浙江工业大学：生物工程设备：2第二章 生物细胞培养基制备过程与设备

第二章 生物细胞培养基制备过程与设备 所有的生物细胞都要不断地同外界进行物质和能量交换，都要进行新陈代谢，才能表现出生命活动，这时，就需要营养物质。营养物质包括碳源、氮源、微量元素、维生素等。利用生物细胞进行生物加工时，需要根据不同的细胞配制多种多样的培养基，有的细胞能利用淀粉，这时直接向培养基添加淀粉；有的仅能利用葡萄糖，这时就要用纤维素、半纤维素或各种工农业副产物来制备培养基。生物技术产业中大多数都利用纯种培养技术，这就要求对培养基中已有的杂菌进行去除或杀灭。 第一节 液体培养基的灭菌 灭菌是指利用物理或化学方法杀灭或除去物料及设备中一切有生命物质的过程。常用的灭菌方法大致有以下几种：化学灭菌法，电磁波、射线灭菌法，干热灭菌法，湿热灭菌法，过滤除菌法，火焰灭菌法。 发酵工业自从采用纯种培养以后，产物的产量和质量都有了很大的提高，同时对防止染菌的要求也更高了。目前的各种培养过程往往都要求在没有杂菌污染的条件下进行，由于培养过程中通常含有比较丰富营养物质，且培养基中常常带有各种微生物，因此很容易受到杂菌的污染，进而会产生各种不良的后果。 （1）由于杂菌的污染，使生物反应中的基质或产物因杂菌的消耗而损失，造成生 产能力的下降； （2）由于杂菌所产生的一些代谢产物，或在染菌后改变了培养液的某些理化性质，使 产物的提取和分离变得困难，造成收率降低或使产品的质量下降； （3）杂菌会大量繁殖，会改变反应介质的PH值，从而使生物反应发生异常变化； （4）杂菌可能会分解产物，从而使生产过程失败； （5）发生噬菌体污染，微生物细胞被裂解，而使生产失败等等。 由此可见，培养基灭菌是否彻底直接关系到生产过程的成败，轻则导致所需要的产品产量锐减，质量下降，后处理困难，重则使全部培养液变质，导致成吨的培养基报废，造成经济上的严重损失，这一点对大规模的生产过程更为突出。所以，为了保证培养过程的正常进行，防止染菌的发生，对大部分微生物的培养，包括实验室操作和工业生产，均需要进行严格的灭菌。工业上，培养基、发酵设备一般都采用蒸汽湿热灭菌。 一、湿热灭菌原理和影响灭菌的因素 在发酵工业中，对培养基和发酵设备的灭菌，广泛使用湿热灭菌法。工厂里，蒸汽比较容易获得，控制操作条件方便，是一种简单而又价廉、有效的灭菌方法。用湿热灭菌的方法处理培养基，其加热温度和受热时间与灭菌程度和营养成分的破坏都有关系。营养成分的减少将影响菌种的培养和产物的生成，所以灭菌程度和营养成分的破坏成为灭菌工作中的主要矛盾，恰当掌握加热温度和受热时间是灭菌工作的关键。 （一）灭菌动力学 微生物受热而破坏是指其生活能力丧失，微生物热死灭原因是细胞内的反应。 （1）对数残留定律 微生物受热死亡的原因，主要是因高温使微生物体内的一些重要蛋白质，如酶等，发生凝固、变性，从而导致微生物无法生存而死亡。微生物受热而丧失活力，但其物理性质不变。在一定温度下，微生物的受热死亡遵照分子反应速度理论。在灭菌过程中，活菌数逐渐减少，其减少量随活菌数的减少而递减，即微生物的死亡速率与任一瞬时残留的活菌数成正比，如图2-1所示，大肠杆菌的死亡曲线为线性关系，称之为对数残留定律，也即反映为一级化学反应动力学为：
（2-1） 式中
——残存的活菌数；
——灭菌时间，s；
——灭菌速度常数（s-1），也称反应速度常数或比死亡速度常数，此常数的大小与微生物的种类与加热温度有关；
——活菌数瞬时变化速率，即死亡速率。 上式通过积分可得：

（2-2） 式中
——开始灭菌（t=0）时原有活菌数；
——经时间t后残存活菌数。 上式是计算灭菌的基本公式，灭菌速度常数
是判断微生物受热死亡难易程度的基本依据。各种微生物在同样的温度下K值是不同的，
值越小，则此微生物越耐热。
若要求灭菌后绝对无菌，即
=0，则从上面公式可以看出灭菌时间将等于无穷大，这是不可能的，故培养液灭菌后，以在培养液中还残留一定活菌数进行计算。工程上，通常以
=10-3个/罐，即杂菌污染降低到被处理的每1000罐中只残留1个活菌的程度，此数已满足生产要求。 （2-2）式是理论灭菌时间的对数残存规律公式。但实际上蒸汽加热灭菌时间则以工厂的经验数据来确定，通常高温灭菌时间约为15~30s，然后根据发酵类型不同在维持罐维持8~25min。对谷氨酸发酵，培养基粘度低，营养丰富，维持时间可采用8~10min。 90%死灭时间：所定条件为活的微生物90%死灭所需的时间
，也称1/10衰减时间。 从公式2-2得：
则
（2-3） 当反应物的浓度为单位浓度时，则反应速度常数在数值上等于反应速度。故反应速度
的大小表示微生物对热的抵抗能力的强弱，也说明微生物死灭的难易。
值越小，则该微生物越耐热。细菌孢子（芽孢）对热的抵抗力高于营养细胞。 即使对于同一微生物，也受微生物的生理状态、生长条件及灭菌方法等多种因素的影响，其营养细胞和芽孢的比死亡速率也有极大的差异，就微生物的热阻来说，细菌芽孢是比较耐热的，孢子的热阻要比生长期细胞大得多。 （2）温度对死亡速率的影响 微生物的受热死亡属于单分子反应，其灭菌速率常数K与温度之间的关系可用啊累尼乌斯公式表示：
（2-4） 或
（2-5） 式中
——频率常数，也称阿累尼乌斯常数s-1；
——气体常数，8.314J/mol?K；
——绝对温度，K；
——培养基成分分解所需，J/mol。 该式可绘成图2-2。
图2-2 微生物死亡与温度的关系 在灭菌时，温度T和时间t是两个重要参数，一般而言，提高温度或者延长时间，均可增加对杂菌的杀灭。但通常，我们采取提高温度的措施，而不用延长时间的途径。这主要是由于在培养基中加热灭菌过程中，常会出现这样的矛盾，即加热时杂菌固然被杀死，但培养基中的营养成分，也随之遭到分解和破坏，这是发酵生产中所不希望的。那么，如何既可达到灭菌要求，同时又不破坏或少破坏培养基中的有用成分呢？办法就是采用高的温度和短的时间来进行灭菌。对此，可对式进行分析而获得结论。如把式（2-5）微分，则可得：

（2-6） 经分析该式可见，
越大，同样的
便得到大的
，这表明，
随温度的变化大。所以，
是反映微生物热死或营养物受热分解，对温度敏感性的度量。已知微生物在受热死亡时的活化能，一般要比营养成分热分解的活化能大得多，为此，这就意味着当温度升高时，虽然营养物的受热破坏也要增大，但是，微生物死亡速率的增加，要比营养成分破坏速率的增加大得多。基于这一事实，我们便可实现既达到规定的灭菌程度，同时又尽量减少营养成分损失的两全其美的方法，这就是高温、瞬时灭菌法——HTST灭菌法。 生产实践证明，灭菌温度较高而时间较短比温度较低而时间较长要好。据此，可以在灭菌时选择较高的温度、较短的时间，这样便既可达到需要的灭菌程度，同时又可减少营养物质的损失。 二、连续灭菌流程及设备 培养基灭菌应尽量采用高温短时间的连续灭菌。培养基经连续加热、维持和冷却后进入发酵罐。 培养基的连续灭菌，就是将配好的培养基在向发酵罐等培养装置输送的同时进行加热、保温和冷却而进行灭菌。图2-3为连续灭菌过程中温度的变化情况。由图2-3可以看出，连续灭菌时，培养基可在短时间内加热到保温温度，并且能很快地冷却，因此可在比间歇灭菌更高的温度下进行灭菌，而由于灭菌温度很高，保温时间就相应地可以很短，极有利于减少培养基中的营养物质的破坏。
连续灭菌具有如下的优点： （1）提高产量。与分批灭菌相比培养液受热时间短，可缩短发酵周期，同时培养基成分破坏较少。 （2）产品质量较易控制。 （3）蒸汽负荷均衡，锅炉利用率高，操作方便。 （4）适宜采用自动控制。 （5）降低劳动强度。 在连续灭菌过程中，蒸汽用量虽平稳，但气压一般要求高于0.5Mpa（表压）。连消设备比较复杂，投资较大。采用连续灭菌时，发酵罐应在连续灭菌开始前先进行空消，以容纳经过灭菌的培养基。加热器、维持罐和冷却器也应先进行灭菌，然后才能进行培养基连续灭菌。组成培养基的耐热性物料和不耐热性物料可在不同温度下分开灭菌，以减少物料受热破坏的程度，也可将糖和氮源分开灭菌，以免醛基与氨基发生反应而生成有害物质。对于粘度过高或固体成分较多的培养基要实现连消困难较多，主要是灭菌的均匀度问题。设计这类物料的连消设备必须避免管道过长，或尽可能将淀粉质物料先行液化。 以下介绍几种国内外较为常用的连续灭菌流程，由于灭菌过程是加热和冷却的过程，所以这些设备所组成的流程并不是固定的。如采用喷射加热器加热而采用真空冷却有困难，也可采用其它冷却方式（如喷淋冷却器或板式换热器等）。 （一）连消塔——喷淋冷却流程 图2-4是一种连消塔、维持罐、喷淋冷却的连续灭菌流程。配好的培养基用泵打入连消塔与蒸汽直接混合，达到灭菌温度后进入维持罐，维持一定时间后经喷淋冷却器冷却至一定温度后进入发酵罐。连续灭菌的基本设备一般包括（1）配料预热罐，将配好的料液预热到60~70℃，以避免灭菌时由于料液与蒸汽温度相差过大而产生水汽撞击声；（2）连消塔，连消塔的作用主要是使高温蒸汽与料液迅速接触混合，并使料液的温度很快升高到灭菌温度（126~132℃）；（3）维持罐，连消塔加热的时间很短，光靠这段时间的灭菌是不够的；（4）冷却管，从维持罐出来的料液要经过冷却管进行冷却，生产上一般采用冷水喷淋冷却，冷却到40~50℃后，输送到预先已经灭菌过的罐内。
（二）喷射加热——真空冷却流程 图2-5是一种喷射加热、管道维持、真空冷却的连续灭菌流程。培养基（生培养液）用泵打入喷射加热器，以较高速度自喷嘴喷出，借高速流体的抽吸作用与蒸汽混合后进入管道维持器，经一定维持时间后通过一膨胀阀进入真空闪急蒸发室，因真空作用使水分急骤蒸发而冷却到70~80℃左右，再进入发酵罐冷却到接种温度。这个流程的优点是：加热和冷却在瞬间完成，营养成分破坏最少，可以采用高温灭菌，把温度升高到140℃而不致引起培养基营养成分的严重破坏。设计得合适的管道维持器能保证物料先进先出，避免过热。但如维持时间较长时，维持罐的长度就很长，给安装使用带来不便，所以如酒精厂的液蒸煮等大多仍采用维持罐。 灭菌温度取决于喷射加热器中加入蒸汽的压力和流量，要保持灭菌温度恒定就需要使蒸汽的压力和；流量以及培养基的流量稳定，故宜设置自动控制装置，如果自动控制的滞后较大，也会引起操作不稳定而产生灭菌不透或过热现象。
另外，由于真空的影响，在蒸发室下面要安装一台出料泵，或将蒸发室置于离发酵罐液面10m以上的高处，否则物料就不能流进发酵罐而进入真空系统，这就带来了不方便，尤其是对于已经灭菌好的培养基来说，出料泵的密封要求很高才能避重新污染。这个问题也许是目前很多工厂不采用真空冷却的原因之一。 （三）板式换热器灭菌流程 图2-6为薄板换热器连续灭菌过程，流程中采用了薄板换热器作为培养液的加热和冷却器，培养液在设备中同时完成预热、灭菌及冷却过程，蒸汽加热段使培养液的温度升高，经维持段保温一段时间，然后在薄板换热器的另一段冷却，从而使培养基的预热、加热灭菌及冷却过程可在同一设备内完成。虽然利用板式热交换器进行连续灭菌时，加热和冷却培养液所需要的时间比使用喷射式连续灭菌稍长，但灭菌周期则较间歇灭菌小得多。由于待灭菌培养液的预热过程同时为灭菌培养液的冷却过程，所以节约了蒸汽及冷却水的用量。
培养基连续灭菌的优点是灭菌的温度较高，灭菌时间较短，培养基的营养成分受破坏的程度较低，从而保证了培养基的质量，同时由于连续灭菌过程不在发酵罐等设备中进行，提高了发酵罐等设备的利用率。当然与间歇灭菌过程相比，连续灭菌过程的不足之处是过程所需的设备较多，操作较为麻烦，染菌机会也相应较多。 培养基采用连续灭菌时，加热器、维持罐（管）和冷却器以及发酵罐等都应先进行灭菌，然后才能进行培养基的连续灭菌。同时组成培养基的耐热性物质和不耐热性物质可在不同的温度下分开灭菌，以减少物质的受热破坏程度，也可将碳源与氮源分开灭菌，以免醛基与氨基发生反应，防止有害物质的生成。 （四）设备构造和计算 1．连消塔 又称加热器，是培养基于蒸汽混合加热至灭菌温度的设备。要求在20~30s或更短的时间内将料液加热至130~140℃。生产中一般用0.5~0.8Mpa的活蒸汽与预热后的料液直接接触而加热。 连消塔用内外两根管子套合组成（图2-7），内管开有45°向下倾斜的小孔，孔径一般为6mm，蒸汽由此喷出。孔距应从上到下减少，使蒸汽较为均匀。培养基由塔底进入，与小孔中喷出的蒸汽连续混合后在塔上部流出。培养基在塔内停留时间一般取20~30s；线速度要求<0.1m/s。


这种连消塔比较高大，钻孔、加工、安装等均不便，改革后的连消器如图2-8所示。培养基以较高流速从中间管喷入，蒸汽从管外环隙同时喷入，在器内进行混合，为了增加混合效果，器内设置一块弧形挡板。与近3m高的连消塔比较，尺寸大为减少，其高度仅为0.5m左右，使用效果也很好。此种形式的连消器实际上已接近于喷射加热器。 连消塔计算： 培养液在管间流动，线速度为
，则：
（2-7） 式中
——培养液流速，m/s；
——培养液流量，m3/h，蒸汽冷凝量使培养液量增加，但对灭菌设备中有关因素的影响是很小的，可以略而不计；
——外管直径，m；
——内管直径，m。 则塔高
（2-8） 式中
——连消塔高，m；
——灭菌时间，s。 内管蒸汽喷孔总面积和孔数计算： 根据蒸汽消耗量（m3/h）等于从小孔喷出的蒸汽量（m3/h）得：

