木薯酒精发酵工艺

海南大学《生物工艺学课程设计》

说明书题目：年产2万吨木薯燃料酒精生产工艺的初步设计——发酵成熟醪的粗馏与精馏工艺初步设计学 院： 材料与化工学院 专 业： 生物工程 班 级： 2008级生物工程2班 学 号： 20080404B067 姓 名： 徐仁强 指导教师： 刘平怀老师 时 间： 2011年6月 目录TOC\o"1-5"\h\z摘要 (3)绪论 (4)1.1设计的目的和意义 (4)1.2设计指导思想和原则 (5)1.3设计依据 (5)1.3.1设计课题 (5)1.3.2设计条件 (5)生产工艺流程选择和论证 (6)酒精生产工艺流程 (6)发酵成熟醪粗馏与精馏工艺流程 (6)2.2.1发酵成熟醪粗馏与精馏工艺流程的选择 (6)2.2.2发酵成熟醪粗馏与精馏工艺流程的论证 (6)2.2.3发酵成熟醪液粗馏与精馏工艺优化最新研究进展 (7)2.3乙醇脱水工艺流程 (7)2.3.1乙醇脱水工艺流程的选择 (8)2.3.2乙醇脱水工艺流程的论证 (8)2.3.3乙醇脱水工艺最新研究进展 (8)生产工艺操作参数设计 (9)3.1设计任务 (9)3.2设计工艺方案的计算 (10)3.2.1粗馏塔的物料衡算与热量衡算 (11)3.2.2精馏塔的物料衡算与热量衡算 (12)4无水燃料酒精生产设备设计与选型 (15)4.1主要生产设备——粗馏与精馏塔的设计与选择 (15)4.1.1塔型，塔板选定的原则及选择 (16)4.1.2粗馏塔设备部分参数的确定 (17)4.1.3精馏塔设备部分参数的确定 (19)4.2乙醇蒸馏辅助设备 (19)(20)(20)TOC\o"1-5"\h\z4.2.2辅助设备的参数计算 （35）5蒸馏废醪后处理工艺 （36）6设计结果评论 （37）7总结感想 （38）8附图 （38）9参考文献 （39）摘要70年代开始，能源危机成为了各个国家急需解决的问题。由于石油的不可再生性和一些政治因素的影响，许多国家纷纷开始研究石油替代能源，利用廉价的糖源生产燃料酒精是解决世界能源危机的最有效途径。生物物燃料乙醇作为可再生资源的重要组成部分在能源替代，改善环境，促进农业产业化，实现经济可持续发展具有重要意义。本课程设计题为年产2万吨木薯燃料酒精生产工艺的初步设计一一发酵成熟醪的粗馏与精馏工艺初步设计。本设计是以木薯发酵成熟醪为原料，经粗馏、精馏，脱水等处理，从而得到成品的燃料乙醇。基于工厂设计中节能和减少投资成本等因素，以两塔气相过塔蒸馏的为主要精馏设备，采用合理的工艺流程，选择实用的设备，既达到了工业上对燃料酒精的要求，又降低了很多不必要的设备投资和操作的复杂性。关键词：燃料酒精木薯两塔气相过塔蒸馏粗馏精馏绪论1.1设计的目的及意义在学习掌握所学的生物工艺学、生物工程设备、化工原理等课程的基本理论和基础知识的基础上，通过本次课程设计，培养我们综合运用这些知识分析和解决实际问题的能力以及协作攻关的能力，训练我们使用文献资料和进行技术设计、运算的能力，提高文字和语言表达能力，为其它专业课程的学习和毕业论文（设计）打下基础。随着国际燃油价格的不断攀升，能源的短缺及燃料酒精的推广使用，燃料酒精行业获得了大好的发展时机。从资源、技术和经济性分析，我国发展生物质能源产业时机基本成熟，需要加快发展步伐。且生物质能源能有效降低污染，与普通汽油相比，使用车用乙醇汽油后，一氧化碳的排放可降低7%，碳氢化合物可降低48%。因此，开发和使用生物质能源符合保护环境，实现循环经济和可持续发展的要求。目前，发展生物质能源替代石油，已确定为我国的一项重要战略决策。为避免燃料乙醇与人“争粮”问题的进一步发展，我国科技工作者努力寻求各种非粮材料以替代玉米、小麦等。所以第二代生产燃料乙醇的基础原料是非粮材料，包括薯类物质、稻草和其他植物纤维材料等。发展燃料乙醇的重点在于推进“非粮”原料的应用，以推进第二代生物燃料乙醇的产业化发展。