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1、精选优质文档-倾情为你奉上武汉轻工大学发酵（制药）工厂设计课程设计说明书设计题目：年产32000吨味精工厂发酵车间工艺设计姓 名 学 号 10021 院 （系） 生物与制药工程学院 专 业 生物工程 指导教师 陶兴无 江贤君 2014 年 1月 10 日专心-专注-专业32000吨味精工厂发酵车间工艺设计（武汉轻工大学 生物与制药工程学院 武汉）摘要：味精，学名为谷氨酸钠（C5H8NO4Na）。谷氨酸是氨基酸的一种，也是蛋白质的最后分解产物。我们每天吃的食盐用水冲淡400 倍，已感觉不出咸味，普通蔗糖用水冲淡200 倍，也感觉不出甜味了，但谷氨酸钠，用于水稀释3000倍，仍能感觉到鲜味，因而得
2、名“味精”。本文对味精发酵生产工艺及主要设备作简要介绍，以期有助于了解通气发酵工艺和主要设备的有关知识。本设计为年产32000吨味精厂的生产工艺，设计内容为，了解味精生产中的原料预处理、发酵、提取部分的生产方法和生产流程，根据实际情况来选择发酵工段合适的生产流程，并对流程中的原料进行物料衡算、热量衡算及设备的选择。最后，画出发酵工段的工艺流程图和平面布置图。整个设计内容大体分成三部分，第一部分主要是味精生产的工艺的物料衡算和热量衡算；第二部分设备的设计与选型；第三部分是工艺流程和平面布置图。关键词： 谷氨酸钠，发酵车间，工厂设计Process Design of 32，000 tons Mon
3、osodium Glutamate Factory Fermentation Workshop Abstract： Monosodium glutamate （MSG） is the sodium salt of the non-essential amino acid glutamic acid，which is the final resolve product from protein. If we dilute the salt with 400 times water， we cant taste salty any more. If we dilute the sucrose wi
4、th 200 times water， we cant taste sweetness too. But even if 3000 times water， Monosodium glutamate still taste flavor. In this paper， MSG fermentation process and a brief introduction of major equipment ， in order to help understand the fermentation process and the main ventilation equipment knowle
5、dge .According to the actual situation to choose the appropriate section in the production process of fermentation designed annual production capacity of 32，000 tons of the monosodium glutamate factory production process， design content ， understanding raw material pretreatment MSG production ， ferm
6、entation， extraction production methods and production processes part ， and the raw material for the process to select the material balance ， heat balance and equipment. Finally ， draw the fermentation section of the flow chart and floorplan .The whole design content roughly divided into three parts
7、， the first part is mainly MSG production technology and equipment selection ; second part consists of fermentation tanks， seed tank and air filter of the design and selection ; third part is the process and floorplan .Key words： Sodium glutamate， fermentation workshop， plant desig1总论1.1概述1.1.1产品名称、