则
（2-9） 式中
——蒸汽喷孔的总面积，m3；
——蒸汽喷孔的速度，m/s，通常采用25~40m/s
——加热蒸汽消耗量，m3/h。 加热蒸汽喷孔数
为：
（2-10） 式中
——喷孔数，个；
——喷孔直径，m。 2．维持罐 灭菌系统中的维持设备，主要是使加热后的培养基在维持设备中保温一段时间，以达到灭菌的目的，因此，也可称保温设备。维持设备一般不需另行加热，但必须在维持设备的外壁用绝热材料进行绝热，以免培养基冷却。维持罐为长圆筒形，高为直径的2~4倍，上下封头为球形，如图2-9所示。罐顶部设有人孔1，进料管2由圆筒上部侧面伸入后，在罐内通至下部，使料液自下向上流动，至上部侧面接管3流出，要防止进料管2上部弯头处受料液磨损而使料液短路，引起低温灭菌时间不够而染菌。罐上部留有空间，以便安装压力表和排汽管。压力表管安装成向下弯，以免管内冷凝污水落入维持管内而污染料液，同时便于观察压力。圆筒中部有温度计测温孔4。罐的有效容积应能满足维持时间为8~25min的需要。停止操作时，料液由管5排尽。维持罐容积由下式计算：
（2-11） 式中
——维持罐容积，m3；
——料液体积流量，m3/h；
——维持时间，min，取经验数据为8~25min，不同类型的发酵维持时间不同；
——充满系数，取0.85~0.9。 3．喷射加热器 喷射式加热器（图2-10）的特点是蒸汽和料液迅速接触，充分混合，加热是在瞬时内完成的。简单的喷射式加热器仅是一个喷嘴装置，蒸汽由喷嘴喷出，料液从侧面进入器内而被蒸汽加热。工厂中较常见的是一种在下游具有扩大室的喷射加热器。此种加热器的喷嘴部分与一般喷嘴不同，料液在中间进入，蒸汽则在周围环隙中进入，同时下游有一个扩大室以使料液进入，蒸汽则在周围环隙中进入，同时下游有一个扩大室以使料液在进入加热器时的流速约为1.2m/s左右，蒸汽喷口的环隙面积约为喷嘴外径的一倍，扩大管高度一般为1米左右。此种加热器结构简单，轻巧省料，且在操作过程中无噪声。
4．冷却设备 冷却设备是将已灭菌的培养基加以冷却的设备，通常采用的是喷淋冷却器，也可考虑用套管冷却器。 喷淋冷却器是将水通过喷淋装置均匀地淋在水平的排管上，以冷却管内的培养基。培养基一般由排管下部进入，而由上部排出，流体在管内的流速约为0.3m/s。它具有结构简单，清洗方便的优点，且由于部分淋下的水滴在管表面被高温的管壁所汽化，其传热效率较高，传热系数为300kcal/m2·h?℃左右，被广泛地用于连续灭菌过程中。 套管冷却器是一种内管走热培养基，内外管间的管隙中走冷却水的冷却器。操作时，冷热两流体流向相反，以提高平均温度差，节约用水。若将所制培养基代替冷却水，则培养基可获得预热的作用。此种冷却器与喷淋冷却器相比，消耗钢材较多，且内管有漏洞时不易被发现而引起严重污染，但其热利用较合理，传热系数较高，一般可达400 kcal/m2·h?℃。 三、分批灭菌过程与设备 培养基的分批灭菌就是将配制好的培养基放在发酵罐或其他装置中，通入蒸汽将培养基和所用设备一起进行加热灭菌的过程，通常也称为实罐灭菌。 规模较小的发酵罐往往采用分批灭菌的方法。这种方法不需要其它设备，操作简单易行，故获得较普遍采用。其缺点是加热和冷却所需时间较长，增加了发酵前的准备时间，也就相应地延长了发酵周期，使发酵罐的利用率降低。所以大型发酵罐采用这种方法在经济上是不合理的。同时，分批灭菌无法采用高温短时间灭菌，因而不可避免地使培养基中营养成分遭到一定程度的破坏。但是对于极易发泡或粘度很大难以连续灭菌的培养基，即使对于大型发酵罐也不得不仍然采用分批灭菌的方法。分批灭菌仍被许多工厂采用。 （一）分批灭菌操作要点 确保设备的严密度是防止染菌的重要因素。因此，在空罐或实罐灭菌前，发酵罐及附属设备必须全面进行严密度检查，在确实无渗漏情况下才开始灭菌。灭菌时应注意温度与气压是否对应。培养基及发酵设备的灭菌包括分批灭菌（也称实罐灭菌或实消）、空罐灭菌（空消）、连续灭菌（连消）和过滤器及管道灭菌等。 分批灭菌不需要专门的灭菌设备，投资少，对设备要求简单，对蒸汽的要求也比较低，且灭菌效果可靠，因此分批灭菌是中小型生产工厂经常采用的一种培养基灭菌方法。 要保证分批灭菌的成功，必须有：（1）内部结构合理（主要是无死角），焊缝及轴封装置可靠，蛇管无穿孔现象的发酵罐；（2）压力稳定的蒸汽；（3）合理的操作方法。 （二）分批灭菌的操作
图2-11是通用型发酵罐的管道配置示意图。在培养基灭菌之前，通常应先将与罐相连的分空气过滤器用蒸汽灭菌并用空气吹干。实罐灭菌时，先将输料管路内的污水放掉冲净，然后将配制好的培养基泵送至发酵罐（种子罐或料罐）内，同时开动搅拌器进行灭菌。灭菌前先将各排气阀打开，将蒸汽引入夹套或蛇管进行预热，待罐温升至80~90℃，将排气阀逐渐关小。接着将蒸汽从进气口、排料口、取样口直接通入罐中（如有冲视罐也同时进汽），使罐温上升到118~120℃，罐压维持在0.09~0.1Mpa（表压），并保持30min左右。各路进气要畅通，防止短路逆流，罐内液体翻动要激烈；各路排汽也要畅通，但排汽量不宜过大，以节约用气量。在保温阶段，凡进口在培养基液面以下的各管道及冲视镜管都应进汽；凡开口在液面之上者均应排汽。无论与罐连通的管路如何配制，在实消时均应遵循“不进则出”的原则。这样才能保证灭菌彻底，不留死角。保温结束后，依次关闭各排汽、进汽阀门，待罐内压力低于空气压力后，向罐内通入无菌空气，在夹套或蛇管中通冷却水降温，使培养基的温度降到所需的温度，进行下一步的发酵和培养。在引入无菌空气前，应注意罐压必须低于过滤器压力，否则物料将倒流入过滤器内，后果严重！灭菌时，总蒸汽管道压力要求不低于0.3~0.35Mpa，使用压力不低于0.2Mpa。 空罐灭菌（空消）即发酵罐罐体的灭菌。空消时一般维持罐压0.15~0.2Mpa，罐温125~130℃，保持30~45min；要求总蒸汽压力不低于0.3~0.35Mpa，使用汽压不低于0.25~0.3MPa。 （三）分批灭菌的计算 分批灭菌的计算主要是确定灭菌的时间。如果把微生物的热死亡动力学公式与阿累尼乌斯公式相结合，则可得
（2-12） 式中
是对灭菌过程的灭菌要求，称为对数灭菌度，是一设计标准。如果杂菌的初始浓度等于N0（个杂菌
/毫升），发酵液总体积为VT（毫升），那么，
有时也可写成
（2-13） 式中，
为每批发酵液内的初始杂菌总数，该值随操作条件而定，可自
和
确定；
则是灭菌后要求。我们由式2-13可见，如果最终要把杂菌全部杀灭，即
=0，那么，该时需要的时间将为∞；如果灭菌后仅存留一个菌，那么这个菌，经过24小时之后，将分裂成272个（如果营养物足够使杂菌20分钟分裂一次），这是一个极大的数字，将会造成染菌，导致发酵的失败。由此可见，如果
为零，则需要无限长的灭菌时间，这是不可能的；如果
为1，那么将导致染菌，也不允许。通常，我们可令
=10-3，或1/1000。这10-3并非把杂菌分成1000分，而取其1分，实际上，它是指发酵失败的概率为千分之一。也就是说，在每一千次发酵过程中，由于其中有一次因灭菌不当，而残留了一个杂菌，从而导致了发酵的失败。若如此，
=106（个/毫升），
=10（米3）=107（毫升）及
=1/1000，于是

这是整个分批灭菌周期内的总灭菌度。但是，分批灭菌是由加热、保温（或称维持）和冷却等不同阶段组成，这些不同的阶段，均能起到灭菌作用。可是，每阶段所起作用的大小并不相等，作为设计标准
应为各阶段所作贡献的总和，即

（2-14） 其中各阶段的贡献分别是

（2-15）
（2-16）
（2-17） 式中
——是初始杂菌总数；
——加热到灭菌温度时杂菌的总数；
——灭菌保温后的杂菌总数；
——从灭菌温度冷却至发酵温度时杂菌的总数；
，
，

——分别为加热、保温和冷却所需的时间。 其中的
因该时温度恒定，故把有关参数（如A、ΔE及T等）代入式2-16后，便可方便地获得。可是，其中的加热和冷却阶段，因是不稳定过程，温度随时间而异，而且温度—时间的关系又相当复杂，故通常难以解决。 Richards提出了一种简易捷算法，可求取加热、冷却阶段内的贡献
和
。 Richards捷算法是假定当温度超过100℃时，细菌芽孢开始被破坏；并且该破坏程度是随温度升高而增大。经实践证实，这一方法具有较大的准确性，并可使计算大为简化。基于这些假定，Richards对嗜热脂肪芽孢杆菌被致死的
或
提出表2-1所示。该表数据适用于温度为101~130℃范围，并且，表中数据是根据每分钟温度变化为1℃时获得。因此，如果温度变化符合这一条件，那么由表2-1便可直接查得
或
。 表2-1 嗜热脂肪芽孢杆菌在加热和冷却时的
T℃ 
T℃ 
 100 — 116 3.989  101 0.044 117 5.034  102 0.076 118 6.341  103 0.116 119 7.973  104 0.168 120 10.010  105 0.233 121 12.549  106 0.316 122 15.708  107 0.420 123 19.638  108 0.553 124 24.518  109 0.720 125 30.574  110 0.932 126 38.080  111 1.199 127 47.373  112 1.535 128 58.867  113 1.957 129 73.067  114 2.488 130 90.591  115 3.154     第二节 淀粉质原料的蒸煮与糖化 生物质原料中所含的淀粉存在于原料的细胞之中，受到细胞壁的保护，不呈溶解状态。生物质原料进行蒸煮的目的是使植物组织和细胞膜彻底破裂，淀粉成为溶解状态进行液化；同时对进料进行灭菌；排除原料中的一些不良成分及气味。淀粉质原料通过蒸煮以后，把颗粒状态的淀粉变成了溶解状态的糊精，如果这时的糊精还不能被细胞直接利用，还必须采取添加糖化剂（麸曲、液体曲、糖化酶）的办法，把醪液中的淀粉、糊精转化为可发酵性糖等物质，作为生物细胞的碳源发酵产生酒精。这个将可溶性淀粉、糊精转化为糖的过程，生产中就叫做糖化。淀粉糖化的目的，是通过糖化酶将淀粉、糊精进行水解。糖化的作用也就是把溶解状态的淀粉、糊精转化为能够被生物细胞利用的可发酵性物质（当然也有不发酵性物质生成，这主要是由于转移葡萄糖苷酶等的作用），降低醪液的粘度，有利于酵母的发酵和酵液的输送。 一、连续蒸煮糖化 连续蒸煮糖化工艺与间歇蒸煮糖化工艺不同，前者的蒸煮糖化过程中，料液连续流动，在不同的设备中完成加料、蒸煮、糖化、冷却等不同工艺操作，整个过程连续化。而间歇蒸煮糖化，蒸煮糖化的整个过程都始终处于一个设备中，一锅一锅地糖化，糖化一锅又重换一锅。连续蒸煮糖化一般不需加水，它的浓度就能满足工艺的要求。其余各项工艺指标控制，基本上和间歇糖化相同，糖化时间略偏低，大约为20~30分钟，糖化效率为28~40％。 连续糖化工艺流程如图2-12所示：
连续蒸煮糖化设备有罐式、管式和柱式三种形式。 罐式连续蒸煮糖化，蒸煮温度较低，可节省煤耗，操作容易控制，设备结构简单，制造方便，为大、中型工厂广泛采用。 （一）蒸煮糖化设备 1．罐式蒸煮设备
图2-13所示为罐式连续蒸煮长圆筒形蒸煮罐。它是由长圆筒形封头焊接而成，粉浆用往复泵由下端中心进料口1压入蒸煮罐中，被加热蒸汽罐2喷出的蒸汽迅速加热到蒸煮温度，加热蒸汽管口与粉浆入口管口之间的距离约为200mm，蒸煮罐下封头为球形。此装置目的尽量减少噪音和震动，减少对下封头的磨损。蒸煮管保持压力约为0.3~0.35Mpa（表压），糊化醪从管3流出。为安装安全阀4和压力表5，顶部中心的糊化醪出口管应伸入罐内300~400mm，使罐顶部留有自由空间。为了防止压力表管被醪液堵塞，可将压力表做成垂直安装。从罐中部侧面管6引出部分糊化醪液去制备液体曲。蒸煮罐最易磨损的是下封头。由于该处有加热蒸汽喷入粉浆高速度的转动而与下封头内壁产生了摩擦，故下封头球形比锥形耐磨。长圆筒中下部侧面焊有4个罐耳架7，4个罐耳可以在同一水平上，也可以上下各一对，借以安装在支架的横梁上。在靠近加热位置上方有温度计测温口8。蒸煮时依据该温度自动控制加热蒸汽量。罐下侧有人孔9，用以焊接罐体内部焊缝和检修内部零件。加热蒸汽入口处须安装有止汽阀，以防蒸汽管路压力降低时醪液流失，甚至造成管路上其他装置堵塞。 为了避免过多的热量散失，蒸煮罐须安装良好的保温层。 罐式连续蒸煮的蒸煮罐或后熟器的直径不宜太大，因醪液从罐底中心进入后作返混运动，不能保证醪液先进先出，致使受热时间不均匀，可能有部分醪液蒸煮不透就过早排出，而另有局部醪液过热而焦化，因此罐式连续蒸煮罐数不能太少，宜采用3~6个，但罐数过多则压力降过大，后熟器压力过低，以致醪液压不到最后一个后熟器。故薯干类原料蒸煮压力较低，宜采用3~4个，玉米类原料压力较高，可采用5~6个。 国内外某些工厂先用加热器把粉浆加热到蒸煮最高温度后，再进入连续蒸煮罐，其后各罐不再供给加热蒸汽，使醪液在第一罐内较平稳地流动，减少对罐壁的磨损。
用粉浆加热器提高醪液的蒸煮温度，使蒸煮得到改善，能够提高连续蒸煮设备生产能力10~15%。 蒸煮时仅在粉浆加热器或蒸煮罐底部通入蒸汽，其后各罐均为后熟器，不再加入蒸汽。后熟器的作用是一定温度下，维持一定时间，使糊化醪进一步煮透。 糊化醪随着流动，压力下降，产生二次蒸汽，由最后一个后熟器分离出来，可供粉浆罐顶预热粉浆，故最后一个后熟器也为汽液分离器。如图2-14。罐式连续蒸煮罐和各后熟器几乎是充满醪液的，唯最后一个后熟器上部须留有足够的自由空间，以分离二次蒸汽，汽液分离器内的液位可用自动控制，也可用液位指示器指示液位。用手动控制醪液出口阀门，把醪液控制在50%醪左右的位置上。当蒸煮罐和各后熟器采用相同容积时，每个后熟器所需容积计算如下：

