青霉素G钠发酵设计

青霉素G钠发酵设计 目录 1. 总论…….................................................................................... 1.1 设计概况…….......................................................................................... 1.2 设计依据级范围…….............................................................................. 1.2.1 设计依据……................................................................................. 1.2.2 设计范围.......................................................................................... 1.3 本工程主要设计原则…........................................................................... 2 青霉素G钠生产工艺.......................................................... 2.1青霉素简介................................................................................................... 2.2青霉素G钠原料药的生产工艺选择.......................................................... 2.2.1本设计种青霉素G钠生产工艺流程图................................................... 2.2.2青霉素G生产工艺流程图确定................................................................ 2.2.3发酵过程控制.............................................................................................. 2.3青霉素G工艺计算........................................................................................ 2.3.1物料衡算....................................................................................................... 2.3.2热量衡算....................................................................................................... 2.3.3冷却水用量计算........................................................................................... 2.3.4蒸汽消耗量计算........................................................................................... 2.3.5耗氧率计算.................................................................................................... 3 设备选型.......................................................................................... 3.1发酵罐............................................................................................................. 结束语................................................................................................. 参考文献.............................................................................................. 1 1 总论 1.1设计概况 本设计是关于青霉素G钠原料药制备的初步设计。主要包括青霉素G钠原料药的发酵生产工艺初步设计和发酵罐设备选型两部分。其中青霉素G钠原料药的年产量为5000吨。青霉素G钠原料药的发酵生产工艺为反复补料分批发酵法。生产实现了管理化、主体化、自动化和机械化，减少了基础建设投资。生产过程中生物化学界限清楚，原料利用率高，产率高，生产稳定，生产周期短，减轻了工人的劳动强度，具有很好的发展前景。 