐：V培=1.593m，=1000kg/ mD1小= =277.18kg补料罐：V培=25.998m，=1000kg/ mD1= =4523.55kg（2）灭菌保温时间内蒸汽用量实罐灭菌操作中，蒸汽就是从与培养基相接触的管道连续排出（进气的阀门开的很大，排气的阀门开的很小），由于操作人员的操作习惯不一样，因此蒸汽消耗量很难准确计算，在此根据经验进行估算：D2=(3050%

35、)D112 (3-12)本设计取40%发酵罐：D2=40%D1=3196.656 kg二级种子罐：D2中=40%D1中=723.824 kg一级种子罐：D2小=40%D1小=110.872 kg补料罐：D2=40%D1=1809.42kg（3）蒸汽总用量发酵罐：D= D1+ D2=11188.296 kg种子罐：D= (D1中+ D2中)+(D1小+D2小)=2921.436 kg补料罐：D= D1+ D2=6332.97 kg3.8压缩空气耗量通风比计算法：已知：发酵罐为100m，9台，培养液体积73.66m，装料系数73.66%，取通风比1:0.6，则压缩空气需要量：Qg=n(vvm)V

36、3-13)式中：(vvm)单位体积培养液在单位时间内通入压缩空气 V培养液体积，mQg=90.673.66=397.764（m/min）二级种子罐：25m，3台，培养液体积16.03m，装料系数64.12%，取通风比1:1.3，则压缩空气需要量：Qg=31.316.03=76.944（m/min）一级种子罐：2.5m，7台，培养液体积1.593m，装料系数63.72%，取通风比1:1.3，则压缩空气需要量：Qg=71.31.593=17.841（m/min）3.9用电量的计算（1）发酵罐用电量发酵罐电机的额定功率为155kW，故发酵罐的批次用电量为15524=3293.75kW/d根据工艺可

37、知，发酵罐每年发酵310批次，故发酵罐一年的用电量为3293.75310=1.02106 kWh（2）二级种子罐用电量二级种子罐电机的额定功率为15.0kW，故二级种子罐的批次用电量为1524=300kW/d根据工艺可知，二级种子罐每年发酵310批次，故二级种子罐一年的用电量为300310=93000 kWh（3）一级种子罐用电量一级种子罐电机的额定功率为1.5kW，故一级种子罐的批次用电量为1.524=31.3kW/d根据工艺可知，一级种子罐每年发酵310批次，故种子罐一年的用电量为31.3310=9672 kWh（4）补料罐用电量补料罐电机的额定功率为55kW，故补料罐的批次用电量为552

38、4=1173.33kW/d根据工艺可知，补料罐每年发酵310批次，故补料罐一年的用电量为1173.33310=.3 kWh（5）泵的用电量根据补料泵、一级种子罐泵、二级种子罐泵、氨水泵、补油泵、泡敌泵选型中电机功率及轴功率计算用电量可得：（0.75+0.75+3.0+0.75+0.75+0.75）24310=5.02kWh（6）照明、监控室及其他（取每日用电量为30kWd）一年工作日有310天，故照明、监控室及其他年用电量为30310=9300KkWh（7）年总用电量（取裕量系数为1.1）1.1（.5+93000+9672+.3+50220+9300）=1.70106 kWh第四章 典型设备计

39、算4.1发酵罐通用式发酵罐几何尺寸比例关系如下：=1.73.0， =，=, =0.81.0, =25式中：H筒身高度，m D罐径，m W挡板宽度，m B下搅拌器距底间距，m S两搅拌器间距，m h封头高度，m HL液位高度，m Di搅拌器直径，m4.1.1尺寸计算发酵罐的“公称体积”是指罐的筒身体积Vc与上下封头体积Vb之和。其中封头体积可根据封头形状、直径及壁厚从有关化工设计手册中查得7。 V0=Vc+2Vb=D2H+2Vb (4-1)Vb =D2hb+D2ha 7 (4-2)式中：ha封头曲边高度，mhb封头直边高度，m对标准椭圆ha =,则发酵罐的公称体积为V0=D2H+2（D2hb+D2ha） (4-3)hb相对于D与H很小