故：

（2-18） 式中
——包括加热蒸汽冷凝掖的糊化醪量，m3/h；
——整个蒸煮时间，h，2小时或更长一些时间；
——蒸煮罐或每个后熟器的容积，m3；
——蒸煮罐和后熟器的数目；
——最后一个后熟器的充满系数，约为0.5； 长圆筒形后熟器圆筒部分的直径和高之比约为1：3~1：5。 2．柱式连续蒸煮设备 Ⅰ．流程 柱式连续蒸煮设备是在管式连续蒸煮设备的基础上改建的，比间歇蒸煮提高了出酒率。它的流程如图2-15所示。

柱式连续蒸煮的特点是高温快速蒸煮，预热后的粉浆经泵送入加热器，被高压蒸汽从相对方向喷射进行瞬间高温蒸煮，然后流入缓冲器，再均匀地流入后面几根柱子内，在一定温度下继续蒸煮。第一根柱子内装有锐孔，第二根柱子内装有挡板，料液经过锐孔和挡板缺口时，流速增快，压力发生骤变，原料细胞膜突然膨胀而部分破裂，细胞内容物流出，得到充分蒸煮。但柱子容积不大，料液在里面维持的时间不长，为使原料的淀粉糊化，一般在柱子后面再连接1~2个后熟器，使料液在一定温度下继续维持一定时间，保证淀粉糊化比较彻底。 Ⅱ．设备结构及设计计算 （1）加热器 加热器是利用高压蒸汽加热粉浆，使汽液相对喷射，紧密接触，能在短时间内达到较高的温度。 加热器是三层直径不同的套管，内层和中层管壁上都钻有许多小孔，各层套管都用法兰连接，以便拆卸。形状如图2-16所示。高压蒸汽从内、外层管进入，穿过小孔向粉浆液流两旁喷射，由于高压蒸汽从侧喷射，接触均匀，加热比较全面，故能在很短时间就达到蒸煮温度145℃~150℃。 加热器管壁上小孔开法有三种方式，一种是平开；一种是向上倾斜45°；一种是向下倾斜45°。孔向上倾斜能使蒸汽向上喷射与粉浆形成对流，缺点是增大了输送泵的阻力；孔向下倾斜，则蒸汽与粉浆并流，好处是降低了泵的阻力；平开则加工容易。一般都采取平开或向下倾斜，小孔直径为3~5mm，小孔分列若干排，每排4~8个，均匀分布于管壁四周，排与排之间的距离没有硬性规定，有的取等距，有的前密后稀。 加料器内管两端呈锥形或球形，主要是为了减少液流阻力。上端借进汽管固定在中层管壁上，下端则固定在支架上，这样通汽时才不致摆动。内管底部开3~4个小孔，用以排除积水。 加热器管壁上小孔分布区叫“有效加热段”。粉浆在‘有效加热段“停留时间一般很短，为15~25s。为了在这短时间内能达到要求的温度，粉浆在此区域内的流速以不超过0.1m/s为好。 加热器的计算主要是计算“有效加热段”的长度、各层管子的直径、小孔孔径、小孔个数和小孔布置。 例：已知粉浆量为23717kg/s或21.6m3/h，比热为0.853kcal/（kg?K），加热蒸汽压力为7kg/cm2（表压）。试设计计算加热器的主要几何尺寸。 解：①“有效加热段”的长度计算：计算“有效加热段”长度分几个步骤：（1）根据粉浆量和流速计算粉浆流道的截面积；（2）选定内管和中间管的直径，使其环隙截面积等于或接近于计算的粉浆流道的截面积；（3）假定粉浆在“有效加热段”停留时间，再从粉浆量、停留时间和流道截面积算出“有效加热段”长度。 已知粉浆量为23717kg/h，粉浆温度为70℃。假定加热蒸汽压力为7kg/cm2，查饱和蒸汽表得该蒸汽温度为158℃，其热焓为662.3kcal/kg。 由于已知粉浆的 比热为0.853kal/（kg?K），则所需加热蒸汽量为
，kg/h 于是粉浆加热后的总量为23717＋3530＝27247（kg/hr），其中干物质百分数为
查表得其比重为1.084，则加热后粉浆的体积为
，m3/h 取粉浆流速为0.1m/s，则粉浆流道截面积＝
，m2 选用内管为
159×8，中间管为
331×10，两管间环隙截面积＝
（m2），与计算的截面积很接近，故所选用的管径恰当。 假定粉浆在“有效加热段”停留时间为20s，则“有效加热段”长度为
，m 再按照外管与中间管之间的环隙截面积等于内管截面积的原则计算外管直径
。

