【正文】 ，發(fā)酵成熟醪在粗餾塔中經初步蒸餾。來自粗餾塔的淡酒精液體進入排醛塔中部，排除大部分頭級雜質。為了不使酒精成品變稀，排醛塔用加熱器間接加熱。 4．甲醇塔在 絕 壓的條件下進行操作。甲醇塔利用排醛塔塔頂蒸汽經再沸器進行加熱。故生產 萬噸%(v)成品酒精需要淀粉量 : 105 %＝ 105 噸 但是酒精生產要經歷許多工序和復雜的生物化學變化最后完成的 .在各個生產階段中不可 避免的會引起淀粉的損失。 蒸煮醪量的計算 采用加水比 1： 進行調漿，則粉漿量為： 105（ 1+）＝ 106 噸 在蒸煮過程中用直接蒸汽加熱，在后熟器和汽液分離器減壓蒸發(fā)冷卻，這樣隨著蒸煮過程的進行，蒸煮醪量隨時將發(fā)生變化。設發(fā)酵結束后醪內酒精含量以 12%(v)計，相當于 %(w)，蒸餾效率為 98%。成熟醪內含固形物量為 B1%=% 塔頂上升蒸汽濃度取 50%（ v），即 %（ w） 粗餾塔上升蒸汽量為： V1= 106 %/%= 105 噸 則殘留液為： WX= 106 噸 據(jù)發(fā)酵醪比熱公式 C=( ) 固形物含量 B 估計為 % 則 C=( 7. 5)=（ kgB 1%/WX= 106%/ 106=% 則殘留液的比熱： C2=(1 ) =(1 ) = KJ/(kgi 1= 105196 5=10 11kJ 塔底排出廢糟量： WX= 106 噸 給定生產能力酒精廠的總物料衡算結果 現(xiàn)對年產 萬噸酒精的淀粉質原料酒精廠進行計算，設工廠年開工 300 天，則估計要日產 167t 左右酒精的生產能力，酒精廠是連續(xù)生產的，因此相當于每小時生產 6958kg 酒精。設加 熱蒸汽采用 （表壓），則每小時蒸汽消耗量可按熱量衡算式計算： D=W1B 1/100+Ce K）； 則 D1 = 1043. 29( )/() = 104kg/h 此時蒸煮醪量為： W2= 105+ 104= 105kg/h 此時蒸煮醪濃度 ： B2%=G K） 當醪液進入汽液分離器即發(fā)生自蒸發(fā)，二次蒸汽帶走的熱量使醪液本身溫度下降，汽液分離器內的溫度要求維持在 100℃。 Ce) = 105 2( 105100)/() = 105 kg/h 離開汽液分離器的蒸煮醪量為： W3=W2W1＇ = 103= 105kg/h 此時蒸煮醪濃度 ： B3%=G K） 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 17 在第一液化罐內分離 95℃的蒸汽的量為： W2＇ =W3 B0/W4= 104 86%/ 105=% 其比熱為： C4=Cs C4B 5/100+Ce C5B 6/100+Ce扣除蒸餾損失的淀粉利用率為 %，則發(fā)酵能得到的無水酒精量為： f=417600 72%9 % 2 46/162=15730kg/h 產生二氧化碳 ： 15730 44/46=15050kg/h 現(xiàn)要求發(fā)酵成熟醪含酒 12%（ v），即 %（ w）。 t6+25mG 1 酒母發(fā)酵采用連續(xù)發(fā)酵工藝過程。因此補充水量為： m W＇ =97%G 1 +m 2＇ +m W＇ =3% 105++1550=6837kg/h 由于酒母罐內醪液量包括接種的小酒母在內，則平均每小時酒母量為： g＇＇ =g＇ =6837kg/h 進入發(fā)酵罐的發(fā)酵液： G3=97%根據(jù)汽液平衡關系，這時粗餾塔上升蒸汽的酒精濃度為%(W)，相當于 %(V)，現(xiàn)取上升蒸汽的酒精濃度為 60%(V)，相當于 %(W)。 