1.2 设计依据及范围 1.2.1设计依据 a)设计任务书，包括设计中要求的产量、生产工艺等; b)依据与工厂设计和生产工艺相关的各种资料，如《发酵工厂工艺设计概论》等参考书籍及相关手册，另有一些核心期刊; c)发酵罐概述:目前国际抗生素发酵罐的容积以80~200立方米为主，而轻工的氨基酸、柠檬酸的发酵罐较普遍使用150~300立方米，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立方米。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置的系统工程。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。自吸式发酵罐是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，但其供氧量也会受到一定限制; 2 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叫稀薄，供氧量要求不过分高的条件下得到了较为广泛适用，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。 d)发酵罐设计计算: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随之增高，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，对某些发酵品种有可能抑制其生长，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，既有工艺要求，也应考虑经济和工程问必须综合考虑后予以确定。 1.2.2 设计范围 本工程设计范围包括: a) 原料药的制备部分包括青霉素G钠发酵工段和提取工段的工艺流程确定、物料衡算、热量衡算、设备选型等; b) 本设计的图纸为发酵罐设备图一张。 1.3 本工程主要设计原则 青霉素发酵罐采用通气机械搅拌发酵罐，发酵罐设计的基本条件如下: (1) 发酵罐应具有适宜的径高比。发酵罐的高与直径的比约为1.7—2.5倍。罐身长，则氧的利用率高。 (2) 发酵罐能承受一定的压力。由于发酵罐在消毒及正常工作时，罐内有一定的压力(气压与液压)和温度，因此罐内各部件要有一定的强度，罐加工制造后必须进行水压实验。水压实验为工作压力的1.5倍。 (3) 发酵罐的搅拌通气装置要能够使气泡分散，细碎，气液充分混合，同时保证发酵液所需的溶氧，提高氧的利用率。 3 (4) 发酵罐应有足够的冷却面积。微生物生长代谢要释放大量的热，不同产品的发酵热也不相同，为了控制不同产品及不同发酵阶段的温度应该有足够的冷却面积。 (5) 发酵罐内赢抛光，尽量减少死角，避免藏污积垢，保证灭菌彻底，避免污染杂菌。 (6) 搅拌器的轴封应严密，尽量减少泄露。 2 青霉素G钠生产工艺方案 2.1青霉素简介 抗微生物感染药物是当今全球医药市场中销售额居第二位的一大类药物，其中的青霉素类抗生素全球产销量最大。在青霉素六十多年的发展历程中，特别是在八、九十年代，由于一方面它的疗效确切、毒副作用小、价格低廉而备受临床欢迎，并成为临床中抗生素首选药物之一。青霉素是6—氨基青霉烷酸的酰基衍生物。侧链酰基的不同，形成不同的青霉素，主要是青霉素G和V。工业上应用的有它们的钠、钾、普鲁卡因、二苄基乙二胺盐。 青霉素的作用机理是:作用于细胞壁合成中的肽多糖合成的第三阶段，线性肽多糖在转肽酶的催化下进行交联，肽多糖链之间每两条肽链结合时均释放出一个D—丙氨酸，青霉素中与肽多糖的D—丙胺酰—D—丙氨酸二肽相似，竞争性的与转肽酶结合，使转肽酶不能催化多肽链之间的交联，从而抑制细胞壁的合成。其临床医用主要是控制敏感金黄色葡萄球菌、链球菌、肺炎双球菌、淋球菌、脑膜炎双球菌、螺旋体等引起感染，对大多数革兰氏阳性菌(如金黄色葡萄球菌)和某些革兰氏阴性细菌及螺旋体有抗菌作用。 2.2青霉素G钠原料药的生产工艺选择 青霉素G钠的工业生产包括发酵和提取两部分。工业流程大致如下:菌种的保藏、孢子制备、种子制备、发酵、提取和精制。 种子和发酵培养基的常用碳源有:葡萄糖、淀粉、蔗糖等，主要为菌体生长代谢提供能源，为合成菌体细胞和目的产物提供碳元素。 有机氮源多用玉米浆、黄豆饼粉等，硫酸铵、氨水则是常用的无机氮源。另外，培养基中还得添加无机盐:硫、磷、镁、钾等，铁有毒，控制在30μg/ml以下以及消沫剂。 4 流加控制:根据残糖、pH值、尾气中二氧化碳和氧气含量补糖，残糖量在0.6%左右，pH值开始升高时加糖。流加硫酸铵、氨水等进行补氮，控制氨基氮在0.05%左右。 pH值通过流加氨水进行调节，青霉素G在发酵全过程中流加前体，对提高产量和产物纯度非常有益。 青霉素G发酵为好氧培养，必须连续通入大量无菌空气，全过程大功率搅拌。发酵液的预处理，一般要进行酸化，利于下面发酵液的提取。 青霉素G的提取采用溶媒萃取法。青霉素G游离酸易溶于有机溶剂，而青霉素G盐易溶于水。利用这一性质，在酸性条件下将青霉素G转入有几溶媒中，调节pH值，再转入中性水相，反复几次萃取，即可提纯浓缩。 青霉素G不稳定，发酵液预处理、提取和精制过程要条件温和、快速。防止降解。 2.2.1本设计中青霉素G钠生产工艺流程 a)生产孢子的制备 将冷冻管或液氮管保藏的孢子用甘油、葡萄糖、蛋白胨组成的培养基进行斜面培养，经传代活化。最适生长温度在25?~26?，培养6d~8d，得单菌落，再传斜面，培养7d，得斜面孢子。