年产9000吨味精工厂（以液氨为氮源）的生产工艺设计

化工与制药学院 课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 任务书 年产9000吨味精工厂（以液氨为氮源）的生产工艺设计 目录 4 摘要： 5 Abstract: 6 前言 ： 7 设计依据与主要工业设计参数 7 1设计依据 7 1.1设计任务 7 1.2工艺流程 7 1.3基础数据 8 1.4原（辅）料及动力单耗 8 2.物料衡算 8 2.1生产过程的总物料衡算 8 2.1.1生产能力 9 2.1.2总物料衡算 9 2.1.3淀粉的单耗： 10 2.1.4原料及中间体的计算 10 2.1.5总物料衡算结果 11 2.2制糖工序物料衡算 11 2.2.1淀粉浆量及加水量 11 2.2.2液化酶用量 11 2.2.3CaCl2的加入量 11 2.2.4糖化酶用量 11 2.2.5糖化液量 11 2.2.6加珍珠岩量和滤渣量 12 2.2.7生产过程进入的蒸汽和洗水量 12 2.2.8衡算结果 12 2.2.9糖化过程衡算图 13 2.3连续灭菌和发酵过程物料衡算 13 2.3.1发酵培养的糖液量 13 2.3.2配料 14 2.3.3衡算结果汇总 15 2.3.4发酵过程衡算图 15 2.4谷氨酸提取工序的物料衡算 15 2.4.1发酵液数量 15 2.4.2加98%硫酸量 15 2.4.3谷氨酸产量 15 2.4.4母液数量 16 2.4.5谷氨酸分离洗水量 16 2.4.6母液回收过程中用水以及酸、碱等数量 16 2.4.7物料衡算结果 16 2.5精制工序的物料衡算 17 物料衡算汇总表 18 3热量衡算 18 3.1液化工序的热量衡算 19 3.1.2灭酶蒸汽用量 19 3.1.3液化液冷却用水量 19 3.2糖化工序热量衡算 20 3.3连续灭菌和发酵工序热量衡算 20 3.3.1培养液连续灭菌用蒸汽量 21 3.3.2培养冷却水用量 22 3.3.3发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 23 3.4谷氨酸提取工序冷量衡算 23 3.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 23 3.5.1热平衡与计算加热蒸汽量 24 3.5.2冷却二次蒸汽所消耗冷却水量 25 3.6干燥过程的热量衡算 26 3.7生产过程耗用蒸汽量结果汇总 26 设备的设计与选型 26 1基本参数 27 2发酵罐 27 2.1发酵罐生产能力 27 2.2发酵罐台数 27 2.3设备容积 28 2.4校核 28 2.5冷却管 31 3种子罐 31 3.1种子罐容积 31 3.2种子罐台数 31 3.3冷却面积的计算 32 4种子罐空气过滤器 32 4.1过滤层直径 33 4.2过滤器直径 33 4.3过滤器高度 33 4.4分过滤器强度的计算 33 4.5分过滤器强数量 33 4.6过滤层厚度 33 5连消塔 33 5.1连消塔的主要参数 34 5.2连消塔长度 34 5.3进料管直径 34 5.4连消蒸汽耗量 35 5.5进气管直径 35 5.6出料管直径 35 5.7连消塔外圆尺寸 35 5.8外筒有效长度的校核 36 5.9设备结构的工艺设计 36 6 维持罐 36 6.1维持罐的选型 37 总结 初级经济法重点总结下载党员个人总结TXt高中句型全总结.doc高中句型全总结.doc理论力学知识点总结pdf ： 40 参考文献 摘要： 谷氨酸钠俗称味精是一种重要的鲜味剂，对香味具有增强作用。谷氨酸钠广泛用于食品调味剂，既可单独使用，又能与其它氨基酸等并用。用于食品内，有增香作用。日常生活中很多食品都含有味精。 谷氨酸钠（C5H8NO4Na），化学名α-氨基戊二酸一钠，是一种由钠离子与谷氨酸根离子形成的盐。其中谷氨酸是一种氨基酸，而钠是一种金属元素。生活中常用的调味料味精的主要成分就是谷氨酸钠。 过去生产味精主要用小麦面筋水解法进行，现改用微生物发酵法来进行大规模生产。而谷氨酸的通气发酵，是我国目前通气发酵产业中，生产厂家最多、产品产量最大的生产方式,该生产工艺和设备具有很强的典型性。 本次设计为年产9000吨谷氨酸钠生产工艺设计，经指导老师的指导和本小组各组员的努力完成。 关键词 ：味精 发酵 工艺流程图 Abstract: MSG is monosodium glutamate is an important flavor agent, has enhanced the role of fragrance. Glutamate is widely used in food flavoring agent, can be used alone, can also with other amino acids and other use. For food, a flavoring effect.Many foods contain MSG in daily life. Monosodium glutamate (C5H8NO4Na), chemical name of alpha amino glutaric acid sodium, is composed of a sodium ion and glutamate ionic salts formed. Theglutamic acid is an amino acid, and sodium is a metal element. The main component of MSG seasoning used in life is sodium glutamate. The past production of monosodium glutamate vital wheat gluten hydrolysis method, is to use to make large-scale production by microbial fermentation. Theventilation and glutamic acid fermentation, is currently China's largest ventilationfermentation industry, product yield, the largest manufacturer of mode of production, the production technology and equipment has a strong typical. The design for the annual production capacity of 9000 tons of monosodium glutamate production process design, by the guidance of the teacher's guidance and the team members to finish. Keywords: MSG Fermentation Process chart 前言 ： 本设计主要内容为，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、管道管径的确定。