8、性质味精又称味素，是调味料的一种，主要成分为谷氨酸钠。要注意的是如果在100以上的高温中使用味精，经科学家证明，味精在100时加热半小时，只有0.3%的谷氨酸钠生成焦谷氨酸钠，对人体影响甚微。文献报道，焦谷氨酸钠对人体无害。还有如果在碱性环境中，味精会起化学反应产生一种叫谷氨酸二钠的物质。所以要适当地使用和存放。谷氨酸钠是一种氨基酸的钠盐。是一种无色无味的晶体，在232C时解体熔化。谷氨酸钠的水溶性很好，20时的溶解度为74克（即20时，在100毫升水中最多可以溶解74克谷氨酸钠）。外观：白色结晶粉末，颗粒状大小熔点：232溶解性：易溶于水，20时溶解度为71.7g/100ml，微溶于无水乙醇
9、。谷氨酸钠是一种氨基酸谷氨酸的钠盐。是一种无嗅无色的晶体，在232时解体熔化。谷氨酸钠的水溶性很好，在100毫升水中可以溶解72克谷氨酸钠。1.1.2产品应用范围、市场谷氨酸是一种氨基酸， 其用途非常广泛，可用于食品、医学 、化妆品等。谷氨酸生产，始于1910年日本的味之素公司用水解法生产谷氨酸。现在味精生产企业主要分布在山东和内蒙古、东北等地区，其中呼和浩特市的阜丰和通辽市的梅花产量最大。国内味精目前产能大约有120万吨，阜丰和梅花两家占50%以上。其他大的企业有河南莲花，山东济宁的菱花、圣花，聊城的三九、信乐，德州的华茂等。1.1.3产品的各种生产方法味精生产大致经历了三个大的阶段：第一阶
10、段：最早的味精制造方法就是从天然的食物材料中抽取，例如：将海带以热水煮过，取其汤液浓缩后即可得到含有味精的浓缩液或调味粉。 第二阶段：最早商业化制造味精的原料是面筋。 面筋即是面粉中的蛋白质，采用的方法是蛋白质水解法，因为面筋的来源丰富，且含有高达23%的麸胺酸，最适合做为制造味精的原料。第三阶段：1958年利用微生物生产味精的发酵技术开发成功，主要是利用葡萄糖、果糖或蔗糖为糖源，经特别筛选的味精生产菌种吸收代谢后，合成大量的麸胺酸，是属于生物合成的天然胺基酸。这些特别筛选的微生物会将糖蜜中的糖转变成麸胺酸。每消耗一公斤的糖，约可产生0.5公斤的麸胺酸，生产效率非常高。1.1.3产品质量标准味
11、精系指以粮食为原料经发酵提纯的谷氨酸钠结晶。1.感官指标：具有正常味精色泽、滋味，不得有异味及夹杂物。2.理化指标见下表：项目 指标 麸酸钠 符合产品规格 铅（ mg/kg ，以Pb计） 1 砷（ mg/kg ，以As计） 0.5 锌（ mg/kg ，以Zn计） 51.2设计任务本次设计为32000吨味精工厂发酵车间工艺设计。1.2.1 工艺计算本次设计工艺计算应完成工艺流程各过程的物料衡算，能量衡算，主要设备的工艺条件、工艺参数计算。1.2.2设备设计和计算本次设计的主要设备设计，在满足工艺条件的前提下，进行主要设备的机械设计，包括强度设计、刚度计算、稳定性计算和结构设计。典型辅助设备设计选
12、型，包括典型设备主要结构尺寸计算和设备型号规格的选定。1.2.3工艺流程图设计工艺流程图，按工艺流程图绘制要求完成有一定控制点的流程详图，包括设备、物料管线、主要管件、控制仪表等内容。主体设备结构详图，按化工设备结构图的要求绘制完成。1.2.4设备布置图设计设备布置图设计应包括以下两个方面：（1）确定车间的结构型式及主要尺寸，并对生产区、辅助区、行政生活区位置进行布局；（2）确定车间所有设备在车间建筑平面和空间的相对位置。2生产方案和生产流程的确定选择的主要依据有：原料来源、种类和性质；产品的质量和规格；生产规模；技术水平；建厂地区的自然环境；经济合理性。保证产品质量符合国家标准，外销产品还必
13、须满足销售地区的质量要求；尽量采用成熟的、先进的技术和设备；尽量减少三废排放量，有完善的三废治理措施；确保安全生产，以保证人身和设备的安全；生产过程尽量采用机械化和自动化，实现稳产、高产。确定由原料到成品的各个生产过程顺序，即说明生产过程中物料和能量发生的变化及流向，应用了哪些生物反应或化工过程及设备，绘制工艺流程图。味精生产发酵工艺流程图见附件一3生产流程简述味精生产全过程可划分为四个工艺阶段：（1）原料的预处理及淀粉水解糖的制备；（2）种子扩大培养及谷氨酸发酵；（3）谷氨酸的提取；（4）谷氨酸制取味精及味精成品加工。与这四个工艺阶段相对应味精生产厂家一般都设置了糖化车间、发酵车间、提取车间
14、和精制车间作为主要生产车间。另外，为保障生产过程中对蒸汽的需求，同时还设置了动力车间，利用锅炉燃烧产生蒸汽，并通过供气管路输送到各个生产需求部位。为保障全厂生产用水，还要设置供水站。所供的水经消毒、过滤系统处理，通过供水管路输送到各个生产需求部位。4工艺计算 4.1设计依据与主要工艺技术参数4.1.1生产规模及产品规格生产规模：年产32000吨味精生产规格：纯度为99%的味精4.1.2生产工作制度全年生产320天， 23班作业，连续生产。4.1.3主要工艺技术参数及基础数据日产量： 32000/320=100（t）倒罐率： 0.3发酵周期： 38-40小时 生产周期： 48-50小时种子发酵周
