玉米淀粉发酵生产淀粉糖浆可行性报告

玉米淀粉发酵生产淀粉糖浆可行性 确定工艺流程 一，工艺流程 玉米淀粉 液化糖化 配料灭菌 500吨发酵罐 不锈钢滤膜 发酵 预处理 离子交换 洗脱 一级种二级种 子罐 子罐 一次浓缩 大孔树脂 过滤 二次二次脱色 脱色 浓缩 活性炭 成品 1.2.1.1 工艺流程 玉米淀粉—?调浆—?一次喷射液化—?液化保温—?二次喷射—?高温维持—?二次液化—?冷却—?糖化—?灭酶—?过滤—?淀粉糖浆 1.2.1.2 工艺操作 (1)调浆。保持淀粉浓度为17?Beˊ，用NaCO。调至pH5.0,7.0，加入耐高温的a-23 淀粉酶，料液搅拌均匀后用泵把粉浆打人喷射液化器。 (2)喷射液化。预热喷射器及层流罐至100?，然后进行喷射液化，温度105,110?维持15,30min。 (3)高温处理。通过第二只喷射器将料液加热至135,140?以上，并通过维持罐保持3,5min、135?以上热处理，可达到三个目的:第一灭酶，第二使蛋白质凝固，第三使淀粉分散。 (4)真空闪急冷却。经过冷却处理，料液温度从145?降至95,97?。 (5)二次液化。在二次液化罐内首先调整pH6.5左右，然后加人耐高温a-淀粉酶液化30min，碘试显本色，液化结束。 (6)糖化。液化结束，迅速将料液pH调至4.2,45，温度58,62?，加入糖化酶糖化。 (7)灭酶。用无水酒精检验无糊精存在时，糖化结束，将Ph4.2,4.5调至4.8,5.0，并加热至80?，保持20min灭酶。 (8)过滤。料液冷却至60,70?，经板框压滤机过滤，压力?0.2Mpa。滤后用60,70 3温水，用量1.5,2.0t/m清洗设备。 产量:年产5万吨(90%) 预处理损失:1.5% 离子交换: 洗脱:可洗脱掉95% 一次浓缩损失:1%，从 一次脱色损失:4%(2%)，我们取4% 二次脱色损失:1% 二次浓缩损失:0.1%，从45%浓缩到90% 成品浓度:88~90%，我们取90% 提取阶段的总损失: 1-(1-1.5%)*(1-5%)*(1-1%)+(1-4%)+(1-1%)+(1-0.1%)=12.04% 二，进行物料衡算: 1，按年产5万吨计算 二次浓缩前 V=50000*90%/((1-0.1%)*45%)=100100.100吨 1 50000为90%的乳酸 90%为最终乳酸浓度 0.1%为二次浓缩损失 45%为二次浓缩前乳酸浓度 二次脱色前 V2=100100.100/(1-1%)=101111.212吨 1%为二次脱色损失 一次脱色前 V3=101111.212/(1-4%)=105324.179吨 4%为一次脱色损失 一次浓缩前及发酵液量 V4=105324.179*45%/((1-1%)*10.5%*95%*(1-1.5%)*(1-0.1%))=487742.701吨 45%为二次浓缩前乳酸浓度 1%为一次脱色损失 10.5%为发酵成熟液酸浓度 95%为离子交换得率 1.5%为预处理损失 0.1%为倒罐率 所需发酵罐个数 487742.701/(500*300/60/24)= 487742.701*60/(500*300*24)= 8.13?9个 500为发酵罐体积 60为发酵周期 300为发酵天数 24为一天24小时 总罐数 9+1=10个 2，按一天产量计算 二次浓缩前 =166.667*90%/((1-0.1%)*45%)=333.668吨 V1 166.667为一天的生产量 90%为最终乳酸浓度 0.1%为二次浓缩损失 45%为二次浓缩前乳酸浓度 二次脱色前 V2=333.668/(1-1%)=337.038吨 1%为二次脱色损失 一次脱色前 V3=337.038/(1-4%)=351.081吨 4%为一次脱色损失 一次浓缩前及发酵液量 V4=351.081*45%/((1-1%)*10.5%*95%*(1-1.5%)*(1-0.1%)=1625.811吨 45%为二次浓缩前乳酸浓度 1%为一次脱色损失 10.5%为发酵成熟液酸浓度 95%为离子交换得率 1.5%为预处理损失 0.1%为倒罐率 所需发酵罐个数 1625.811*60/(500*24)=8.13?9个 500为发酵罐体积 60为发酵周期 24为一天24小时 