最后，画出工艺管道流程图和车间布置图。 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。 本设计利用淀粉为原料，双酶水解制糖后，通过微生物发酵、等电点沉淀提取来生产味精，总工艺流程图如下： 设计依据与主要工业设计参数 1设计依据 1.1设计任务 年产MSG的量：9000t(含7000吨98%MSG，2000吨83%MSG)生产周期＜48h，每年生产日=300天， 1.2工艺流程 味精生产工艺为利用淀粉为原料，双酶水解制糖后，通过微生物发酵、等电点沉淀提取生产味精的工艺是目前最成熟、最典型的生产工艺。 1.3基础数据 工艺技术指标和基础参数如下： 发酵法生产谷氨酸的工艺技术指标 序号 生产工序 参数名称 技术指标 1 2 3 4 5 6 7 制糖(双酶法) 发酵 发酵 谷氨酸提取 精制 发酵 倒灌率 淀粉糖化转化率 产酸率g/100mL 糖酸转化率% 提取收率% 精制收率% 操作周期h % ≥98% ≥8.0 50 80 90 <48 1 1.4原（辅）料及动力单耗 味精生产过程的原辅 材料 关于××同志的政审材料调查表环保先进个人材料国家普通话测试材料农民专业合作社注销四查四问剖析材料 及动力单耗（1t99%MSG计算） 物料名称 规格 单耗（t/d） 玉米淀粉 含淀粉86% 2.029 硫酸 98% 0.45 液氨 99% 0.35 纯碱 98% 0.34 活性炭 0.03 水 309 电 2000kwh/t 蒸汽 11.4 2.物料衡算 2.1生产过程的总物料衡算 2.1.1生产能力 年产9000吨MSG，设纯度为100%，按每年生产天数300计，日产100%的MSG为30吨。 2.1.2总物料衡算 1000kg纯淀粉理论上能生产100% MSG的量为： 1000kg纯淀粉实际上能生产100% MSG的量为： 1000kg工业淀粉（含量86%的玉米淀粉）生产100% MSG的量为： 2.1.3淀粉的单耗： 生产1000kg100%MSG理论上消耗纯淀粉量为： 1000/1153.5=0.8669 (t) 生产1000kg100%MSG理论上消耗工业淀粉量为： 0.8669/86%=1.008 (t) 生产1000kg99%MSG实际消耗纯淀粉量为： 1000/498.1= 2.008(t) 生产1000kg1000%MSG实际消耗工业淀粉量为： 1000/428.4=2.334 (t) 总收率： 淀粉利用率： 生产过程的总损失： 物料在生产过程中损失的原因： ①糖化转化率稍低 ②发酵过程中部分糖消耗于长菌体及呼吸代谢；残糖高；灭菌损失；产生其他产物 ③提取收率低，母液中Glu含量高 ④精制加工过程损耗及产生焦谷氨酸钠等 2.1.4原料及中间体的计算 淀粉用量为： 糖化液纯糖量为： 换算成含量24%的糖液量为： 发酵液量的计算——纯Glu的量： （t/d）;折算为8g/dl的发酵液： （m3）; (t)(1.05为发酵液的相对密度) 提取Glu量——纯Glu量： （t/d），折算为90%的Glu量： （t/d） Glu废母液量（采用等点—新离子回收法，以排出之废母液含Glu0.7g/dl计算）： （m3/d） 2.1.5总物料衡算结果 年产9000吨味精生产工艺的总物料衡算结果2-1 项目 以玉米淀粉为原料（t/d） 原料淀粉（t） 66.2856 24%糖液量（t） 258.375 90%谷氨酸量（t） 25.115 混合MSG量（t） 30 排除含0.7%谷氨酸废液量（m3） 442.93 2.2制糖工序物料衡算 2.2.1淀粉浆量及加水量 味精生产过程中，淀粉加水比例为：1：2.5，即1000kg工业淀粉调浆时加水量为2500kg，由此制得的淀粉浆量为3500kg。 淀粉浆中干物质（纯淀粉）浓度： 2.2.2液化酶用量 α-淀粉酶用量为淀粉浆的0.017%，则α-淀粉酶用量为3500×0.017%=0.6(kg) 2.2.3CaCl2的加入量 Ca2+能使α-淀粉酶的活性大为提高，CaCl2的加入量是淀粉浆量的0.043%，则CaCl2的加入量为3500×0.043%=1.5(kg) 2.2.4糖化酶用量 糖化酶用量是淀粉浆量的0.043%，则糖化酶用量 3500×0.043%=1.5(kg) 2.2.5糖化液量 淀粉经液化、糖化后，制得24%糖化液量为（kg） 24%糖化液的相对密度为1.09，那么糖化液的体积为：3897.95÷1.09=3576.1(L) 2.2.6加珍珠岩量和滤渣量 淀粉经糖化、液化后的糖化液过滤比较困难，需加珍珠岩进行助滤，其加入量为糖化液的0.15%，即：3897.95×0.15%=5.847(kg) 过滤后滤渣是含水70%废珍珠岩，则滤渣量为 2.2.7生产过程进入的蒸汽和洗水量 （kg） 2.2.8衡算结果 （年产9000吨味精）：根据总物料衡算，日投入工业淀粉66.3t，物料衡算汇入下表 制糖工序物料衡算汇总表2-2 进入糖化过程的物料 离开糖化过程的物料 项目 物料比例（kg） 日投料量（kg） 项目 物料比例（kg） 日投料量（kg） 工业淀粉 1000 663000 糖化液 3897.95 258434.09 配料水 2500 165750 滤渣 19．49 1292.187 液化酶 0.6 39.78 CaCl2 1.5 99.45 糖化酶 1.5 99.45 珍珠岩 5．85 385.66 洗水和蒸汽 407.993 27049.94 累计 3917.44 259726.27 累计 3917.44 259726.28 2.2.9糖化过程衡算图 以1000kg工业淀粉为基准（下面同理） SHAPE \* MERGEFORMAT 2.3连续灭菌和发酵过程物料衡算 2.3.1发酵培养的糖液量 1000kg的工业淀粉经水解后，得到24%的糖液3897.95kg，发酵培养基的初糖浓度为16.4g/dL，则接种前发酵培养基的糖液量为 发酵培养的糖液量质量为：5704.3×1.06=6046.6(kg)， （16.4g/dL糖液的相对密度为1.06） 2.3.2配料 发酵培养基的组成为：水解糖16.4%，糖蜜0.30%，硫酸镁0.06%，氯化钾0.08%，尿素4.0%，磷酸氢二钠0.02%，玉米浆0.20%，泡敌0.05%，硫酸锰0.2mg/100mL，硫酸亚铁0.2mg/100mL，植物油0.10%，接种量1%。 按放罐发酵液体积计算： 玉米浆： (kg) 甘蔗糖蜜： (kg) 无机盐（P, Mg, K）: 配料时培养基中的含糖量不低于19%，向24%的糖液中加水量： 灭菌过程加入蒸汽量及补水： 发酵零小时数量验算： 其体积为：6046.6/1.06=5704.3(L)，与以上计算一致。 接种量： (L) 发酵过程加液氨数量，为发酵液体积的2.8%： （kg）， 液氨容重为0.62kg/L,165.4/0.62=264.05(L) 加消泡剂量，为发酵液的0.05%： （kg）,消泡剂的相对密度为0.8，2.95/0.8=3.65（L） 发酵过程从排风带走的水分：进风25℃，相对湿度φ=70%，水蒸气分压18mmHg (1mmHg= 133.322Pa)，排风32℃，相对湿度φ=100%，水蒸气分压27mmHg。