李 兵 寇小文 盛 凯
中国医药集团联合工程有限公司
湖北武汉 430077
摘 要：以某发酵工厂150 m3发酵罐为例，利用发酵工艺的已知相关数据，对发酵过程中的一些公用工程介质，如冷冻水、循环水、蒸汽、压缩空气等进行了流量及管径计算，为发酵类工程项目的设计提供参考。
关键词：发酵罐；公用工程；计算；管径；流量
0 引言
发酵罐是发酵工厂中最基本、最主要的设备，发酵罐是一种生化反应设备，为菌种提供适宜的温度、适当的通气搅拌条件，使菌种在液体培养基中大量繁殖及分泌所需产品[1]。由于发酵产品不同、菌种不同，发酵的工艺要求也不尽相同。因此，发酵罐的工艺设计条件根据发酵过程的特点和要求而有所不同，但发酵罐的工艺设计基本方法是一样的。在发酵类工程项目的设计过程中，发酵罐的公用工程工艺计算关系到整个发酵生产车间的设计。由于发酵罐较多，每个发酵罐所需耗用的公用工程量也较大，如果在设计前没有进行较为准确的计算，将会导致车间的公用工程系统设计与实际相差较大，造成设计失误，影响项目最终质量。因此，发酵过程中各发酵罐的公用工程工艺计算就显得尤为重要。
1 计算条件
本文以某发酵工厂的150 m3发酵罐为例，介绍发酵罐的公用工程工艺计算过程。
发酵罐体积为150 m3，内装发酵液120 m3，发酵温度26 ℃，采用冷冻水（15～20 ℃）进行冷却；通气比为1:1，压缩空气进罐压力为0.20 MPa（表压），空气进口温度40 ℃；采用0.3 MPa蒸汽进行实罐灭菌，发酵罐采用内盘管进行传热；培养基采用实消的方式灭菌，并用循环水（32～42 ℃）对实消后的培养基进行降温处理。
发酵产生的物质为抗生素，已知相关数据[2]：发酵热量20 MJ/（m3·h），内盘管传热系数K=450 J/（m2·s·℃）。现分别计算该发酵罐的传热面积，冷冻水、循环水、蒸汽、压缩空气流量及管径等。
2 公用工程工艺计算
2.1 传热面积
整个发酵过程传递的热量：Q=20×106×120=2.4×109 J/h。
发酵温度26 ℃，通入冷冻水后，发酵罐盘管两端温差为：△t1=26-15=11 ℃，△t2=26-20=6 ℃。
采用15～20 ℃冷冻水系统将发酵热量带走进行降温处理，则平均温差△t：
△t=≈8.25 ℃
根据换热基本公式，得到换热面积F==≈179.6 m2，实际还要乘以一个1.2的系数，取该发酵罐的传热面积约为220 m2。
2.2 冷冻水流量及管径
发酵过程产生的热量：Q=20×106×120=2.4×106 kJ/h，该热量通过冷冻水（15～20 ℃）系统将其冷却下来，则冷冻水流量W：
W==≈114.29×103kg/h=114 m3/h
式中 W——冷冻水流量，m3/h；
Q——发酵产生的热量，kJ/h；
Cp——水比热容，kJ/（kg·℃），取4.2；
△tm——冷冻水进出口温差，℃。
现冷冻水流量W取120 m3/h，冷冻水流速u=2 m/s，则冷冻水管径D=18.8×≈146 mm，冷冻水主管管径取DN150。
在计算冷冻水流量时，需要特别说明的是，此处冷冻水温差为±5 ℃，有些情况下可能会利用±10 ℃的温差进行冷却，此时的流量就需要进行相应的调整。因此，在计算前，需要跟业主进行充分的沟通，熟悉厂区提供的各外部条件。
2.3 循环水流量及管径
发酵过程中实消后的培养基用循环水进行冷却降温，循环水温度为32～42 ℃，培养基体积为110 m3，培养基实消后在发酵罐内的温度从120 ℃降到40 ℃，通入循环水后发酵罐盘管两端温差△t1=120-42=78 ℃，△t2=40-32=8 ℃，则：
冷却时间==≈2.95 h
式中 ——冷却时间，h；
G——培养基质量，kg；
C——培养基比热容，J/（kg·℃），取4.2×103；
A——发酵罐盘管传热面积，m2；
K——平均传热系数，J/（m2·s•℃）。