总罐数 9+1=10个 总物料衡算 HO 2CHCH(OH)COOH NCCHO+nHO 6126361052 162 18 180 2X90 1，生产1000Kg 乳酸(100%)理论淀粉消耗量 1000x162/(2x90)=900Kg 2，生产1000Kg90%乳酸理论淀粉消耗量 900x90%=810kg 3，生产1000Kg90%乳酸需淀粉量(实际) (1)，提取阶段的损失率12.04% 生产1000kg乳酸发酵产量应为 1000*(1+12.04%)=1120.4 kg (2),理论上生产1120.4kg90%乳酸需糖量为 1120.4*90%*180/(2*90)=1008.36kg (3),实际需糖量(发酵转化率为95%) 1008.36/95%=1061.43kg (4)理论上生产1061.43kg葡萄糖需淀粉量为 1061.43*162/180=955.287kg (5)实际需淀粉量(淀粉损失率2%) 955.287*(1+2%)=974.393kg 生产1000kg乳酸需83.3%玉米粉为 974.393/83.3%=1169.74kg 166.667吨实际发酵液量 955.287*166.667/(1000*11.15%)=1427.936吨 用罐数 1427.936*60/(500*24)=7.14?8 8+1=9个 填入下 指标名称 单位 指标数 生产规模 T/a 50000 生产方式 干酪乳杆菌厌氧分批发酵 年生产天数 d/a 300 生产日产量 t/d 166.667 产品质量 90% 发酵液酸浓度 % 10.5 倒罐率 % 1.0 发酵周期 H 60 糖酸转化率 % 95 预处理损失: % 1.5 离子交换: % 0.5 洗脱:可洗脱掉 % 95 一次浓缩损失: % 1 一次浓缩度 % 45 一次脱色损失: % 4 二次脱色损失: % 1 二次浓缩损失: % 0.1 二次浓缩度 % 90 预处理损失 % 1.5 成品浓度: % 90 发酵液总量 吨 503943.440 总罐数 个 18 吨/a 100100.100 二次浓缩前发酵液量 吨/d 333.668 吨/a 101111.212 二次脱色前发酵液量 吨/d 337.038 吨/a 105324.179 一次脱色前发酵液量 吨/d 351.081 吨/a 487742.701 一次浓缩前及发酵液量 吨/d 1625.811 总罐数 个 9 每天发酵需糖量: 1624.185*10.5%/95%+0.1%*1624.185=181.139 既10.5%/95%+0.1%=0.1115=11.15% 初糖浓度 181.139/1624.185=11.15% 三，糖化阶段物料与热量衡算 工艺流程 调浆 配料 一次喷射液化 液体保温 糖化 真空闪急冷却 高温维持 二次喷射 1， 调浆 加水比 1:2.3 (调至Be’17) 调浆水用量 1169.74*2.3= 2690.402kg 粉浆量 2690.402+1169.74=3860.142kg 查《味精工业手册》得 波美Be 相对密度 淀粉(干基%) 淀粉(干基%) 17 1.1330 30.2 341.63 o o o设:混合后粉浆温度为50C，调浆用50C热水调浆，自来水平均温度取18C 所以耗热量 Q=GC(t-t)=2690.402*(50-18)= 86092.864kg 21 2， 耐高温a-淀粉酶量 0.6L/t淀粉*(974.393/1000)= 0.58L 3，CCL用量 a2 0.2%*3860.142=7.72kg 4，干物质含量B=85% 玉米淀粉比热容为C=4.18*(1-0.7*0.85)=1.69kj/kg.k o 液化醪比热容为C=BC+(1.0-B)C 1101w =30.2%*1.69+(1-30.2%)*4.18 =3.43 kj/kg.k 30.2%为淀粉的干基含量 5，经喷射液化器后液化醪量 3860.142+3860.142*3.43*(100-50)/(2646-100*4.18)=4157.276kg 1646——喷射液化器加热蒸汽焓(0.05Mpa) 喷射器所需蒸汽量为 4157.276-3860.142=297.134kg 