进罐空气的压力为1.5atm（表压），排风0.5atm（表压），则出进空气的湿含量差： 通风比1:0.2，则带走水量 （其中1.157为32℃时干空气密度（kg/m3）） 过程分析、放罐残留及其他损失：52kg 发酵终点时发酵液质量： 2.3.3衡算结果汇总：年产9000吨商品味精日投工业淀粉66.3t连续灭菌和发酵工序的物料衡算汇总如下 连续灭菌和发酵工序物料衡算2-3 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 日投料量(t/d) 项目 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 日投料量(t/d) 24%糖液 3897.95 258.434 发酵液 6194.0 410.662 玉米浆 11.69 0.775 空气带走水量 29.2 1.936 甘蔗糖蜜 17.54 1.163 过程分析、放罐残留及其他损失 52 3.448 无机盐 11.69 0.775 配料水 1025.78 68.009 灭菌过程进蒸汽及水 1081.95 71.730 接种量 61.98 4.109 液氨 163.71 10.854 消泡剂 2.92 0.194 总计 6275.2 415.506 总计 6275. 2 415.506 2.3.4发酵过程衡算图 SHAPE \* MERGEFORMAT 2.4谷氨酸提取工序的物料衡算 采用冷冻等点及其新离交回收工艺（按1000kg工业淀粉之匹配量计） 2.4.1发酵液数量：5846.9L，6194.0kg 2.4.2加98%硫酸量：为发酵液的3.6%（W/V） (kg) 98%H2SO4的相对密度1.84.，故210.5/1.84=114.4（L) 2.4.3谷氨酸产量 分离前谷氨酸量——Glu量： （kg） 分离后谷氨酸量——纯Glu： （kg）(80%为Glu提取收率) 　　90%的Glu沉淀： （kg） 2.4.4母液数量：母液含Glu0.7%g/dl （kg） 2.4.5谷氨酸分离洗水量 （L） 2.4.6母液回收过程中用水以及酸、碱等数量 　 2.4.7物料衡算结果 根据以上计算，再乘以66.3t（日投工业淀粉数）即得出每日之物料量 谷氨酸提取工序物料衡算汇总表2-4 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d 发酵液 6194.0 410.662 90%谷氨酸 415.8 13.3 H2SO4 210.5 13.956 母液 13371.4 401.1 分离用洗水 83.2 5.516 回收加水等 7326.5 485.773 累计 13787.2 821.271 13787.2 821.271 2.5精制工序的物料衡算 2.5.1谷氨酸数量 99%Glu 374.2kg ；90%Glu 415.8kg 2.5.2Na2CO3量 (kg) 2.5.3加活性炭量 (kg) 2.5.4中和液数量 （L） （kg）(1.16为含40%（W/V）MSG溶液的相对密度 2.5.5中和加水量 （kg） 2.5.6产MSG量 产MSG量——精制收率90%， 产量为 (kg) 2.5.7产母液量：母液平均含MSG量25%（W/V） (L)，母液的相对密度1.1，则： 　　 （kg） 2.5.8废湿活性炭数量：湿炭含水75% （kg） 2.5.9 MSG分离调水洗水量 （kg） 2.5.10中和脱色液在洁净蒸发过程中蒸发出的水量 (kg) 物料衡算汇总表 精制工序物料衡算汇总表2-5 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg) t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg) t/d 90%Glu 415.8 27.57 99%MSG 471.2 31.24 Na2CO3 152.2 10.09 母液 186.2 12.35 活性炭 12.9 0.86 废炭 51.6 3.42 中和加水 952.9 63.18 蒸发水量 894.6 59.31 分离洗水 23.6 1.57 累计 1603.6 136.32 累计 1603.6 136.32 2.5.12谷氨酸精制过程衡算图 SHAPE \* MERGEFORMAT 3热量衡算 3.1液化工序的热量衡算 3.1.1液化加热蒸气量 加热蒸气消耗量 ，式中：G-淀粉浆量(kg/h),C-淀粉浆比热荣[kJ/(kg.K)],t1-浆料初温(293K)，t2-液化温度(363K)，I—加热蒸气焓2738kJ/kg(0.3MPa，表压)， -加热蒸汽凝结水的焓，363K时为377kJ/kg 1) 淀粉浆量G： 根据物料衡算，日投工业淀粉30t；连续液化，30 t/24=1.25t/h 加水量1：2.5，淀粉浆量为 （kg） 2) 粉浆干物质浓度 3) 淀粉浆比热C C0-淀粉质比热容，1.55kJ/(kg.K)，X-粉浆干物质含量，24.6%，C水-水的比热容，4.18 kJ/(kg.K) [KJ/(kg·K)] 4) 蒸汽用量 (kg/h) 3.1.2灭酶蒸汽用量 灭酶时将液化液由90℃加热至100℃，在100℃是的 为419 kJ/kg (kg/h) 要求在20min内是液化液从90℃升至100℃，则蒸汽高峰量为 (kg/h) 以上两项合计： 平均量：457.9+66.6=524.5(kg/h) (t/h) 高峰量：457.9.3+199.8=657.7(kg/h) 3.1.3液化液冷却用水量 使用板式患热器，将物料由100℃降至65℃,使用二次水，冷却水进口温度20℃，出水温度58.7℃，需冷却水量W (kg/h) 即86.10(t/d) 3.2糖化工序热量衡算 日产24%糖液116.94t，即116.94/1.09=107.3m3 糖化操作周期30h，其中，糖化时间为25h。装料系数75%(100m3糖化罐装料75m3)，则需糖化罐 （台），取2台。 使用板式换热器，使糖化液(经灭酶后)由85℃降至60℃，用二次水冷却，冷却水今口温度20℃，出口温度45℃，平均水量为： (kg/h) 要求在2h内把75m3糖液冷却至40℃，高峰用水量为 (kg/h) 每日糖化罐同时运转： （罐） 每日投料罐次 ,需2罐次 每日冷却水用量： (t/d) 3.3连续灭菌和发酵工序热量衡算 3.3.1培养液连续灭菌用蒸汽量 选罐问题：若选100m³的罐，发酵罐公称容积为100m3，装料系数0.7，每罐产MSG量： (t) 年产9000t商品味精，日产MSG 28.4t 发酵操作时间48h，其中发酵时间38h，需发酵罐台数: （台），取11台。 