可行性报告计算报告Word文档格式.docx
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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
V1=50000*90%/（（1-0.1%）*45%）=100100.100吨
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
V1=166.667*90%/（（1-0.1%）*45%）=333.668吨
166.667为一天的生产量
V2=333.668/（1-1%）=337.038吨
1%为二次脱色损失
V3=337.038/（1-4%）=351.081吨
4%为一次脱色损失
V4=351.081*45%/（（1-1%）*10.5%*95%*（1-1.5%）*（1-0.1%）=1625.811吨
0.1%为倒罐率
1625.811*60/（500*24）=8.13≈9个
9+1=10个
总物料衡算
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%）=1120.4kg
（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
填入下表
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
1.5
0.5
可洗脱掉
1
一次浓缩度
45
4
0.1
二次浓缩度
90
预处理损失
发酵液总量
吨
503943.440
个
18
二次浓缩前发酵液量
吨/a
100100.100
吨/d
333.668
二次脱色前发酵液量
101111.212
337.038
一次脱色前发酵液量
105324.179
351.081
487742.701
1625.811
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
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%）
17
1.1330
30.2
341.63
设：
混合后粉浆温度为50oC，调浆用50oC热水调浆，自来水平均温度取18oC
所以耗热量
Q=GC（t2-t1）=2690.402*（50-18）=86092.864kg
2，耐高温a-淀粉酶量
0.6L/t淀粉*（974.393/1000）=0.58L
3，CaCL2用量
0.2%*3860.142=7.72kg
4，干物质含量B=85%
玉米淀粉比热容为Co=4.18*（1-0.7*0.85）=1.69kj/kg.k
液化醪比热容为C1=B1C0+（1.0-B1）Cw
=30.2%*1.69+（1-30.2%）*4.18
=3.43kj/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
2270为95oC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
3917.589kg
30h
4.2~4.5
60+-2oC
糖化酶用量
150u/g淀粉*974.393*10=146158950=1.462*108u
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
3917.589/1101=3.558m3
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
取100oC热水加热糖化醪由60oC升温至80oC，设热水由100oC降温至80oC
Q糖=mcst=7.557*3.43*（80-60）=518.410kj/s
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50oC80——50oC
Q=GC（t2-t1）=3917.589*166.67/24*（3.43*（80-50））=27.995*105kj/h=777.64kj/s
使用自来水喷淋冷却，自来水平均温度取18oC。
设喷淋冷却后温度升至25oC
冷却用水m=Q/（ó
t）=27.995*105/（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
V=10083.966/1004=10.044m3
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NH4OH作为乳酸中和剂，控制PH在发酵过程中
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