移植到优质小米或大米固体培养基上，生长7d，25,?，制得小米或大米孢子。每批孢子必须进行严格摇瓶实验，测定效价及杂菌情况。效价低或杂菌污染或疑似杂菌污染的都不得作为生产种子使用。 c) 种子罐和发酵罐培养工艺 种子培养要求产生大量健壮的菌丝体，因此，培养基应加入比较丰富的易利用的碳源和有机氮源。青霉素G采用二级发酵。 种子罐:接入小米孢子后，孢子萌发，形成菌丝。培养基成分为葡萄糖，玉米浆，可溶性淀粉，玉米油，消沫剂等。通无菌空气，空气流量体积比为1:3;充分搅拌300r/min~350r/min;发酵50h~60h;pH值自然，温度控制在(27?1)?。 发酵罐:培养基成分为玉米浆、葡萄糖、硫酸钠、磷酸二钠、苯乙酸及消泡剂、惨酸钙等。接种量为12%~15%。青霉素G发酵对溶氧要求极高，通气量偏大，通气比控制0.7~1.2;要求高功率搅拌，如果用200立方米的发酵罐则搅拌功率在400~500kw，搅拌转速100r/min~120r/min;罐压控制在 5 0.01Mpa~0.05Mpa，于25?~26?下培养，发酵周期在180h左右。前60h，pH值为5.7~6.3，以后pH值为6.3~6.6;前60h温度为26?，以后温度为24?。 d) 预处理 发酵结束后，目标产物存在于发酵液中，而且浓度较低，如抗生素只有10kg/m?~60kg/m?，含有大量杂物，他们影响后续工艺的有效提取，因此必须对其进行预处理，目的在于浓缩目的产物，去除大部分杂质，改变发酵液的流变学特征，利于后续的分离纯化过程。是进行分离纯化的一个工序。 e) 过滤 发酵液在萃取之前需预处理，发酵液加入量絮凝剂沉淀蛋白，然后经真空转鼓过滤或板框过滤，除掉菌丝体及部分蛋白。青霉素G易降解，发酵液及滤液应冷却至10?以下，过滤收率一般90%左右。 2.2.2青霉素G生产工艺流程图确定 6 糖储罐 种子罐 苯乙酸储 配料罐 罐 发酵罐 硫胺储罐 罐 HCL储罐 预处理罐 氨水储罐 缓冲罐 消泡剂储罐 真空过滤机 出渣 缓冲罐 离心机 离心机 轻相 重相 缓冲罐 水洗灌 水洗灌 储罐 图1青霉素G生产工艺流 2.2.3发酵过程控制 a)补料控制 反复分批式发酵，以100m?发酵罐为例，取装料75m?，当发酵单位达到50000u/ml时带放一次，带放量50%，发酵时间180h。发酵过程需要连续流加补入葡萄糖、硫酸铵以及前体物质苯乙酸盐，补糖率是关键的控制指标，不同时期分段控制。在青霉素G的生产中，让培养基中的主要营养物只够维持青霉菌在前40h生长，而在40h后，靠低速连续补加葡萄糖和氮源等，使菌半饥饿，延长青霉素的合成期，大大提高了产量。所需营养物限量的补加常用来控制营养缺陷型突变菌种，使代谢产物积累到最大。 b)温度的选择 7 生长适宜温度30?,分泌青霉素G温度20?。但20?青霉素G破坏少，周期很长。生产中采用变温控制，不同阶段不同温度。前期控制26?左右，后期降温控制在24?。过高则会降低发酵产率，增加葡萄糖的维持消耗，降低葡萄糖的至青霉素G的转化得率。有的发酵过程在菌丝生长阶段采用较高的温度，以缩短生长时间，生产阶段适当降低温度，以利于青霉素G合成。 c)PH值的选择控制调控 合成的适宜PH值为6.4~6.6左右，避免超过7.0，青霉素G在碱性条件下不稳定，易水解。缓冲能力弱的培养基，PH值降低，意味着加糖率过高造成酸性中间产物积累。PH值上升，加糖率过低不足以中和蛋白产生的氨或其他生理碱性物质。前期PH值控制在5.7 ~6.3中后期PH值控制在6.3 ~6.6，通过补加氨水进行调节。PH值较低时，加入CaCO3、通氨调节或提高通气量。PH值上升时，加糖或天然油脂。一般直接加酸或碱自动控制，流加葡萄糖控制。 d)溶氧数值的选择 溶氧小于30,饱和度，产率急剧下降，低于10,，则造成不可逆的损害。所以不能低于30,饱和溶氧浓度。通气比一般为1:0.8。溶氧过高，菌丝生长不良或加糖率过低，呼吸强度下降，影响生产能力的发挥。适宜的搅拌速度，保证气液混合，提高溶氧，根据各阶段的生长和好氧量不同，对搅拌速度调整。 e)菌丝生长速度与形态、浓度调节 对于每个有固定通气和搅拌条件的发酵罐内进行的好氧过程，都有一个使氧传递速率(OTR)和氧消耗速率(OUR)在某一溶氧水平上达到平衡的临界菌丝浓度，超过此浓度，OUR，OTR，溶氧水平下降，发酵产率下降。在发酵稳定期，湿菌浓度可达15,~20,，丝状菌干重约3,，球状菌干重在5,左右。另外，因补入物料较多，在发酵中后期一般每天带放一次，每次放掉总发酵液的10,左右。 有丝状生长和球状生长两种。前者由于所有菌丝体都能充分和发酵液中的基质及氧接触，比生长率高，发酵粘度低，气、液两相中氧的传递率提高，允许更多菌丝生长。球状菌丝形态的控制，与碳、氮源的流加状况，搅拌的剪切强度及稀释度相关。 f)消沫剂的选择 8 发酵过程泡沫较多，需补入消泡剂。天然油脂:玉米油;化学消泡剂:泡敌。少量多次。不适在前期多加入，影响呼吸代谢。 青霉素G的发酵过程控制十分精细，一般四小时取样一次，测定发酵液的PH值、菌浓、残糖、残氮、苯乙酸浓度、青霉素G效价等指标，，同时取样做无菌检查，发现染菌立即结束发酵，视情况放过滤提取，因为染菌后细菌会产生青霉素酶，加上PH值波动大，青霉素G在几个小时内就会被全部破坏。 