每日投料罐次 取6罐 日运转： （罐） 取8罐 每罐初始体积70m3，唐浓度为16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其含量为 (t) 灭菌加热过程中用0.4Mpa蒸汽(表压)I=2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由20℃升至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: (t/h) 消毒灭菌蒸汽用量 (kg/h)=3.2(t/h) 其中糖液比热容为3.7kJ/(kg.K) 每天用蒸汽量： (t/h)，高峰量3.2t/h，平均量: (t/h) 与下面200m³相比，每天平均耗费的蒸汽量增大，罐的个数也增大。另一方面，因又为200的罐比100的罐难于维修，所以，综合考虑，选200的发酵罐。 发酵罐公称容积为200m3，装料系数0.7，每罐产100%MSG量： (t) 年产9000t商品味精，日产100%MSG 28.4t 发酵操作时间48h，其中发酵时间38h，需发酵罐台数: （台），取6台。 每日投料罐次 日运转： 每罐初始体积140m3，唐浓度为16.4g/dl，灭菌前培养基含糖19%，其含量为 (t) 灭菌加热过程中用0.4Mpa蒸汽(表压)I=2743kJ/kg，使用板式换热器将物料由20℃升至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: (t/h) 消毒灭菌蒸汽用量 (kg/h)=3.2(t/h) 其中糖液比热容为3.7kJ/(kg.K) 每天用蒸汽量： (t/d)，高峰量3.2t/h，平均量: (t/h) 3.3.2培养冷却水用量 120℃热料通过与生料热交换，降至80℃，再用冷却水冷至35℃，冷却水由20℃升至45℃，计算冷却水用量(W) 　　　 (kg/h)=69(t/h) 全天用水量: (t/h) 3.3.3发酵罐空罐灭菌蒸汽用量 1) 发酵罐体加热 设所用罐体为1Cr18Ni19材质的发酵罐，罐体重34.3t，冷却排管重有6t，不锈钢的比热容是0.5[kJ/(kg•K)]，用0.2Mpa(表压)蒸汽灭菌，使发酵罐在0.15Mpa(表压)下，由20℃升温至127℃, 0.15Mpa蒸汽(表压)I=2718kJ/kg，蒸汽的用量为： 2) 充满发酵罐空间需要的蒸汽量 因为200 m3的发酵罐的容积实际上大于200 m3,考虑到罐内有排管、搅拌器等配件所占有的空间，罐的自由体积仍按200 m3计算，充满罐空间需要的蒸汽量为： 　　　　　　　　 式中，V发酵罐自由空间，即全容积(m3)；ρ-加热蒸汽的密度(kg/ m3)，0.2Mpa(表压)蒸汽密度为1.622kg/ m3。 3) 灭菌过程中的热损失 设发酵罐的外壁温度为70℃，此时辐射与对流的联合给热系数α为 　　　　　　α=33.9+0.19×(70-20)=43.4[kJ/(m2•h•K)] 　　200 m3的发酵罐的表面积为201 m2,耗用蒸汽量为： 　　　　 4) 罐壁附着洗涤水升温的蒸汽消耗 　　　　 0.01— 附壁水平均壁厚(mm) 5) 灭菌过程中的蒸汽渗漏可取总蒸汽消耗量的5%。 空罐灭菌时蒸汽消耗量为： 每次空罐灭菌的时间是1.5h， 用蒸汽量: （kg/罐） 则每日蒸汽耗用量为： (kg/d) 平均耗汽量：2448/24=102(kg/h) 3.3.4发酵过程冷却水用量 根据实测数据，谷氨酸的发酵热约为3.0×104(kJ/m3h),200 m3谷氨酸发酵罐，装料量140 m3，使用新鲜的冷却水冷却，冷却水的进口温度是10℃，出口温度为20℃，冷却水的用量就可按下式进行计算： 　　　　　 因为每天运转的发酵罐是4.14罐次，高峰用水量为100×4.14=414(t/h) 日用水量为 (t/d)，0.8--各罐发热状况均衡系数 平均用水量： (t/h) 3.4谷氨酸提取工序冷量衡算 等电罐200m3，装液量146m3,相对密度1.06，由30°C降至5°C，降温速度2°C/h。其冷量为： （kJ/h）,发酵比热容为3.97[kJ/(kg·K)] 中和时，H2SO4对水的溶解热为92kJ/mol,6h加98%H2SO45100kg，其溶解热为： (kJ/h) 每天运转4.14罐。总制冷量： (kw) 3.5谷氨酸钠溶液浓缩结晶过程的热量衡算 年产9000吨商品味精，日产100%MSG28.4t，选用25m3强制内循环结晶罐，浓缩结晶操作周期24h，其中辅助时间4h。每罐产100%MSG10t，需结晶罐台数： ，取4台 1.6为每罐投入的晶种量 3.5.1热平衡与计算加热蒸汽量 每罐投入40g/dl的中和脱色液（俗称原液）23m³，流加30g/dl母液32m³，过程中加水6m³，在70℃下真空蒸发结晶，浓缩3h，育晶17h。放料数量20m³。 1） 热量衡算 来料带入热量： (kJ) 加水代入热量： (kJ) 晶种带入热量： (kJ)，1.67[kJ/(kg·K)]为MSG比热容 结晶放热： (kJ) MSG结晶热为12.7kJ/mol 母液带走量：分离母液12m³，折算为相对密度1.26时，15t比热容为2.83[kJ/(kg·K)] (kJ) 随二次蒸汽带走热量： （kJ） 结晶罐放罐时的结晶液量为20m³ 随结晶MSG带走热量： （kJ） 需外界供给热量： = = （kJ） 2) 计算蒸汽用量 每罐次用汽量：热损按5%计算 (kg/罐) 每罐浓缩结晶时间20h，每小时耗蒸汽高风量：45830/20=2292(kg/h) 4.14台罐同时运转，高峰用蒸汽量： （kg/h） 每日用蒸汽量： （kg/d）=189.7(t/d) 每小时平均用蒸汽量：189.7/24=7.9(t/h) 3.5.2冷却二次蒸汽所消耗冷却水量 1）二次蒸汽数量，即水蒸发速度 (m³水/h) 2）冷却水用量：使用循环水，进口温度30℃，出口温度45℃，70℃水蒸气焓2626.8(kJ/kg)，需冷却水量（W） (kg/h)=80(t/h) 2台罐，高峰用水量： (t/h) 全日用水量： (t/d) 平均用水量：6624/24=276(t/h) 3.6干燥过程的热量衡算 分离后之湿MSG含水2%，干燥后达到0.2%，进加热之空气为18℃，相对湿度ψ=70%，通过加热器使空气升至80℃，从干燥器出来的空气为60℃。 