15、期： 8-10小时种子生产周期： 12-16小时发酵醪初糖浓度： 15（WV） 流加糖浓度： 45（WV）发酵谷氨酸产率： 10 糖酸转化率： 56淀粉糖转化率： 98 谷氨酸提取收率： 90味精对谷氨酸的精制收率：110原料淀粉含量： 86 发酵罐接种量： 10发酵罐填充系数： 75发酵培养基（W/V）： 水解糖 15，糖蜜 0.3，玉米浆 0.2%，MgSO4 0.04，KCl 0.12，Na2HPO4 0.16%，尿素 4，消泡剂 0.04种子培养基（W/V）： 水解糖 2.5，糖蜜 2，玉米浆 l %，MgSO4 0.04，K2HPO4 0.1，尿素 0.35，消泡剂 0.034.2物
16、料衡算4.2.1发酵车间的物料衡算首先计算生产1000kg纯度为100%的味精需耗用的原辅材料及其他物料量。（1）发酵液量V1 式中 220发酵培养基初糖浓度（kg/m3） 56%糖酸转化率 90%谷氨酸提取率 99.7%除去倒灌率0.3%后的发酵成功率 110%味精对谷氨酸的精制产率（2）发酵液配制需水解糖量G1 以纯糖算， （3）二级种液量 V2 （4）二级种子培养液所需水解糖量 G2 式中 25二级种液含糖量（kg/m3）（5）生产1000kg味精需水解糖总量G为： （6）耗用淀粉原料量 理论上，100kg淀粉转化生成葡萄糖量为111kg，故理论上耗用的淀粉量G淀粉为：式中 85%淀粉原
17、料含纯淀粉量 98%淀粉糖转化率（7）尿素耗用量 二级种液耗尿素量为V3发酵培养基耗尿素为V4故共耗尿素量为331.68kg（8）甘蔗糖蜜耗用量 二级种液耗用糖蜜量V5发酵培养基耗糖蜜量V6合计耗糖蜜41.1kg（9）氯化钾耗量GKCl （10）磷酸氢二钾（K2HPO4）耗量G3 （11）硫酸镁（MgSO47H2O）用量G4 （12）消泡剂（泡敌）耗用量G5 （13）磷酸氢二钠耗用量G6 （14）谷氨酸（麸酸）量 发酵液谷氨酸含量为：实际生产的谷氨酸（提取率90%）为：（15）玉米浆用量2.1.2 32000吨味精发酵车间的物料衡算结果由上述生产的1t味精（100%纯度）的物料衡算结果，可求得
18、32000t/a味精厂（99%纯度）发酵车间的物料平衡计算。具体计算结果如表1所示。表1 年产32000吨味精物料衡算表物料名称生产1t味精（100%）的物料量32000t/a味精生产的物料量每日物料量发酵液（m3）8.222.60E+048.14E+02二级种液（m3）0.8222.60E+038.14E+01发酵水解用糖（kg）18095.73E+061.79E+05二级种培养用糖（kg）20.556.51E+042.03E+03水解糖总量（kg）1829.555.80E+061.81E+05淀粉（kg）1978.76.27E+061.96E+05尿素（或液氨）331.681.05E+06
19、3.28E+04糖蜜（kg）41.11.30E+054.07E+03氯化钾（kg）9.873.13E+049.77E+02磷酸氢二钾（kg）0.8222.60E+038.14E+01硫酸镁（kg）3.621.15E+043.58E+02泡敌（kg）3.541.12E+043.50E+02磷酸氢二钠（kg）13.154.17E+041.30E+03玉米浆（kg）24.667.81E+042.44E+03谷氨酸（kg）9.93.14E+049.80E+024.3热量衡算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+Q64.3.1液化工序热量衡算（1）液化加
20、热蒸汽量 加热蒸汽消耗量（D），可按下式计算：D=式中 G-淀粉浆量（kg/h） C-淀粉浆比热容（kJ/（kgK） 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） -加热蒸汽凝结水的焓，在363K时为377kJ/kg 粉浆量G：根据物料衡算，日投工业淀粉196t；连续液化，196/24=8.17（t/h）。加水为1：2.5，粉浆量为：8.173.5=28.6（t/h）=28600（kg/h）。 浆比热C可按下式计算： C=C0X + C水（1-X）式中 C0-淀粉质比热容，取1.55kJ/（kgK）
21、 X-粉浆干物质含量，24.6% C水-水的比热容，4.18kJ/（kgK）C=1.550.246 +4.18（1-0.246）=3.34（kJ/（kgK） 汽用量 D=2145（kg/h）（2）灭酶用蒸汽量 灭酶时将液化液由90加热至100，在100时的为419kJ/kg。 D灭=28600103.34（2738+419）=303（kg/h） 要求在20min内使液化液由90升至100，则蒸汽高峰量为： 3033 =909（kg/h） 以上两项合计，平均量2145+303=2448（kg/h）；每日用量2.4524=58.75（t/d）。 高峰量： 2145+909=3528（kg/h）4.
