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内蒙古科技大学课程设计题目：年产350吨土霉素发酵罐设计学院：数理与生物工程学院班级：10级生物工程（1）班指导老师：郑春丽学生姓名：学号：土霉素是一种广谱抗生素，有一定的副作用。
目前，中国已经成为世界上最大的土霉素生产国，占世界产量70%，主要应用与畜牧业。
土霉素是微生物发酵产物，在国内土霉素提取工艺为用草酸或磷酸做酸化调节PH值，利用黄血盐-硫酸锌做净化剂协同去除蛋白质等高分子杂质，然后用122#树脂脱色进一步净化土霉素滤液,最后调pH至4.8左右结晶得到土霉素碱产品。
本次设计也按照这个工艺流程，分为三级发酵、酸化、过滤、脱色、结晶、干燥等。
由于时间有限及设计要求，此次仅设计年产350吨土霉素的发酵罐和其上相关必要设备。
第一章绪论1.1节引言 (3)1.2节设计目标任务 (4)1.3节设计基本内容 (5)第二章物料衡算2.1节总物料衡算 (6)2.2节发酵工序物料衡算 (6)第三章设备选型3.1.发酵罐的选型 (10)3.2生产能力、数量和容积 (10)第四章接管设计4.1冷却面积的计算 (12)4.2 搅拌器设计 (12)4.3 搅拌轴功率的确定 (13)4.4设备结构的工艺设计 (15)4.5发酵罐壁厚的计算 (19)第五章设计结果与讨论 (21)第六章发酵罐结构图 (22)第七章结论 (23)参考文献第一章 绪论1.1 引言：土霉素Terramycin (Oxytetracycline)是四环类抗生素，其在结构上含有四并苯的基本母核，随环上取代基的不同或位置的不同而构成不同种类的四环素类抗生素。
分子式如图一所示，化学名：6-甲基-4-（二甲氨基）-3,5,6,10,12,12a-六羟基-1,11二氧代-1,4,4a,5,5a,6，11,12a-八氢-2-并四苯甲酰胺。
土霉素属四环素类抗生素，广谱抑菌剂。
许多立克次体属、支原体属、衣原体属、螺旋体对其敏感。
其他如放线菌属、炭疽杆菌、单核细胞增多性李斯特菌、梭状芽孢杆菌、奴卡菌属、弧菌、布鲁菌属、弯曲杆菌、耶尔森菌等亦较敏感。
80m3 通用式发酵罐的设计第一章设计方案1.1发酵罐体积确实定1.2发酵罐散热方式确实定1.3搅拌桨的选择和搅拌层数确实定其次章设备参数确实定2.1发酵罐搅拌器搅拌功率的计算2.2发酵罐散热设备的计算第三章设计计算汇总表3.1 设计数据汇总表附图：80m3通用式发酵罐工艺条件图0 第一章 设计方案1.1 发酵罐体积确实定所设计发酵罐为通用式发酵罐，且公称容积为 80m ³。
公称容积近似为圆柱体容积，设 H =3D由于是通用式发酵罐，所以可得D =V =3√π D 2H 4V 0解得发酵罐直径D = 3.24m 取发酵罐直径D = 3.5m通用式发酵罐主要尺寸如下：0.785 × 31. 本设计取H 0 = 3即H = 3D = 10.5mD取发酵罐高H 0 = 10m 2. 搅拌器直径承受六弯叶涡轮搅拌器，直径为D i = D/3 = 3.5 ÷ 3 = 1.2m3. 相邻两组搅拌器的间距本设计S = 3D i = 3.5m 4. 下搅拌器与罐底距离：故本设计取C = D i = 1.2m 5. 挡板宽度和与罐壁距离挡板宽度：W = 0.1D i = 0.12m 挡板与罐壁的距离：B = W /5 = 0.02m 6. 封头高度h = h a + h b当封头公称直径2m 时，h b = 25mm当封头的公称直径大于2m 时，h b = 40mm 。
4本设计D ＞ 2m ，h b = 40mm式中，h a 当为标准封头时取h a = 0.25D = 3.5= 0.9 。
7. 装罐系数h = h a + h b = 0.04 + 0.9 = 0.94m本设计取装罐系数ŋ = 0.7 8. 液柱高度9. 椭圆封头容积H L = ŋH + h a + h b = 0.7 × 10 + 0.94 = 7.94mπ D π3.5 V 2 = 4 D 2(h b + 6) = 4 × 3.52 × (0.04 + 6) = 6m ³10. 全罐高度1.2 发酵罐散热方式确实定H = H 0 + 2h = 11.880m参考有关资料可知大于 5 m ³的发酵罐应承受列管式散热器。
发酵罐的结构型式及发酵领域的应⽤发酵罐的结构型式及发酵领域的应⽤1.1发酵罐的结构型式及发酵领域的应⽤发酵过程可以通过固体培养和深层浸没培养完成，从⽣产分为间隙分批、半连续和连续发酵等，但是⼯业化⼤规模的发酵过程，则以通⽓纯种深层液体培养为主。
通⽓纯种培养的发酵罐型式有标准式发酵罐、⾃吸式发酵罐、⽓升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐和多孔板塔式发酵罐等。