年产9000吨商品味精，日产湿味精30t，二班生产，即30/16=1.88(t/h) 干燥水分量： (kg/h) 18℃空气湿含量φ=70%，X0=0.009kg/kg干空气，I0=41.8kg/kg干空气；加热89℃，I1=104.5kJ/kg干空气 (kJ/kg水) (kJ/kg水) (kJ/kJ水) 设X2=0.0108 (kJ/kg空气) 空气耗量为： （kg/h） 80℃时空气的比容0.83m³/kg 实际消耗空气量为： (m³/h) 耗用蒸汽量（D）：使用0.1MP（表压）蒸汽加热，热损失按15%计： （kg/h） 每日用蒸汽量： （kg/d） 平均每小时用蒸汽量：1532.9/24=63.9（kg/h） 3.7生产过程耗用蒸汽量结果汇总 生产过程耗用蒸汽量表 生产工序 日用量t/d 平均量t/h 高峰量t/h 液化糖化 12.59 0.52 0.66 联消 9.6 0.4 3.2 发酵罐空消 2.45 0.1 1.6 精制 81.42 3.4 4.2 干燥 0.51 0.021 0.03 中和脱色 略 略 略 空气净化及其他 略 略 略 累计 106.57 4.441 9.69 设备的设计与选型 1基本参数 年产9000吨味精（7000t98%和2000t83%）厂 设备设计与选型4-1 名称 单位 数量 生产规模 t/a 9000 生产方法 发酵 年生产天数 d/a 300 产品日产量 t/d 30 倒灌率 % 1.0 发酵周期 h 48 发酵培养基初糖浓度 % 15 发酵转化率 % 50 谷氨酸提取率 % 80 产品纯度 % 2发酵罐 2.1发酵罐生产能力 选用公称容积为200 m3的发酵罐，其总容积为230m3，装料系数为0.7,那么该罐生产100%味精的能力为: 每罐生产100%MSG的量=200×0.7×8%×86%×90%×1.25=10.84 2.2发酵罐台数 由前面的物料衡算中已知年产9000吨商品味精的工厂,日产28.4t100%味精。发酵的操作时间需要48h(其中发酵时间38h),这样生产需要的发酵罐应为： (28.4/10.84)*(48/24)=5.24台 取整后需6台。每日投（放）罐次为28.4/10.84=2.62罐。 2.3设备容积 由前面的物料衡算中已知年产9000吨商品味精的工厂,日产纯28.4t，所需发酵液： V0=10.84/(1.25×90%×80%×8%)=150.6m3/d 所需设备总容积： 150.6*48/(24*0.7)=430.3 m3 主要尺寸的计算及搅拌轴功率（查表）4-2 公称容 积VN/m3 罐内径 D/mm 圆筒高 H0/mm 封头高 h0/mm 罐体总高 H/mm 不计上封头容积/ m3 全容积 / m3 搅拌器直径 D1/mm 搅拌转速n r/min 电动机功率 N/kW 200 4600 11500 1200 13900 204.6 218 1100 142 215 2.4校核 查表公称容积为200 m3的发酵罐，总容积为218 m3。则2台发酵罐的总容积为：218*3=436 m3>430.3 m3,可满足需要。 2.5冷却管 按发酵生成热高峰、一年中最热的半个月的气温、冷却水可能到最高温的条件下，设计冷却面积。 采用竖式列管式换热器，取经验值 ℃)，换热温度发酵液保持32 oC，冷却水，进口20oC，出口27oC，△t1=32-20=12oC，△t2=32-27=5oC 对数平均温差 ℃ 每天装1罐，每罐实际装液量为 150.6/1=150.6m3 换热面积 F=Q/K△tm=4.18*6000*150.6/(4.18*500*8)=229.5 m2 2.51冷却管布置 最高热负荷下的耗水量 W=Q/Cp(t2-t1)=4.18*6000*150.6/ 4.18*(27-20) = 35.82kg/s 则冷却水体积流量为W’=0.0358m3/s，取冷却水在竖直蛇管中的流速为 ，冷却管总截面积 S总=W/ν=0.0358/1=0.0358m2 进水总管直径 d总=(S总/0.785)0.5=0.214 m 冷却管组数和管径 设冷却管径为d0，组数为n则： =0.0358 m2，根据本罐情况，取n=15，求管径： 管径d0=(S总/0.785n)0.5=0.055 m 查味精工业手册表：10-25 φ63×3.5无缝钢管，d内=56mm，d内>d0，可满足要求，d平均=60 mm。 取竖蛇管端部U型弯管曲率半径为250 mm，则两直管距离为500 mm，两端弯管总长度l0=πD=3.14*500=1570 mm 冷却管总长度L 已知冷却总面积F=230 m2，无缝钢管φ63×3.5每米冷却面积为：F0=3.14*0.06*1=0.19 m2，则冷却管总长度： L= F/F0=230/0.19=1210.5 m 冷却管体积V=0.785*0.0632*1210.5=3.77(m3) 每组管长L0和管组高度 每组管长L0 =L/n=1210.5/15=80.7 m 另需连接管8m：L实=1210.5+8=1218.5m 可排竖直蛇管的高度，设为静液面高度，下部可伸入封头250mm。设发酵罐内附件占体积为0.5 m3，则：V总=V液+V管+V附件=150.6+3.77+0.5=154.87m3 筒体部分液深（V总-V封）/ S截=（154.87-16.4）/0.785×52=6.81 m 竖直蛇管总高H =6.81+0.25=7.06 m 又两端弯管总长 ，两端弯管总高为500mm 则直管部分高度h=H-500=7060-500=6560 mm 则一圈管长l=2×h+l0=2×6560+1570=14690mm 每组管子圈数n0 n0=L0/l=80.7/15=6圈 管间距为2.5d外=2.5*0.063=0.16m，竖蛇管与罐壁的最小距离为0.15m，可算出与搅拌器的距离为0.375m>0.25m，在允许范围内。 作图表明，各组冷却管相互无影响。如发现无法排下这么多冷却管，可考虑增大管径，或增加冷却管组数。 校核冷却管传热面积 F实=πd平均×L实=3.14×0.06×1218.5=229.6m2>F F实>F，可满足要求。 设备材料的选择 优先考虑满足工艺要求，其次是经济性。本例选A3钢，以降低设备费用。 管直径的大小和有无保温层，一般取100-200mm。 接管直径的确定 ①按排料管为例计算管径 发酵罐装料150.6m3，1.5小时内排空，体积流量Q=150.6/(3600×1.5)=0..0279m3/s, 发酵液流速为ν=1m/s，排料管截面积S料=Q /ν=0.0279/1=0.0279m2 排料管d=(S料/0.785)0.5=0.189m，取无缝钢管φ219×9.5，内径200mm>189mm，适用。 ②按通风管为例计算管径 通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa，20oC)，通风量Q=137.6×0.18=24.77m3/min=0.4128m3/s 折算到工作状态下(0.45MPa，30oC) 风量Qf=0.4128×0.1/0.45×[(273+30)/(273+20)]=0.088m3/s 取风速ν=25m/s，则通风管截面积Sf=Qf/ν=0.088/25=0.00354m3 通风管径df=(Sf/0.785)0.5=(0.00354/0.785)0.5=0.0694m,取无缝钢管φ219×9.5也适用。 ③排料时间复核 物料流量Q=150.6/(3600×2)=0.0209m3/s，流速为ν=1m/s 管道截面积S=0.785×0.22=0.0314 m2 相应流量比P=Q/Sν=0.0209/(0.0314×1)=0.67 排料时间t=2×0.67=1.34h＜1.5h 支座选择——裙式支座 3种子罐 3.1种子罐容积 种子罐容积=发酵罐计量体积×接种比×（1+液体损失率）/种子罐装料系数 故:种子罐容积V种=218×1%/0.7=3.11m3 3.2种子罐台数 种子罐台数=发酵罐台数×种子罐周期（天）/发酵罐周期（天） 故:种子罐台数 n种=6*18/48=2.25（个） 圆整取3个 3.3冷却面积的计算 ①每罐实际装液量为150.6m3，则接种量=150.6×1%=1.506m3 发酵产生的热量Q=4.18×6000×1.506=3.78×104kJ/(m3.h) ②取K=4.18×220kJ/(m3.h.oC)，换热温度发酵液保持32 oC，冷却水，进口20oC，出口27oC，△t1=32-20=12oC，△t2=32-27=5oC 平均温差△t=（△t1+△t2）/2=（12+5）/2=8.5oC ③需要的换热面积F=Q/(K·△t)=3.78×104/(4.18×220×8.5)=5m2 ④核算夹套冷却面积：按静止液深确定夹套高度 静止液体浸没筒体高度（V罐-V封）/ S罐=（1.4-0.48）/0.785×1.52=0.52m 液深H=H封+H0=0.4+0.52=0.92m ⑤夹套可实现的冷却面积S实=S罐+S封=πd平均H0+S封=3.14×1.5×0.52+2.5568=5.006 m2 需要的换热面积F=4.415m2, S实>F,可满足工艺要求。 4.3.4设备材料选择——不锈钢材料罐 4.3.5壁厚计算 4.3.6设备结构的工艺计算 4.3.7.1挡板 4.3.7.2搅拌器 4.3.7.3进风管（进出料管），管底距罐30mm，向下单管 ①按通风管计算管径 通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa，20oC)，通风量Q=1.4×0.18=0.252m3/min=0.0042m3/s 折算到工作状态下(0.45MPa，32oC)下的风量 风量Qf=0.0042×0.1/0.45×[(273+32)/(273+20)]=8.97×10-4m3/s 取风速ν=20m/s，通风管径df=(8.97×10-4/0.785×20)0.5=0.0076m=7.6mm ②按排料管计算管径 种子罐装料1.506m3，20min内排空，体积流量Q=1.506/(60×20)=0.00126m3/s, 物料流速为ν=0.5m/s，排料管截面积S料=Q /ν=0.00126/0.5=0.0025m2 排料管d=(0.0025/0.785)0.5=0.056m=56mm 取df、d中的较大者作为进气管，取管径D=56mm，查表知取φ76×5.5无缝钢管 ③冷却水管管径的计算 需冷却热量Q=3.78×104kJ/(m3.h)，冷却水温变化23oC-27oC 耗水量W=Q/[Cp(t2-t1)]= 3.51×104/[4.18×(27-23)]=2100kg/h=0.000628m3/s 水的流速为ν=1m/s，冷却管管径d=(0.000628/0.785)0.5=0.0282m 查金属材料表取焊接管Dg=32mm可满足要求 取冷却水接管长度h=100mm 4.3.8支座选择——支撑式支座，将种子罐置于楼板上 4种子罐空气过滤器 4.1过滤层直径 通风比0.1-0.18vvm(0.1MPa，20oC)，折算到工作状态下(0.45MPa，32oC)下的风量 风量: 1.4×0.18×0.1/0.45×305/293/60=0.00097m3/s，流速为ν=0.2m/s 则D滤层=(V/0.785ν)0.5=(0.00097/0.785×0.2)0.5=0.078m=78mm，取D滤层=80mm 4.2过滤器直径 D过滤器=1.1~1.3D滤层，取D过滤器=1.3D滤层，则D过滤器=1.3*80=104mm，圆整后D过滤器=110mm 4.3过滤器高度 筒体高度h=1.5D滤层=1.5×80=120mm 锥体部分高度h锥=1.5×D过滤器=1.5×110=165mm 4.4分过滤器强度的计算 进出气管，与种子罐配合，取φ76×5.5无缝钢管 4.5分过滤器强数量 与种子罐相配合，种子罐数量为3台，配3台空气分过滤器 4.6过滤层厚度 5-6层超细玻璃纤维滤纸 5连消塔 5.1连消塔的主要参数 ①类型：喷孔型 ②生产能力：8h处理334m315%的糖液，其重度为1.06t/m3 ③数量：一套 ④灭菌时间10min，在连消塔中的停留时间10-30s，培养基流速0.3-0.6m/s 5.2连消塔长度 取培养基流速v=0.3m/s，在连消塔中的停留时间t=10s，连消塔长度： 5.3进料管直径 ①进料体积流量V=334/8=41.75m3/h 物料流速范围0.3-0.6m/s，取ν=0.42m/s 进料管截面积S进料=V /ν=41.75/（3600×0.42）=0.028m3 ②进料管直径 直径d料=(S进料/0.785)0.5=(0.028/0.785)0.5=0.188m 查材料手册取φ219×3的无缝钢管，φ=213mm，可满足要求。 5.4连消蒸汽耗量 ①8h处理334m315%的糖液，其重度为1.06t/m3 质量流量G=334×1.06/8=44.26t/h=44260kg/h ②15%的糖液比热容为Cp=[0.37×15/100+(100-15)/100]×4.18=0.91×4.18 kJ/(kg.oC) ③连消初温t1=70 oC，终温t2=115oC，加热蒸汽的表压为0.42Mpa，温度为145oC，热焓值λ=654.3×4.18kJ/kg，比容υ=0.45m3/kg,115oC加热蒸汽的热焓I=115.2×4.18kJ/kg,蒸汽的消耗量计算如下 D=G·Cp×(t2-t1)/(λ-I)=44260×0.91×4.18×(115-70)/4.18/(654.3-115.2)=3362kg/h ④蒸汽的体积流量V=D×υ=3362×0.45=1513m3/h ⑤因热损失蒸汽消耗量增加10% 蒸汽的质量流量D=3362×1.1=3698kg/h 蒸汽的体积流量V=1513×1.1=1664m3/h 5.5进气管直径 ①蒸汽压力为0.42Mpa下，气速范围为20-50m/s，取气速为42m/s 进气管截面积S进=V /ν=1664/（3600×42）=0.011m3 ②进气管直径d料=(S进/0.785)0.5=(0.011/0.785)0.5=0.12m 查材料手册，取无缝钢管φ133×3，φ=127mm，可满足要求。 5.6出料管直径 ①出料量G出=G+D=44.26+3.69=47.95t/h 换算为体积流量V出=G出/ρ=47.95/1.06=45m3/h ②取气速为42m/s S出=V出/ν=45/0.42/3600=0.03m3 出料管管径d出=(S出/0.785)0.5=(0.03/0.785)0.5=0.195m 查材料手册，取无缝钢管φ219×3，φ=213mm，可满足要求。 5.7连消塔外圆尺寸 ①已知出料的体积流量V出=45m3/h，物料在连消塔内移动速度取0.1m/s 连消塔S环=V出/ν=45/0.1/3600=0.125m3 ②S环=0.785（d外内2-d内外2)，联立两式 外圆直径d外内=(S环/0.785+d内外2)0.5=(0.125/0.785+0.1332)0.5=0.42m 查表，取D=0.45m 5.8外筒有效长度的校核 由于连消塔内径因圆整而尺寸变大，应重新确定有效长度。 