2.3青霉素G工艺计算 本设计的青霉素G的生产工艺参数如下表所示: 表1青霉素G的生产工艺 生产工艺参数 数值 生产工艺参数 数值 年产量 5000吨 发酵罐接种量 15, 80000u/mL 0.95 发酵单位 过滤收率 180h 0.95 发酵周期 萃取收率 300d 0.95 年工作日 结晶收率 1500u/mg 0.95 成品效价 干燥收率 12h 0.99 发酵罐辅助时间 水洗收率 0.75 60h 发酵罐装料系数 种子罐周期 0.60 0.2 种子罐装料系数 湿晶体含水量 0.07 种子罐接种量 9, 成品含水量 10 h 种子罐辅助时间 2.3.1 物料衡算 2.3.1.1 发酵工段 因为发酵周期180h，辅助时间12h，可知产一批青霉素G需要8d。年工作日为300d每天工作24h，设计年产量5000t，由此可知: 年生产周期数为:300*24?(180+12),37 年周期的产量:5000?37,131.58t 预设置18个发酵罐，每罐产青霉素G原料药7.31t。考虑5,的染菌和其他故障的风险， 9 则每罐产量应为7.31?0.95?7.69t，即7.69*109mg 由于成品效价为1500μ/mg，发酵单位为80000u/ml(即53.3kg/m?)，设提取总收率为80,，蒸发损失为15,，则所需发酵液放罐体积V放 =(7.69*109*1500)?80000?0.8?(1,15,),212040441.2ml,212.04m?。 考虑装料系数为75,，带放率为50,，带放平均单位为50000u/ml，提取总收率为80,，可选单台发酵罐容积为200m?。由此计算得单台发酵罐的青霉素G产量为: [53.3*200*0.75，53.3*5/8*(200*0.75*0.5)]*0.8=7895.06kg 符合产量要求。 在整个发酵周期中，只考虑葡萄糖、硫酸铵、苯乙酸、消泡剂、氨水等的体积，计算结果如下: (1) 葡萄糖的补料体积 条件:产黄青素在200m?发酵罐中以葡萄糖为碳、能源生产青霉素G。设发酵0至40h为菌丝生长阶段，折干菌丝浓度由2kg/m?增加至30kg/m?，合成的青霉素G可忽略不计，由于平均补料率与平均发酵液水分蒸发基本平衡，故这一阶段发酵液体积维持初始体积120m?不变。40h至180h为生产阶段，由于补料稀释速率扣除蒸发速率与生长速率达到平衡，使菌丝浓度保持不变，而发酵液体积增加至最终的150m?，最终青霉素G浓度达到53.3kg/m?。折干菌丝相对于葡萄糖的纯生长得率为0.48kgcell/kg葡萄糖，维持因数为0.023kg葡萄糖/kg cell/h，纯纯产物淂率为0.75kg产黄青霉G/kg葡萄糖。 1、生长阶段:t=0至40h和cx=2至30kg/m? 由μl=dcx/(cxdt)得 μ1dt=dcx/cx μl——生长阶段的平均比生长速率 两边积分:错误～未找到引用源。μ1=(ln30-ln20)/40=0.068/h 10 将μ0.068/h带入μ1dt=dcx/cx，t=0至th和cx=2至cxkg/m?范围内积分: 即cx=2错误～未找到引用源。 生长期发酵液维持初始体积不变 维持需要:(-ds/dt)M1=mVCx (-ds/dt)M1=0.023x6x错误～未找到引用源。 积分得: (-?S)m1=0.023x6x2x(错误～未找到引用源。-错误～未找到引用源。)=31.70kg 生长需要(ds/dt)G1=6dcx/0.48dt 积分: (-?S)G1=(30-2)x6/0.48=350kg 2.生产阶段:t=40至180h、cx=30至53.3kg/m?、V=120至150m? 设生产阶段的平均稀释速率为D，由D=dV/(Vdt)得: Ddt=dV/V 在对应的t=0至(180-140)h和V=120至150m?范围内积分，得: D=错误～未找到引用源。至错误～未找到引用源。得(ln150-ln90)(/180-40)=0.0016 由于D=Df-De，并且在生产阶段，补料稀释速率扣除蒸发速率与比生长速率达到平衡，使菌丝浓度保持不变，因此μ2=D=0.0016，则 (-?S)M2=0.023x30x6x(错误～未找到引用源。)=649.65kg (-?S)G2=30x(150-120)/0.48=1875kg (-?S)P=53.3x150/0.75=10660kg 3，合并以上计算结果，得: (-?S)M=31.70+649.65=681.35kg 11 (-?S)G=350+1875=2225kg -?S=681.35+2225+10660=13566.35kg 葡萄糖的补料量是13566.35kg，其浓度是305kg/m?，因此补料的体积是: 13566.35?305=44.48m? (2)硫酸铵的补料体积: 折干菌丝相对于硫酸铵的纯生长得率为6.4kgcell/kg硫酸铵，纯产物得率为10.2kgG/kg硫酸铵。 以上计算同理可得 1. 生长阶段:t=0至40h和cx=2至30kg/m? 由μ1=dcx/(cxdt)得 μ1dt=dcx/cx μ1—生长阶段的平均比生长速率 两边积分:错误～未找到引用源。得错误～未找到引用源。得μ1=(ln30-ln2)/40=0.068/h 将μ1=0.068/h代入μ1dt=dcx/cx，在t=0至th和cx=2至cxkg/m?范围内积分 即cx=2错误～未找到引用源。 生长期发酵液维持初始体积不变 生长需要:,-dS/dt,G1=6dcx/6.4dt 积分: (-?S)G1 = (30-2)×6 =26.5? 6.4 ?生产阶段:t =40 , 180 h、cx = 30 , 53.3?/m?、,=120 , 150m?,则: (-?S)G2= 30×(150-120) =140.6? 6.4 (-?S)p= 53.3×150 =783.82? 10.2 ?合并以上计算结果,得: (-?S)G=26.25，140.6 =166.85? 