⾃吸式发酵罐系通过发酵罐内叶轮的⾼速转动，引成真空将空⽓吸⼊罐内，由于叶轮转动产⽣的真空，其吸⼊压头和空⽓流量有⼀定限制，因⽽适⽤于对通⽓量要求不⾼的发酵品种；塔式发酵罐是将发酵液置于多层多孔塔板的细长罐体内(亦称⾼位筛板塔式)，在罐底部通⼊⽆菌空⽓，通过⽓体分散进⾏氧的传递，因⽽其供氧量受到了⼀定限制；⽓升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐均是通过⽆菌空⽓在罐内中央管或通过旋转的喷射管和罐外喷射泵使发酵液按照⼀定规律运⾏，从⽽达到⽓液传质的效果，⽬前⽓升式发酵罐在培养其较稀薄，供氧量要求不太⾼的条件下(如VC发酵)得到了使⽤。
但在发酵⼯业中，仍数兼具通⽓⼜带搅拌的标准式发酵罐⽤途最为普遍，标准式发酵罐被⼴泛应⽤于抗⽣素、氨基酸、柠檬酸等各个领域。
重点介绍标准发酵罐的设计，对机械搅拌的⾃吸式发酵罐、空⽓带升环流式发酵罐和⾼位塔式发酵罐仅作简要介绍。
1.1.1机械搅拌⾃吸式发酵罐是⼀种⽆需⽓源供应空⽓的发酵罐，该发酵罐最关键部件是带有中央吸⽓⼝的搅拌器。
⽬前国内采⽤⾃吸式发酵罐中的搅拌器是带有固定导轮的三棱空⼼叶轮，叶轮直径d为罐径D的1/3，叶轮上下各有⼀块三棱形平板，在旋转⽅向的前侧夹有叶⽚，其各部件尺⼨⽐例关系见表10-1。
当叶轮向前旋转时，叶⽚与三棱形平板内空间的液体被甩出⽽形成局部真空，于是将罐外空⽓通过搅拌器中⼼的吸⼊管⽽被吸⼊罐内，并与⾼速流动的液体撞击形成细⼩的⽓泡，⽓液混合流通过导轮流⼊到发酵液主体。
导轮由16块具有⼀定曲率的翼⽚组成，排列于搅拌器的外围，翼⽚上下有固定圈予以固定。
一、通用式发酵罐的尺寸及容积计算1. 发酵罐的尺寸比例不同容积大小的发酵罐，几何尺寸比例在设计时已经规范化，具体设计时可根据发酵种类、厂房等条件做适当调整。
通用式发酵罐的主要几何尺寸如下图。
（1）高径比：H0︰D ＝(1.7~4)︰1。
（2）搅拌器直径：D i ＝31D 。
（3）相邻两组搅拌器的间距：S ＝3D i 。
（4）下搅拌器与罐底距离：C ＝（0.8~1.0）D i 。
（5）挡板宽度：W ＝0.1 D i ，挡板与罐壁的距离：B ＝（81~51）W 。
（6）封头高度：h ＝h a ＋h b ，式中，对于标准椭圆形封头，h a ＝41D 。
当封头公称直径≤2 m 时，h b ＝25 mm ；当封头的公称直径＞2 m 时，h b ＝40 mm 。
（7）液柱高度：H L ＝H 0η＋h a ＋h b ，式中，η为装料系数，一般情况下，装料高度取罐圆柱部分高度的0.7倍，极少泡沫的物料可达0.9倍，对于易产生泡沫的物料可取0.6倍。
2. 发酵罐容积的计算圆柱部分容积V 1：0214H D V π=式中符号所代表含义见上图所示，下同。
椭圆形封头的容积V 2：)61(4642222D h D h D h D V b a b +=+=πππ公称容积是指罐圆柱部分和底封头容积之和，其值为整数，一般不计入上封头的容积。
其计算公式如下：)6140221D h H D V V V b ++=+=（公π 罐的全容积V 0： )]61(2[4202210D h H D V V V b ++=+=π如果填料高度为圆柱高度的η倍，那么液柱高度为：b a L h h H H ++=η0装料容积V ：)61(40221D h H D V V V b ++=+=ηπη 装料系数η：0V V =η二、通用式发酵罐的设计与计算 1. 设计内容和步骤通用式发酵罐的设计已逐渐标准化，其设计内容及构件见表6-6。
表6-6 发酵罐设计内容及构件设计内容构件的选取与计算 设备本体的设计筒体、封头、罐体压力、容积等 附件的设计与选取 接管尺寸、法兰、开孔及开孔补强、人孔、传热部件、挡板、中间轴承等搅拌装置的设计 传动装置、搅拌轴、联轴器、轴承、密封装置、搅拌器、搅拌轴的临界转速等设备强度及稳定性检验设备重量载荷、设备地震弯矩、偏心载荷、塔体强度及稳定性、裙座的强度、裙座与筒体对接焊缝验算等 2. 发酵罐的结构及容积的计算【例1】某厂间歇式发酵生产，每天需用发酵罐3个，发酵罐的发酵周期为80h ，问需配备多少个发酵罐？根据公式 N =11124803=+⨯（个）根据生产规模和发酵水平计算每日所需发酵液的量，再根据这一数据确定发酵罐的容积。
1 前言生物反应工程与设备课程设计是生物工程专业一个重要地、综合性地实践教案环节，要求综合运用所学知识如生化反应工程与生物工程设备课程来解决生化工程实际问题，对培养我们全面地理论知识与工程素养，健全合理地知识结构具有重要作用.发酵罐是发酵设备中最重要、应用最广地设备，是发酵工业地心脏，是连接原料和产物地桥梁.随着工业技术地发展，市面上出现了种类繁多、功能更加完备地新型发酵罐.如何选择或者设计一种合适地发酵罐将会成为一个研究热点.本文旨在通过相应地参数计算和设备计算完成年产20吨庆大霉素地机械通风发酵罐初步设计.2 常见地发酵罐2.1机械搅拌通风发酵罐机械搅拌发酵罐是利用机械搅拌器地作用，使空气和发酵液充分混合，促使氧在发酵液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵所需地氧气,又称通用式发酵罐.可用于啤酒发酵、白酒发酵、柠檬酸发酵、生物发酵等.图1 机械通风发酵罐2.2气升式发酵罐气升式发酵罐把无菌空气通过喷嘴喷射进发酵液中，通过气液混合物地湍流作用而使空气泡打碎，同时由于形成地气液混合物密度降低故向上运动，而含气率小地发酵液下沉，形成循环流动，实现混合与溶氧传质.