我国木薯资源总量巨大，而现在其利用率极低，相当数量的都烂在地窖里。木薯是多年生植物，盛产于我国南方，主要是碳水化合物，其他成分，如蛋白质、脂肪、果胶质等含量都比较少，因此被誉为“淀粉之王”。鲜木薯淀粉含量高达25%〜30%，木薯干的淀粉含量高达70%〜78%，是世界公认的一种具有很大发展潜力的酒精生产再生资源。一般可分为甜味木薯和苦味木薯，前者无毒但产量低，不适合作为大规模生产的原料；后者产量高，但因含有剧毒物质氢氰酸0.07%〜0.24%而得名有毒木薯，不过作为酒精生产原料，蒸煮时大部分氢氰酸蒸发出去，并不影响发酵及成品质量。同时，利用木薯作为生产燃料酒精的原材料还有极大地成本优势，相关数据显示1吨木薯酒精原料成本为2600元/吨左右，1吨蔗糖酒精原料成本为3500元/吨左右，而1吨玉米酒精需成本达到了4000多元/吨。而且以木薯生产酒精，每亩土地可得到的酒精量是玉米、稻米的两倍。为更进一步推进“非粮”原料生产燃料乙醇产业化发展；同时也为更好的促进对我国木薯价值的开发利用，增加农民收入，推进农业的进步，将木薯作为我国生产燃料酒精的主要非粮原材料，不失为一项明智的选择。1.2设计指导思想和原则一、 设计按照设计任务书进行，尽量符合任务书的要求，各种计划进程在任务书的可控范围内。二、 工厂充分考虑现今的一些技术，设备，以及设计先进理念，以“工艺先进、技术可靠、系统科学、经济合理、安全环保”为原则，各种设计方案综合比较，取长补短，制定一个高产节能的设计方案，高效生产合格燃料乙醇。三、 设计尽量贴近实际，并且努力使其经济效益最大化，在各种设备选型中，合理考虑性价比和地区特性，不盲目追求新设备，新生产线。1.3设计依据1.3.1设计课题年产2万吨木薯燃料酒精生产工艺的初步设计一一发酵成熟醪的粗馏与精馏工艺初步设计（《海南大学生物工程课程内容任务书》）1.3.2设计条件生产能力：年产2万吨99.5%酒精含量燃料乙醇

原料：木薯（海南产）发酵而来的成熟发酵醪液生产方法：二塔式蒸馏、分子筛脱水技术生产时间：全年生产300天（24小时），连续操作工厂厂址：海口郊区厂址地域与自然条件:当地气候条件（来自海南气象台资料）：温度温度高温39°C最低温度6C 平均温度23.8oC温度湿度最高湿度92% 平均湿度85%水温河水（湿度最高湿度92% 平均湿度85%水温河水（＞1米）最高30C最低10c自来（饮用）水最高30c最低10c平均18平均18c风频率年平均风速：3.3m/s降水量年平均：1691ml/a风向 东北风和东风产品：根据GB18350—2001要求，生产含酒精含量95%的成品。2生产工艺流程选择和论证2.1燃料酒精生产流程（附图1）2.2发酵成熟醪液粗馆与精馆工艺流程2.2.1发酵成熟醪液粗馅与精馅的工艺流程选择两塔气相过塔蒸馏是成熟发酵醪经预热器与精馏塔的酒精蒸汽进行热交换（充分利用了热能，节省了预热发酵醪的加热蒸汽和冷却精馏塔的酒精蒸汽的冷却水），进入粗馏塔顶部进行蒸馏，从塔底排除的酒糟可以用来喂养畜牲，粗酒精直接以气相进入精馏塔，不经过冷却，节省了冷却水。精馏过程中，酒精蒸汽回流一部分依靠冷凝器与冷却水进行交换，一部分利用预热器与成熟发酵醪进行热交换。发酵成熟醪经预热器（热交换器）与精馏塔的酒精蒸气进行交换，加热至55度左右后直接进入粗馏塔的顶部。醪塔底用直接蒸气加热，酒精含量为30%（体积分数）左右的酒精一水蒸气从醪塔顶部引进精馏塔的中部，酒精糟由醪底排出。精馏塔也采用直接蒸气加热的方式，其产生的废热水可以循环以加热发酵醪液。酒精蒸气从塔顶顺次经过成熟醪的预热器和冷凝器，预热器和冷凝器的冷凝液全部回入精馏塔作为回流。如此不断地进行着部分冷凝，部分蒸发的过程，从而使酒精浓度得到提高。注入精馏塔顶的回流液是由精塔顶蒸发排出的气体，经过各冷凝器逐级冷却回流到精塔顶的。