φ=420mm时，S环1=0.125m3，有效长度为L1 φ=450mm时，S环2=0.145m3，有效长度为L2 L2=S环1 L1/S环2=0.125×3/0.145=2.6m 连消塔设计的有效长度为2.6m 5.9设备结构的工艺设计 ①设备材料料选择：耐磨，耐冷热冲击，A3钢 ②支座选择：悬挂式支座，安装时重心偏上100mm 6 维持罐 6.1维持罐的选型 维持设备有维持罐及维持管两种。管式对保证先进先出、防止滑漏是有利的，但阻力较大；罐式加工安装容易，但缺点是滞留滑漏现象较多。现选用罐式。 4.6.2生产能力、数量和容积的确定 ①生产能力 质量流量G出=47.95t/h，体积流量V出=G出/ρ=47.95/1.06=45m3/h ②数量 取维持罐数量为1台 ③容积 根据以前叙述的灭菌时间，扣除在连消塔停留的时间后，即为在维持罐中的逗留时间。t=600-10=590s=9.83min，维持罐填充系数Φ取84%，计算容积如下 V维=V出t/Φ=45×9.83/60×100/84=8.8m3 4.6.3设备主要尺寸的确定 ①维持罐考虑返混问题，取H=3D 且V维=2V封+V筒=2×π/24×C+0.785D3×3D=8.8m3 解方程得D=1.5m，则H=3D=4.5m ②封头高度h=400mm，V封=0.4867m3，总高=H+2h=4.5+2×0.4=5.3m 核算其总容量V维=2V封+V筒=0.785×1.52×4.5+2×0.4867=8.9m3>V维=8.8m3，满足要求。 ③V有效=V封+V筒=8.43m3 4.6.4上部出料管开孔位置 ①H0=(V有效-V封)/(0.785×D3)=(8.43-0.4867)/0.785/1.52=4.5m ②HL=H0+h=4.5+0.4=4.9m 出料管开孔位置离下封头底4.9m处 4.6.5设备材料料选择——A3钢 4.6.6接管计算 ①进料管直径，应与连消塔出料管尺寸一致，取无缝钢管φ219×3，可保证生产顺利进行 ②校验料在管中流速ν= V出/F=45/3600/0.785/0.2132=0.35m/s 支座选择——支撑式支座 总结： 年产9000吨味精生产工艺的总物料衡算结果2-1 项目 以玉米淀粉为原料（t/d） 原料淀粉（t） 66.29 24%糖液量（t） 258.38 90%谷氨酸量（t） 25.115 100%MSG量（t） 28.4 排除含0.7%谷氨酸废液量（m3） 442.93 制糖工序物料衡算汇总表2-2 进入糖化过程的物料 离开糖化过程的物料 项目 物料比例（kg） 日投料量（kg） 项目 物料比例（kg） 日投料量（kg） 工业淀粉 1000 663000 糖化液 3897.95 258434.09 配料水 2500 165750 滤渣 19．49 1292.187 液化酶 0.6 39.78 CaCl2 1.5 99.45 糖化酶 1.5 99.45 珍珠岩 5．85 385.66 洗水和蒸汽 407.993 27049.94 累计 3917.44 259726.27 累计 3917.44 259726.28 连续灭菌和发酵工序物料衡算2-3 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 日投料量(t/d) 项目 1t工业淀粉之匹配物料(kg) 日投料量(t/d) 24%糖液 3897.95 258.434 发酵液 6194.0 410.662 玉米浆 11.69 0.775 空气带走水量 29.2 1.936 甘蔗糖蜜 17.54 1.163 过程分析、放罐残留及其他损失 52 3.448 无机盐 11.69 0.775 配料水 1025.78 68.009 灭菌过程进蒸汽及水 1081.95 71.730 接种量 61.98 4.109 液氨 163.71 10.854 消泡剂 2.92 0.194 总计 6275.2 415.506 总计 6275. 2 415.506 谷氨酸提取工序物料衡算汇总表2-4 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料（kg） t/d 发酵液 6194.0 410.662 90%谷氨酸 415.8 13.3 H2SO4 210.5 13.956 母液 13371.4 401.1 分离用洗水 83.2 5.516 回收加水等 7326.5 485.773 累计 13787.2 821.271 13787.2 821.271 精制工序物料衡算汇总表2-5 进入系统 离开系统 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg) t/d 项目 1t工业淀粉及匹配物料(kg) t/d 90%Glu 415.8 27.57 99%MSG 471.2 31.24 Na2CO3 152.2 10.09 母液 186.2 12.35 活性炭 12.9 0.86 废炭 51.6 3.42 中和加水 952.9 63.18 蒸发水量 894.6 59.31 分离洗水 23.6 1.57 累计 1603.6 136.32 累计 1603.6 136.32 6.设备一览表: 设备名称 台数 规格与型号 材料 备注 糖化罐 2 100m3 1Cr18Ni9 专业设备 发酵罐 6 200m3 1Cr18Ni9 专业设备 种子罐 3 5m3 1Cr18Ni9 专业设备 空气分过滤器 1 160×240mm 细玻璃纤维等 专业设备 连消塔 1 426x2920 1Cr18Ni9 专业设备 维持罐 1 12m3 1Cr18Ni9 专业设备 板式换热器 2 5000w /m2·℃ 1Cr18Ni9 专业设备 连消泵 1 400立方米/分 A3钢 专业设备 发酵罐配料罐 1 200m3 1Cr18Ni9 专业设备 种子配料罐 1 5m3 1Cr18Ni9 专业设备 玉米浆料罐 1 25m3 1Cr18Ni9 专业设备 甘蔗糖蜜罐 1 25m3 1Cr18Ni9 专业设备 贮油罐 2 5m3 A3钢 专业设备 消油罐 1 0.5m3 A3钢 专业设备 液氨贮罐 3 50m3 16MnR 专业设备 尿素罐 1 50m3 1Cr18Ni9 专业设备 消尿素罐 1 1m3 1Cr18Ni9 专业设备 油计量罐 1 0.5m3 A3钢 专业设备 尿素计量罐 1 10m3 1Cr18Ni9 专业设备 参考文献 1、《发酵工厂工艺设计》 本校讲义 2、《化工设计》 黄路、王保国编 化工出版社，2004 3、《发酵工厂设计概论》 吴思方主编 中国轻工业出版社，1995 4、Smith R. Chemical Processes Design; NewYork McGraw Hill Inc. 1998 5、《化工工艺设计手册》 中国石化工程公司上海设计院化工出版社 玉米淀粉 液化、糖化 酶制剂 葡萄糖液 糖浆 压滤 菌种 NH3 发酵 谷氨酸 发酵液 育晶 冷冻 H2SO4 纯碱 中和、脱色、除铁 谷氨酸钠水溶液 浓缩 流加 浓缩 粉体 谷氨酸钠 球磨 烘干 分离 晶体 谷氨酸钠 分离 分筛 