【正文】 罐 ， 調漿時間為 30min。第一效蒸餾用直接蒸汽加熱 ,其塔頂蒸汽作為第二效塔釜再沸器的加熱介質 ,它本身在再沸器中冷凝 .依次逐效進行。酒精沿塔板下流愈來愈徹底的頭級雜質，最終以高純度酒精的形式從甲醛塔取出。 ： 尿素用于酒母培養(yǎng)的氮源，其用量為酒母醪量的 %。C 2B 2/100+Ce(100 B4)/100 =2 + （ ） /100 =（ kg K） 糖化醪可根據(jù)需要發(fā)酵醪內含酒量倒過來計算。 然后冷卻供接種培養(yǎng)（用作逐級擴大所需的酒母醪）。 A 對全塔進行總物料 衡算則有： V1+D2+Pe+C=F3+A （ 444） 酒精衡算式： V1y1+Pexpec=F3XF3+AXA （ 445） 脫醛液 F3的濃度為 50%（ V） ,相當于 %(W),同時一般醛酒濃度XA與次等酒濃度 Xpe均按 96%(v)計 相當于 % (w)。在塔下部排出成品酒精。h) 可采用平直堰，查弓形溢流裝 置寬度 WD與面積 AD算圖得： WD/D= AD/AT= 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 31 則回流管寬為： WD= = 塔板全面積為： AT=π D2/4=π ()2/4= 則弓型回流管的截面積為： AD== = 2. 板上各區(qū)尺寸 ?。? BF=100mm 。 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 =[5/60W/((ρ L/ρ V)=()(802 /) = HthL=60080=520mm= 表面張力 : ? =查浮閥塔負荷系數(shù)算圖得： C20= 表面張力校正為 : Cα = C20( α /20)= （ ） = 允許最大速度為 : Wmax= Cα [(ρ L ρ V)/ ρ V] = [(802 )/] = m/s 設計空塔氣速為 : W= = = m/s 則精餾段塔徑為 : D=[VS/(W)] =[( )]= m 動能參數(shù)： (LS＇ /VS＇ )(ρ L＇ /ρ V＇ ) =( /)(902 /)= 查浮閥塔負荷系數(shù)算圖得 C20＇ = 表面張力校正為： Cα ＇ = C20＇ ( α /20)= () = 允許最大速度為： Wmax＇ = Cα ＇ [(ρ L＇ ρ V＇ )/ ρ V＇ ] =[( )/ ] = m/s 取設計空塔氣速： W＇ =＇ = 08= m/s 則提餾段塔徑為： D＇ =[VS＇ /(＇ )]=[( )]= m 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 38 為了簡化設計和加工現(xiàn)取統(tǒng)一塔徑為 。d o2h t＇ =14 = 毫米液柱 = 米液柱 Δ P＇ =ρ ＇ L 2ρ Vp]/(R+1) =[3600 () 2]/4 =提餾段有效操作上限 ω ＇ 0max=17/ρ V1/2=17/()1/2=ω ＇ max=ω ＇ 0max 精餾段 40 塊塔板計壓降為： ∑ ht=Ntd o2 (1 xP)/(1 xF)] 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 36 α =(α Pα Fα W)1/3=( )1/3= 將有關值代入可得 Rmin= 現(xiàn)取 R 為 3 ，符合 R/ Rmin=～ 2 先求精餾段最小理論板數(shù) Nmin Nmin=lg[(xp/1xp)(1xF/xF)]/lgα 式中：α =(α Pα F)1/2= 將有關值帶入，得 Nmin=lg[(()) [()/]= 塊 由于（ RRmin） /(R+1)=，可以用下式求理論板數(shù) N： lg(NNmin)/(N+2)=[ （ RRmin） /(R+1)+] 求得 N=7 塊 參考作圖法取 10 塊 現(xiàn)求提餾段的理論塔板數(shù) Nmin＇ 為 : Nmin＇ =lg[(xF/1xF)(1xW/xW)]/lgα ＇ 式中：α ＇ =(α Fα W)1/2= 將有關值帶入，得 Nmin＇ = 塊 N=(+)/()=7 塊 由于精餾塔用直接蒸汽加熱需增加一塊理論板作塔釜，故提餾段理論塔板數(shù)為 8塊。 