6，经液化层流罐出来的液化醪量 4157.276-4157.276*3.43*(100-95)/2270=4125.868kg o2270为95C饱和蒸汽汽化潜热 7，经第二次喷射后液化醪量 4125.868+4125.868*3.43*(130-95)/(2646-130*4.18)=4361.438kg 2646为喷射液化器加热蒸汽焓(0.05Mpa) 所需蒸汽量为 4361.438-4125.868=235.57kg 8，经维持罐后液化醪量 4361.438-4361.438*3.43*(130-128)/2180=4347.713kg 2180为128oC饱和蒸汽汽化潜热 9，经闪急真空冷却后液化醪量 4347.713-4347.713*3.43*(128-60)/2357.6=3917.589kg 2357.6为60oC时饱和蒸汽汽化潜热 所以:经闪急真空冷却器出来的二次蒸汽量为 4347.713-3917.589=430.124kg 10，糖化 糖化醪量 糖化时间 Ph 温度 o3917.589kg 30h 4.2~4.5 60+-2C 糖化酶用量 8150u/g淀粉*974.393*10=146158950=1.462*10u 糖转化率为95% 糖化后还原糖量 974.393*180/(162*95%)=1028.526kg 发酵初糖浓度为 1028.526/3917.589=0.263 查得相对密度1.101 故糖化醪体积为 3 3917.589/1101=3.558m 热量衡算部分: 糖化后灭酶，灭菌20分钟 糖液流量为3917.589*166.67/(24*3600)=7.557kg/s ooooo取100C热水加热糖化醪由60C升温至80C，设热水由100C降温至80C Q=mcst=7.557*3.43*(80-60)= 518.410kj/s 糖 o升温后经维持罐维持20min灭酶灭菌，经维持罐后进入喷淋冷却器冷却至发酵温度50C o80——50C 5Q=GC(t-t)=3917.589*166.67/24*(3.43*(80-50))= 27.995*10kj/h=777.64kj/s 21 o o使用自来水喷淋冷却，自来水平均温度取18C。设喷淋冷却后温度升至25C 5冷却用水m=Q/(ót)= 27.995*10/(4.187*(25-18))= 95516.728kg/h=26.53kg/s 四，发酵阶段物料衡算 1， 发酵液量 1169.74/11.6%=10083.966kg 2，米糠麸皮用量 10083.966*0.5%=50.42kg 3，酵液体积 查得相对密度1.004 3V=10083.966/1004=10.044m 4，接种量 10% 10.044*10%=1004.4L 1004.4*1.004=1008.42kg 5，需加水量 10083.966-50.42*2-3917.589=6065.537kg 6发酵中用NHOH作为乳酸中和剂，控制PH在发酵过程中维持在4.8~5.0之间流加氨水4 量为干物料的36~50%，取40% 所以氨水添加量 (1169.74+43*2)*40%=502.296kg 氨水浓度为40%，所以氨水添加量为502.296/40%=1255.74kg 7，发酵醪量 10083.966+1255.74+10083.966*10%=12348.103kg 糖酸转化率95% 副产品2% 乳酸生成量(100%乳酸) 1008.42*180/162*2*90/180*95%*99%=1053.799kg 浓度 1053.799/12348.103=8.53% 五，提取车间物料衡算 1， 发酵醪量: 12348.103 kg 乳酸生成量:1053.799kg 2， 经板框压滤滤液量 麸皮，米糠，菌种悬浮物10% 12348.103*10%=1234.81kg 留在滤饼中水含量50% 1234.81*50%=617.405kg 乳酸损失1.5% 1053.799*1.5%=15.807kg 流出乳酸量:1053.799-15.807=1037.992kg 洗滤饼用水量 1234.81*5%=61.741kg 滤液量 