將上述各數(shù)據(jù)代入（ 441）、（ 442）、（ 443）式中，并聯(lián)立解之得： V1= 104kg/h 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 22 W1= 105kg/h Q1= 105kg/h 粗餾 塔上升的蒸汽經過分離器排入排醛塔中下部，在醛塔中低沸點物質和酒精蒸汽上升過程中逐板被濃縮，在醛塔塔頂上升蒸汽中低沸點物質和酒精濃度是很高的 ，由于醛塔塔頂分凝器的部分冷凝作用使沸點物質進一步濃縮，為了使低沸點物質得到排除，在冷凝器內要排出部分醛酒，若取醛酒為成品酒的 2%，則每小時醛酒量為： A=2% P=2% 15730/%=338kg/h 為保證成品酒精的質量通常要從精餾塔冷凝器中回流部分次等酒到排醛塔。 則 I2= kJ/kg； cA、 cpe、 — 分別為醛酒、精餾塔次等酒、按 96%（ V）酒精計， cA=cpe= kJ/（ kg? K）； tA、 tpe— 分別為醛酒、精餾塔次等酒、 tA=tpe= 70℃； i2— 96%（ V）酒精蒸汽熱含量， 1178 kJ/kg； cF3— 脫醛液比熱，按 50%（ V）酒精查得 cF3= kJ/（ kg? K）； tF3— 脫醛液離塔溫度， ℃； q2— 醛塔熱損失，設 q2=1%D2I2。經冷凝去雜醇油塔，這部分冷凝液稱雜醇油酒精，數(shù)量為塔頂餾出酒精的 2%，其中包括雜醇油 m0。 物料衡算式： F3+D3+H＇ + B＇ =F4+H+Pe+W3+D3 簡化為： F3+H＇ + B＇ =F4+H+Pe+W3 （ 447） 酒精衡算式： F3XF3+H＇ XH＇ + B＇ X B＇ =F4XF4+HXH+(D3+W3)XW （ 448） 式中 F3— 脫醛液數(shù)量， 35440 kg/h； XF3— 脫醛液濃度， 50%(V)相當于 %（ W） ； XH— 雜醇油酒精重量百分比濃度，與液相濃度 55%（ V） 相平衡，查資料可知為 %（ W） ； XH＇ — 雜醇油塔回流稀酒精濃度： XH＇ = XH（ Hm0） /H， =%（ ） /1515=%； XF4— 進入甲醇塔酒精濃度， 95%（ V）相當于 %（ W）； XW— 塔底排出殘液酒精濃度， %（ W）。頭級雜 質由塔頂冷凝器排出。 將上述各數(shù)據(jù)代入（ 4410）、（ 4411）式中，并聯(lián)立解之得： B=44kg/h W4=101kg/h 熱量衡算式： F4cF4tF4+R4BcBtB+Q2 =(R3+1)Bi4 + B＇ cB＇ tB＇ +PcPtP+W4cWtw4+q4 （ 4412） 式中 Q2— 排醛塔提供熱量； R4— 甲醇塔回流比， 160； 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 26 cF cB、 cP— 分別為進入甲醇塔的精餾塔冷凝液、回流液、 成品酒精的比熱， cF4=（ kg? K）、 cB=（ kg? K）、 cP=（ kg? K）； tF tB、 tP、 tW4— 分別為進入甲醇塔的精餾塔冷凝液、回流液、成品酒精、塔底排出殘液溫度， tF4=60℃、 tB=60℃、 tP=62℃、 tW4=80℃； i4— 塔頂上升蒸汽熱含量， 1049 kJ/kg； q4— 甲醇塔熱損失，設 q4=1%Q2。 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 27 將上述各數(shù)據(jù)代入（ 4413）、（ 4414）式中，并聯(lián)立解之得： D5=645kg/h W5=512kg/h 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 28 第 5 章 酒精蒸餾設備計算 粗餾塔設計 根據(jù)工藝要求和物料熱量衡算，有關物料組成和數(shù)量列于下表： 粗餾塔內有關物料組成數(shù)量 項目 產品 加料 塔底排出液 數(shù)量 (kg/h) P=30100 F=175600 W=145500 摩爾濃度 (mol) Xp= XF= XW= 相對揮發(fā)度 α P= α F= α W= 汽相密度 (kg/m3) ρ VP= ρ VF= ρ VW= 液相密度 (kg/m3) ρ LP= ρ LF= ρ LW= 根據(jù)產品加料和塔底排出液濃度求得各自的平均分子量： MP=46 +18 （ ） = MF=46 +18 （ ） = MW= 46 +18 （ ） = Vmol=V/MP=30100/=（ kmol/h） 塔內平均氣相負荷各為 VP= VmolV KF= =（ m3/h） 在加料板上的液相負荷為： LMF=LMP+F/MF=+17560/=10280（ kmol/h） LF=LMF浮閥選擇 FIZ4B，閥片重 ， 閥片材料為 Cr13不銹鋼板，并使用弓型溢流裝置。