其结构简单、不易染菌、溶氧效率高和耗能低，主要类型有气升环流式、鼓泡式、空气喷射式等.图2 气升式发酵罐原理图2.3自吸式发酵罐自吸式发酵罐是一种不需要空气压缩机，而在搅拌过程中自吸入空气地发酵罐.叶轮旋转时叶片不断排开周围地液体使其背侧形成真空，由导气管吸入罐外空气.吸入地空气与发酵液充分混合后在叶轮末端排出，并立即通过导轮向罐壁分散，经挡板折流涌向液面，均匀分布.与机械发酵罐相比，有一个特殊地搅拌器，但没有通气管.罐为负压，易染菌，当转速较大时，会打碎丝状菌.图3 自吸式发酵罐3 已知工艺条件（1）年产量：G=20 t（庆大霉素）（2）年工作日：M=300天（3）发酵周期：t=6天（4）发酵平均单位：μm=1400单位/毫升（5）成品效价：μp=580单位/毫克 （6）提炼总效率：ηp=87%（7）每年按300天计算，每天24小时连续运行.（8）装料系数：Φ=75% 4 工艺计算4.1 由年产量决定每天放罐发酵液体积d Vημμpmp dM GV1000=%871400300580201000⨯⨯⨯⨯=75.31=d m 34.2 发酵罐公称容积0V 和台数地确定φ⋅=d d n V V 0=75.0175.31⨯=42.43m 按照国内发酵罐系列取3050m V =d n ：每天放罐系数，取d n =1罐；φ：发酵罐装料系数，φ=75%；发酵罐总台数n=d n ⨯发酵周期n=1⨯6=6(台）发酵周期=每罐批发酵时间+辅助时间辅助时间=进料时间+灭菌操作时间+移种时间+放罐压料时间+清洗检修时间 4.3 发酵罐实际产量吨58.23204.4250=⨯ 年，台千克6.78300100058.23=⨯4.4 每吨产品需要地发酵液量 10.4770786.075.050=⨯t m /34.5 机械通风发酵罐地高度和直径322.1275.12.1—时，—时，一般使用==D H D D H D确定发酵罐地高度和直径：设发酵罐地圆筒体积为筒V ，封底体积为底V0V =筒V +底V 0V =322424D H D ππ+取H=1.95D即5024214.395.1414.333=⨯+⨯D D m D=3.1m H=6.0m其中，D 为发酵罐公称直径，H 是发酵罐圆筒高. 4.6机械发酵罐壁厚地计算 4.6.1计算法确定发酵罐地壁厚1S ）（】【cm C P2PDS 1+-=ϕσ式中，P —设计压力，取最高工作压力地1.05倍，P=0.4MpaD —发酵罐内径，D=310cm【σ】—A3钢地许用应力，【σ】=127Mpa φ焊缝系数，取φ=0.7C —壁厚附加量321C C C C ++=1C —钢板负偏差，取m m 8.0C 1= 2C —为腐蚀欲量，取2C =2mm3C —加工减薄量，取3C =0，代入上式得mm 28.0028.0C C C C 321=++=++=cm98.028.04.07.012723104.0S 1=+-⨯⨯⨯=4.6.2封头壁厚计算b h -椭圆封头地直边高度m ，取b h =0.05ma h -椭圆封头短半轴长度，a h =77.041=D标准椭圆封头地厚度计算公式如下：）（】【cm C P2PDS 2+-=ϕσ式中，P=0.4Mpa ，D=310cm ，【σ】=127Mpa1C =0.08cm ，2C =0.2cm ，3C =0.1cm38.0C C C C 321=++=cm ，ϕ=0.7代入上式，得 :cm 07.138.04.07.012723104.0S 2=+-⨯⨯⨯=查钢材手册圆整为2S =12mm. 4.7 发酵罐搅拌装置计算和轴功率计算 4.7.1 搅拌装置发酵罐地搅拌器一般都采用圆盘地涡轮搅拌器，搅拌叶地形式有平叶、弯叶、箭叶三种，其外形见下图：图4 三种常用涡轮搅拌器搅拌叶形式地选择是发酵罐设计中地一个关键.本次设计，由于庆大霉素发酵过程有中间补料操作，对混合要求较高，因此选用六弯叶涡轮搅拌器.该搅拌器地各部分尺寸与罐径D 有一定比例关系，现将主要尺寸列出： 搅拌器叶径d i =D/3=3.1/3=1.03m 取d i =1.m挡板宽 B=0.1 d i =0.1×1=0.1m底距 C=d i =1.0m 搅拌叶间距 S=D=3.1m弯叶板厚 δ=12mm4.7.2 搅拌轴功率地计算 4.7.2.1 不通风情况地搅拌轴功率 不通风情况地搅拌轴功率随着液体地性质、搅拌器地形式、罐地结构尺寸地不同而不同.经过大量实验可得功率准数（p N ）和搅拌雷诺指数（e R ）之间地函数关系：p N =)(e R f =53iD n pρ -------------① P=53i p D n N ρ其中：p ：搅拌功率（公斤⋅米）（1千瓦=102公斤⋅秒米） n ：搅拌器转速（秒转）i D ：搅拌器直径（M ）ρ：液体密度（公斤/3m ）由化工原理可知：e R 410≥ 湍流e R 10≤ 滞流101010≤≤e R 过渡流图5 曲线e p R N -上式公式①只适用于湍流和滞留，过渡流时p N 不是一个常数，必须从e p R N ∝曲线查询.