AD/Ls=( )= 5s 取降液管下端出口流速為 WL為 ,則管下端與下板間距為： hc=(Ls/S 浮閥塔一般按板效率 (Et)50%計，則粗餾塔實際板數(shù)為： Nt=N/ Et=13/=26 塊 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 30 酒精粗餾塔塔板間距取 Ht=600mm,塔板上液面高度為 hL=80mm，塔內液體表面張力（?）取塔頂塔底液體平均值：? =動能參數(shù)： (LS/VS) 將上述各數(shù)據(jù)代入（ 447）、（ 448）、（ 449）式中，并聯(lián)立解之得： F4=17370kg/h D3=31450kg/h W3=26570kg/h 塔底排出的廢水量 ： G=W3+D3=58020kg/h 甲醇塔在 104Pa 負壓下進行操作。 粗餾塔采用精餾塔上升蒸汽通過再沸器進行加熱，設這部分熱量為Q1。(t g1tg2)/[Ce Ce ) = 105 4 (9065)/(260065 ) = 103 kg/h 進入糖化鍋的冷卻蒸煮醪量為 ： W6=W5＇ W4＇ = 103 = 105 kg/h 此時糖化醪濃度： B6%=G（ t3 – t4） /(i2t4 K）； 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 16 Cs— 淀粉質原料干物質比熱，可取 kJ/（ kgc 1該塔進行雜醇油的濃縮，濃縮后的雜醇油從相應的部位取出，進入雜醇油分離器并進一步處理得到雜醇油產(chǎn)品。粗餾塔利用精餾塔塔頂蒸汽經(jīng)再沸器進行加熱。發(fā)酵時間為 5055 小時 ,溫度為 30℃， PH 值控制在 ,當酒精分達 12%（ V） 時送去蒸餾。利用各種廉價資源及便利的交通條件，定能獲得很大的效益，從而為齊齊哈爾的發(fā)展作出巨大貢獻。 設計指導思想 廣泛的查閱資料收集生產(chǎn)實驗數(shù)據(jù)比較分析國內外工廠的生產(chǎn)方齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 3 式，通過一定的數(shù)據(jù)計算，從而選擇合適的工藝流程，設計出既經(jīng)濟又合理的方案。巴西制定并實施了酒精代替石油的“國家十年計劃” 處于領先地位。生產(chǎn)酒精的原料有淀粉、纖維素、可發(fā)酵性糖類等。酒精生產(chǎn)是農(nóng)業(yè)原料深度加工和綜合利用的一條重要途徑?；谝韵略?，將廠址選在齊齊哈爾市。 本設計采用活性干酵母復水活化，利用 稀 糖化醪進行增殖。由于浮閥可根據(jù)氣體的流量自動調節(jié)開度，在低氣量 時閥片處于低位，開度較小，氣體仍以足夠的氣速通過環(huán)隙，避免多漏液。為了齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 8 不使 酒精成品變稀，精餾塔用加熱器間接加熱。 調漿后粉漿溫度為 65℃，用焓為 ， 表壓的蒸汽加熱，蒸煮在 105℃下進行，則蒸煮過程中蒸煮醪量為： 106 + 106 （ 10565） /（ 2676105 ） ＝ 106 噸 蒸煮過程中蒸煮醪在汽液分離器和液化罐內分離二次蒸汽，溫度逐步降低，最后在糖化罐的真空冷卻器內被冷卻到糖化所要求的溫度6065℃，這樣在各階段直到進入糖化罐為止的蒸煮醪量為： 經(jīng)汽液分離器： 106 44( 105100)/2677= 106 噸 經(jīng)第一液化罐： 106 44( 10095)/= 106 噸 經(jīng)第二液化罐： 106 106 44( 9590)/= 106 噸 經(jīng)真空冷卻器： 106 