【正文】 ??? r TTcr?18 LDlg K1])LD(Kxxo[1lg`??n? 線斜率 ： 操作線斜率： 溢流量： L= ? F= =（ kg/h） 作圖，先做平衡線 yx，在從（ %， %）引斜率為 的操作線，與 ? 線交于 b點，后從 b 點出發(fā)在平衡線與操作線之間引階梯至 x=x0=%為止，所得階梯數(shù)為 ox =%至 wx =%一段，用公式計算，酒精揮發(fā)系數(shù) K=13 = 取 6 理論板數(shù)： 4+6=10(板 ) 實際板數(shù)： （板） 以上板效率取 50% 塔板間距的選擇，根據(jù)經(jīng)驗，本塔也取板間距為 400mm 塔徑的計算： 取泡沸深度 Z=，則蒸氣速度為： (m/s) 塔徑： （ m） 綜上所述，本設(shè)計用的是泡罩型粗餾塔。 （ 6）浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。 （ 4）壓降較低，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。 （ 3）分 離效率較高，比泡罩塔高 15%左右。 （ 1）處理量較大，比泡罩塔提高 20～ 40%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。浮閥塔盤上氣液接觸狀況如下圖所示。重閥厚 2mm、重 33g，關(guān)閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。 浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有 F1 型、 V4 型、 A 型和十字架型等，最常用的是 F1型，如下圖示。浮閥 型塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)比較簡單，操作彈性大，板效率高。 浮閥塔盤是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價 相對較高 ，推廣受到一定限制。上升氣體通過齒縫進入液層時，被分散成許多細小的氣泡或流股，在板上形成鼓泡層，為氣液兩相的傳熱和傳質(zhì)提供大量的界面 . 在泡罩塔板上 由于有升氣管，即使在很低的氣速下操作，也不至于產(chǎn)生嚴重的漏液現(xiàn)象，當氣液負荷有較大波動時，仍能保持穩(wěn)定操作，塔板效率不變，即操作彈性較大；塔板不易堵塞，適用于處理各種物料。 操作時，液體橫向流過塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液層，齒縫浸沒于液層之中而形成液封。泡罩的下部周邊開有很多齒縫，齒縫一般為三角形、矩形或梯形。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，以前者使用較廣。 16 木薯的成熟發(fā)酵醪液里果膠含量較多，粘度大 篩板的 篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。具 SD 型塔板的醪塔在國內(nèi)可能已有數(shù)百家工廠使用。 （ 5） 新型 SD 型醪塔的抗污性能好，自凈能力強，基本上克服了堵塔現(xiàn)象，完全適用于酒精的蒸餾。 （ 4） S 型塔因存在“死區(qū)”（無效區(qū) —— 據(jù)文獻介紹占塔截面的 8%~20%）和“滯緩區(qū)”，有效截面利用率稍低，抗污性能較差。 （ 2） 浮閥板塔不適宜用于蒸餾具有固形懸浮物的污穢物系，不能作醪塔使用，因其極其易堵。但不論采用何種塔型 ,物料均應(yīng)加以沉砂除雜處理 ,切忌將嚴重沉淀、酸敗、膠粘 (生料發(fā)酵更有可能產(chǎn)生此種現(xiàn)象 )以及雜質(zhì)垃圾很多的物料加入醪塔中 ,否則管路、泵、預(yù)熱器和塔器的嚴重堵塞將是不可避免的 ,同時還會嚴重影響產(chǎn)品的質(zhì)量和生產(chǎn)的正常進行。 （ 5）結(jié)構(gòu)簡單，易于加工制造，維修方便， 耐腐蝕， 操作清洗方便 等。 （ 3）操作穩(wěn)定，彈性要大，即允許氣體和（或）液體負荷在一定的范圍內(nèi)變化，塔仍能正常操作并保持較高的分離效率。 （ 1）生產(chǎn)能力要大，即單位塔截面上單位時間內(nèi)的物料處理量要大。