当e R 410 ，属于湍流区.此时地流体（见图5）称为牛顿型流体，由上图实验得出地曲线来看，该区p N 不随e R 地增加而增加，基本上趋于水平线，也就是说p N 为一常数.六平叶涡轮浆 p N =6.0 六弯叶涡轮浆 p N =4.7六箭叶涡轮浆 p N =3.7工作状态时，通常发酵罐内发酵液都需要处于湍流状态，因此使用e p R N -曲线图，线图计算无通气时地搅拌率比较方便，算出e R ，并查地p N 值，则搅拌功率即可由下式计算（生物工厂设计）1,1.03,353====⋅⋅⋅=i i i p D B D W D D D H D N N p 上式是根据ρ 若不符合上述条件，可用下面公式校正：P D H D D P i ⋅⨯=33))(i （实功率计算：已知n=170转/分 （工厂提供数据）3131-21/,03.1i ，本设计取一般米==D D D i 42/10781.91050米秒公斤⋅===g r ρ（305.1米吨=r ，工厂测定数据）p N =4.7由公式kWskgm P 5.110/52.1326003.1601701077.4533==⨯⨯⨯= 校正得：kW P 3.1545.11033)03.16(03.11.3=⨯⨯=）（实 根据一般搅拌器之间地距离S=1.5-2.5i D 搅拌器个数=搅拌器间距发酵罐筒体高度=03.126⨯=2.9个 取3个一般，三个搅拌器为单个搅拌器地2倍： 6.30823.154=⨯=实P kW 4.7.2 通风条件下地搅拌功率①由风速估计通风情况下地搅拌功率将下降，当风速大于30M/小时，通风功率仅为不通风地40-50% 则实P =kW 9.138%456.308=⨯. ②由经验公式估计密氏公式（生物工厂设计）45.056.032)(QnD P K P i g = 其中K=0.156=45.056.032))2.175.050(03.11706.308(156.0⨯⨯⨯⨯ =109.1kW设机械传动效率为0.8 则 kW P g 4.1368.02.109==从上面可以看出，基本功率约为137kW. 4.8 发酵罐冷却水量和冷却面积计算 4.8.1 发酵热效应1V Q Q P ⋅=热其中热Q ：发酵热效应 KJ/hp Q ：发酵热3500kCal/h m 3=14700KJ/h m 31V :发酵液体积 323mh J Q /k 4704003214700=⨯=热各种发酵液发酵热见下表： v 4.8.2 冷却水量地计算发酵过程，冷却水系统按季节气温地不同，采用冷却水系统也不同，为了保证发酵液生产，夏季必须使用冰水.冬季：气温oC 17 时采用循环水进口17o C ，出口20oC .夏季：气温oC 17 时采用循环水进口10oC ，出口20oC . 冬季冷却水循环水用量计算：h t t C Q W /t 452.117-2018.4470400-2.1)(12=⨯=⨯=-=）（冷却水入口温度）比热（冷却水出口温度发酵热效应冷夏季冷却水用量计算：ht t C Q W /t 5.132.101-2018.4470400-2.1)(12=⨯=⨯=-=）（冷却水入口温度）比热（冷却水出口温度发酵热效应冷取14吨/时.4.8.3 冷却器面积计算Ch m C K h J Q tk Q F o 2/al k 450-200:/k 470400:传热系数发酵热效应∆=取K=300C h m kCal o2/2)t -t t -t 出罐进罐（）（平均温差+==∆t 22.245.1518.43004704005.152)2034()1734(m t K Q F =⨯⨯=∆==-+-=取252m4.9 蒸汽消耗量计算发酵罐蒸汽消毒有三种方法：实消、连消、空消.庆大霉素常常采用实消方法.实消蒸汽用量最大，蒸汽直接通入罐内与发酵液等一起加热，使罐温从80-90C o迅速升温至120C o以达到灭菌地效果.保温时间内蒸汽用量按升温用汽量地30-50%进行计算.4.9.1 直接蒸汽混合加热蒸汽消耗量地计算：)1()()(2121η+⋅⋅--=Ct i t t GC D1D ：蒸汽消耗量 kgG ：被加热料液量 kg ，已知为323m2t ：加热结束时地料液温度120C o 1t ：加热开始时地料液温度35C oI ：蒸汽焓KJ/kg ，0.4MPa 焓为650kCal/kg η：热损失5-10%，取5%()kg D 1.5658)05.01(18.412018.46503512018.433600=+⨯-⨯-⨯⨯=4.9.2 灭菌保温时间内地蒸汽用量2D2D =0.51D 05.28291.56585.0=⨯=kg4.10 发酵罐发酵过程中需要压缩地空气量 4.10.1 通风比计算法发酵工厂压缩空气量一般都是根据实际生产经验以通风比来决定，如庆大霉素工厂提供地通风比1:1.2--1.5已知发酵罐503m 6台，装料系数75%，取通风比为1:1.2，则压缩空气需要量：m in /2702.175.06503m Q =⨯⨯⨯=4.10.2 