，m ②小孔直径和个数计算：小孔个数的计算是根据加热蒸汽消耗量和蒸汽通过小孔的速度算出小孔的总面积，然后确定每个小孔直径，算出每个小孔面积。再从总面积和每个孔的面积计算小孔个数。 蒸汽消耗量已算得为3527kg/h，从饱和水蒸汽表查得在压力7kg/cm2下，饱和水蒸汽的比容为0.2454m3/kg，则所需加热蒸汽的体积为3527×0.2454＝0.866，m3/h。 取小孔的蒸汽速度为25m/s，则小孔总面积为
，m2 取小孔的蒸汽速度为25m/s，则小孔总数为
个。为安全计，增加5％，于是小孔总数＝489×1.05＝519个。 小孔的布置按内管与中间管壁上孔数大致相等的原则，在内管壁上分33排，每排8孔共264孔；中间壁上分22排，每排12孔，共264孔总计小孔528个。 内管和中间管壁上小孔各排的中心距都采取等距，则内管壁上小孔各排的中心距
m；中间管壁上小孔各排的中心距
m，（2.2为“有效加热段”长度）。 （2）柱子 ①柱式连续蒸煮设备 柱子为长圆筒形，直径450~550mm，高约10m，一般用大直径无缝钢管或铸铁管，两端锥顶，锥高约40mm。柱子根数一般为3~5根，每根柱子分若干节，每节长约1m，节与节之间用法兰连接。第一、第三两根柱子内有1~2处管径缩小（由于节与节之间连接处装有两个锥形帽，形成锐孔，锐孔直径约100~120mm）。第二根柱子内装两块倾斜的圆缺形挡板，这两块挡板是交错排列，一个向左倾斜30°，一个向右倾斜30°，板距为柱子全高的1/3。挡板为切去弓形的圆缺板，板的直径比柱子内径略小，切去弓形的宽度约为板直径的1/4。柱子里装置锐孔和挡板都是使料液在流动中突然缩小和扩大，使细胞膜部分破裂，并且发生骚扰，得到充分混合后面两个柱子则不装什么。柱子与柱子用圆弯并联，柱子两端入口直径约为100~120mm。 ②柱子的计算 柱子的计算主要是几何尺寸的计算，根据料液在柱子里停留时间内的流量来计算。 例：已知糊化醪量为25.13m3/h，试设计计算柱子的几何尺寸和根数。 取糊化醪在柱子里停留时间为23min，则柱子的总容积为
，m3 选用
530×15的无缝钢管，每根长10m，则柱子根数为
，根 3．管式连续蒸煮 管式连续蒸煮是通过加热器和管道来完成的，物料先通过加热器在较高的温度和压力下，使物料和蒸汽在短时间内就充分混合，完成热交换，然后混合的高温物料再通过管道转弯处产生压力的间歇上升和下降，使醪液发生收缩膨胀，减压汽化，冲击等使淀粉软化和破碎，进行快速蒸煮。 管式连续蒸煮的主要特点是高温快速，糊化均匀，糖分损失少，设备紧凑，易于实现机械化和自动化操作。但由于蒸煮温度高，加热蒸汽消耗量大，并形成较大数量的二次蒸汽，因而只有在充分利用二次蒸汽的条件下，才能提高其经济效益。又由于蒸煮时间短，蒸煮质量不够稳定，生产上操作难度大不易控制，有时在管道上还会出现阻塞现象。设备流程如图2-17所示。
1-输送机 2-斗式提升机 3-贮料斗 4-锤式粉碎机 5-螺旋输送机 6-粉浆罐 7-泵 8-预热锅 9-近料控制阀 10-过滤器 11-泥浆泵 12-单向阀 13-三套管加热器 14-蒸煮管道 15-压力控制阀 16-后熟器 17-蒸汽分离器 18-真空冷凝器 19-蒸汽冷凝器 20-糖化锅 工艺流程和工艺操作要求： 原料粉碎→搅拌和加热预煮→加热器→管式连续蒸煮→后热器→蒸汽分离器→送至糖化工序 粉碎后的原料在绞龙内与热水混合，加水比控制在1：3.5~4.0，混合后的粉浆利用后热器带来的二次蒸汽进行加热预煮。温度要求为75℃，预煮后的料液经过滤器除去较大的杂质，再用泵将料液送至接触式加热器。加热蒸汽压力为8~9kg/cm2，粉浆被加热到170℃之后，送至蒸煮管道，蒸汽喷入管内速度为40m/s，管式蒸煮器管道直径为117mm，总长98m，竖立安装，在管道的接头处放置孔径为30、40、50mm的锐孔板，粉浆通过锐孔板前，由于突然的收缩和膨胀，压力下降，则醪液的沸点相应变更，产生自蒸发现象，使醪液在沸腾状态下更好地蒸煮。同时，醪液经过锐孔板产生了机械碰撞和摩擦，有利于淀粉颗粒的破碎，增强了醪液与蒸汽的接触面积。醪液在管道内经过的时间在3~5分钟，管道的进口压力为6.5~7.0kg/cm2，出口压力为2.5kg/cm2左右，蒸煮醪经压力控制阀底部进入后熟器，在后熟器内停留30~40min，醪液温度在126~130℃，压力维持在2个大气压，后熟器出来的醪液进入蒸汽分离器，在蒸汽分离器上部排出大量的二次蒸汽以供物料加热预煮使用，醪液下部排出送至糖化工序，在蒸汽分离器中醪液停留6~8min，温度为90~100℃ 4．真空冷却器 酒精生产中，蒸煮醪液的冷却，主要是以蛇形管水冷却和真空冷却为主。真空冷却指的是醪液在一定的真空度下（即醪液进入负压状态）醪液本身产生大量蒸气（二次蒸气），并被抽出，这样便消耗了醪液大量的热量，因而醪液很快冷到与真空度相应的温度，这种醪液冷却法就称为真空冷却。真空冷却在酒精生产中得到广泛的应用，现在很多工厂都已利用真空装置抽吸蒸煮醪中的二次蒸气，用相应的真空度使蒸煮醪冷却到糖化工艺要求的温度，由于采用真空冷却具有很多优点，现已逐渐用真空冷却来取代蒸煮醪冷却常用的蛇形管水冷却。 （1）真空冷却器的工作原理和结构。
真空冷却器装置如图2-18所示，真空冷却器器身为圆筒锥底，醪液由切线方向进入，顶中心有二次蒸汽排出口，连接膜式塔，用冷水在膜式塔中冷凝二次蒸汽，不凝性气体经真空泵或蒸汽喷射器抽走，造成器内真空。真空度保持在500~550mmHg，蒸煮醪温度可降到68~64℃。由于器内真空，产生大量二次蒸汽，为减少二次蒸汽夹带醪夜，故使醪液切线方向进入，在器内旋转，醪夜被离心力甩向四周沿壁下流，从锥底排醪口排出，二次蒸汽则直接上升经中心营排出。由于器内压力低于大气压，真空冷却器和膜式塔必须安装在较高的位置，高于糖化锅10米，冷却的醪液才能从排醪管排出，以及膜式塔中的废水也能顺利地从废水管中排出。 真空冷却器是外压容器，器壁必须有一定的温度，要保持真空冷却器内的真空度，一般需借助于水喷射器或蒸汽喷射器，连续地将真空冷却器中的二次蒸汽抽走。若采用水喷射器抽真空，对一些生产能力较低的工厂，真空冷却器可直接与水喷射器连接，无需装置膜式塔。 （2）真空冷却器的设计计算： 其设计计算是根据蒸煮醪所产生的二次蒸汽量和二次蒸汽流速来确定真空冷却器的几何尺寸。 （1）蒸煮醪所产生的二次蒸汽量的计算：
，kg/h （2-19） 式中
——每小时的蒸煮醪流量，kg/h；
——蒸煮醪的比热，kcal/kg?℃；
、
——蒸煮醪蒸发前后的温度，℃；
——真空操作二次蒸汽的汽化热，kcal/kg。 （2）几何尺寸的计算： 真空冷却器的几何尺寸，是根据上升的二次蒸汽以小于1.0m/s的速度来确定的。
，m （2-20） 式中
——真空冷却器的直径，m；
——蒸煮醪所产生的二次蒸汽量，kg/h；
——二次蒸汽冷的比容，即在
温度压力下的蒸汽比容，m3/kg；
——二次蒸汽上升的速度，m/s，一般取0.8~1.0m/s的范围。 一般真空冷却器的直径与高之比为1：1.5~2.0，则：
，m （2-21） 5．糖化罐 （1）连续糖化罐 连续糖化罐的作用是连续地把糊化醪与水稀释，并与液体曲或麸曲乳或糖化酶（酶制剂）混合，在一定温度下维持一定时间，保持流动状态，以利于酶的活动。 连续糖化罐具有圆筒形外壳，球形或锥形底，若进入的糊化醪未经冷却或冷却不够，则糖化罐内需设有冷却管，如图2-19所示。无冷却管的连续糖化罐，糊化醪由管1进入，管1上按有阀门，开工时应将该阀门关闭，以避免破坏真空冷却器的真空，为使曲液和糊化醪均匀混合，液体曲和经冷却的糊化醪在进入管处混合后进入。若糊化醪未经冷却直接进入糖化罐时，应先进到气囱，然后落入糖化罐。为保证醪液有一定的糖化时间，（采用45分钟或更长时间），应保证糖化醪的容量不变，故设有自动控制液面的装置，因而在管3连续送入无菌压缩空气，罐盖有人孔4，罐侧中部有温度计测温口5，糖化罐每天杀菌一次，在罐侧和罐底有杀菌蒸汽进管6，罐内装有搅拌器1~2组，转速为45~90r/min。连续糖化罐一般在常压下操作，为减少染菌，可作成密闭式。
（2）真空糖化罐 蒸煮醪的真空糖化装置如图2-20所示，依靠压力差蒸煮醪液由汽液分离器Ⅰ，与糖化曲液由计量暂存桶Ⅱ同时进入蒸发~糖化器Ⅲ。输送曲液（包括糖化醪稀释水）到喷射蒸汽的醪流中是依靠发生引射的混合效果，使曲液与蒸煮醪液充分接触，蒸煮醪液被冷却。引入口点曲液和蒸煮醪温度为337~339K，但由于被冷却湍流速度快（30~40m/s），曲液不会发生过热。 符合糖化的最小容积应使糖化醪在真空糖化罐内平均停留时间为20min（连续糖化采用40~45min或更长的时间），然后进入三级真空冷却的第一室。真空糖化器的优点是：既是蒸发冷却器，又是糖化器，简化了设备。
二、间歇蒸煮糖化 （一）间歇蒸煮 1．蒸煮设备 近年来，用淀粉质原料生产酒精的工厂，大多采用连续蒸煮工艺，但尚有一部分小型酒精厂和液体白酒厂，还采用间歇蒸煮方法。此法虽有不少缺点，但是所用的设备比较简单，操作容易掌握，在一些小型工厂中容易推广，虽然连续生产方法不断取代间歇生产方法，向近代化的生产发展，但在目前来讲，间歇生产法在一部分酒精工厂中还起着一定的作用。通常采用锥形蒸煮锅（立式蒸煮锅），其外形和结构简单，如图2-21所示。它是用钢板制成的圆柱圆锥体联合形式，上部是圆柱形，下部是圆锥形，用焊接（或柳接）制成，材料可采用A3号钢，锥底用法兰连接，以便于检修和更换。蒸煮锅承受的压力大多数是在39.2×104Pa左右，蒸煮锅上面的部件有加料口1、排汽阀2，锅耳3是用来安装锅体的固定器件，加料口盖以自由向上盖为好，当锅内压力升高时，加料口的密封更为可靠，加料口盖的材料也用A3钢，由于锥形锅壁常被沙石磨损，经常是放入衬套7，衬套厚3mm，其接缝处用沿壁插入的盖板盖住。下部还有取样孔4，加热蒸汽管5，下面是醪液排出室和排醪管。 这种形式的蒸煮锅比较适宜于对整粒原料的蒸煮，例如甘薯干，甘薯丝，粉碎后的野生植物等。由于这种蒸煮设备是从锥形底部一点引入蒸汽，并可利用蒸汽循环搅拌原料，因此蒸煮醪液的质量很均匀，同时由于下部是锥形，蒸煮醪液排出比较方便。
2．间歇蒸煮工艺 目前我国酒精工厂常采用间歇加压蒸煮和添加淀粉酶液化后间歇加压蒸煮两种方法： （1）间歇加压蒸煮工艺流程 加水入蒸煮锅→投料→升温→蒸煮→吹醪 由于原料种类及其物理状态不同，所采用的工艺条件有差异，但其工艺流程基本不变，现按工艺流程分别阐述如下： ①加水 间歇蒸煮是在一个蒸煮锅内进行，在蒸煮整粒原料时一般先加入温水，此温水是车间内用循环蒸汽加热的热水，或者是由蒸馏车间冷却后的废热水，水温一般要求在80℃左右，如果是采用粉状原料进行蒸煮，水温一般要求在50℃左右。先要在拌和桶内搅成粉浆后，再送入蒸煮锅内，这是因为原料与高温水接触时，如来不及混合均匀，粉状原料会部分糊化而结块，造成原料不同，所采用的加水比也不一样，一般为：粉状原料，1：4.0；甘薯干原料，1：3.2~1：3.4；谷物原料，1：2.8~1：3.0。 ②投料 按照原料不同情况，投料方式也不同，整粒原料蒸煮时，当投入的原料数量完毕后，即可关闭加料盖，进汽，或者可以在投料过程中同时通入少量蒸汽，便于上下翻动，使蒸汽冲击原料，起搅拌作用。若采用粉状原料，先在调浆桶内调匀，送入蒸煮锅，以防原料由于产生粉粒结块，引起蒸煮不彻底。投料时间根据锅的容量大小和投料方法而异，一般为15~20min，此外工厂还常采用在投料过程中或者在投料结束以后，用压缩空气进行搅拌，以防原料结块生团，影响蒸煮质量。 ③升温 加水投料后，立即把加料口盖关闭紧密，打开排汽阀门，同时通入蒸汽，把锅中的冷空气赶净，以防锅内有冷空气存在而产生冷压力，影响压力表所示的数值，不能反映锅内的真正压力，而引起原料蒸煮不透的现象。如何能排除产生冷压力？一般是当蒸汽通入锅内，从排气阀口有蒸汽排出时，即表示冷空气已赶净，即可关闭排气阀，使蒸汽压力慢慢升到规定压力，升温时间一般采用40分钟左右。有的酒精厂，为了能达到充分吸水的目的，在升温前把原料先浸泡半小时左右，使原料能大量地均匀吸水。 ④蒸煮 料温升到规定压力时，保持此压力下维持一定的时间，使原料达到彻底糊化蒸煮。原料不同，所用的压力和蒸煮时间也不同，在蒸煮过程中，为了使原料受热均匀和彻底糊化，采用循环的方法，利用蒸汽来搅拌锅内的原料，如果蒸煮时不进行放乏气循环搅拌，虽然在蒸煮初期通入了大量的蒸汽，但锅内原料并不翻动，或者翻动得不彻底，从而使在锅上部的原料糊化不透。因此在蒸煮过程中，循环操作是提高蒸煮醪质量重要措施之一，由于要进行循环排气，所以，蒸煮的装醪量约为锅容量的75~80%左右，在醪液面上要留有空间。 ⑤吹醪 蒸煮完毕的醪液，利用蒸煮锅的压力从蒸煮锅排出，并送入糖化锅内。在吹醪过程中，原料的淀粉颗粒，由于压力突然降低，受绝热膨胀的影响，使原料内的植物细胞彻底破坏。从理论上来分析，吹醪速度越快越好，但是吹醪速度太快，则醪液容易从糖化锅喷出，容易引起烫伤事故。一般规定吹醪时间不得少于10~15分钟，要按照蒸煮锅的容量大小来决定。 （2）加淀粉酶加压蒸煮 随着酶制剂工业的发展，近几年来，我国有一些酒精工厂采用先加细菌淀粉酶液化后，再进行加压蒸煮，这样，蒸煮压力可以降低，蒸煮时间也可缩短。