H CHtH= 80= 105 kJ/h Q10= R(Pe+ P`)Cptp=3 = 106 kJ/h Q11= P′CPtP= = 105 kJ/h Q12= HiH= 1496= kJ/h Q13=(Wx+D2) tW 2Cw= 100 = 106 kJ/h 14 Q14=(R+1)(Pe+ P`) i2=4 = 107 kJ/h Q15= Qn2= 105 kJ/h 計算結(jié)果匯總表如下： 表 11 年產(chǎn) 2 萬噸酒精廠蒸餾工段醪塔物料熱量匯總表 表 12 年產(chǎn) 2 萬噸酒精工廠蒸餾工段精餾塔物料熱量衡算匯總表 進入系統(tǒng) 離開系統(tǒng) 物料符號 質(zhì)量（ kg/h） 熱量（ kJ/h） 物料符號 質(zhì)量（ kg/h） 熱量（ kJ/h） 脫醛液 F2 106 96%酒精 P′ 105 加熱蒸汽 D2 107 次級酒精 Pe —— 稀酒精 39。 tP—出塔酒精的飽和溫度 (℃ ) CP—出塔酒精的比熱，應(yīng)為 [kJ/（ ） ] i2—塔頂上升蒸汽熱含量 ,i2= (kJ/kg) iH—雜醇油酒精蒸汽熱含量 ,應(yīng)為 iH=1496(kJ/kg) tw2—精餾塔塔底溫度，取 100℃ Cw — 取 （ kg 2 5 2 . 8 4 6HH xHmx H ? ??? ? ?， 查得起比熱為 CH =（ kgPe)(1R( nQ???????? 式中 R—精 餾塔回流比 ，由上討論知 R=3 I2—精餾塔加熱蒸汽熱含量， 絕對壓力， I2=2652(kJ/h) tH—回流稀酒精進塔溫度 tH=80℃ CH—為雜醇油分離器稀酒精比熱，稀酒精濃度為： 039。IDtCF ???? HH tCH = 2W2X2HPP2 Cwt)WD(HiCtP39。 PPe22F2F22 Ct)P39。為此，回流比存在一優(yōu)化的問題。 當 R 適當提高時，投資費用很快下降為有限大小，總成本下降?？偝杀緸橥顿Y費用和操作費用之和。 = 錯誤 !未找到引用源。 其中包括雜醇油 m0=﹪ (P′+A)=%=),故 H=(P′+Pe)2﹪ =（ +） 2 ﹪ =(kg/h) 在雜醇油分離器內(nèi)約加入 4倍水稀釋 ,分油后的稀酒精用塔底的蒸餾廢水經(jīng)預(yù)熱到 tH=80℃ ,仍回入精餾塔 ,這部分稀酒精量為 : H′= (1+4)H–m0 = 5H–m0=5=(kg/h) 回流比的確定 乙醇的摩爾質(zhì)量 MA=46Kg/Kmol 水的摩爾質(zhì)量 MB=18Kg/Kmol 錯誤 !未找到引用源。 V39。 = 每小時醛酒量因為醛酒占出塔酒精的 2﹪ 每小時的醛酒量為： A=2﹪ =(kg/h) 96%酒精量： P′= P–A = =(kg/h) 在精餾塔中，塔頂酒精蒸汽經(jīng)粗餾塔底再沸器冷凝后，除回流外，還將少量酒精送到洗滌塔再次提凈。k） tF — 成熟發(fā)酵醪進塔溫度 [℃ ] ， tF =55℃ tW — 塔底釜殘液溫度 [℃ ]， tW=85℃ F — 成 熟發(fā)酵醪液進塔流量 [kg/h]， F=（ kg/h）取熱損失 Q=1﹪ DI 聯(lián)立方程式解得： V=（ kg/h）， W=（ kg/h）， D=（ kg/h） 一般醪塔采用直接蒸汽加熱，塔底醪排出量為： G=W+D=+=（ kg/h） 醪 塔 成熟醪液 F 加熱一次蒸汽 D 餾出液流量 V 熱損 失 Q 蒸餾殘液 W + D 11 粗餾塔熱量衡算： Q1=FCFtF= 55= 106 KJ/h Q2=DI= 2644= 107 KJ/h Q3= WCWtW= 85= 107 KJ/h Q4 =Vi= 2045= 107 KJ/h Q5 =DtWCe= 85 = 106 KJ/h Q6 =Q= 106 KJ/h 精餾塔的物料衡算與熱量衡算 圖 31 精餾塔 的物料和熱量 平衡圖 本工段設(shè)計從醪塔進入精餾塔的酒精質(zhì)量分數(shù)為 30%，出精餾塔產(chǎn)品 酒精質(zhì)量分數(shù)為 95﹪ （由于考慮到操作上的失誤等造成的損失，計算時按酒精質(zhì)量分數(shù) 96%） 粗酒精液相進入精餾塔 ,設(shè)塔頂溫度 105℃ ，塔底 130℃ ，進汽溫度 取 130℃ ， 出塔濃度為96﹪（ v） ，即 ﹪（ w） 。k） Ce — 上升蒸汽比熱 [KJ/（ kgh） CW — 塔底釜殘液比熱 [KJ/（ kg 熱量衡算式： QtDCWCViDItFC WWFF ????? )( e 式中： CF—— 成熟發(fā)酵醪液比熱 [KJ/（ kg XD—塔頂上升蒸汽中酒精濃度 [﹪（ W） ]， XD = ﹪。 圖 31 醪塔的物料和熱量 平衡圖 總物料衡算： F + D = W + V + D 即 F = W + V 酒精衡算式： 錯誤 !未找到引用源。 設(shè) 塔頂溫度 75℃ ，塔底溫度 85℃ ， 塔頂上升蒸汽熱焓量 i=2045kJ/kg。