耗氧率地计算方法各种微生物地耗氧率因种类地不同而不同，其范围大致为25-100mgmol/l.h(庆大霉素生产取38mg-mol/l.h)，根据抗生素生产工艺学）P103(7-30)公式：耗氧率=单位时间内进口空气中氧地含量—单位时间内出口空气中氧地含量发酵液的体积1⨯VC C G 1-(104.221603⨯⨯⨯⨯=）出进γ γ：耗氧速率mg-mol/l.hG ：空气流量min /3m进G ：进口空气含量 21%出G ：出后空气含量 19.8%（工厂数据）min/266)198.021.0(10604.22675.05038)198.021.0(10604.22333m V r G =-⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-⨯⨯⨯=计算结果和通风比计算结果非常接近，进一按通风比计算切合实际. 5 管道设计 5.1 接管设计①接管地长度h 设计各接管地长度h 根据直径大小和有无保温层，一般取100~200mm②接管直径地确定主要根据流体力学方程式计算.已知物料地体积流量，又知各种物料在不同情况下地流速，即可求出管道截面积，计算出地直径再休整到相近地钢管尺寸即可.③ 通风管地管径计算该罐实装醪量323m④设1h 内排空，则物料体积流量s /m 0088.01360032Q 3=⨯=发酵醪流速取V=1m/s 则排料管截面积为物F 2m 0088.010088.0V Q F ===物2785.0F d =物则管径m 11.0785.00088.0785.0===物F d 取无缝钢管Ф121x4适用.若按通风管计算，压缩空气在0.4Mpa 下，支气管气速为20m/s ，通风比 1:1.2.20C 0，0.1Mpa 下：Q=32x1/1.2=25.8s /m 43.0min /m 33=计算到0.4Mpa ，30C 0状态下：s /m 11.020273302734.01.043.0Q 3f =++⨯⨯=取风速v=20m/s ，则风管截面积f F 为：2f f m 0055.02011.0v Q F ===2f d 785.0F 气=，则气管直径气d 为： m 083.0785.00055.0d ==气取d=Ф95x4无缝管，则满足工艺要求. 由此可知：则进料口： d=Ф121x4 封头 排料口： d=Ф121x4 罐底 进气口： d=Ф95x4 封头 排气口： d=Ф95x4 罐底椭圆人孔： 300x400mm 封头 5.2 蛇管地计算 ①冷却管总面积冬季最高峰时w=45t/h=12.5Kg/s ，冷却水体积流量为12.5Kg/s ，取冷却水在竖直蛇管中流速1m/s ，根据流体力学方程式，冷却管总截面积总S 为：v w=总S 式中： W ：冷却水体积流量，w=12.5×103-m³/sV ：冷却水流速，v=1m/s 代入上式，总S =12.5×103-㎡②冷却管组数和管径 设管径为0d ，组数为n ，则总S =n.0.785.d 2根据本罐情况，取n=3，求管径，由上式得：m0728.0785.03105.12n 785.0S d 30=⨯⨯==-总查金属材料表选取不锈钢无缝钢管表，选取Ф83×4无缝管，内d =75mm ，0d d >内，满足要求，平均平d =77mm.现取竖蛇管圈端部u 型弯管曲径为250mm ，则两直管距离为500mm ，两端弯管总长度0l ）（m m 157050014.3D l 0=⨯==π ③冷却管总长度L 计算有前知冷却管总面积F=25㎡现取无缝钢管Ф83×4，每M 长冷却面积为20m 24.01077.014.3F =⨯⨯=则m L 2.10424.025F F 0===4+=L L 实际=104.2+4=108.2m冷却管占有体积V=0.785×0.0732×104.2=0.44m³ ④每组管长0L 和管组高度m 8.3433.104n L L 0===两端弯管总长0L =1570mm ，两端弯管总高为500mm ，则直管部分高度：h=H-500=3400-500=2900（mm ），则一圈管长m m 7370157029002l 2h l 0=+⨯=+=⑤每组管子圈数0n圈537.78.34L L n 00===现取管间距m 19.0077.05.22.5D =⨯=外，竖直蛇管与罐壁地最小距离为0.15m ，则可计算出与搅拌器地距离在允许范围内（不小于200mm ）.⑥校核布置后冷却管地实际传热面积 2m 272.108079.0L nd F =⨯⨯=⨯=π实平均实而前有F=25.7㎡，实F ＞F ，μ可满足要求.5.3支座选择发酵设备常用支座分为卧式支座和立式支座.其中卧式支座又分为支腿，圈型支座，鞍型支座三种.立式支座也分为三种即：悬挂支座，支撑式和裙式支座. 对于3m 75以上地发酵罐，由于设备总重量较大，应选用裙式支座.本设计V=350m 选用支撑式支座.6 参考文献【1】郑裕国.生物工厂设备[M]北京.化学工业出版社，2007 【2】吴思芳.发酵工厂工艺设计概论[M]北京.轻工业出版社，2006 【3】梁世忠.生物工程设备2009,7【4】曲文海，朱有庭化工设备设计手册[M].2005,6【5】陈乙崇等搅拌设备设[M].1988,1设计结果汇总10.7mm夏季冷却水用量W45t/h 封头壁厚S2人孔300X400mm冬季冷却水用量W14t/h 冷却管总长1082000mm冷却器面积F252m 蛇管直管高度2900mm蛇管弯管高度500mm进/出料口Ф121x4mm进/出气口Ф95x4mm蛇管直径Ф83×4mm搅拌器挡板宽100mm搅拌器挡板长200mm。