22、3.2 连续灭菌和发酵工序热量衡算（1）培养液连续灭菌用蒸汽量发酵罐200m3装料系数0.75，每罐产100%味精量： 2000.7510%90%110%1.272=18.89（t）发酵操作时间48h（其中发酵时间38h），需发酵罐台数：=10.6（台） 取11台每日投（放）料罐次 =5.3 日运转： 10.2 =7.92（罐） 每罐初始体积150 m3糖浓度16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其数量： =129.47（t）灭菌加热过程中用0.4Mpa蒸汽（表压）I=2742kJ/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。每罐灭菌时间3h，输料流量
23、=43.16（t/h）消毒灭菌用蒸汽量（D）： D =2895.4（kg/h）=2.9（t/h）式中 3.34为糖液的比热容（kJ/（kgK）每日用蒸汽量： 2.936=52.2（t/d）高峰量：2.9t/h平均量： =2.175（t/h）（2）发酵罐空罐灭菌蒸汽用量发酵罐体加热：200m3，1Cr18Ni9的发酵罐体重34.3t，冷却排管重6t，1Cr18Ni9的比热容0.5kJ/（kgK），用0.2Mpa（表压）蒸汽灭菌I=2718kJ/kg，使发酵罐在0.15 Mpa（表压）下，由20升至127。其蒸汽量为=985.8（kg）填充发酵罐空间所需的蒸汽量：因200m3发酵罐的全容积大于20
24、0m3，考虑到罐内之排管、搅拌器等所占之空间，罐之自由空间仍按200m3计算。填充空间需蒸汽量：D空=V=2001.622=324.4（kg）式中V-发酵罐自由空间即全容积（m3）-加热蒸汽的密度（kg/m3），0.2Mpa表压时为1.622灭菌过程的热损失：辐射与对流联合给热系数，罐外壁温度70。=33.9+0.19（70-20）=43.4（kJ/（m2hK）200m3发酵罐的表面积为201 m2，耗用蒸汽量：D损= =208.4（kg） 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗=42.9（kg）式中： 0.001附壁水平均厚度（1） 1000水密度 （/m3） 灭菌过程蒸汽渗漏，取总汽消耗量的5%，空
25、罐灭菌蒸汽消耗量为：=1643.7（kg/h）每空罐灭菌1.5h，用蒸汽量：1643.71.5=2465.5（kg/罐）每日用蒸汽量：2465.56=14793（kg/d），平均量：14793/24=616.4（kg/h）（3）发酵过程产生的热量及冷却用水量发酵过程的热量计算可通过发酵液温度升高进行计算，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= KJ/（m3h）式中：G发酵液重量（） C发酵液比热容KJ/（） t1h内发酵液温度升高数（） G1设备筒体的重量（） C1设备筒体的比热容KJ/（m3h） V发酵液体积（m3）根据经验所得谷氨酸的发酵热高峰值约3.0104 KJ/（
26、m3h）200 m3发酵罐，装料量150 m3使用新鲜水，冷却水进口温度20，出口温度30，冷却水用量（W）： W= =.5（/h）=107.7（t/h）日运转7.92台，高峰用水量：107.77.92=852.6（t/h）日用水量：852.60.824=16371.5（t/d）平均用水量：=682.1（t/h）式中： 0.8各罐发热状况均衡系数5主要设备的选型计算中小规模的味精厂培养基灭菌多采用实罐间歇灭菌，以简化操作手续。规模较大的厂则考虑连续灭菌以提高经济效益。连续灭菌流程有三种：一是连消塔-喷淋冷却流程；二是喷射加热流程；三是板式换热灭菌流程。三个流程各有优缺点。现采用喷射加热流程，该
27、设备主要有喷射加热器，维持罐，螺旋板换热器组成。增加螺旋板换热器，利用热糖液预热冷糖液，以节省热量。5.1喷射加热器5.1.1喷射泵的选择本设计加热采用喷射器，经查阅资料得喷射器规格及型号见表2所示。表2 喷射加热器的规格及型号序号型号规格t/h（干物质计）m3/h（液体计）1HYZ-10.20.52HYZ-20.51.53HYZ-3134HYZ-4265HYZ-54126HYZ-66207HYZ-710308HYZ-820609HYZ-9309010HYZ-104012011HYZ-115015012HYZ-126620013HYZ-13100300连消流程简图见图1所示。图1 连消流程简图