12 -?S =166.85，783.82 =950.67? 硫酸铵的补料量是950.67?,其浓度124?/ m?,因此补料的体积是: 950.67?124 =7.67 m? 3)前体苯乙酸的补料量的体积: 折干菌丝相对于前体苯乙酸的纯产物得率为9.48?Penicillin G/? glucose. -?S = (-?S)p =53.3×150 = 843.35? 9.48 前体苯乙酸的补料量是843.35?,其浓度113?/ m?,因此苯乙酸的补料体积是: 843.35 ? 113 = 7.46 m? 4)消泡剂的补料体积: 消泡剂的作用是消除多余的泡沫,较少泡沫对菌体呼吸作用的影响,由经验可知所需消泡剂的补料体积是1.8 m?. 5)氨水的补料体积: 氨水的作用是调节PH值,由经验可知所需氨水的补料量是2.27 m?. 一个发酵罐每周期所放发酵液体积为接种后的发酵液体积、补料体积及发酵过程中发酵液蒸发掉的体积之和,则: = V接后 ， V补 ， V蒸发 = 212.04 m? V放 V接后 = V放 ,V补 ,V蒸发 = 212.04 , (44.48 ，7.67 ，7.64 ，1.8， 2.27 ) ,212.04 ×15% = 116.554 m? 故取200 m?发酵罐,发酵终由接种后的发酵液体积可以选择发酵罐的大小, 止时发酵液体积达到150 m?,因此发酵罐装料系数为0.75. 由发酵罐接种量可知种子罐发酵液体积,已知发酵罐接种量为0.15,种子罐装料系数为0.7,由此选择种子罐的大小: V发酵罐接种 = 116.554 × 0.15 = 17.48 m? V二级发酵罐 = 17.48 ? 0.6 = 29.14 m? 圆整到30 m?,?由种子罐周期与发酵罐周期可确定种子罐个数为7个. a) 发酵罐所需培养基用量确定 发酵培养基(?/ m?):葡糖糖:10;玉米浆:40;(NH4)2SO4:5,67;K2HPO4 : 4.0;MgSO4 .7 H2O35;KH2PO4:4.53;盐溶液:100ml/L. 又因为每个发酵罐装料量为116.554 × (1 , 0.15 ) = 99.07 m?,所需为 1) 葡萄糖: 18个发酵罐每周期葡萄糖的消耗量: 18 × 99.07 × 10 = 17832.6 ? 一年发酵周期为35次,每年葡萄糖的消耗量: 17832.6 × 35 = 624141 ? 2) 玉米浆 18个发酵罐每周期玉米浆的消耗量: 18 × 99.07 × 40 = 71330.4 ? 一年发酵周期为35次,每年玉米浆的消耗量: 71330.4 × 35 = 2496564 ? 3) (NH4)2SO4; 18个发酵罐每周期(NH4)2SO4的消耗量: 18 × 99.07 × 5.67 = 10111.08 ? 一年发酵周期为35次,每年(NH4)2SO4的消耗量: 10111,08 × 35 = 353887.95 ? 4) K2HPO4 ; 18个发酵罐每周期K2HPO4 的消耗量: 18 × 99.07 × 4.0 = 7133.04 ? 一年发酵周期为35次,每年K2HPO4 的消耗量: 7133.04 × 35 = 249656.4 ? 5) MgSO4 .7 H2O 13 18个发酵罐每周期MgSO4 .7 H2O的消耗量: 18× 99.07 × 35 = 62414.1 ? 一年发酵周期为35次,每年MgSO4 .7 H2O的消耗量:62414.1 × 35 = 2184493.5 ? 6) KH2PO4 18个发酵罐每周期KH2PO4的消耗量: 18 × 99.07 × 4.53 = 8078.17 ? 一年发酵周期为35次,每年KH2PO4的消耗量: 8078.17 ×35 = 282735.95 ? b)种子罐所需培养基用量确定 / m?):可溶性淀粉:30.0; 葡萄糖: 10.0;蛋白胨:4.0;玉米7) 种子罐培养基(? 浆:2.0; K2HPO4: 0.5; MgSO4 .7 H2O : 0.5; NaCl: 0.5; 蒸馏 水:1000ml/L. 由于罐培养基一年发酵周期为35次,种子罐一年的发酵周期为90次,共有7个种子罐.又因为种子罐每次装料量为15 × (1 , 0.09 ) = 13.65 m?,所需为: 1) 可溶性淀粉: 种子罐每周期可溶性淀粉的消耗量: 13.65 ×30 = 409.5 ? 种子罐一年发酵周期为90次,可溶性淀粉每年的消耗量: 409.5 ×90 ×7 = 257985 ? : 2)葡萄糖 10 = 136.5 ? 种子罐每周期葡萄糖的消耗量: 13.65 × 种子罐一年发酵周期为90次,葡萄糖每年的消耗量: 136.5×90 × 7 =85995 ? 3)蛋白胨 × 4.0 = 54.6 ? 种子罐每周期蛋白胨的消耗量:13.65 种子罐一年发酵周期为90次,蛋白胨每年的消耗量:54.6 × 90 × 7 = 34398 ? 4)玉米浆 种子罐每周期玉米浆的消耗量:13.65 × 2 = 27.3 ? 种子罐一年发酵周期为90次,玉米浆每年的消耗量:27.3 × 90 × 7 = 17199 ? 5) K2HPO4 种子罐每周期K2HPO4的消耗量:13.65 × 0.5 = 6.825 ? 种子罐一年发酵周期为90次, K2HPO4每年的消耗量:6.825 × 90 × 7 = 4299.75 ? 6) MgSO4 .7 H2O 种子罐每周期MgSO4 .7 H2O的消耗量:13.65 × 0.5 = 6.825 ? 种子罐一年发酵周期为90次, MgSO4 .7 H2O每年的消耗量:6.825 × 90 × 7 = 4299.75 ? 