44(90 65)/2609= 106 噸 式中 2677— 汽液分離器內溫度為 100℃飽和蒸汽的汽化潛熱 — 第一液化罐內溫度為 95℃飽和蒸汽的汽化潛熱 — 第二液化罐內溫度為 90℃飽和蒸汽的汽化潛熱 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 12 2609— 真空冷卻器內溫度為 65℃飽和蒸汽的汽化潛熱 糖化醪與發(fā)酵醪量的計算 蒸煮醪在糖化鍋內加入糖化劑，發(fā)酵采用活性干酵母 (ADY)，取部分糖化醪去做酵母，經(jīng)一級擴培后加入發(fā)酵醪中。k 原料加水比為 1: 時混合后粉漿溫度 : t1=( 70 +1 6425)/(1 64+) =℃ 用水量： w＇ = 104= 105kg/h 蒸煮粉漿干物質濃度： B1%= 104 86%/( 105)=% 粉漿由泵打入噴射液化器，被直接蒸汽加熱并進行蒸煮，在經(jīng)過噴射液化器后要求醪液溫度升到 ta=105℃。（ t2 – t5） /(i1t5 B0/W5= 104 86%/ 104 86%=% 其比熱為： C5=Cs c6 G1m2＇ =97% 4% 1053% =1550kg/h 這樣酒母糖化醪量為： g＇ =3%酒精被加熱汽化逐板增濃，在塔板液相濃度 55%（ v）處汽相抽取部分蒸汽 H。從雜醇油塔出來的酒精按 55%（ V） 計，其數(shù)量為： C＇ =2%P=338 kg/h 總物料衡算式： H+ D5= C+C＇ +W5 （ 4413） 熱量衡算式： HcHtH+D5I5+R5CcCtC =(R5+1)Ci5+C＇ cC＇ tC＇ +W3cWtw5+q5 （ 4414） 式中 R5— 雜醇油塔回流比， 10； cH、 cC、 cC＇ — 分別為進入雜醇油塔酒精、離開雜醇油塔酒精、回流液的比熱， cH=（ kg? K）、 cC=（ kg? K）、 cC＇ =（ kg? K）； tH、 tC、 tC＇ 、 tW5— 分別為進入雜醇油塔酒精、離開雜醇油塔酒精、回流液的溫度， tH=75℃、 tC=70℃、 tC＇ =75℃、tW5=110℃； I i5 — 分別為加熱蒸汽、塔頂上升蒸汽熱含量，I5=、 i5=1166kJ/kg ； Q5— 雜醇油塔熱損失，設 q5=1%D5I5。 實際孔氣速為： ω 0 =[VS/(P/M P=(3+1) 17370/= kmol/h 氣相負荷 ： VP=VmolM P/ρ VP= VF= VmolM F/ρ VF= VW= VmolM W/ρ VW= 精餾段和提餾段平均氣相負荷： Vh= (V P+VF)= m3/h Vh＇ = (V F+VW)=同理求出各部位的液相負荷 LMP=Rh) 可采用平直堰，查弓形溢流裝置寬度 WD與面積 AD算圖得： WD/D= AD/AT= 則回流管寬為： WD=== 塔板全面積為： AT=π D2/4=π ()2/4= 則弓型回流管的截面積為： AD== = ?。? BF=95mm ； BC=35mm 則布閥區(qū)面積為： Aα =2[x(r 2x2)1/2+π /180r 2arcsin(x/r)] 式中 : x=D/2(WDBF)=(+)= r=D/2BC=所以 , Aα =(m2) 采用 F1型重閥片，其閥孔臨界氣速為： 齊齊哈爾 大學畢業(yè)設計 (論文 )用紙 39 ω OK=[]=()=ω 0K＇ =[＇ ]=()=現(xiàn)取閥孔氣速分別為： ω 0= OK==ω 0＇ = 0K＇ ==F1閥片要求閥孔 do為 39mm，故浮閥數(shù)為： NV =(VS/( AD/Ls＇ =( )= 5s 取降液管下端出口流速為 WL為 ,則管下端與下板間距為： hc=(Ls/S 以動能因素 8～ 17 決定。 φ = %=相當于空塔氣速為： Pmax =[3600 ω maxW L)= [ 102/() ] 103= 取兩段統(tǒng)一值為 80mm （ 1）干板壓降 以浮閥全開時為準： hv=(Wo2/2g)( ρ V/ρ L)10 3 =[()2/