28、需要连消的糖液用泵送经预热的热交换器1 ，经喷射器后，被迅速地加热至115，然后进入维持罐，在维持罐内停留将彻底杀菌糖液通过1、2号螺旋板换热器冷却至发酵温度30进入发酵罐。5.1.2 生产能力、数量和容积的确定（1）生产能力的确定由前面的物料衡算可知，每天需要发酵液814m3；（2）喷射泵数量的确定由前计算知，每天需发酵液814m3；每天需要装满液量为150 m3发酵罐6个；在决定连续灭菌设备时，尽量选择生产能力大些的，这样可以节省辅助操作的时间，以缩短生产周期。选用一套型号为HYZ-10的喷射泵设备， 1h输液量120 m3，每台喷射泵每小时实际输液量为110 m3；则灭菌时间t=1.36
29、h每天实际连消工作时间为：1.366=8.18h5.2 维持罐参照各厂连消系统维持时间选择10min；已知每小时糖液流量110 m3，则可计算出维持罐有效容积为V有效=11010/60=18.3（m3）取维持罐的=80%；则维持罐全容积为：V全容=18.3/80%=22.9（m3）考虑到维持罐的返混问题，现拟取其=3；因该设备有一定温度和压力，视为受压容器，采用椭圆封头。查手册：椭圆形封头容积 V= D2（hb+），其中D为罐内径，hb为椭圆形封头直边高度（通常不到内径的1/10），封头直边忽略不计，以方便计算。V维=2V封+V筒= 2（ D3）+0.785 D2 3D= =22.9（m3）解
30、方程，得内径D=（22.9）-3 =2.06 （m），取2.0（m）H=32.0=6.0（m）查表可得，公称直径为2000mm的封头，其曲边高度h1=0.5m，直边高度h2=0.05m，封头体积V=1.2 (m3)验算维持罐容积V维持=3.146 +21.2 =18.84+2.4=21.24 (m3)，认为可以满足设计要求。数量与喷射加热器配套，1个。5.3 螺旋板换热器（1） 螺旋板换热器1流程图中螺旋板式换热器1是糖液的预热器，利用被加热物料，将需要连消的糖液预热（25到65），与此同时，从维持罐内流出的热糖液被冷却，从115降到72；总热量为Q=G实C（t1-t2）=1101033.34
31、（115-72）=1.58107（kJ/h）式中 C糖液比热容，3.34（kJ/（kgK）； G实糖液的实际流量； 平均温差t计算： 热糖液温度变化 11572 冷糖液温度变化 6525 t=（50-47）/ln(50/47) =48.5A= Q/KC水t =1.58107/(12004.1848.5)=64.9(m3)查表可选取公称换热面积为80(m3)，型号为6，16B80-1.0/1400-14的不锈耐酸钢制PN0.6、1.6MPa不可拆式（型）螺旋板换热器。（2） 螺旋板换热器2螺旋板换热器2是糖液的冷却器，维持罐流出的糖液经换热器1冷却后，在此换热器中用冷水进一步冷却至发酵温度，送入
32、已杀过菌的发酵罐，准备接种发酵。热负荷Q：Q=G实C（t2-t1）=1101033.34（72-30）=1.54107（kJ/h）平均温差t计算： 糖液温度变化 7230冷却水温度变化 1635t=（37-14）/ln（37/14）=23.7传热面积计算：A=Q/KC水t =1.54107 /(12004.1823.7)=129.8(m3)查表可选取公称换热面积为130(m3)，型号为6，16B130-1.0/1967-16的不锈耐酸钢制PN0.6、1.6MPa不可拆式（型）螺旋板换热器。5.4连消泵连消泵输送的是密度为1.05t/m3的水解液，其粘度范围在（1.3-0.5）10-3Pas，温
33、度在115以下。介质中无固体颗粒，澄清透明。介质中基本无气体。操作条件：温度为60-70；压力：进口侧靠调浆罐液位压送，出口侧设备压力为0.4-0.5MPa；流量：最大流量qm，max=120m3/h,最小流量qm，min=100 m3/h，正常流量qm=110 m3/h连消泵一般设在车间或泵房中，进口侧泵在液面之下。据以上数据，查阅相关资料，可选择连消泵的型号为IS200-150-400。该产品转速1400r/min，流量400m3/h，扬程50m。为保证连续生产，考虑设备用泵1台,因此，泵的数量为2台，流量可以用阀门调节。表3 发酵车间主要设备一览表序号设备名称数量规格与型号材 料备注1喷
34、射加热器1HYZ-10A3钢专业设备2发酵罐11公称体积为200m31Cr18Ni9Ti专业设备3维持罐1公称直径为2000mmA3钢专业设备4螺旋板换热器116，16B80-1.0/1400-14不锈耐酸钢专业设备5螺旋板换热器216，16B130-1.0/1967-16不锈耐酸钢专业设备6连消泵2IS200-150-400A3钢通用设备6 物料管道设计设糖液固形物含量x=15%，则比热容C为：cp=0.3715%115%4.18=3.80kJ/糖液密度为=1.06t/m ,糖液质量流量为G=1101.06=116.6t/h=/h连消终温取t2=115，预热温度取t1=72，加热蒸汽P=0.