一些比酒精更易挥发的杂质，如甲醇，乙醛等，则从冷凝器直接排出。2.2.2发酵成熟醪液粗馅与精馅工艺流程的论证液相过塔流程是成熟醪经预热器之后进入粗馏塔，在塔内被加热，酒精蒸发，在冷凝器冷凝成液体后，或直接流入精馏塔或回流到粗馏塔再由粗馏塔顶层塔板液相取料至精馏塔。液相过塔（间接式）方案与直接式相比，多了一套醪塔冷凝系统，一次性投资相应增加，蒸汽及冷却水耗量比直接式要大，从能源角度讲，不经济。单塔系酒精蒸馏组，即用一个塔从发酵成熟醪中分离获得酒精成品，它适用于对成品质量与浓度要求不高的工厂。他的缺点有难以分离更多的杂质，酒精质量差，塔设备厂房偏高，不经济，酒糟含水量大，处理困难，如将原液作为饲料，运输不便。而三塔及多塔系是为了获得高纯度酒精或食用级酒精，而我们制备的燃料酒精乙醇浓度为92.1%,不需要花高投资和大量能耗来生产。两塔差压蒸馏虽然说是可以充分利用固定冷热源之间的过剩温差，从而降低了有效能量的损失，使得总能量逐渐降低，充分利用了各级品位的能量，提高了蒸馏系统的热力学效率。但是从实际情况考虑，年产2万吨燃料乙醇的小规模生产，采用该套设备，一次性投资太大，管道太复杂，维修清洁等都不经济。粗馏塔和精馏塔的加热方式是用一次蒸汽直接加热。即把从锅炉来的一次蒸汽通入馏塔塔釜，通入管道要设计好多股抛器以使蒸汽分布均匀。蒸汽直接加热效率高，但蒸汽质量要纯净，以免影响酒精质量。2.2.3发酵成熟醪液粗馅与精馅工艺优化最新研究进展燃料乙醇的精馏脱水工段能耗占整个燃料乙醇生产过程的50%〜80%.随着燃料乙醇计划的实施，如何高效节能地制备燃料乙醇成为一个迫切需要解决的问题.国内外专家学者做了大量的调查、分析，找出了系统用能中存在的问题，指出了节能的方向和途径.将工业乙醇生产的一级精馏系统和燃料乙醇生产的加盐萃取精馏系统合并作为一个整体考虑其用能问题.采用有效能分析法找出系统能耗高的问题所在，为进一步制定节能措施提供依据口.许天开等将该塔的进料段以上的“精馏段”（或称浓缩段）移植于去掉顶盖的醪塔顶之上，通过耦合段（过渡段）而成为复合塔；而将醪塔当作精塔的耗竭段（或称脱水段）。如此结构可有机地互补，相辅相成，达到高效节能⑻。在蒸馏塔的塔型选择上，规整填料塔有以下优点1） 压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/5〜1/6；2） 热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；3） 操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%〜110%，筛板塔的调节范围在70%〜100%；4） 液体滞留量少，启动和负荷调节速度快；5） 可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；6） 塔径可以减小。此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，提取率提高10%〜15%规整填料塔规整填料由厚约0.22mm的金属波纹板组成，一块块排列起来的金属波纹板，低温液体在每一片填料表面上都形成一层液膜，与上升的蒸气相接触，进行传热传质。规整填料的金属比表面积约是填料为筛板的30倍，液氧持留量仅为筛板的35%〜40%。而且，因为精馏塔截面积比筛板塔小1/3,填料垂直排列，不存在水平方向浓度梯度的问题，只要液体分布均匀，精馏效率较高，压力降较小，气体穿过填料液膜的压差比穿过筛板液层的压差要小得多，约只有50Pa。上塔底部压力的下降，必然可导致下塔压力降低，进而主空压机的出口压力相应降低，使整套空分的能耗降低。同时，规整填料液体的滞留量小，因此，对负荷变化的应变能力较强。规整填料精馏塔一般分为3〜5段填料层，每段之间有液体收集器和再分布器，传统筛板塔的板间距为110〜160mm，而规整填料的等板高为250〜300mm，因此填料塔的高度会增加。