12348.103-1234.81-617.405-15.807+61.741=10541.822kg 3， 经旋转过滤 进一步除去菌种，微小颗粒约2% 12348.103*2%=246.96kg 乳酸损失 1037.992*0.5%=5.19kg 流出乳酸量:1037.992-5.19=1032.802kg 滤液量 10541.822-246.96-5.19=10289.672kg 4， 经中空纤维过滤 除去蛋白质等不能透过膜的大分子物质约1% 12348.103*0.5%=61.74kg 乳酸损失1% 1032.802*1%=10.33kg 流出乳酸量:1032.802-10.33=1022.472kg 液量 10289.672-61.74-10.33=10217.602kg 5， 经层吸柱离子交换液量 2++2+-,Na,Mg,CL,甲酸根，乙酸根，丙酸根等离子约5% 除去Ca 12348.103*2%=246.962kg 乳酸损失5% 1032.802*5%=51.124kg 流出乳酸量:1035.892-51.124=984.768kg 液量 10217.602-246.962-51.124=9919.516kg 6，渗析浓缩 在浓缩室中通入水，风化室中通入料液乳酸根和NH4+能通过膜进入浓缩室而不能解离 的葡萄糖，丙酮酸，等留在淡化室中 乳酸损失1% ，984.768*1%=9.848kg 流出乳酸量:984.768-9.848=974.92kg +流出NH量 4 502.296/34*18=265.921kg 通水量(974.92+265.921)*4=4963.364kg 总液量:984.768+265.921+4963.364=6214.053kg 7，整合吸附 乳酸根离子被吸附后用NH4OH洗脱 氨水用量:984.768/90*34/40%=930.059kg 乳酸损失:4%，984.768*4%=39.391kg 乳酸量:984.768-39.391=945.377kg 总量:930.059+945.377=1875.436kg 8，经电渗析水解装置 淡化器中交替通过料液和纯水，获得乳酸和氨水，氨水经过处理再利用。 乳酸损失:0.5% 945.377*0.005=4.727 kg 纯乳酸:945.377-4.727 =940.65 纯氨水:945.377/90*34=357.142kg 通入水量:945.377*4=3781.508kg 357.142/0.4*0.6=535.713kg 535.713+3781.508=4317.221kg 总液量:4317.221+940.65=5257.871 kg 9，经阴阳离子交换 进一步除去乳酸液中离子杂质 乳酸损失: 0.5% 940.65*0.005=4.703kg 940.65-4.703=935.947kg 总液量:935.947+4317.221=5253.168kg 10，经浓缩 浓缩至90%，乳酸损失0.1%，既0.936kg 935.947-0.935=935.012kg 935.012/90%=1038.90kg 三，菌种选育 菌种名称 产酸率 酸型 转化率(%) 残糖 发酵时纯度 间 乳杆菌NR-RL 96.2g/L 20h B4542 干酪乳杆菌NRRL 118.6g/L B-441 干酪乳杆菌93g/L 77.5% YBQH2-14 M7乳酸菌 90g/L 88.9% ZY干酪乳杆菌47.8g/L L 96.3% 0.1% 4d 93.9% 鼠李糖 嗜热脂FA6 98.7% 肪芽孢IFA9 84.0% 杆菌 凝结芽孢杆菌67.8 g/L 70H 96% TQ33 ATCC 33620乳杆10.1 g/L 菌 乳酸乳杆菌干酪81.2 g/L 72h 亚种 凝结芽孢杆菌55g/L 92% BT04 德氏乳杆菌 137.7g/L DL 72h 四，发酵罐 项目 3/m 588.235 总体积VT 3装液量V/m 500.0 L 罐径D/m 5.704 罐身高H/m 23.017 液位H/m 19.567 L H/D 3.43 L 罐压(Mp,表压) a 搅拌转速(r/min) 涡轮搅拌器直径/m 2.1 搅拌功率/KW O冷却介质温度/C 3冷却介质流量/m/h 2罐内冷却蛇管面积/m