淀粉酶用量大约是粉碎原料的0.1~0.2%，采用不同的原料，所需的淀粉酶用量也不同，例如：薯类粉状原料，淀粉酶用量可以少些，谷类原料和野生植物原料，淀粉酶用量则要适当加大些，而且需要事先将细菌淀粉酶加水浸渍0.5~1小时，以备应用。 把粉碎原料，按照规定的加水比放到混合池拌匀，调整温度至50~60℃，然后加入细菌淀粉酶，搅拌均匀，再加石灰水调整pH到6.9~7.1。将调整好的淀粉液输送到蒸煮锅中，通入压缩空气进行搅拌，并通蒸汽升温到93℃，保持1小时。取样化验其液化程度，达到标准后，则停止通压缩空气，继续升温至130℃，保持0.5小时，即可吹醪送至糖化锅。 （二）间歇糖化工艺 间歇糖化法在整个糖化过程中主要有前冷却、糖化、后冷却以及将糖醪送入发酵罐等操作，间歇糖化的生产操作是在一个具有搅拌和冷却装置的糖化锅内完成的，因此设备利用率低，冷却用水量与动力消耗都较大。 间歇糖化法的工艺流程： 蒸煮醪→糖化锅＋加水＋冷却（120℃~60℃）＋加酸十加曲十糖化十冷却（60~30℃）→发酵罐（或酒母罐） 1．加水量 一般采用间歇蒸煮的厂也采用间歇糖化。从目前生产实际来看，间歇蒸煮后的蒸煮醪中，含水量较连续蒸煮后的蒸煮醪含水量要少、醪液浓度较高，如不添加水就直接加曲糖化，则不利于糖化酶的糖化和酵母的发酵。所以，在糖化前要加入一定的水冲稀醪液，使糖化后的醪液能保持14~16Bx之间，也可根据所用菌种的抗渗透压能力，略为提高或降低1~2Bx。其加水量，干原料应满足总加水量为原料的3.0~4.0倍。 总加水量＝蒸煮前加水量＋糖化时加水量（蒸煮原料时冷凝水量和排出二次蒸气量中含水量均可忽略不计）。 此外，还可按酵母发酵中实际耐酒精的能力，确定发酵醪的浓度，计算糖化时的加水量。计算公式为： 糖化加水=蒸煮醪总重量×（蒸煮醪浓度—要求浓度）／要求浓度 2．温度 间歇糖化的温度是糖化工艺控制的关键数据。当加曲、加水、加酸拌匀后，可使糖化醪温度保持在60±1℃内，如果采用As3·4309制备的液体曲时，可把糖化温度控制在58~60℃。 3．糖化时间 间歇糖化时间，从加完曲拌匀后开始计算时间，用于培养酒母的糖化醪，大约需1.5~2小时，很多厂采用1~1.5小时。但在大生产中的发酵用糖化醪，一般为25~45分钟。 4．糖化效率 糖化效率的控制，如果是用于培养酒母的糖化醪，糖化率可控制在50~60％左右，用于大生产中的糖化醪，通常在35~50％之间较好。有的工厂采用控制还原糖的办法，一般情况下，使糖化醪中的还原糖有3~4.5％。在糖化过程中，不宜使糖化效率和还原糖过高，否则会产生糖抑制，影响后糖化和酵母的生长。 糖化效率=糖化醪中还原糖×100%／糖化醪中总糖。 第三节 纤维素和半纤维素的水解 可以利用的生物质资源很多，包括各种农业残余物（玉米秸、麦秸、稻草等）、林业残余物（伐木产生的枝叶、死树、病树等）、专门栽培的作物以及各种废弃物（城市固体垃圾、废纸、制糖生成的甘蔗渣、玉米纤维和造纸废液等）。这些木质纤维材料完全可望将它们降解转化为糖类，并生物加工成有用的物质，如生物能源等。 所有植物来源的木质纤维素均含有丰富的纤维素、半纤维素和木质素（见图2-22）。 玉米秆等植物纤维材料经酸水解或水解酶处理后可以产糖，加酵母菌种则可发酵生产酒精。 影响植物纤维资源充分利用的主要难题之一是木质纤维素材料通常难于被降解转化。这就需要采用预处理措施，使木质纤维素的结构能适于随后的酶降解。预处理的主要作用就是要改变天然纤维的结晶度、脱去木质素或半纤维素，增加酶与纤维素的可接触面积，从而提高酶解的效率。 有很多可提高纤维素可降解率的物理、化学预处理方法，如辐射处理、粉碎、高压热水、有机溶剂、稀酸、低温浓酸、酸催化的蒸汽水解、蒸汽爆炸、液氨爆炸、碱水解及使用非离子表面活性剂等。但这些方法往往都存在能耗大、成本高、催化剂不能循环利用、产生毒性副产物、污染环境等问题，而未能得以实用。利用木质素降解微生物的生物学方法，由于简单、低能耗而受到重视。但是，生物处理反应慢，在降解木质素的同时也会消耗纤维素和半纤维素，也不利于实现实用化。开发廉价高效的木质纤维材料预处理技术成为新工艺成败的关键之一。近年来发展迅速的蒸汽爆碎、稀酸预处理等技术可高效破坏植物纤维结构，提高微生物的降解转化速率，处理成本也相对较低，可望投入实际应用。 一、蒸汽爆裂法 在众多预处理方法中，高压蒸汽爆碎技术是比较有效、低成本、无污染的新技术。向装有植物纤维物质的压力罐通入高压蒸汽，使罐温度达到200~240℃左右，原料中的半纤维素会迅速分解释放出有机酸，发生自水解作用而可溶化。细胞间的木质素熔化，并发生部分降解，变得易为热水、有机溶剂或稀碱抽提。加上突然减压爆碎的机械分离作用，使植物细胞间质或细胞壁变疏松，细胞游离，纤维素的可酶解性明显增强。蒸汽爆碎技术的成败在于精确控制处理强度（蒸汽温度和处理时间）和处理的均匀度。控制不当，半纤维素等未充分降解或降解产生的单糖被进一步降解破坏，得糖率往往会低于理论值的65%。 二、稀酸预处理法 半纤维素和纤维素都能被强酸直接降解成单糖。纤维素的酸水解工艺比较简单，已有工业化经验。但是需要较高的温度和较大量的酸，水解产生的单糖会进一步降解，产生对微生物有毒性的糠醛类物质。处理后的糖液需要中和、脱毒等后处理后才能用于发酵。用稀硫酸在较低温度下处理植物纤维材料，可以只降解其中的半纤维素，而提高经过预处理后的材料中纤维素的可酶解性。因为处理条件较温和，生成的糖类降解比较少。稀酸水解生成的糖类可发酵生成乙醇。而处理后的材料可进一步经微生物酶解转化。由于半纤维素在100℃以下就能较好地溶解在稀酸中，为此可以用2%浓度的硫酸在100℃或100℃以下对甘蔗进行处理。处理是在柱形反应器内进行，处理后用连续逆向多级萃取法将半纤维素水解产生的糖萃取出来。这种水解液的总糖浓度可高达14%。半纤维素水解液经中和后用来制备酒精或其他产品，剩下的纤维素可供进一步酶水解或酸水解用。 也有人建议用稀酸高温（160~220℃）短时间（<1min）处理纤维物料。 稀酸处理既对纤维物料进行预处理，又可以得到半纤维素水解的糖液，这是该法的一大特点，只要很好地将后者利用，则它将是一种有发展前途的预处理方法。 稀酸水解用的酸浓度为0.3~3%，温度T=100~200℃。稀酸水解时，大部分半纤维素溶解于酸溶液中。因此，半纤维素水解反应实际上是在溶解状态下进行的。反应速度相当快。纤维素和剩下的一部分半纤维素则呈不溶解状态，反应主要在表面进行。酸和纤维素的接触面积小，反应速度很慢。据测定，上述两种反应的速度要相差100倍左右。 根据这个特点，工业生产上纤维的水解可以分阶段进行。第一阶段在较温和的条件下（100℃）左右进行，使半纤维素分解，所得半纤维素水解液可用来生产SCP或酒精等产品。剩下的物料进入第二阶段水解，即在较强烈的条件下进行纤维素分解。 Saeman（1945）研究了稀酸水解过程，用的酸浓度为0.4~1.6%H2SO4。发现酸水解动力学是一级反应，它包括两个反应阶段： 按照经典的阿累尼乌斯（Arrhenius）反应动力学，反应常数
、
是与温度有关。这样我们就可以把原料产生的净还原糖部分看作是时间的函数（对所有的温度和酸浓度来说都一样）。他可用以下公式表示（Saeman1945）：
（2-22） 式中
——生成的净还原糖量；
——起始纤维素浓度（每100g物料中的含量）；
——时间；
、
——反应速度常数。 纤维素和葡萄糖的分解活化能分别为189000和137000KJ/mol，因此，在数值上K1和K2是很接近的。虽然CB/a值是随着温度和酸浓度增加而提高，但是，相当数量的单糖分解产物也同时生成。图2-23列示了在180℃下，0.6%H2SO4溶液时的酸水解曲线。纵轴表示纤维素转化为还原糖的百分数。如果没有单糖分解产品的生成，则反应将按曲线B（理想动力学）进行。曲线A是根据Seaman动力学数据作出的曲线。而木材糖化过程的真实走向是用虚线C表示，它位于曲线B和A之间。利用稀酸（H2SO4）的工艺过程还原糖的得率约为总糖量的65~80%。 稀酸水解的总成本要较浓酸低不少。因此，酸回收就不一定必要了。 一般说来，稀酸水解的缺点在于糖的得率较低，能量消耗较大（因为要在高温高压下进行）和仍需要耐酸材料（比浓酸要好些）。
（一）影响酸水解的因素 纤维素酸水解时糖的产率和以下诸因素有密切关系： 1．原料的种类和粉碎度 原料和酸的接触面越大，水解效果越理想。为此，农作物下脚料或其它废纤维素进行水解时，应事先进行粉碎，以增加接触面积和有利于酸渗入纤维束内部。但如果粉碎过细，一则会增加电能的消耗，另外在进行水解时也会因密度过大而影响到滤出速度。一般稻草切成2~3cm长即可。棉子壳水解时可以不加粉碎。 2．酸的种类和用量 盐酸催化能力较强，但价格较高，腐蚀性也强。所以工业生产上往往使用粗硫酸作为水解用酸。 从理论上讲，酸的浓度提高一倍，在其他条件不变时，水解时间可缩短1/3~1/2。通常采用稀酸常压水解时，硫酸浓度为2~3%；采用稀酸加压水解时，酸浓度为0.5~1%。 3．液比系数 水解时液体和纤维素原料的比例叫液比系数。它和糖的产量、水解液中糖的浓度、酸的用量等都有很大关系。通常，液比系数可以按下式进行计算：
（2-23） 式中
——液比系数；
——加入的稀酸量，kg；
——加热原料、酸液和设备所消耗的蒸汽，kg；
——原料中的水分，kg；
——水解反应所消耗的水，kg；
——纤维原料的干量，kg。 液比系数值增加，单位原料产糖量增加，但水解液中糖浓度降低，酸用量增加。一般视情况不同，液比系数取5~10。 4．水解时间和温度 温度对水解速度影响很大。温度越高，纤维素酸水解的速度越快。但是已生成的单糖的分解速度也越快。温度升高10℃，反应速度加快0.5~1倍。高温持续时间过长，单糖的分解加剧。因此，一般采用高温时，则应为稀酸短时间；如是较低温度时，则可采用较浓的酸和较长的时间。 为了减少生成糖分的分解，应该采用分段水解法或渗滤水解法，以缩短生成单糖在水解器中停留的时间，达到减少单糖分解造成损失的目的。 （二）稀酸水解的几种常用方法 常用的稀酸水解方法见图2-24。 图2-24 常用的稀酸水解方法 固定水解法是最原始的方法。水解液是在整个水解过程完成后一次性排出。生成糖的分解现象严重。为此，糖的得率低，质量差，纯度低。但是，对设备和操作的要求也低。 分段水解法如前所述是将半纤维素水解和纤维素水解分阶段进行。可以保证两者的水解都是在各自最适宜的条件下进行，生成的分解也减少。所以，各项指标均优于前一种方法。 渗滤水解法是将稀酸溶液从水解器上部不断淋入，水解液从下部连续排出。从水解机理的角度来看是比较合理的水解方法。 稀酸常压水解法主要用于木质纤维素的预处理和玉米芯等半纤维素含量高的原料的酸水解，该法可使大部分半纤维素分解。 （三）稀酸水解生产流程和设备 连续渗滤水解流程如图2-25所示，木材经粉碎后，由带式输送器装填入水解器1中。水解后剩下的木质素通过排渣器7排出器外。水解液从水解器流出后，接连通过高压蒸发器5和低压蒸发器6，最后送往中和器。在蒸发器5中，水解液温度从175~180℃降低到140~150℃。而在蒸发器6中进一步降低到105~110℃。在两只蒸发器中产生的高压和低压二次蒸汽分别导入两只换热器以加热水解用的热水。水解用酸从贮器2经计量器3用往复泵4送往水解器，在进入水解器之前与被加热到反应温度的热水按比例混合，配制成水解用的稀酸溶液。 在渗滤水解开始时，温度通常保持在150~165℃，相应压力为0.588~0.686MPa。随着水解的进行，水解温度逐步升高，最后达175~180℃。水解结束前，加入热水将木质素中的糖洗出。这种洗涤液含糖不多，一般用作下一次水解的用水。木质素和残余纤维素通过排渣器排出。
加拿大的Stake公司研制了这种酸水解流程。Stake公司擅长于木质纤维素原料的预处理和连续水解工艺。通过预处理，半纤维素和木质素被转化为容易回收的形式。在Stake设计的预处理过程中，纤维原料经加料器加到一个圆柱形的分解器中，并由螺旋输送器推动原料沿着分解器前进。分解器用蒸汽加热到半纤维素能溶解于水，木质素能溶解于碱的程度，然后物料通过出料器定期排出。用水和碱冲洗物料，以取出半纤维素和木质素供进一步利用。剩下的纤维素就很容易被酸分解为葡萄糖。 国内有较多单位进行纤维素与半纤维素的水解研究。例如，华南理工大学设计了如2-26所示的水解阶段实验流程。主要设备是一不锈钢水解反应器，设计压力1.4MPa，设计温度190℃。外涂保温胶泥。其中间部分为圆柱形，内径60cm，高150cm。上下部分为锥体，上锥体锥角45o，焊有进料接管，上口内径30cm。下锥体锥角60o，焊有出料接管，该接管插入反应器内部，和一过滤器相联，保证固体原料不能随液体带出。下口的内径为20cm。反应器总容积0.53m3，上下口都装有法兰盖。上盖有排气口和联接压力表的接管。下盖焊有插热电偶的不锈钢管，反应器内温度即用插在其中的热电偶测定。 不锈钢酸槽直径60cm，高110cm，上下均为椭圆形封头，总容积0.35m3。设计压力和水解反应器相同。上封头顶部有两个接管，一个联接球阀，用于液体的加入；另一个联接针形阀，用于气体的流入或流出。下部封头的接管通过三通和节流阀和球阀分别联接，前者用于水解时控制酸液流量，后者用于洗涤时排液。向酸槽内加入酸液和洗涤水都通过耐腐蚀泵进行。空气压缩机的输出压力1MPa，最大输出流量6m3/时。气体缓冲器容积0.5m3，设计压力1.4MPa。实验中把缓冲器内压缩空气计量后通入酸槽，从而把酸槽内的液体压出。在酸槽内压力恒定时，由进入压缩空气的体积即可求得酸液的流出量。所用列管式换热器包括64段串联的φ25×2不锈钢管，分8层排列，每层8段，每段长200cm，总换热面积1.5m2。置于加满水的水泥池中。控制出口液体流量的节流阀置于水解反应器和换热器之间。所有配套的管道和阀门均以不锈钢制造。水解反应所需热量由直接蒸气提供。其流量由蒸汽流量计测定。