我國目前正在大力推行“燃料乙醇”計劃，在生物質(zhì)吸附法制備無水乙醇的熱力學(xué)、動力學(xué)、工業(yè)應(yīng)用等方面的研究已經(jīng)取得了一定的進展，但是對其吸附機理及利用薯類等非糧食類作物作為吸附劑還有待進一步的研究，而且在吸附實驗數(shù)據(jù)的基礎(chǔ)上，應(yīng)該進行工業(yè)生產(chǎn)應(yīng)用的研究以及研發(fā)相應(yīng)的吸附工藝和設(shè)備，以實現(xiàn)生產(chǎn)過程的連續(xù)化。 因此，生物質(zhì)吸附法是最有前景的分離方法，它具有原料來源廣泛、能耗低、無污染的特點。吳勇 [12]董科 [13]對燃料乙醇專用吸附劑進行了熱力學(xué)和含水乙醇氣相吸附脫水研究，利用小 麥粉和玉米粉為主要原料經(jīng)粉碎造粒制備的燃料乙醇專用吸附劑，用反氣相色譜法來研究不同粒度和溫度對吸附性能的影響，其結(jié)果表明，在 70C一 150℃范圍內(nèi)，溫度越低越有利于吸附，在 80— 140目粒度內(nèi)，粒度越小吸附的效果越好。馬曉建等 [10]使用恒溫固定吸附床對乙醇蒸氣脫水的生物質(zhì)吸附劑的吸附性能進行研究，考查了床層溫度、進料濃度、表觀氣速和吸附劑粒徑對吸附性能的影響，結(jié)果表明，降低床層溫度、減小粒徑、增大停留時間都將有利于吸附操作。但一套滲透氣化裝置投資較高，有數(shù)據(jù)表示， 就一個年產(chǎn) 5 萬 ~6 萬噸燃料乙醇的工廠來說， 僅 一套滲透氣化裝置的投資回收期 就需要 1~ 年 ，因此，目前國內(nèi)應(yīng)用此技術(shù)的企業(yè)仍然較少。料液溫度一般為 60℃~120℃ ，膜后側(cè)壓力為 500~20xxPa，冷凝溫度為 20℃ 。滲透蒸發(fā)法制備無水乙醇時，原料的含水量原則上沒有限制，通常為 5%~20%。它特別 適于傳統(tǒng)精餾方法難于分離或不能分離的近沸點、恒沸點混合物以及同分異構(gòu)體的分離；對有機溶劑及混合溶劑中微量水的脫除及廢水中少量有機污染物的分離具有明顯的技術(shù)上和經(jīng)濟上的優(yōu)勢；還可以同生物及化學(xué)反應(yīng)耦合，將反應(yīng)生成物不斷脫除，使反應(yīng)轉(zhuǎn)化率明顯提高。 分子篩脫水技術(shù)具有以下優(yōu)點：產(chǎn)品質(zhì)量高（分子篩本身純凈、脫水過程中不會帶入其他雜質(zhì)），脫水能力強，乙醇脫水后其濃度最高可達到 %（體積分數(shù)）；分子篩使用壽命長，正常操作條件更換周期可達 57 年； 95%（體積分數(shù)）乙醇單程回收率可以達到 85%；按分子篩的脫水原理以及設(shè) 備結(jié)構(gòu)特點可以保證無故障操作，年連續(xù)工作時間可達到 300天以上；設(shè)備緊湊，占地面積少，流程短，投資少；操作溫度低，能耗低，在不考慮與其他生產(chǎn)工藝過程集成而進行能量綜合利用的前提下，能耗小于 560kJ/h 乙醇；因分子篩脫水是一個物理過程，不會引起環(huán)境污染和造成“三廢”排放問題；計算機自動化控制，每班只需要 1 名操作人員。通常已再生的分子篩塔脫除氣相原料（ 95%乙醇蒸氣）中的水僅需要 3~10min。兩個分子篩塔如此周期性切換，通過調(diào)整壓力、溫度、流速完成吸水和再生。其余的無水乙醇蒸氣用于分子篩塔 B 中的分子篩的脫水再生。 當然，規(guī)整填料的成本要比 浮閥 塔高， 價格較貴， 塔身也較高 且技術(shù)不是太成熟，所以相比之下本次設(shè)計還是選擇浮閥塔 [9][10]。規(guī)整填料精餾塔 一般分為 3～ 5 段填料層，每段之間有液體收集器和再分布器，傳統(tǒng) 篩 板塔的板間距為 110～ 160mm，而規(guī)整填料的等板高為 250～ 300mm，因此填料塔的高度會增加。上塔底部壓力的下降，必然可導(dǎo)致下塔壓力降低，進而主空壓機的出口壓力相應(yīng)降低，使整套空分的能耗降低。規(guī)整填料的金屬比表面積約是填料為篩板的 30 倍，液氧持留量僅為篩板的 35%～ 40%。由于阻力小，空氣進塔壓力可降低 左右，因而使空氣壓縮能耗減少 %左右； 6)塔徑可以減小。在正常情況下，規(guī)整填料的阻力只有相應(yīng)篩板塔阻力的 1/5～ 1/6； 2)熱、質(zhì)交換充分，分離效 率高，使產(chǎn)品的提取率提高； 3)操作彈性大，不產(chǎn)生液泛或漏液，所以負荷調(diào)節(jié)范圍大，適應(yīng)性強。 在蒸餾塔的塔型選擇上， 規(guī)整填料塔有以下優(yōu)點 1)壓降非常小。 而將醪塔當作精塔的耗竭段 ( 或稱脫水段 ) 。蒸汽直接