培养基温度从120 ℃降到40 ℃，该热量通过循环水降下来，培养基放出的热量Q1=C1m1（120-40），循环水吸收的热量Q2=C2m2（42-32），Q1=Q2，其中培养基与循环水比热容近似相等，发酵罐盛装培养基的质量m1=110 m3，由C1m1（120-40）=C2m2（42-32），得到循环水在这段时间内的质量m2=110×80/10=880 m3，冷却时间取3 h，则循环水流量W为880/3≈293 m3/h，现循环水流速u取2 m/s，根据公式D=18.8×≈228 mm，则循环水主管管径取DN200。
与计算冷冻水流量相似，需要注意循环水的温差，温差不同得到的结果大相径庭，循环水降温的热量与培养基降温前后的温度有关。
2.4 蒸汽流量及管径
采用实消的方式对培养基进行灭菌。培养基总量为110 m3，先在盘管内通蒸汽将培养基由25 ℃预热到70 ℃，然后直通蒸汽将110 m3培养基由70 ℃加热到121 ℃，盘管传热系数K=450 J/（m2·s·℃）。
蒸汽温度t1=143 ℃，蒸汽压力0.3 MPa，汽化热量514 K/kg，开始加热（预热阶段）时培养基温度t2s=25℃，结束加热（预热阶段）时培养基温度t2f=70℃。
预热阶段△t1=t1-t2s=143-25=118℃，△t2=t1-t2f=143-70=73 ℃，则：
预热时间===0.62 h
式中 ——预热时间，h；
G——培养基质量，kg；
C——培养基比热容，J/（kg·℃），取4.2×103；
A——发酵罐盘管传热面积，m2；
K——平均传热系数，J/（m2·s•℃）。
蒸汽耗量可用以下办法估算（不考虑散发热量），蒸汽耗量=培养基质量×培养基温差/汽化热量=110×103×（70-25）/514=9 630 kg。在实际操作过程中，加热时间比理论计算时间要长，取2 h，则得到蒸汽流量为9 630/2=4 815 kg/h。加长预热时间可以使蒸汽用量控制在一定范围内，减少瞬间用汽量。现蒸汽流速取25 m/s，查阅化工工艺设计手册[2]得到蒸汽进入盘管的主管管径取DN200。
直通蒸汽阶段的蒸汽耗量一般为预热阶段的30%～50%[3]，按照50%进行估算，则蒸汽流量为2 400 kg/h，蒸汽流速取25 m/s，同样查阅化工工艺设计手册[2]可得到直通蒸汽管管径取DN150。整个灭菌阶段的耗汽量为7.2 t/h。
2.5 压缩空气流量及管径
150 m3发酵罐的通气比1:1，标准情况下发酵罐的通气量为150 m3/min，即2.5 m3/s，压缩空气进罐温度40 ℃，压力0.20 MPa（表压）。
2.6 排气管管径
发酵尾气经旋风分离器后，液体被排走，气体排放至室外屋面（在某些情况下尾气还需要经尾气吸收塔吸收后排放）。发酵过程中的排气管管径取值比进气管管径大一个型号，则排气管管径取DN300。
2.7 出料管管径
3 结语
根据以上计算过程，单个150 m3发酵罐的各公用工程介质主管管径就可以明确了。该150m3发酵罐换热面积为220 m2；冷冻水主管管径为DN150；循环水主管管径为DN200；进盘管的蒸汽主管管径为DN200；蒸汽直通发酵罐内的主管管径为DN150；压缩空气进罐管径为DN250；排气管管径为DN300；发酵液出料管管径为DN125。
需要说明的是，一个发酵车间往往包含多个发酵罐，计算出了一个发酵罐的各公用介质耗量并不能解决实际问题，整个发酵车间的公用工程量并不是所有单个发酵罐耗量的简单累加。需要与业主讨论，根据具体的工艺排班来确定发酵罐同时生产的计算系数，由此来确定各公用工程介质的峰值耗量，进一步确定该车间各介质主管管径以及公用设备的选型等。
[参考文献]
[1] 游祖莹，柳虹.标准式发酵罐工艺计算[J].福建化工，1997（4）：37-41.
[2] 吴德荣.化工工艺设计手册（上册）[M].北京：化学工业出版社，2013.
[3] 俞俊棠，唐孝宣，邬行彦，等.新编生物工艺学（上册）[M].北京：化学工业出版社，2009.
作者简介：
李兵（1983—），男，湖北应城人，工程师
研究方向：
医药工程设计