图2-26 生物质反应水解装置图 1-气体缓冲器 2-空气压缩机 3-酸槽 4-耐腐蚀泵 5-储槽 6-混合器 7-水解反应器 8-过滤器 9-热电偶 10-温度显示仪 11-换热器 12-产品接受槽 RA-蒸汽流量计 RB-气体流量计 VA-止回阀 VB-针形阀 VC-节流阀 VD-球阀 P-压力表 本装置按每次加入生物质原料100kg设计。水解酸液分两批加入酸槽，其组成不同，以适应不同反应阶段的需要，分别称为酸液1和酸液2。正式实验前先向反应器内逐层加入水解原料，并用木棒捣实，对整个系统进行气密性检验。然后用泵向酸槽内加入预先配制的较稀的酸液1，同时启动空压机向气体缓冲器内充气到所需压力。实验开始时向系统通入水蒸气，同时用压缩空气把酸槽内的液体压出，和水蒸气按比例混合后连续进入反应器。当反应器内空气排完后，热的水解糖液将以一定速率连续流出，经换热器冷却后进入接受容器。每50kg液体中取一个试样以分析其糖浓度。当酸槽内的酸液1流尽后，关闭反应器的进出口阀门，同时向酸槽内加入较浓的酸液2。然后继续使酸液2和水蒸气混合后以预定的速率连续通过反应器，并分段取样。当酸槽内液体再次流尽后，向其中加入水泥池内的热水，用于洗涤床层。所取试样以碘量法分析其中的糖浓度。 三、酸酶水解法 蔗渣等纤维素和半纤维素的二段水解基本流程如下： 两段水解的第一段为半纤维素水解，方法有化学或微生物或物理方法。第一段制低聚木糖方法是：蔗髓（即蔗渣糠）等半纤维素降解有采用热水蒸煮、酸水解、微波降解和酶解等方法。采用蒸汽膨胀爆破方法较用碱煮省化学剂（膨化设备见图2-27），不用耗碱和中和用酸，并减少酶解液的无机盐造成污染。方法是将蔗髓裂解后用热水或稀酸浸泡获木聚糖液，然后加入能分泌内切木聚糖酶的微生物培养液将木聚糖降解为木二糖和木三糖。
提取木聚糖阶段称第一段，提取木聚糖后的酶解渣用化学法进行第二段水解，目的使纤维素降解成葡萄糖。方法是将酶解渣加酸放入立式蒸煮锅中，在6～8公斤压力下蒸煮，硫酸用量是干渣（酶解渣干固物）的3～5%，因此液比约1∶5，蒸煮水解时间50～60分钟，水解液得糖率是纤维素应得糖的40%左右。鉴于只进行一级（一次）水解得糖率不高，前苏联用两个水解锅串连二级（二次）水解，即酸液加到经一级水解已排出水解液剩下水解渣的锅中，进行第二级（次）水解，以获得多一次的水解糖，第二级水解液含糖浓度较低，用它作第一级（次）水解的配料液，这样既提高糖浓度，又可获多些糖，节省了一次用酸量。两个锅串连水解得糖在50～60%。后来发展到第二段用4～5级串连水解，除了蒸汽多耗点外，得糖率可提高到70～80%，但设备投资及操作都增加。德国肖勒的专利用多级渗滤器水解，已建有至少两间大型木材水解酒精厂。纽约大学和台湾糖业研究所分别在八十年代也进行过用双螺旋挤压连续水解器和连续水解器水解植物纤维、蔗渣，美国双螺旋水解器ZDK53型，具有53mm直径的螺旋浆，生产能力1吨/日。螺浆直径340mm和480mm的分别能每日加工135和270吨的纤维物料。台湾糖业研究所的连续水解器见图2-28。 第二段水解获得的葡萄糖液为酸性，用石灰乳中和成硫酸钙（含两个结晶水的硫酸钙溶解度较小），过滤得清净糖液。如果是与糖蜜混合发酵可以提高糖液浓度和节省中和用石灰，水解液含的酸可供糖蜜酸化，一举多得。最好是与糖蜜混配后通入无菌空气以增加溶解氧和除去可挥发的醛类物。
第四节 糖蜜原料的稀释与澄清 糖蜜是制糖厂的一种副产品，里面含有大量的可发酵性糖，这些糖分在目前制糖工业技术或经济核算上已不能或不宜用结晶方法加以回收。糖蜜是一种非结晶糖分，因其本身就含有相当数量的可发酵性糖，无需糖化，因此是微生物工业大规模发酵生产酒精、甘油、丙酮丁醇、柠檬酸、谷氨酸、食用酵母及液态饲料等的良好原料。由于原糖蜜的浓度一般都在80°Bx以上，胶体物质与灰分多，产酸细菌多，所以糖蜜酒精发酵前需进行稀释、酸化、灭菌、澄清等处理过程。 正常的操作过程，在很大程度上，决定于糖液的所有营养物料的彻底混合。供这用途的设备为糖蜜稀释器。 一、糖蜜稀释器 （一）水平式糖蜜连续稀释器 图2-29所示为水平式糖蜜连续稀释器，其为圆筒形水平管子沿管长装置若干隔板和筛板，分成若干部分。为了使糖蜜与水很好地混合，隔板上的孔上下交错地配置，以改变糖液流动形式。隔板上的孔径要保证液体在稀释器内湍流流动。隔板固定在两根水平杆上，能与杆一起装卸，以便清理，并可以从管子中取出来。为使糖蜜容易流出，稀释器安装时，通常出口的一端向下倾斜。这种稀释器的混合效果较好，没有搅拌器，节省动力。 该器装有供应热水、营养盐类、冷水和酒精液体的连接管。
（二）立式糖蜜连续稀释器 立式糖蜜连续稀释器为圆筒形器身。上、下封头为锥形。如图2-30所示，稀释器总高度为1.5m，用4~5mm钢板制成，酒母醪稀释器最好用铜或不锈钢制成。该器的下部有两个连接管：一个进糖蜜，另一个进热水，流过最下边的一个中心有圆形孔的隔板后又进入冷水与糖液混合。里面有7~8块具有圆形缺口的隔板交错配置，即一个半圆形缺口在左，一个圆形缺口在右，这样液体呈逆流运动，使糖蜜和水更好地混合，隔板之间距离为125mm，糖液允许速度为0.08~0.1m/s。
（三）错板式连续稀释器 如图2-31错板式糖蜜连续稀释器是在一般的圆形管内装上交错排列的挡板，挡板倾斜安装以减少流动阻力，挡板的数目一般为10~15块。糖蜜和水从稀释器的上部自上而下以并流方向流动，经过器内各挡板的作用，糖液反复改变流向，使糖蜜和水得到均匀的混合。 （四）胀缩式糖蜜连续稀释器 胀缩式糖蜜连续稀释器如图2-32为一个中间突然收缩的中空圆筒。水和糖蜜从器身底端进入，糖液在器内因器径的几次改变使流速随着发生多次的改变，促进了糖液的均匀混合，最后从顶部获得符合工艺需要的糖液。 （五）变管径式连续稀释器 如图2-33，是用几种不同管径的直管段连接而成。作用原理与胀缩式相同，利用糖液流过不同管径截面时流速发生改变，致使器内流动的糖蜜与水经几次的膨胀、收缩作用而达到均匀混合。
（六）间歇式稀释设备 间歇式的糖蜜稀释器通常是一个敞口的容器，内安有搅拌装置或用通风代替搅拌以使糖蜜与水能达均匀稀释。稀释器可由钢板制成，也可是水泥池。其容积的大小按下式计算；
，m3 （2-24） 式中
——稀释器的容积，m3；
——稀释器内稀糖液的体积，m3；
——装满系数，一般取0.8~0.85。 稀释器的几何尺寸，可根据总容积和选定的径高比计算。 常用的间歇稀释器的容积一般为5~20m3，应根据各厂的生产任务而定。 二、糖蜜原料的澄清 糖蜜原料的澄清的目的是使原料中的灰渣等固形物沉淀，同时进行灭菌，以达到发酵的要求。对于固体含量少[<0.1%（v/v）〉]，颗粒直径在5~100μm的悬浮液，在过滤时难以形成滤饼，就要采用澄清过滤。糖蜜原料的澄清方法有以下几种： 1．加酸通用处理法 将糖蜜加水稀释至50°Bx左右，加入0.2%~0.3%浓硫酸通入压缩空气1小时，静止澄清数小时，取出上清夜作为制备糖液用。通风一方面可赶走SO2或NO2等有害气体以及挥发性酸和其他挥发物质，另一方面可以增加糖液的含氧量，提高糖液的溶氧系数，以利微生物的生长和繁殖。 2．加热加酸沉淀法 此法又称热酸处理法，在较高的温度和酸度下，对糖蜜中有害微生物的灭菌作用和胶体物质，灰分杂质的澄清沉降作用均较强。采用热酸处理法，通常把酸化、灭菌和澄清同时混合一道进行，工艺上在稀释原糖蜜时采用阶段稀释法，第一阶段先用60℃温水将糖蜜稀释至55~58°Bx，同时添加浓硫酸调整酸度5~6°Bx，进行酸化，然后静止5~6h；第二阶段则将已酸化的糖液再稀释到所需的浓度。 此外，我国某厂采用热酸通风沉淀法，其过程如下：糖蜜加水稀释到浓度为40%，然后加入一定量的硫酸，将pH调节到4~4.5，放入澄清槽加热至80~90℃，通风30min；通风后保温70~80℃，静止澄清8~12h，然后取出表面清液冷却，以后处理可按发酵工艺要求进行。沉淀物可再加4~5倍水搅拌，然后静止澄清4~5h，所以澄清液可用作下次稀释糖蜜用水，残渣则弃去。从提纯效果来看，这个方法比冷酸通风处理法好，但这方法的缺点是澄清时间很长，同时需要很多澄清槽，占地面积较大，设备利用率低。从减少设备腐蚀和冷却设备，缩短生产周期。大规模生产上看采用冷酸通风沉淀法较适宜。 3．絮凝剂澄清处理法 添加聚酰胺（PAM）絮凝剂来作稀糖液的澄清处理，可大大缩短澄清时间。PAM是无色无臭的粘性液体，可以作为絮凝剂加速糖蜜中胶体物质，灰分和悬浮物的絮凝，从而使澄清糖液的纯度提高。添加絮凝剂的澄清工艺如下：先将糖蜜加水稀释至30~40Bx，加一定硫酸调PH3~3.8，加热90℃，添加8ppmPAM，搅拌均匀，澄清静止1h，取清夜即可制备稀糖液用。 4．酸化澄清设备 糖液澄清罐通常是间歇操作设备，其体积和个数计算如下： 澄清罐的总体积：
，m3 （2-25） 式中
——每小时需澄清的糖液量，m3 /h；
——每次澄清时间，h；
——装满系数。 澄清罐个数：
（2-26） 式中
——每个澄清罐的体积，m3。 国内大多数糖蜜酒精厂只考虑对用作酒母的稀糖液进行澄清处理，而对基本糖液则不经澄清处理，这样可大大简化生产，提高效率，酒精发酵生产也不会受影响。 第五节 啤酒生产中麦芽汁的制备设备 啤酒是生物加工产业中的一个典型产品，我国的啤酒生产已位于全世界第三位。影响啤酒的产量和质量的关键因素之一是麦芽汁的制备。麦芽汁是啤酒酵母的培养基。 啤酒糖化设备的组合方式是随着生产规模的不断扩大而变化的。根据组成糖化系统设备的数目，可分为以下几种组合方式：①二器组合常见于小型啤酒厂，由一只糖化过滤槽和一只糊化煮沸锅构成一套单式糖化系统，每天可糖化２次左右。②四器组合常见于中型啤酒厂，由糊化锅、糖化锅、过滤槽和煮沸锅４只专用设备构成一套复式糖化系统，每天可糖化４次左右。该套组合的特点是设备分工明确，利用率极不均衡。③五器组合常见于中型啤酒厂的技术改造中。在四器组合的基础上，增加一只暂贮罐，用于暂贮过滤后的麦汁，以此缩短等待煮沸锅的时间，提高整个系统的生产效率，使每天的糖化能力增加到６次。④六器组合常见于大型啤酒厂。随着发酵工艺技术的不断发展，对糖化工艺的要求也越来越高。在单批产量一定的前提下，须实现尽可能多的日糖化批次，才能满足发酵工艺技术要求。因此，在四器组合的基础上，再添一只过滤槽和一只煮沸锅就构成了一套六器组合的双元糖化系统，每天可糖化8次左右，该套组合的特点是糊化锅与糖化锅的利用率已达到极限。 一、糊化锅 糊化锅的主要作用是用于煮沸大米粉和部分麦芽粉醪液，使淀粉糊化和液化。 1．糊化锅的构造
糊化锅是用来糊化辅助原料（一般为大米粉和麦芽粉）和对部分糖化醪加热煮沸的，如图2-34所示。锅底为球形蒸汽夹套，为了把煮沸而产生的水蒸汽排出室外，盖顶也需作成球形，盖中心有升气管。辅助原料（大米粉）和麦芽粉分别由接管1和2进入，与糖化锅放过来的麦芽粉混合，借助于旋浆式搅拌器3搅拌，在锅壁上还装有3个挡板，改变流型，使醪液浓度和温度均匀，保证醪液中较重颗粒的悬浮，防止靠近传热面处醪液的局部过热。为了均匀地分布加热蒸汽，设有以4个短管与蒸汽夹套相通的环形蒸汽管4，蒸汽冷凝水以几个短管5排出，不凝性气体从蒸汽夹套上方的导出管7，用旋塞间歇地放出。当将糊化醪输送到糖化锅去时，可经底部的管子用泵压送。锅体有4个耳架8，借以安装在楼层的横梁上，糖化醪在顶盖侧面管9流入，升气管的下部有环形槽10，以收集从升气管壁流下来的污水，然后由管11排出锅外，升气管根部还有风门12，根据需要，在醪升温时，关小风门，煮沸时开大风门，并调节其开闭程度，顶盖侧面有2个带有拉门的观察孔（人孔）。糊化锅圆筒和蒸汽夹套外部有保温层。糊化锅的材料多采用不锈钢制作，要特别注意蒸汽夹套部分钢板的厚度，以免向内鼓起，也可用钢板或紫铜板制造。 从图2-35可以看出球形锅底对流体传热循环的影响。靠近锅倾斜壁有液柱h2，但有较大的加热面积f2，而中心部位具有较深的液柱h1，但加热面积f1较小，因此在锅底部周围较快发生气泡，将液体向上推，而形成中心的液体向下的自然循环。因而能节省搅拌动力消耗，锅底最好作成球形，能够促进液体循环。球形锅底有便于清洗和液体排尽的优点。
2．糊化锅的容积 糊化锅的容积，决定于加入的原料量，对于辅助原料大米粉加得多的地区，应加大糊化锅容积，以便提高产量。对每100kg投料（包括大米粉和麦芽粉）加水420~450kg，则锅的有效容积为0.5~0.55m3。如兼作麦芽汁煮沸锅，则其容积应大于糖化锅容积。 为了有利于液体的循环和有更大的加热面积，糊化锅的直径与圆筒之比为2∶1，升气管面积为料液面积的1/30~1/50。 3．加热面积的计算 蒸汽在垂直壁上冷凝时，冷凝液靠重力作用向下流动，假定为层流流动，热量以导热的方式穿过液膜传向壁面。显然，给热系数的大小取决于冷凝液膜的厚度和导热系数。根据理论推导，得垂直壁上蒸汽冷凝的给热系数为