d 02d o2 D2)] 100% =( 217)/=% 1. 溢流堰高及塔板實際液層高度的驗算： 查塔板溢流系數(shù)算圖得 E= h01＇ =10 3 E(Ls/S)2/3 =10 3 ( )2/3 =(mm) 堰高： h01=hLh01＇ == 現(xiàn)取堰高 50mm，并在降液管處設相同高度的內堰。h c)]210 3 = [ 103/（ 65） ] 210 3 = 毫米液柱 溢流管內液面高度應為： HD =hV+htl+hS+h0＇ +h01 =+37+2+40+50 = HD(Ht+h0)=( 600+50)=390mm 故所取的板間距為 450mm 符合要求 管寬度與溢流液從堰上拋出距離的驗算 回流管上空間高度為： hf=Ht+h0HD=600+= 溢流液從堰上拋出距離為： tW =10 6h01＇ D 2)] =[5/60 145500/[( )2] = 取 則塔總高為： H=H 頂 +H 底 +HtP/ Mp= 3 17370/=齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 35 每千摩回流液的體積為： VKP=MP/ρ LP=則塔頂回流液體積為： LP=LMP VKW == m3/h 則提餾段的平均負荷為： Lh＇ =(L w+LF＇ )= ( +)= m3/h 精餾塔負荷及參數(shù) 項目 精餾段 提餾段 氣相平均密度 kg/m3 ρ V= ρ V＇ = 液相平均密度 kg/m3 ρ L=802 ρ L＇ =902 氣相負荷 m3/h Vh= Vh＇ = m3/s Vs= Vs＇ = 液相負荷 m3/h Lh= Lh＇ = m3/s Ls= Ls＇ = Rmin=[1/(α 1)] 提餾段實際板數(shù)為： Nt＇ =N/ Et=7/=16 塊 精餾塔一般板間距為 600mm，塔板上液面高度 hL=80mm，塔內液體表面張力取塔頂 低液體的平均值 。浮閥選擇 FIZ4B，閥片重 ，閥片材料為 Cr13不銹鋼板，并使用弓型溢流裝置。d 02 t＇ ） =()= 個 所以取 316 個。d o2 D2)] 100% =( 316)/=% 層高度的驗算 查塔板液流系數(shù)算圖得 E= E＇ = 精餾段： 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 40 h01＇ =10 3 E(Ls/S)2/3 =10 3 ( )2/3 =(mm) 提餾段： h02＇ =10 3 E＇ (Ls/S)2/3 =10 31 .033( )2/3 = 精餾段堰高： h01=hLho1＇ == 提餾段堰高： h01＇ =hlho2＇ == 為了統(tǒng)一起見，現(xiàn)取堰高 60mm，并在降液管處設相同高度的內堰。W L)=[() ] 103= hc＇ =(Ls＇ /Sh f =10 62 =10 3mm tW＇ =10 6 ho2＇ g ∑ ht＇ =902 = 103Pa 塔總壓降為： P=Δ P+Δ P＇ =10 4+ 103=10 4Pa 塔頂應設一層分離空間，取 1m 高，塔釜貯液以 5min 計，相應塔釜高為： H 底 =[5/60(W+D)/( 精餾段有效操作上限以閥孔氣速計： ω 0max=17/ρ V1/2=17/()1/2=Wmax=ω 0maxφ = %=Pmin=[3600