7) NaCl 种子罐每周期NaCl的消耗量:13.65 × 0.5 = 6.825 ? 种子罐一年发酵周期为90次, NaCl每年的消耗量: 6.825 × 90 × 7 = 4299.75 ? 物料衡算汇总表 表2 青霉素G种子罐培养基物料汇总表 物料名称 每罐每生产周期消耗量(?) 每年的消耗量(?) 14 葡萄糖 136.5 85995 玉米浆 27.3 17199 K2HPO4 6.825 4299.75 MgSO4 .7 H2O 6.825 4299.75 可溶性淀粉 409.5 257985 蛋白胨 54.6 34398 NaCl 6.825 4299.75 表3青霉素G发酵罐培养基物料汇总表 物料名称 每罐每生产周期消耗量(?) 每年的消耗量(?) 葡萄糖 990.7 624141 玉米浆 3962.8 2496564 (NH4)2SO4 561.72 353887.95 K2HPO4 396.28 249656.4 O 3467.45 2184493.5 MgSO4 .7 H2 K2HPO4 448.79 282735.95 表4青霉素G生产所需流加物料汇总表 物料名称 质量规格 每罐每周期物料 全年消耗体积量千克/ 立方米 体积(立方米) (kg) 葡萄糖 305 44.48 28022.4 硫酸铵 124 7.67 4832.1 苯氧乙酸 113 7.46 4699.8 消泡剂 —— 1.8 1134 氨水 无水 2.27 1430.1 2.3.2热量衡算 2.3.2.1发酵罐的换热装置 15 发酵罐的换热装置形有: a) 夹套式换热装置:这种换热装置适用于小罐，夹套高度比静止液面稍高。优点为结构简单，加工容易，罐内死角少，容易清洗灭菌。缺点是传热壁较厚，冷却水流速低，降温效果差。 b)竖式蛇管换热装置:这种装置的蛇管部分安装于发酵罐内，有四组、六组或八组不等。。优点是冷却水在管内的流速大，传热系数高。这种冷却装置的冷却水温度应较低。若冷却水温较高，则降温困难。此外，弯曲位置容易被蚀穿。本次设计是采用竖式蛇管换热器，传热系数约为4.186×(150,250)kJ/(m.h?)。在这里我取较小系数，以留出余量。即4.186×150kJ/(m.h?)。每周期一罐生产7.69t青霉素G钠，所需培养基150立方米，种子液20立方米发酵过程中的热平衡方程式是 Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸热-Q显热-Q辐射热 Q生物---细胞生长中有机物分解产生的热量，在这里我只讨论葡萄糖分解成生的热量; Q搅拌---机械搅拌形成的热量; Q蒸发---排出空气带走水分所需的潜热; 而Q显热由于空气用量较小可忽略;Q辐射热也可以忽略。所以，Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发 2.3.2.2生物热 通过生物合成计算生物热Q，基本上生物热主要由葡萄糖氧化产生热量，反应式如下(每消耗1mol氧气生成460kJ的热量): 16 葡萄糖的式量是180g/mol,所以: n种子=136.5kg×1000/180=758.3mol n发酵罐=(990.7+13566.35)kg×1000/180=80872.5mol 1mol 葡萄糖?6×460kJ热能 种子罐的Q生物=758.3mol×6×460kJ=2092908kJ 发酵罐的Q生物=80872.5mol×6×460kJ=223201800kJ 2.3.2.3搅拌热 Q搅拌=Pg×3600×T 式中:Pg---通气状态下培养液所消耗的功率，kw T---发酵周期，h Q搅拌=000775×3600×180=2735.6kJ(种子罐) Q搅拌=00422×3600×180=27345.6kJ(发酵罐) 2.3.2.4蒸发热 已知二联罐的通气率是1vvm,则计算蒸发带走的蒸汽体积是: Fe=0.8/1000Fa(nw.o-nw.i)=0.8/1000Fa(nw.o-RH.n*w.i) 式中:Fa---通气量，立方米 n*w.i---空气工况温度下的饱和湿度，取为38? nw.i---通入空气的绝度湿度，nw.i=RH.n*w. nw.o---发酵温度下的饱和水分含量，取为25? RH---取为8% 表5 空气在不同温度(t)下的饱和水蒸气体积分数(n*w) t, ?n*w,% t, ?n*w,% t, ?n*w,% t, ?n*w,% 17 1 0.65 16 1.79 31 4.40 46 9.89 2 0.70 17 1.90 32 4.65 47 10.41 3 0.75 18 2.02 33 4.92 48 10.95 4 0.80 19 2.15 34 5.21 49 11.51 5 0.86 20 2.29 35 5.50 50 12.10 6 0.92 21 2.43 36 5.82 51 12.72 7 0.99 22 2.59 37 6.41 52 13.36 8 1.06 23 2.75 38 6.49 53 14.03 9 1.13 24 2.92 39 6.85 54 14.73 10 1.21 25 3.10 40 7.22 55 15.46 11 1.29 26 3.29 41 7.62 56 16.22 12 1.38 27 3.49 42 8.03 57 17.01 13 1..47 28 3.70 43 8.47 58 17.83 14 1.57 29 3.92 44 8.92 59 18.69 