（2-27） 式中
——垂直壁上蒸汽冷凝的给热系数，W/（m2?K）；
——冷凝液密度，kg/m3；
——重力加速度，m/s2；
——冷凝液导热系数，W/（m?K）；
——冷凝液粘度，Pa?s；
——汽化热，kJ/kg；
——蒸汽的温度，K；
——器壁的温度，K；
——长度，即糊化锅蒸汽夹套高度，m。 其中
、
、
取冷凝液平均温度之值。
取在
时之值，冷凝液平均温度为：
（2-28） 蒸汽夹套应考虑由于器壁倾斜，膜厚增加，
值降低。设斜角为
、同理可以从理论推导得蒸汽在斜壁上冷凝时的给热系数为：
（2-29） 式中
——斜壁上蒸汽冷凝的给热系数，W/（m2?K）；
——倾斜角，取45°。 对于垂直管或垂直板，由于实际上液膜表面出现波纹，实验得到的给热系数为：
（2-30） 实验得到的
比理论推导的值大20%。 蒸汽夹套加热面至糖化料液的给热系数，当具有搅拌器的强烈对流传热的情况下，可根据下列方程式计算：
（2-31） 式中
——液体平均温度时的粘度，kg/（m?s）；
——液体给热面壁温时的粘度，kg/（m?s）；
——普兰特准数；
——雷诺准数。 在雷诺准数Re中：
（2-32） 式中
——搅拌桨叶的直径，m；
——搅拌桨叶的转速，r/s。 求得蒸汽冷凝的给热系数
和加热面到糖化料液的给热系数
后，就可算出总传热系数和传热面积。 在糊化锅操作过程中，糊化锅加热面的传热量是不平衡的，计算时必须采用最大传热量Q。在二次糖化法中，最大传热量在第二次煮沸时，即由343K升到373K的时间里。 二、糖化锅 糖化锅的用途是使麦芽粉与水混合，并保持一定温度进行蛋白质分解和淀粉糖化，现时糖化锅的材料广泛采用不锈钢制作，也可用碳钢或铜钢制造。其外形和构造与糊化锅大致相同。为保持糖化醪在一定温度下浸渍和糖化，一般在锅底周围设置一两圈通蒸汽的蛇管或设有蒸汽夹套。为保持醪液浓度和温度均匀，避免固形物下沉，保持流动状态以便酶的作用，锅内装有螺旋桨搅拌器。现时有的在锅内壁装有挡板，以改变流型，提高搅拌效果。有效容积的大小与加水量有关，一般糖化锅容积比糊化锅大约一倍。锅底可做成平的，也有作成球形蒸汽夹套的。在六锅式糖化设备中，做成糖化、糊化两用锅，以提高糖化锅的利用率。锅体直径与高之比为2∶1，升气管截面积为锅圆筒截面积的1/30~1/50。 三、过滤槽 过滤槽用于过滤糖化后的麦醪，使麦汁与麦槽分开而得到清亮的麦芽汁。 （一）型式与构造 过滤槽是一具有不锈钢圆柱形槽身和平底及紫铜板弧形顶盖的容器，具体结构如图2-34所示。在平底上面约12mm处有一层与平底平行的过滤筛板，筛板是用3.5~4.5mm厚的磷青铜版或不锈钢制成。为了便于安装与操作，筛板不宜过大，每块筛板的面积一般约0.75m2。筛板上开有条形筛孔，一般采用0.4~0.7×30~50mm或直径0.8mm的圆孔，为了减少阻力便于清洗，在孔的下面应铣为喇叭开口状，其有效面积占筛板总面积的4~8％，每块筛板的底面有筋条和支脚撑住，支脚的分布应考虑到当人站在过滤板上时不致弯曲。过滤槽的平底上平均分布的澄清麦芽汁导出管，一般导出管的直径为25~45mm，每1.25~1.5m2底面上有一管，平底上还有出糟孔，槽体内设有耕槽装置，目的使过滤介质疏松，耕槽装置的横梁以其中心固定在中央垂直转轴上，横梁上垂直排列着一排耕刀，耕刀间距为200mm左右，耕槽装置的转动是用电动机带动齿轮变速箱及蜗轮减速箱两级变速，耕槽转速为0.4r/min.耕刀刀尖与筛板的距离可用升降指示机构来调节。耕刀的刀面可用手柄通过拉杆改变其方向，以适应耕槽和出槽的需要。为了均匀地喷水，在槽身中央轴上有一喷射器，喷射器上装有喷水管，长度比槽的内径稍短，两端封闭，管上开有若干直径为2mm的小孔，水从小孔中喷出，利用水的反作用力，使喷水管旋转。其他有醪液入口，麦汁回流及冷热水的入口均在弧形顶盖上开孔，顶盖部分之结构与其他锅相同。
（二）有关参数 1．麦槽层厚度 麦槽层的厚度不宜太厚或太薄，太厚会延长过滤时间；太薄则麦汁滤出太快，麦汁澄清度降低，麦槽容易冷却，使过滤效能减弱。根据实践，一般麦槽层厚度取0.3~0.4m较为适宜。 2．过滤面积的确定 每100kg干麦芽180升含水的滤槽，最适宜的糟层厚度若取0.35m，则对100kg干麦芽的过滤面积为：
即对100kg的干麦芽，其所需的过滤面积为：0.5~0.6m2。 3．过滤槽容积的确定 1m2槽底面积所能容纳的麦芽量约为125~250kg，一般计算取200kg。则：
，kg （2-33） 式中
——每次糖化所用的麦芽量，kg；
——所需槽底的面积，m2。 4．过滤槽内耕槽的转速 （1）耕槽时，为避免麦槽层扬起，一般转速约0.25~0.4r/min，圆周速度0.04~0.07m/s。 （2）出槽时的转速，根据实践约4~5r/min，圆周速度0.4~0.7m/s。太快了，反而达不到出槽目的，太慢了，会延长出槽时间。 5．过滤槽槽底与筛板的间距 至少应大于槽底管口直径的1/4，其关系可参考表2-2。 表2-2 过滤槽槽底与筛板的间距和槽底管口直径的关系 过滤麦汁管径d，mm 28~32 36~40 44~48  过滤板与槽底的间距，mm 1/4d+4~5 1/4d+5~8 1/4d+8~10   四、麦汁煮沸锅 用于麦汁的煮沸和浓缩，蒸发掉多余的水分，使麦汁达到一定的浓度。并加入酒花，使酒花中所含的苦味及芳香物质进入麦汁中。 （一）型式与结构 麦汁煮沸锅的结构型式与糊化锅基本相同，只因麦汁煮沸锅需要容纳全部麦汁，故其容积较大在锅顶上也与糖化锅一样开2个人孔拉门，一个人孔单拉门，一个人孔双拉门。为了观察麦汁量，锅内设有液量标尺，在锅身上部还有一圈开有小孔的喷水管，便于清洗锅壁。其他与糊化锅相同，其主要结构如图2-37所示。
（二）容积计算 用于麦芽煮沸锅的形状与糊化锅相似，故其容积计算也与糊化锅相同。先求出圆柱部分和球底部分或椭圆底部分的体积，两者相加就是其全容积V。其有效容积的计算也与糊化锅相同。 （三）有关参数 1．麦汁煮沸锅的容量以过滤后进入锅中的麦汁量为准，如果以100kg麦芽需要量作为计算单位，则麦汁煮沸锅容量约需800~900升，再加上25~30％作为麦汁运动的空间。 2．麦汁煮沸锅内液柱高与直径之比1：2，一般不大于此比例，如表面积过小，液柱过高，对液体对流不利，影响蒸发量，也影响凝结蛋白质的析出。 3．麦汁煮沸锅为了有助于煮沸，同样装有搅拌器，其搅拌叶的转速约为20~35r/min，圆周速度为3m/s 左右。 4．排汽管的截面积为锅内液体表面积的1/30~1/50。即：
式中
——排汽管的直径，m；
——麦汁煮沸锅的直径，m。 5．根据实践，每小时可以蒸发水量相当于锅中物料量的8~10%，故在一般条件下需煮沸的时间约1.5~2小时。 五、糖化醪过滤槽 糖化醪的过滤是啤酒厂获得澄清麦汁的一个关键设备，主要用于醪液的糖化和麦汁的过滤。 糖化醪过滤槽的结构部分与过滤槽基本相同，见图2-38所示。由于本设备除了完成过滤的任务之外，还有进行醪液的糖化，所以通过一个三速齿轮变速箱来达到耕槽、出槽及糖化三种转速，这是与过滤槽不同之处。另外在槽底设有两只阀门，一只用于进料，一只用于出料。在弧形顶盖上，加设下粉筒，其他与过滤槽相同。
糖化醪过滤槽的主要规范如表2-3所示。 表2-3 糖化醪过滤槽的主要规范表 名称 7500升糖化醪过滤从槽  图号 J91001  有效容量，升 7500  工作压力：槽内，kg/cm2 油压缸液压，kg/cm2 常压 6  最高工作温度，℃ 85  槽身直径，mm Φ3000  圆柱高度，mm 1410  槽身壁厚，mm 8（钢板）  槽底壁厚，mm 10（钢板）  槽顶壁厚，mm 6（钢板）  耕槽装置：耕槽转速，r/min 出槽转速，r/min 糖化转速，r/min 最大升降行程，mm 0.339 4.36 14.05 360  电动机：型号 功率，kW 转速，r/min JO242~4 5.5 1440  变速箱速比 i1=96.6，i2=7.5，i3=2.33  重量，kg 8240  外形尺寸：直径×高度，mm Φ3340×19287   第六节 淀粉水解制糖 用于制备淀粉的原料主要为薯类、玉米、小麦、大米等富含淀粉的农产品。根据原料淀粉的性质及采用的催化剂不同，淀粉水解为葡萄糖的方法有酸解法、酶解法、以及酸酶结合法等。 一、酸解法 酸解法又称酸糖化法，它是以酸为催化剂在高温下将淀粉水解转化为葡萄糖的方法。 酸解法具有生产方便、设备要求简单、水解时间短、设备生产能力大等优点。目前仍为一些发酵工厂所采用。但是，由于水解是在高温高压及一定酸浓度下进行的，故要求设备需耐腐蚀、耐高温和耐高压，同时，酸解法在酸催化水解过程中存在一些副反应，导致淀粉转化率较低。另外，酸解法对淀粉原料要求严格，要求淀粉颗粒度均匀，颗粒过大会使水解不完全。同样淀粉乳浓度也不宜过高，过高的淀粉乳浓度会使淀粉转化率下降，这些是酸解法存在的有待解决的问题。 许多酸对淀粉水解均有催化作用，工业上主要使用具有较高催化效能的盐酸、硫酸和草酸。酸在水解过程中是催化剂，原则上反应前后不变，但事实上，淀粉中存在蛋白质、脂肪等，它们会和酸发生反应，致使酸的用量超过理论量，一般盐酸（以纯盐酸计）为淀粉量的0.5%~0.8%。 淀粉的水解在工业上一般称为糖化或转化，所得的水解液称为糖化液或转化液。工业上采用的糖化方法有两种，一为加压罐法，系间歇操作；另一为管道法，系连续操作。前者是较老的方法，后者是较新的方法，具有若干优点。 （一）加压罐水解糖化 加压糖化罐为密闭的垂直圆筒形罐，罐的大小因生产规模而不同，容积较大的在10m3以上，小的几立方米。罐的结构见图2-39。糖化罐材料要能耐酸，一般用铜板、青铜（90%铜，10%锡）板、磷青铜（含0.3%~1.0%磷）或316型不锈钢制成。罐耐压能力4.9MPa，但一般当压力调整到0.69MPa，安全阀即行打开，以保全安全。罐的外壁用绝热材料围绕，减少热量的散失。罐的顶端有两根铜管，分别与淀粉乳桶及酸筒相连，以供引入淀粉乳及酸液之用。一根粗的铜管（喷出管）直穿罐的中心，其尾端位于罐底中心凹处，上端穿出罐外直达位于上层楼房的中和筒，供糖化完成后借压力喷糖化液到中和桶之用，罐顶有蒸汽排出管经收集器一直通到厂房顶外面，供排出蒸汽之用。收集器是回收被蒸汽夹带的糖化液。与罐底中心凹处连有排液管系供清洗罐时用。与此排液管相连有一蒸汽管，糖化时引入蒸汽，以防有淀粉乳沉淀与此凹处不能糖化。
装淀粉乳的桶称为调乳桶，可以为木制圆筒，桶内具有搅拌器，保持搅拌以防止淀粉沉淀。调乳桶一般置于糖化罐的上一层楼上，可借重力引淀粉乳入糖化罐。 糖化普遍使用盐酸，也有少数工厂使用硫酸。把酸加入淀粉乳中的方法有3种：一种是将全部酸用水冲淡后加入糖化罐中，酸水的量以能淹没罐底的多孔蒸汽盘管为度，打开蒸汽阀门将酸水煮沸后，引淀粉乳入罐中，淀粉乳引入的速度不能太快，以保持酸水继续沸腾为宜。第二种方法是将全部的酸的1/3~1/2用水冲淡后加入糖化罐中，其余的酸混入淀粉乳中。第三种方法是将全部的酸混入淀粉乳中，糖化罐中只加水。这三种方法在工业上都有 采用，但采用第一种方法时，因为先加入糖化罐中的淀粉遇到的酸浓度高，糖化速度快，生成的葡萄糖易起复合和分解反应，影响糖化液的质量。采用第三种方法时，淀粉乳引入后受热糊化，容易结块，会影响糖化作用的均匀进行。为避免淀粉糊化结块，糖化罐中的水应含有适量的酸，所以第二种方法比较好，用得也比较普遍。 （二）管道水解糖化 加压罐糖化法有若干缺点。为保持罐内酸水的沸腾，淀粉乳不能过快地加入，否则将有结块现象发生，引起罐的振动，也影响糖化作用的均匀进行。由于较大的加压糖化罐引入淀粉乳的操作需历时10多分钟，则先加入的淀粉乳受热和酸的影响时间较长，会进一步发生葡萄糖的复合与分解反应，而后加入的一部分淀粉乳，因为受热和酸的影响时间较短，可能还没有达到所需要的糖化程度，所以由糖化罐放出的糖化液，实际上是淀粉乳的不同程度糖化、复合、分解反应产品的混合物，并不是糖化均匀的产品。这个缺点是无法避免的。因为无法将全部淀粉乳同一时间引入糖化罐，也无法全部同一时间放出。由糖化罐放料需要一定时间，而在此期间糖化作用仍在继续进行，糖化液的糖化程度较难控制。糖化罐中需要先加入一定量的水，加热时用直接蒸汽，这都冲淡糖化液，增加蒸发成本。放料时糖化液压力急骤降低产生的二次蒸汽，因为是间歇产生，无法利用，所含的热量损失。此外，加压罐法是间歇操作，需要劳动力多，也不易自动控制。为了避免上述这些缺点，乃有管道糖化法的发明，进行连续操作，基本上避免了加压罐的缺点。管道糖化法是将加了酸的淀粉乳用泵输送，流经管道，用直接蒸汽加热或间接加热，使淀粉乳糊化、糖化，在一定的温度下流经其余管道，在他端流出，达到需要的糖化程度。淀粉乳的各部分糖化均匀，糖化时间短，所得糖化液的纯度高、质量均匀、颜色浅、易于脱色精制，操作可自动控制，劳动力节省，所产生的二次蒸汽因为是连续产生的，可供加热用，提高了全厂的热利用效率。连续操作需要的蒸汽供给均匀，锅炉的操作和全厂热力的使用、分配都比较容易管理，所以生产成本也低。 管道糖化设备有不同的型式，用蒸汽直接加热的糖化管道设备，装置示意图见图2-40。将加了一定量酸的淀粉乳由混合桶泵入加热器中，可用离心泵、多级活塞泵或螺旋泵。蒸汽直接喷入加热器，淀粉乳受热立即糊化，液化，进入位于加热器下方的进料罐，然后流经糖化管道，经放料阀至急骤蒸发罐而放出，为糖化完成的糖化液。淀粉糊在管道中呈湍流状态流动，保持一定的直线流动速度。管径3~15cm，直线流速以0.12m/s或以上为宜。 糊化管是用180度的弯头连接成几排，淀粉糊由下往上流。为减少热量损失，整个糖化管安装在填有绝热材料的箱中。糖化管末端的放料阀是一浮球控制开关，位置与进料罐的底在同一水平上。阀顶与进料罐顶用一小管相连，以保持二者压力相等。当进料罐中糊化液达到一定高度时，阀即自动打开，放出糖化液到急骤蒸发罐中。进料罐为立式，底部为锥形，是用来储存淀粉糊，并保持一定的高度静压差使糊在管道中流动。进料罐顶上有一排气管用来排除不凝结气体，罐壁上有几个观察孔，可以观察罐内糊化液高度。
这种连续糖化管道适用于生产不同糖化程度的产品，所采用的酸度、温度和时间见表2-4。 表2-4 不同产品糖化条件 产品 葡萄糖值 H2SO4浓度，mol?L-1 糖化时间，min 糖化温度，℃  葡萄糖 90 0.015 18 158  糖浆 58 0.008 21 148  糖浆 42 0.008 26 142  糊 16 0.005 19 142  糊 5 0.0035 16 132  应用这种糖化管道生产糖浆，一些脂肪类物质易附着于罐壁上，并逐渐增厚，影响糖化液的流动，需要每周停工清洗一次。清洗的方法是保持糖化的温度，按下列次序泵入清洗液：①水；②酸水，0.5%H2SO4溶液；③水；④碱液，0.5mol/LNaOH溶液；⑤水。每清洗一次后含碳物质也会沉积在管壁上，则可泵入30%NaOH热碱液清洗，然后通入蒸汽将洗下的物质洗出。 间接加热式糖化管道也称为柯路叶氏（Kroyer）糖化管道，如图2-41所示。这种设备利用蒸汽间接加热，加热管的构造复杂，由3个套管组成，外面的两条管道是直的，最里面的内管道是弯曲的，蒸汽通入外面管道和中间管道之间以及内管道，淀粉乳在中间管道和内管道之间流过。内管道于外管道也可以不相连接，分别单独引入蒸汽。由于内外加热，淀粉乳受热均匀，很快上升到所需要的温度。由于内管道是弯曲的，淀粉乳流经的道路是曲折的，如图下方所示为3个不同位置的横截面，如此则可产生搅动的效果，各部分受热均匀，糖化也进行得均匀。
可用往复泵或脉动的膜式泵将加了酸的淀粉乳泵入管道，输送的速度按一定的频率脉动变化，如此则兼有搅拌混合的效果，促进各部分受热，糖化均匀。也可用非往复式的泵，以一定不变的速度输送，但在糖化管的出口用一个脉动控制的出料阀门，也可产生脉动现象，没有脉动现象也能获得良好的糖化效果。 图2-42所表示的加热管是整个管道设备的前一部分，其功用是使加了酸的淀粉乳受热糊化、液化，并达到需要的糖化温度，然后进入管道的第二部分，即糖化管。后者的功用是保持此糖化温度，使糖化作用继续进行达到所需要的程度，故糖化管只是一根直管，中和也是连续操作，用泵将需要量的碳酸钠溶液打入糖化管的末端，糖化液中和到需要的pH后，由糖化管流出，进入急骤蒸发罐。为促进碳酸钠溶液于糖化液的混合。糖化管的末端即中和部分的管道中可以加一个螺旋中心，使糖化液发生螺旋状的流动。图2-41为整个糖化设备的构造和排列示意图。管道需要有足够的抗腐蚀性能，一般用含钼的不锈钢管。 因为这种管道糖化设备是间接加热，糖化管道内的压力可高于饱和蒸汽的压力，而高压力有促进糖化的效果，最好能保持糖化管内的压力超过饱和蒸汽压力1倍以上。一般糖化温度为160℃，糖化管内压力为1.47~1.96MPa。
管道式糖化，糖化均匀，糖化液的质量高，颜色浅，精制费用低，热力利用率高，蒸发费用低，可自动控制，节省劳动力，生产成本比加压罐法低。 近年来糖化管道设备有所改进，如图2-43和图2-44所示。图2-43设备有搅拌器，一小部分回流，与进料进行搅拌，水解温度较低，约120℃。图2-44设备应用变速高压泵，水解温度高，约达160℃，用酸量少，糖化时间短。
二、酶解法
酶解法是利用专一性很强的淀粉酶及糖化酶将淀粉水解为葡萄糖的方法。酶解法可分为两步：第一步，利用α~淀粉酶将淀粉液化；第二步，利用糖化酶将糊精或低聚糖进一步水解转化为葡萄糖。生产上这两步分别称为液化和糖化。由于在该过程中淀粉的液化和糖化都是在酶的作用下进行的。因此酶解法又称为双酶法或多酶法。 由于以淀粉为原料应用酸水解法制备糖液，由于需要高温、高压和酸催化剂，会产生一些不可发酵性糖及其一系列有色物质，这不仅降低了淀粉转化率，而且生产出来的糖液质量差。自60年代以来，国外在酶水解理论研究上取得了新进展，使淀粉水解取得了重大突破，日本率先实现工业化生产，随后其他国家也相继采用了这种先进的制糖工艺。酶解法制糖工艺是以作用专一性的酶制剂作为催化剂，因此反应条件温和，复合和分解反应较少，因此采用酶法生产糖液不仅可提高淀粉的转化率及糖液的浓度，而且还可大幅度地改善了糖液的质量，是目前最为理想、应用最广的制糖方法。 （一）液化 淀粉液化的分类方法很多，以水解动力不同可分为酸法、酸酶法、酶法以及机械液化法；以生产工艺操作方式不同可分为间歇式、半连续式和连续式；以设备不同可分为管式、罐式、喷射式；以加酶方式不同可分为一次加酶、二次加酶、三次加酶液化法；以酶制剂耐温性不同可分为中温酶法、高温酶法、中温酶与高温酶混合法；以原料精粗程度分淀粉质原料直接液化与精制淀粉液化法等。 作为发酵工业碳源使用的糖液，其粘度的高低会直接影响或决定后道发酵、提取工艺的难易，因此这种糖液的过滤速度一定要求特别快，在液化方法上一般选用两次加酶法，以求降低糖液的粘度。从国内的条件来看，通常选用一次加酶或二次加酶的低压蒸汽喷射液化法较为合适。 液化方法中最简单的为升温液化法。30%~40%浓度的淀粉乳调节pH为6.0~6.5，加入CaCl2调节钙离子浓度到0.01mol，加入需要量的枯草杆菌液化酶，在保持剧烈的情况下，加热到85~90℃，在此温度保持30~60min达到需要的液化程度。若是搅拌不足，则需要分段加热。如液化玉米淀粉乳，先加热到约70℃，粘度达到最高程度，约15min后，粘度开始下降，再继续加热到85~90℃。此法需要的设备和操作都简单，但液化效果差，经过糖化后，糖化后，糖化液的过滤性质差。为改进这种缺点，液化完后加热煮沸10min。谷类淀粉（如玉米）液化较困难，应加热到140℃，保持几分钟。虽然如此加热处理能改进过滤性质，但仍不及其它方法好。 另一种液化方法称为高温液化法。将淀粉乳调节好pH和钙离子浓度，加入需要量的枯草杆菌液化酶，用泵打经喷淋头引入液化桶中的约90℃热水中，淀粉受热糊化、液化，由桶的底部流出，进入保温桶中，于90℃保温约40min或更长的时间达到需要的液化程度。此法的设备和操作都比较简单，效果也不差。缺点是淀粉不是同时受热，液化欠均匀，酶的利用也不完全，后加的部分作用时间较短。对于液化较困难的谷类淀粉（如玉米），液化后需要加热处理以凝结蛋白质类物质，改进过滤性质。在130℃加热液化液5~10min或在150℃加热1~1.5min。 利用喷射器的液化方法称为喷射液化法，效果好，应用较多。喷射液化器的构造由不同的设计，要点是蒸汽直接喷射入淀粉乳薄层，使淀粉糊化、液化。图2-46为两种不同喷射液化器的构造示意图。A为蒸汽进口，B为混有液化酶的淀粉乳进口。先通蒸汽入喷射器预热到80~90℃，用移位泵将淀粉乳打入，蒸汽喷入淀粉乳的薄层，引起糊化、液化。使用蒸汽压力为390~588kPa。蒸汽喷射产生的湍流使淀粉受热快而均匀，粘度降低液快。液化的淀粉乳由喷射器下方卸出，引入保温桶中在85~90℃保温约40min，达到需要的液化程度。此法的优点是液化效果好，蛋白质类杂质的凝结好，糖化液的过滤性质好，设备少，也适于连续操作。马铃薯淀粉液化容易，可用40%浓度。玉米淀粉液化较困难，以27%~33%浓度为宜，若浓度在33%以上，则需要提高用酶量两倍。图2-45为喷射液化设备流程图。