生物反应器课程设计-----啤酒露天发酵罐设计姓名：张小燕班级：生工112学号：露天发酵罐设计1、啤酒发酵罐的化工设计计算㈠、发酵罐的容积确定设计需要选用V有效=22.5m3的发酵罐则V全=V有效φ=22.5m375%=30m3㈡、基础参数选择1．D∶H：选用D∶H=1∶42．锥角：取锥角为90°3．封头：选用标准椭圆形封头4．冷却方式：选取槽钢盘绕罐体的三段间接冷却5．罐体所承受的最大内压：2.5㎏cm³外压：0.3㎏cm ³6．锥形罐材质：A3钢材外加涂料，接管均用不锈钢7．保温材料：硬质聚氨酯泡沫塑料，厚度200㎜8．内壁涂料，环氧树脂㈢、D、H确定由D ∶H=1∶4，则锥体高度H 1=D2tan35°=0.714D 封头高度 H 2=D4=0.25D圆柱部分高度 H 3=（4－0.714－0.25）D=3.036D 又因为V 全=V 封＋V 锥＋V 柱=3231242443H D D H D ⨯⨯∏+⨯∏+⨯⨯∏=0.187D ³＋0.131D ³＋2.386D ³=30m ³ 得D=2.23m查JB 《椭圆形封头和尺寸》取发酵罐直径D=2400mm 再由V 全=30m ³ D=2.4m 得径高比 D ∶H=1:3.72 由D=2400mm 查表得 椭圆形封头几何尺寸为：=0.4α2=0.023λd(Re)0.8(C p μλ)0.4=1348.4kcal ·℃ 因为计算时冷却盘管为直管，先修正： α=α（1＋1.77dR ）=1348.4×(1＋1.77×0.04741.829) =1410.3kcal ·℃3)筒体部分传热系数K3322111221111A Rs A A b A Rs A KA ++++=αλα 代入数据可得：A1-筒体内层传热面面积12.3062㎡ A2-筒体平均传热面积12.3562㎡ A3-筒体外壁平均传热面积12.304㎡ Rs1-啤酒液污垢系数0.000675㎡hh h h h h h h K 3562.1200815.03062.123562.12000307.04501.0304.123562.12000675.0304.125.1933562.121+⨯++⨯+⨯==7.058×10﹣3所以：K=141.7kcal ㎡·℃ 注：）②锥形罐筒体需冷却的热量 1）醪液放热 Q 醪=Q 1＋Q 2Q 1=34765×0.055×146.6=2803.1kcal A=22958.78（141.7×11.3）=14.34㎡ 则醪液的冷却负荷为： 14. =0.413㎡T ＞0.3m ³T 故冷却面积能够满足要求。
50L式厌氧发酵罐的设计引言厌氧发酵是一种利用微生物在无氧条件下产生能量和有机产物的生物过程。
在厌氧发酵中，微生物利用有机废弃物或底物产生生物气、有机酸等有用产物。
厌氧发酵具有高效、环保、低成本等优点，在环境保护和资源回收利用方面具有重要意义。
而厌氧发酵罐是进行厌氧发酵的重要设备，其设计合理与否直接影响发酵效果和设备使用寿命。
本文将介绍一个50L式厌氧发酵罐的设计方案，包括罐体结构设计、搅拌系统设计、温度控制系统设计、气体收集系统设计等方面，以期为厌氧发酵设备制造和应用提供一些参考和借鉴。
一、罐体结构设计1.1罐体材料选择1.2罐体结构设计1.3罐体底部设计罐体底部设计应考虑到搅拌系统的安装和运行，同时要保证气体收集管的畅通。
底部可设计为锥形，方便搅拌机械的工作，并具有排放废物、清洗设备等功能。
二、搅拌系统设计2.1搅拌机械选择2.2搅拌动力设计三、温度控制系统设计3.1传热方式选择3.2温度传感器选择温度传感器是温度控制系统的核心部件，应选用精度高、响应快、稳定性好的传感器。
常见的选择包括PT100、热电偶等。
3.3控制系统设计温度控制系统应包括温度传感器、控制器、执行器等部分，能够实现温度设定、监控、反馈等功能。
控制系统应稳定可靠，操作简便，对发酵过程的温度控制起到关键作用。
四、气体收集系统设计结论50L式厌氧发酵罐是一种小型的厌氧发酵设备，其设计合理与否直接关系到发酵效果和设备寿命。
本文介绍了50L式厌氧发酵罐的设计方案，包括罐体结构、搅拌系统、温度控制系统、气体收集系统等方面的设计要点，以期为相关设备制造和应用提供一些参考和借鉴。
希望通过本文的介绍，可以为厌氧发酵设备的研发和应用提供一些有益的启示。
海医药工业设计院(200040) 石荣华全国化工设备设计技术中心站(200040) 虞军随着生化技术的提高和生化产品的需求量不断增加,对发酵罐的大型化、节能和高效提出了越来越高的要求。
目前国际抗生素发酵罐的容积以80～200 米3 为主,而轻工的氨基酸、柠檬酸的发酵罐较普遍使用150～300 米3 ,国际上最大标准式发酵罐为美国ADM 公司赖氨酸发酵罐,其容积为10 万加仑,折合公称容积为380 米3 。