15 1.67 30 4.15 45 9.39 60 19.58 由上面表格查的:n*w.i=0.0649,nw.o=0.031 Fa=1vvm×60×15×60=54000 (种子罐) Fa=1vvm×60×150×80=1620000 (发酵罐) Fe种子罐=0.8/1000Fa(nw.o-0.8/1000RH.n*w.i)=0.8/1000×54000×(0.031-0.0649×8%)=1.139 Fe发酵罐=0.8/1000×1620000×(0.031-0.0649×8%)=33.45 水在25 的汽化潜热是2349kJ/kg 18 水蒸汽的密度是0.06379千克/立方米 因此，水蒸气带走的热量是: Q种子罐=1.339×2349×0.06379=200.64kJ Q发酵罐=33.45×2349×0.06379=5012.24kJ 2.3.2.5发酵热 Q发酵=Q生物+Q搅拌-Q蒸发 Q发酵=2092908+1674-200.64=2094381.36kJ(种子罐) Q发酵=223208100+27345.5-5012.24=223230433.4kJ(发酵罐) 2.3.2.6换热面积的计算 温度差的计算 发酵过程，采用20? 地下水做冷却水，出口23?，发酵液温度控制在25?. ?t=平均温差=(t发酵-t进口)-(t发酵-t出口) Ln(t发酵-t进口)/(t发酵-t出口) =3.274? 换热面积的计算 F=Q/k?t 式中:Q---发酵液每小时放出的最大热量，kJ/h k---换热装置的传热系数，4.186×150kJ/(m.h ) 换热面积: F种子罐=2094381.36/(4.186×150×3.274×60)=16.98 F发酵罐=223230433.4/(4.186×150×3.274×180)=603.27 19 2.2.3冷却水用量计算 发酵过程，采用20? 地下水作冷却水，出口23? 。 冷却水用量计算:取裕量系数1.2. W种子罐=Q/C(t2-t1)=1.2×2094381.36kJ/4.18×(23-20)=200419.27kg W发酵罐=Q/C(t2-t1)=1.2×223230433.4kJ/4.18×(23-20)=21361763.96kg 2.2.4蒸汽消耗量的计算 发酵蒸汽消毒有实消和连消两种，青霉素G生产采用实效。发酵过程中实罐消毒蒸汽使用量最大，蒸汽直接通入罐内与溶液混合加热，使罐温从预热后80?-90? 迅速上升到120? 进行保温灭菌，灭菌操作不同，蒸汽消耗量差别很大，一般先计算直接蒸汽混合加热用量，然后保温时间内的蒸汽量按升温用气量的30%-50%进行计加。 2.2.4.1直接蒸汽混合加热蒸汽消耗量计算 参照《发酵工厂工艺设计》一书P63(4-18)公式 (1+ή) 式子中———蒸汽消耗量,kg G---被加料液量,kg,已知为75m? C——料液比热kj/kg.?，取C=4.18Kj/kg.? 加热结束时料液温度?，取120? ——加热开始时料液温度?，取35? I——蒸汽焓kj/kg，0.4Mpa时热焓650kcal/kg ή——热损失5-10,取5, 种子罐=×(1+0.05)=2413.54 20 发酵罐=×(1+0.05)=17517.16 3.2.4.2灭菌保温时间内的蒸汽用量 种子罐=0.5 种子罐=0.5*2413.54=1206.77 发酵罐=0.5 种子罐=0.5*17517=8758.58 2.2.4.3 蒸汽总用量 D种子罐=种子罐+种子罐=2413.54+1206.77=3620.31 D发酵罐=发酵罐+发酵罐=17517.16+8758.58=26275.74 2.2.5 耗氧率计算 各种微生物的耗氧速率因种类不同而不同，起大致范围为25mol/m?/h-100mol/m?/h，青霉素G取36 mol/m?/h，根据《抗生素生产工艺学》P103-(7-30)公式 γ=G×60××103()/V 试中γ---耗氧速率，mol/m?/h G———空气流量，m?/min ---进口空气氧含量0.21 --—出口空气流量0.198 G种子罐===16.8 G种子罐==168 21 3.设备选型 设备设计选型师傅正确恰当，对投资建厂和工厂投产后的运行维修、工人的劳动强度，产品的质量都会有很大影响，起重要性时显而易见的。从设备的设计选型情况，可以反映出所设计工厂的先进性和生产的可靠性。因此在设备的工艺设计和选型时应考虑如下原则: a) 保证工艺工程实施的安全可靠 b) 经济上合理，技术上先进 c) 投资省耗少，加工方便，采购容易 d) 操作清洗方便，耐用易维修，备用配件公用可靠，减少工 人劳动强度。实现和自动化方便 e) 结构紧凑，尽量采用记过实践考验确实性能优良的设 备 f) 运行费用低，水电气消耗少 本设计中的主要设备主要是根据年产量以及设备自身的技 术参数主要是指设备的使用范围、主要用途、生产能力来进 行设备的选择的，另外，还有一些其他辅助商业倍的选择， 则是根据所选用的主要设备来进行配套的选型。 3.1发酵罐 尺寸计算:罐体各部分的尺寸应有一定的比例没去各比例值 22 如下H/D=2 =0.25D s/D=105 d/D=1/3 c=D 式中: H——圆柱部分高度，m D——圆柱直径，m d——搅拌桨叶直径，m s——搅拌桨叶间距，m c——下搅拌叶轮与罐底的距离，m ha——封头突出部分高度，m 罐的公称容积公式: Vo=Vb+Vc=π4D2H+hb+16D 式中: hb——椭圆封头直边，m V b——封头容积，m? V c——直桶部分容积，m? 发酵罐公称容积是200m?