35、42MPa，相应饱和蒸汽温度145，干饱和蒸汽热焓=654.34.18kJ/，比容v=0.45m3/,115饱和蒸汽热焓量I=1154.18kJ/，则蒸汽耗量D为：D =GC(t2-t1)/(-I)=3.80(115-72)4.18(654.3115)=8460.1/hV蒸汽=Dv=8460.10.45=3807（m3/h）设因热损失蒸汽增加耗量10%，则蒸汽的质量流量为：D=D1.1=8460.11.1=9306.1/h体积流量为V蒸汽=V蒸汽1.1=38071.1=4187.7m3/h（1）进汽管直径计算：查表知此压力下的汽速范围20-50m/s之间，现取v=45m/s,则进气管截面积为F
36、，F=V蒸汽/v=4187.7453600=0.026m2，进气管直径:d=(F/0.785)=(0.0260.785=0.182m，查材料手册，取无缝钢管2196，则内=200mm，可满足生产要求。（2）进料管直径计算：进料体积流量V=110 m3/h；物料流速范围0.3-0.6m/s,取v=0.45m/s，则进料管截面积F=V/v=11036000.45=0.068（m2）进料管直径d进=F0.785）=（0.0680.785=0.294m查材料手册，取无缝钢管3258，内=300mm,满足生产要求。（3）出料管直径计算：出料管应将进料量加上蒸汽冷凝量D,则出料量为G出=G+D=+9306
37、.1=/h=125.96t/h，换算成体积流量。V出=G出/=125.961.06=118.8m3/s,取流速为0.45m/s，出料管截面积为：F=V出/v=118.80.453600=0.073m2,则出料管直径为d出=F/0.785=0.0730.785=0.304m,查金属材料手册，选无缝管3779，内=350mm，满足生产要求。7车间设备布置 发酵车间连消工序的一套设备有喷射泵，维持罐，螺旋换热器1和2，连消泵等。发酵车间设备布置图见附件二。8 总结本次课程设计是我们学完专业课后进行的一次工程设计专业训练，历时两个星期终于顺利完成。辛苦虽然是不可避免，但收获还是令人尤其欣慰。通过本次工
38、程设计训练，我大致掌握了工程设计基本步骤和方法，为即将到来的毕业设计和今后实际设计工作打下了基础。以及再一次操作使用了CAD绘图工具，不仅让我对CAD的操作更加熟练，还让我生物工程工厂设计相关图纸的设计有了更深的了解。参考文献1吴思方.生物工程工厂设计概论.北京：中国轻工业出版社.20092吴思方.发酵工厂设计概论.北京：中国轻工业出版社.19953梁世忠.生物工程设备.北京：中国轻工业出版社.20054王旭 禹郑超味精发酵生产工艺及其主要设备，高等函授学报（自然科学版），1995（4）：45-485高平、刘书志生物工程设备，化学工业出版社，20066于信令，味精工业手册，中国轻工业出版社，199747-637黎润钟发酵工厂设备，中国轻工业出版社，19918姚玉英化工原理，天津大学出版社，19999国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册，化学工业出版社，199610华南工学院，发酵工程与设备，北京轻工业出版社，198111何铭新等机械制图，高等教育出版社，199712何铭新等建筑制图 高等教育出版社，199413华东理工大学 浙江大学，生物工程（技术）专业英语，化学工业出版社，1999附件一、带控制点工艺流程图（1张）二、发酵车间设备布置图（1张） 学生签名： 年 月 日 指导老师签名