烘干 成晶 粉体味精 成晶 晶体味精 浓缩 流加 晶体 谷氨酸钠 分筛 烘干 分离 成晶 晶体味精 浓缩 粉体 谷氨酸钠 分离 烘干 球磨 成晶 粉体味精 86%工业淀粉 液体液化酶0.6kg CaCl2 1.5gk 液体糖化酶1.5kg 24%3937.7kg糖液3937.7kg 8g/dl谷氨酸发酵液6194.0kg 90%谷氨酸415.8kg Na2CO3152.2kg 活性炭12.9kg 废炭58.4kg 40g/dl中和液1568.8kg 100%谷氨酸492.7kg 25g/dl母液190kg _1234567953.unknown _1234567985.unknown _1234568001.unknown _1234568009.unknown _1234568017.unknown _1234568021.unknown _1234568023.unknown _1234568025.unknown _1234568027.unknown _1234568028.unknown _1234568026.unknown _1234568024.unknown _1234568022.unknown _1234568019.unknown _1234568020.unknown _1234568018.unknown _1234568013.unknown _1234568015.unknown _1234568016.unknown _1234568014.unknown _1234568011.unknown _1234568012.unknown _1234568010.unknown _1234568005.unknown _1234568007.unknown _1234568008.unknown _1234568006.unknown _1234568003.unknown _1234568004.unknown _1234568002.unknown _1234567993.unknown _1234567997.unknown _1234567999.unknown _1234568000.unknown _1234567998.unknown _1234567995.unknown _1234567996.unknown _1234567994.unknown _1234567989.unknown _1234567991.unknown _1234567992.unknown _1234567990.unknown _1234567987.unknown _1234567988.unknown _1234567986.unknown _1234567969.unknown _1234567977.unknown _1234567981.unknown _1234567983.unknown _1234567984.unknown _1234567982.unknown _1234567979.unknown _1234567980.unknown _1234567978.unknown _1234567973.unknown _1234567975.unknown _1234567976.unknown _1234567974.unknown _1234567971.unknown _1234567972.unknown _1234567970.unknown _1234567961.unknown _1234567965.unknown _1234567967.unknown _1234567968.unknown _1234567966.unknown _1234567963.unknown _1234567964.unknown _1234567962.unknown _1234567957.unknown _1234567959.unknown _1234567960.unknown _1234567958.unknown _1234567955.unknown _1234567956.unknown _1234567954.unknown _1234567921.unknown _1234567937.unknown _1234567945.unknown _1234567949.unknown _1234567951.unknown _1234567952.unknown _1234567950.unknown _1234567947.unknown _1234567948.unknown _1234567946.unknown _1234567941.unknown _1234567943.unknown _1234567944.unknown _1234567942.unknown _1234567939.unknown _1234567940.unknown _1234567938.unknown _1234567929.unknown _1234567933.unknown _1234567935.unknown _1234567936.unknown _1234567934.unknown _1234567931.unknown _1234567932.unknown _1234567930.unknown _1234567925.unknown _1234567927.unknown _1234567928.unknown _1234567926.unknown _1234567923.unknown _1234567924.unknown _1234567922.unknown _1234567905.unknown _1234567913.unknown _1234567917.unknown _1234567919.unknown _1234567920.unknown _1234567918.unknown _1234567915.unknown _1234567916.unknown _1234567914.unknown _1234567909.unknown _1234567911.unknown _1234567912.unknown _1234567910.unknown _1234567907.unknown _1234567908.unknown _1234567906.unknown _1234567897.unknown _1234567901.unknown _1234567903.unknown _1234567904.unknown _1234567902.unknown _1234567899.unknown _1234567900.unknown _1234567898.unknown _1234567893.unknown _1234567895.unknown _1234567896.unknown _1234567894.unknown _1234567891.unknown _1234567892.unknown _1234567890.unknown