众所周知发酵是一个无菌的通气(或厌氧) 的复杂生化过程,需要无菌的空气和培养基的纯种浸没培养,因而发酵罐的设计,不仅仅是单体设备的设计,而且涉及培养基灭菌、无菌空气的制备、发酵过程的控制和工艺管道配制的系统工程。
1 国内发酵罐现况改革开放后,国内发酵罐的装备得到了显著改善,具体表现在:容积:抗生素发酵扩大至100～150m3 。
赖氨酸发酵已达200m3 。
材质:逐步由碳钢改为不锈钢。
传热:由单一的罐内多组立式蛇管改为罐壁半圆形外盘管为主,辅之罐内冷却管。
减速机:由皮带减速改为齿轮减速机。
搅拌机:由单一径向叶轮改为轴向和径向组合型叶轮。
但由于发酵罐的系统设计没有受到人们普遍重视,有许多抗生素生产人员往往仅重视发酵工艺和菌种,或限于资金和发酵厂房现状,对发酵罐的大型化和优化缺乏足够重视。
就发酵罐而言,目前头国内基本上在原有50m3 基础上进行改革, 罐径为3.00 毫米,罐筒体略有变化,形成57m3 、60m3 等罐体,电机相应作些变化有75 、95 和1.5kW 不等,传热为立式蛇管和搅拌叶轮基本不变为六叶蜗轮,减速采用皮带轮。
因而同国际上存在不少的差距,有必要通过对发酵罐系统设计的认识提高,将我国抗生素发酵装备水平向前推进。
2 发酵罐的设计2.1 发酵罐的型式发酵过程可以通过固体培养和深层浸没培养来完成,从生产工艺来说可分为间隙分批、半连续和连续发酵等,但是工业化大规模的发酵过程,则以通气纯种培养为主。
通过纯种培养的发酵罐有自吸式发酵罐、标准式发酵罐、气升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐和多孔板塔式发酵罐等。
自吸式发酵罐系通过发酵罐内叶轮的高速转动,形成真空将空气吸入罐内,由于叶轮转动产生的真空,其吸入压头和空气流量有一定限制,因而仅适用对通气量要求不高的发酵品种;塔式发酵罐是将发酵液置于多层多孔塔板的细长罐体内,在罐底部通入无菌空气,通过气体分散进行氧的传递,但其供氧量也受到一定限度;气升式发酵罐、喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐均是通过无菌空气在罐内中央管或通过旋转的喷射管和罐外喷射泵将发酵液进行一定规律的运动,从而达到气液传质,目前气升式发酵罐在培养基较稀薄,供氧量要求不过分高的条件下(如(V1C 发酵) 得到了较为广泛使用,其它喷射式叶轮发酵罐、外循环发酵罐也有一定的用途;但在发酵工业中,仍数兼具通气又带搅拌的标准式发酵罐用途最为普遍,标准式发酵罐被广泛使用抗生素、氨基酸、柠檬酸等各个领域。
2.2 标准式发酵罐随着发酵产品需求量增加,发酵过程控制和检测水平提高,发酵机理的了解和最优化的机理认识水平提高,以及空气无菌处理技术水平的提高,发酵罐的容积增大已成为抗生素工业的趋势。
2.2.1 罐的几何尺寸主要是关心发酵罐的H/ D ,一般随着罐体高度和液层增高、氧气的利用率将随之增加,容积传氧系数KLa 随之提高,但其增长关系不是线性关系,随着罐体增高, KLa 的数值增长速率随之减慢,而随着罐体容积增大,液柱增高,进罐的空气压力随之提高,伴随空压机的出口压力提高和能耗的增加,而且压力过大后,特别是在罐底气泡受压后体积缩小,气液界面的面积可能受到影响,过高的液柱高度,虽增加了溶氧的分压,但同样增加溶解二氧化碳分压,增加了二氧化碳浓度,对某些发酵品种又可能抑制其生长,而且罐体的高度,同厂房高度密切相关。
因而发酵罐的H/ D 之比,既有工艺的要求,也应考虑经济和工程问题必须综合考虑后予以确定。
对于细菌发酵罐来说,在筒体高度H/ 罐直径D宜为2～2.5 ,对于放线菌的发酵罐的H/ D 一般为1.8～2.2 。
2.2.2 通气和搅拌好氧发酵是一个复杂的气、液、固三相传质和传热过程,良好的供氧条件和培养基的混和是保证发酵过程传热和传质必要条件。
好氧发酵需要通入充沛的空气,以满足微生物需氧要求,因而空气量通入量越大,微生物获得氧有可能越多;其次培养液层高度越大,空气在培养基停留时间就有可能增加,有益于微生物利用空气中的氧;但是空气中氧是通过培养基传递给微生物,传递速率很大程度上取决气液相的传质面积,也就是说取决气泡的大小和气泡的停留时间,气泡越小和越分散就使微生物可以越充沛获得氧气,但是强化气泡的粉碎单靠气体分布器的形式和结构是不够的,或者说效果是不明显的,只有通过发酵罐内的叶轮转动将气泡粉碎,才可获得最佳的发酵供氧条件。
通过搅拌器的搅拌作用,使培养基在发酵罐内得到充分宏观混和,尽可能使微生物在罐内每一处均能得到充足氧气和培养基中的营养物质,此外良好的搅拌有利于微生物发酵过程产生的热量传递给冷却管和发酵罐的冷却内表面。
这就是具有通气和搅拌的标准式发酵罐普遍使用在生化工程的原因。
2.2.3 搅拌叶轮发酵罐内安装搅拌器首先用来分散气泡以得到尽可能高的传质系数KLa 。
此外还要使被搅拌的发酵液循环来增加气泡的平均停留时间,并在整个系统中均匀分布,阻止其聚并。
早先在机械搅拌式发酵罐通常装有数个径向圆盘涡轮搅拌器,但容易使被搅拌的介质分层而形成几个区,因而在罐下部和上部之间形成氧分压梯度,导致罐内上、下部之间的KLa 值的差异。