，由公式?计算 200m3=π4?2D3+0.15D3 =1.72D? D=4.954m 由H=2D，得 H=2×4.954=9.908m 罐的容积公式: V=2Vb+Vc=π4D?H+0.3D?=1.87D? ? 由D=4.954m V=1.87×4.954?=227.35m? 罐的直筒容积 =1.57×4.954? =190.88m? 设定 装填系数是0.75 Vd=0.7V0 =0.75×200 150m? 椭圆封头的计算公式如下: 23 Vb=π4D?hb+π6D?hb+16D ? Vb=(V0?Vc)/2 ? 由公式?和?得: 227.35?190.88/2=π4×4.9542(hb+4.9546) 由ha=D4可知 罐的总高度: H0=H+2(ha+hb) =9.908+2(1.2385+0.121) =12.627m 罐内液柱高度: ,2V,V=DH db4 ,2150,18.235=×4.95H 4 H=6.840m H=6.840+1.2385+0.121=8.1995m L 发酵罐其他尺寸比例有: d,D=1,3 s,D=1.5 可以求得如下值: 4.954D搅拌桨叶直径:d===1.65m 33 桨叶间距:S=1.5d=1.5×1.65=2.475m 下搅拌叶轮与罐底的距离:c=d=1.65m C=h+h+h abc h=c-h-h=0.2905m cab h ——桨叶到圆筒底部的距离，m c 上述结果如下: 罐参数表 24 9.908 0.121 H圆柱部分高，m H封头直边高度，m b 4.954 0.2905 D圆柱直径，m H底层桨叶到筒底距离，m c 3227.35 1.65 V全容积，m c搅拌叶轮与筒底距离，m 3 150 1.65 V罐的装料体积，mD搅拌桨叶直径，m d 3 190.88 2.475 V直筒部分容积，mS桨叶间距，m c 3 18.235 8.19958 V封头容积，mH液柱高度，m bL 1.2385 h封头突出部分高度，ma 4 罐体厚度计算 满足工艺要求，罐需要承受一定的压力，同时为了避免染菌，罐体采用不锈钢制成，其厚度取决于罐径和罐压的大小，所以根据工艺要求可以计算出壁厚。 受内压的壁厚可用下式计算 POS= 230[,],,P 式中， 2P——罐压，kg/cm(表压)，通常取灭菌压力0.25mPa减去大气压，换算后为 211.8kg/cm D——罐径，mm ,——焊缝系数，(采用双面对焊接) ,,0.8 ,——许用压力= [,]n ——不锈钢抗拉强度，35kg/mm , n——n=4(t<250?) 11.8，4954S=,36.58mm 35230，，0.8,11.84 25 封头壁厚可按蝶形封头计算 PDYS= 200[,], 式中， Y——开孔系数，取2.3 35——= ,12.069[,][,]2.9 11.8，4954，2.3S= ,69.63mm200，12.069，0.8 结束语 本设计是青霉素G钠原料药制备的初步设计。原料药的制备包括青霉素发酵过程和提取过程中涉及的工艺流程确定，物料衡算，热量衡算，设备选型，车间布置等。简单介绍了青霉素制药工厂的厂址选择，总平面设计原则，以及车间布置，附属工程的确定原则。 本设计的图纸包括青霉素原料药发酵工艺流程图，提取工艺流程图，发酵车间平面布置图，发酵车间立面布置图，提取车间平面布置图，提取车间立面布置图等。 通过对本次工厂设计，不仅使我巩固了所学的知识，也扩充了不少以前没有学过的课外知识，开阔了眼界。这次设计是对我所学知识和能力的一次检验，使我学会了灵活地应用学过的知识，并与实际生产相结合，做到了理论联系实际。在参考生产实际的宝贵经验和资料的基础上，再运用自己在大学四年内所学的《化工原理》，《生物工程工厂设计概论》，《发酵工程设备》，以及参考《制药工程学》，《药物制剂工程》，《常用药物制剂》等中的各种知识，并且参与了互联网上的各种资料，终于完成了本次设计设计。 这次设计对我来说是一个挑战，更给了我一个锻炼的机会。但由于我接触面 26 的限制，对知识掌握程度有限，收集的数据不全，缺少实际经验，使得此次设计难免有不完善之处，希望各位老师严加批评指正，非常感谢～ 参考文献 1 吴思方. 工厂工艺设计概论. :北京中国轻工业出版社，2002 2 刘玉平，辛永民. 抗生素发酵车间设计实践点滴体会. 医药工程设计，2001，(22):10~13 3 高孔荣. 发酵设备. 北京:北京中国轻工业出版社，1991 4 赵汉臣，齐平，张卫东. 浅谈GMP制药车间(制剂室)布局设计中的几个问题. 中国药房，2002,13(2):118 5 张洪斌. 药物制剂工程技术与设备. 北京:科学教育出版社，2003 6 王效山，王健. 制药工艺学. 北京:科学教育出版社，2003 7 徐砾. GMP实施过程中洁净车间的设计与管理. 湖北化工，2003(4):45~46 8 陈月媚. 浅谈制药用水系统的设计与施工. 医药工程设计，2002,23(3):18 9 汤青. 固体制剂车间的洁净厂房设计探讨. 安徽医药，2003，7(1):71~72 10 汪镇安. 化工工艺设计手册. 北京:化学工业出版社，2007 11 许林成. 中国医药工业杂志. 中国化学制药工业协会，2005(36):3~5 12 高平，刘书志. 生物工程设备. 北京:化学工业出版社，2006 13 俞俊棠. 抗生素生产设备. 北京:化学工业出版社，1997 27 14 谭岳尧，方传志. 固体制剂车间GMP改造中空调净化系统设计若干问题的 探讨. 医药工程设计，2000.21(2):69~73 28