图2-46 喷射液化器构造示意图 图2-47 喷射液化器 喷射液化器如图2-47所示，有多种型号，处理淀粉量2t/h至10t/h，适于不同规模工厂应用。此液化器连年来推广给淀粉糖、味精发酵和其它工厂应用，液化均匀，过滤性好，效果良好。 为了改进液化效果和过滤性质，液化可分段进行，常用的一种称为三段液化法。进行分段液化法最好使用管道化连续设备，图2-48为一种应用管道3-段连续示意图。
（二）糖化 糖化是利用糖化酶将淀粉液化产物糊精及低聚糖进一步水解成葡萄糖的过程。 糖化是在一定浓度的液化液中，调整适当温度与pH值，加入需要量的糖化酶制剂，保持一定时间，使溶液达到最高的葡萄糖值。其工艺过程如下： 液化→糖化→灭酶→过滤→贮糖计量→发酵 液化结束后，迅速将液化液用酸将pH调至4.2—4.5，同时迅速降温至60℃时，然后加入糖化酶，60℃下保温数小时后，用无水酒精检验无糊精存在时，将料液pH调至4.8~5.0，同时加热到90℃，保温30分钟，然后将料液温度降低到60~70℃时开始过滤，滤液进入贮糖罐备用。图2-47为双酶法制糖工艺流程图。
总之，采用不同的水解工艺，各有其优点和存在的问题。从制得的水解液的粘度来看，以酶解法为最低，酸解法最高。从水解糖液的质量、原料利用率、糖收得率、耗能及对粗淀粉原料的适应情况来看，以酶解法最好，其次是酸酶法，酶法最差。从淀粉水解的整个过程所需的时间来看，酸法最短，酶法最长。 第七节 固体培养基制备 发酵的类型按培养基的种类来分，有固体发酵和液体（深层）发酵两种。微生物在具有一定温度和湿度的固体表面进行生长和繁殖就称为固态发酵。固态发酵所用的培养基为固体培养基。固体发酵和液体发酵相比，具有以下优点：（1）操作简单，适应性强，原料来源广，价格低廉，可以利用很多其他发酵工艺无法利用的粮食加工下脚料或废料进行生产；（2）固体发酵仅需空气自然对流或小量通风即可，能耗较低。（3）固体发酵的产物提取一般步骤少，费用也省，有些产物，如饲料或饲料和食品添加剂，不需要分离步骤，全部物质可以作为产品。（4）发酵工艺全过程无废水或很少，可以减少环境污染。尽管固体发酵是一门具有悠久历史的发酵生物技术，但因其具有简行、投资省等特点，在制造酶制剂、菌肥、发酵饲料、饲料添加剂、食品添加剂以及一些东方发酵食品中广泛采用。但是，固体发酵也存在着一些缺点，主要体现在固体发酵生物反应器方面，现行的反应器普遍采用箱式发酵，占地面积大，劳动强度高，传热传质困难，参数（如pH、温度等）检测难，染菌机会多，只适用于细胞内渗透压较高的霉菌，而对细菌、放线菌发酵较难适用。因此，固体发酵由于生物反应器的问题，受到了很大限制，产品规模、产品质量也较难保证。所以，研制一种新型的固体发酵生物反应器，并研究固体发酵工艺，克服现有反应器的缺点，可以将固体发酵推上一个新的台阶，促进我国生物技术的发展，具有十分重要的意义。 随着科技的进步，固体发酵生物反应器引起了多国专家和学者的关注。前苏联、日本及我国的科技工作者，曾经研制了固定箱式、移动箱式、多层箱式、多层圆盘式、旋转圆盘式等多种形式的固体发酵生物反应器。但综观各类固体发酵生物反应器，都存在着占地面积大，机械化程度低，劳动强度大，杂菌污染机会多等缺点，难以实现无污染接种、密闭发酵等工艺过程。为此，研制新型的全密闭固体发酵生物反应器并对工艺进行研究，将其应用到酶制剂的发酵生产上去，必将产生巨大的经济效益，对生物工程产业具有巨大的推动作用。 一、固体培养基的制备方法及其设备 固体原料发酵是我国首创，具有悠久历史和独特风格，过去固体原料发酵都是手工操作，工人体力劳动强度大，五十年代以来有了改革，部分操作实现了机械化或半机械化，大大的减轻了劳动强度，提高了劳动效率，现今一些酒厂、酱油厂仍用固体培养基制曲。 固体培养基的碳源主要来自小麦、麸皮、玉米、碎米、大麦、高梁、米糠等淀粉质原料，氮源主要来自大豆、豆粕、豆饼、花生饼、蚕豆、豌豆等蛋白质原料。 （一）各种工艺组合的培养基制备方法 这种方法就是各种工艺的组合，原料先经过粉碎设备粉碎后，在混合机中充分混合，蒸煮灭菌，冷却后接入固体或液体种，再进行充分混合，最后在一定温度、pH及适度搅拌等条件下进行固态发酵培养。其制备工艺流程如下：
从上述工艺流程可以看出，固体培养基的制备的主要设备有粉碎设备、润水设备、混合设备、蒸煮灭菌设备、冷却设备等。下面选择几种关键设备进行具体介绍。 1．润水设备 润水的目的一方面是使原料中蛋白质含有适量水分，以便在蒸料时迅速使蛋白质适度变性（即蒸熟），另一方面是使原料中淀粉吸水膨胀易充分糊化，以便溶出菌种生长所需要的营养物质。而且润水还能够供给菌种生长繁殖所需要的水分。 （1）最简单的润水设备是在蒸锅附近用水泥砌一个平地，四周砌一砖高围墙，以防拌水时水分流失，水泥平地稍向一方倾斜，以便冲洗排水。润水方法象拌水泥一样。在固体粉碎原料中加入50～80℃热水。用钉耙与煤铲靠人工翻拌，使主、辅料混合均匀。该法劳动强度大，除了内地小厂尚保留外，大中城市中已被淘汰。 （2）利用螺旋输送机（俗称绞龙），如图2-50所示。将粉碎后的主辅料不断送入绞龙，一面加入50～80℃的热水，一面通过螺旋输送进入蒸锅达到润水的目的。绞龙的底部外壳，要求制成一边可以脱卸型，便于润水完毕清洗干净，以免细菌污染而发臭。
（3）目前国内多数工厂采用N.K式旋转蒸煮锅，如图2-51所示。原料经真空管道吸入蒸锅，或用提升机将原料送入蒸锅，直接喷入50～80℃的热水，开启旋转锅，翻拌润水，操作简便，省力，安全卫生。
2．蒸煮设备 固体培养基也和液体培养基一样，要进行蒸煮灭菌。蒸煮的目的主要有以下三个方面： （1）对固体培养基进行灭菌，而且还可杀死固体原料上存在的一些虫卵。 （2）使培养基中的蛋白质完成适度变性，消除培养基中生大豆等物质所含的酶阻遏物质，成为酶容易作用的状态，未经变性的蛋白质，一般很难为酶所分解。 （3）蒸煮使淀粉原料先是吸水膨胀，随着温度的上升，淀粉粒的体积逐渐增大，分子链之间的联系消弱，达到颗粒解体的程度，这样淀粉就发生糊化后变成淀粉糊和糖分，这些成分能够更利于菌体的生长。 由于固体培养基大多呈粒状、片状或粉状，流动性弱，不易翻动，吸水加热容易成团，冷却困难，故针对固体培养基的特点，设计了多种蒸煮灭菌设备，主要有以下几种形式： （1）常压蒸煮锅 这种设备简陋，蒸煮效果较低，但是目前小型生物工程企业仍在采用。 采用木质蒸桶或以钢筋水泥代替木桶，蒸汽管由蒸桶底部进入桶内。尖端侧面有多个气孔，使蒸汽分布桶内（见图2-52）锅盖多为木质，应注意密闭以防蒸汽大量损失。如果没有蒸汽，可用简易蒸锅（见图2-53）把桶放置于火锅上，利用锅内所产生的蒸汽进行蒸熟，使用这种装置应注意木桶与锅衔接处的密闭性，防止蒸汽外泄。 常压蒸煮较难蒸熟，为此要采取分层进料法。即蒸料前必须先把锅内水煮沸或开启蒸汽，把润水后的原料一层层均匀的洒入锅内，注意洒入原料必须顶着蒸汽，即在冒蒸汽处铺上一层原料，洒料时注意松散，切忌进料太快，压实，避免蒸汽不畅通的地方出现生料。进料完毕，为避免锅底冷凝水聚结，先排放锅底蒸汽冷凝水后，加盖蒸煮1～2小时，停火或关汽，焖2～4小时，出锅。
（2）加压蒸煮锅 加压蒸煮锅为能承受一定压力的圆筒型钢板蒸煮锅，锅底部设有假底（竹编或有网眼的金属板），假底下通入蒸汽，并设有排水阀。靠近假底处开有刀门，便于出料。刀门及加盖处配有元宝螺丝。锅盖设有排气阀及压力表。 操作时，先开蒸汽，排除冷凝水，待冒汽后，缓慢将润水后的原料洒入，洒料要均匀疏松，随着蒸汽的冒出，逐步洒入，切忌进料太快把蒸汽“压死”，造成蒸汽不透。进料完毕，待面层冒汽后，然后加盖捻紧元宝螺丝，升温，当压力升至4.9×104Pa时，关蒸汽，开启锅盖上的排气阀，排除干净锅内余汽，继续开蒸汽，关闭排气，当压力上升到11.77×104Pa左右，保持15分钟，关闭蒸汽再焖锅15分钟。即排尽余汽，打开锅盖开启刀门出锅。 （3）集搅拌、蒸煮、冷却于一体的蒸煮灭菌设备 a．N.K式旋转蒸发锅是一个既能受压加热又能减压冷却的容器。在润水蒸料时，可以 360°旋转运动。旋转锅由锅身，支柱，旋转装置，配水力喷射泵真空冷却，及真空泵吸料投料口和出料口等部分组成。20年来，国内旋转锅不断改进，目前罐体以立式双头锥为主，也有球形，容量一般为5～6m3。
b．转鼓式蒸煮灭菌机，其设备结构如图2-55所示：
转鼓式蒸煮灭菌机有一转鼓，用钢板焊制，能承一定压力。鼓中心有空心横轴，转鼓固定在轴上，轴则装在支架两端的轴承中，借齿轮传动。鼓上下两端有原料进出口，装料后，旋紧进出口盖它就如同密封容器。转鼓徐徐转动，转速为0.5～1r/min，培养基在鼓内得到翻动，同时蒸汽沿轴中心通入鼓内，加热固体培养基，加热到一定温度后，进行保温灭菌。灭菌完毕，用真空泵沿空心横轴抽真空，鼓内压力降低，热培养基得到迅速冷却。冷却时转鼓仍照常旋转，冷却后，将固体培养基卸出。 （4）连续蒸煮设备 连续蒸煮设备是将N.K式旋转蒸发法连续化处理（见图2-56），即粉碎的固体原料由①进入螺旋式输送机中润水，以提升机将原料送至蒸煮管上部由导管⑥送入蒸煮管⑩当原料经过高压螺旋输送机慢慢运行时就得到了蒸煮处理，并经小型脱压室⑿排出。这个装置的特点是：蒸煮均匀，不粘结成团，原料连续处理操作简便。
日本藤原酿造机械有限公司研制了新的FM式连续蒸煮设备。原料润水与上述相似。解决了螺旋形式蒸料装置易将原料残留在输送机中的问题。即在蒸料管中装一个不锈钢的金属网，原料在金属网上厚度为20cm以下，随着金属网而移动，加压蒸汽从金属网上的原料上、下两面导入管内，原料通过蒸汽压力为19.61×104Pa的横筒蒸煮罐，蒸煮时间为3min。通过旋转阀送入减压室。减压室同喷射冷却器相连接，原料经冷却，移送到传送带上输向制曲（图2-57为FM式连续蒸煮装置）。