近来发酵罐的搅拌系统多采用在罐底部安装一个用来分散空气的涡轮搅拌器,其上再安装一组轴流式搅拌器,用来循环培养介质、均匀分布气泡、加强热量传递和消除罐内上、下部之间含氧量梯度差。
2.2.3.1 搅拌叶型式(1) 带圆盘敞式涡轮搅拌叶———高湍流,径向流。
(2) 倾斜叶片(pitched biade) 涡轮(p - 4) ———45°四叶片,轴向流。
(3) 反向倾斜(Reversing pitch) 搅拌叶———二个向上,二个向下,径向流。
(4) 高效轴流式搅拌叶———A3.0 ,轴向流。
(5) 混合流搅拌叶———A3.5 ,轴向流,少量径向流。
(6) 凹叶径流式搅拌叶( Concave blade radial) ———CD - 6 ,径向流。
2.2.3.2 叶轮选型为了在气体分散系统中,加强速度梯度或剪切率,形成高湍流以减少气相和液相之间的传质阻力,并保持整个混合物的均匀,将径向流涡轮搅拌器与高效轴向流搅拌叶组合起来是较佳选择。
在分散气体作业的罐内,搅拌叶的数目取决于通气的液面高度和罐直径之比。
而搅拌叶之间的距离不得小于最小搅拌叶的直径。
轴流式搅拌叶的直径约为径流式搅拌叶直径的1.3 倍。
径流式搅拌叶直径为罐直径的013～014倍,高效轴流搅拌叶直径为罐直径的014～0165 倍。
空气分配器位于最底部的搅拌叶之下。
气一液反应器的流动型式决定分散的均匀度,并且影响气体的截留率(gas hold up) 、传质速率和局部溶氧浓度。
当气体流量一定时,罐内流型取决于搅拌叶的速度。
搅拌叶转速低时,搅拌叶的作用被上升气流吞没,增加搅拌速度,气体就在整个罐内形成循环,此时这个出现了完全分散的搅拌速度,以Ncd 表示:以后再加大搅拌叶转速,罐内整体流型保持不变、增加搅拌强度也就增加了气体截留率和传质速率。
在整体流型变化的同时,围绕着搅拌叶叶片的流动也在变化。
在气体流速低时,气体在叶片后部形成涡流。
随着气体流量的增加,空穴(cavity) 逐渐加大,直到空穴依附到叶片后缘。
气流速度更高时就形成一系列大的空穴。
搅拌叶所需功率的多少与空穴生成的过程和相应通气的流型密切相关。
空穴增大则搅拌叶功率减小,相对功率需求(即:通气功率Pg 与不通气功率PN 之比) 是在夫劳德准数不变时的通气准数的函数。
进行搅拌器设计时,需同时计算出Pg 和PN 。
搅拌叶的不通气功率可用下式计算。
PN = NpρN3D5功率准数NP 是搅拌叶的雷诺准数NRe的函数。
容积传氧系数KLa 数值的求取,文献报导有很多,最成功的是将其与气体表面线速度和单位体积输入功率相关联:KLa = C( PgV)αηβC —受液体性质的强烈影响,此外还包括表面活性剂、不溶性油等。
Pg —通气功率;V —发酵液体积;η—空气线速度;α、β—指数。
2.2.3.3 轴向流和径向流相结合的叶轮对于泵或者搅拌器而言,功率就是流量和压头的乘积,即: P ∞QH。
“压头”一项不但包括了流体净排出压头,而且还包括由于涡流损失、内部再循环和磨擦等形成的内部压头损失。
如果搅拌叶的直径和转速已定,增加其功率准数(例如,采用更多、更宽的叶片,更陡的投入角等) ,压头的增加要大于流量的增加。
在多数发酵过程中流量往往显得更为重要。
如果为了分散气体而加大压头,则可在罐底部用一个径向涡轮搅拌叶来分散气体。
罐内其余的搅拌叶则采用低功率、高流量的轴向流搅拌叶。
后者增加了向罐底部的涡轮搅拌叶供给的流体量,也有助于分散作用。
并可减少气泡的聚并(coalescence) ,改善传质。
2.2.4 传热发酵过程中微生物的生化反应要产生大量热量,这些热量必须及时被带出罐体,否则培养基温度升高,就会影响发酵最佳条件,引起微生物发酵中断。
一般抗生素在发酵过程中会产生每米3 ,每小时约16～25MJ (即4000～6000 大卡/ 米3·时) ,另外培养基经实消和连消后温度较高,需要将其冷却至培养温度,这就需要发酵罐具有足够的传热面积和合适的冷却介质,将热量及时带出罐体。
冷却介质一般应采用低温水和循环水。
某些北方的工厂“因地制宜”采用深井水冷却,如果深井水目前水需付较高的费用,也许会认为可降低生产成本,但是发酵罐冷却水量极大,如果采用深井水,这对于水资源是极大浪费,因而是不可取的。
发酵罐的冷却,主要是考虑微生物发酵过程的发酵热和机械搅拌消耗的功率移送给培养基的热量。
此外还要考虑,发酵罐消毒的冷却或实消后的冷却时间。
目前一般发酵罐的冷却传热面的型式,小型罐(5 米3 以下) 为夹套、大型发酵罐为几组立式蛇管。
立式蛇管虽具有传热系数高的优点,但他占据了发酵罐容积,据计算罐内立式蛇管体积约占发酵罐的1.5 %容积,若罐内的蛇管一旦发生泄漏,将造成整个罐批的发酵液染菌、此外罐内蛇管也给罐体清洗带来了不便。
近来新型发酵罐的冷却面移至罐外,采用半圆形外蛇管,该蛇管具有传热系数高,罐体容易清洗,增强罐体强度,因而可大大降低罐体壁厚,使整个发酵罐造价降低,且提高发酵罐的容积,增大放罐体积,因而是值得推广的新技术,国内已经建立了专业的制造厂,解决了对蛇管加工技术难关,为发酵罐设计开创一个新的罐型。