一般都选择铝作为规整填料的材料，这样可减轻重量和减少费用，但必须控制好填料金属表面残留润滑油量小于50mg/m2。当然，规整填料的成本要比浮阀塔高，价格较贵，塔身也较高且技术不是太成熟，所以相比之下本次设计还是选择浮阀塔[9][10]。2.3乙醇脱水工艺流程2.3.1乙醇脱水工艺流程的选择原料为95%（体积分数）的乙醇蒸气的乙醇分子筛脱水系统工艺流程如图所示：原料为95%（体积分数）的乙醇蒸气，通过再沸器加热，在适当压力下分子筛塔A的顶部，然后沿塔向下运动，边进入，边脱水，脱水后60%~85%无水乙醇蒸气在底部排出。其余的无水乙醇蒸气用于分子筛塔B中的分子筛的脱水再生。分子筛塔B处于负压状态，以利脱水。两个分子筛塔如此周期性切换，通过调整压力、温度、流速完成吸水和再生。当分子筛塔由吸水转为再生时，顶部进口的压力缓慢下降；两个分子筛塔切换后，作为具有脱水功能的分子筛塔“压力上升”到分子筛吸水时的压力，另外一个分子筛塔在负压条件下压力降低至分子筛自身的脱水压力，这样分子筛自身不断地重复吸水和再生的循环。通常已再生的分子筛塔脱除气相原料（95%乙醇蒸气）中的水仅需要3~10min。2.3.2乙醇脱水工艺流程的论证乙醇分子筛脱水技术在燃料乙醇工业上已经大规模应用，至今已成为燃料乙醇生产的首选脱水技术。分子筛脱水技术具有以下优点：产品质量高（分子筛本身纯净、脱水过程中不会带入其他杂质），脱水能力强，乙醇脱水后其浓度最高可达到99.995%（体积分数）；分子筛使用寿命长，正常操作条件更换周期可达5-7年；95%（体积分数）乙醇单程回收率可以达到85%；按分子筛的脱水原理以及设备结构特点可以保证无故障操作，年连续工作时间可达到300天以上；设备紧凑，占地面积少，流程短，投资少；操作温度低，能耗低，在不考虑与其他生产工艺过程集成而进行能量综合利用的前提下，能耗小于560kJ/h乙醇；因分子筛脱水是一个物理过程，不会引起环境污染和造成“三废”排放问题；计算机自动化控制，每班只需要1名操作人员。2.3.3乙醇脱水工艺最新研究进展渗透蒸发或称渗透汽化（Pervaporation,简称PV）该技术的优点是能够以低的能耗实现蒸馏、萃取、吸附等传统的方法难于完成的分离任务。它特别适于传统精馏方法难于分离或不能分离的近沸点、恒沸点混合物以及同分异构体的分离;对有机溶剂及混合溶剂中微量水的脱除及废水中少量有机污染物的分离具有明显的技术上和经济上的优势；还可以同生物及化学反应耦合，将反应生成物不断脱除，使反应转化率明显提高。所以，渗透蒸发技术在石油化工、医药、食品、环保等工业领域中具有广阔的应用前景及市场，国际学术界的专家们称之为二十一世纪最有前途的高技术之一。渗透蒸发法制备无水乙醇时，原料的含水量原则上没有限制，通常为5%~20%。为使过程保持高的渗透通量，通常采用较高的料液温度和较低的膜后侧压力。料液温度一般为60°C~120°C，膜后侧压力为500~2000Pa，冷凝温度为-20C。Lurgi公司以及膜专家Sander和Soukup在其先后的研究中得到的工业数据显示，从94%的乙醇/水溶液制备99.9%的无水乙醇时，与传统的恒沸精馏法比较，渗透汽化的操作费用要节省60%。但一套渗透气化装置投资较高，有数据表示，就一个年产5万~6万吨燃料乙醇的工厂来说，仅一套渗透气化装置的投资回收期就需要1~1.5年，因此，目前国内应用此技术的企业仍然较少。生物质吸附法常华等卬］发现乙醇和水的混合气相在稻谷粉和玉米粉上吸附时，乙醇吸附量远小于工业上允许的乙醇损失量（0.5%），研究表明，在操作中存在一个最佳气速，使吸附性能最佳。马晓建等［10］使用恒温固定吸附床对乙醇蒸气脱水的生物质吸附剂的吸附性能进行研究，考查了床层温度、进料浓度、表观气速和吸附剂粒径对吸附性能的影响，结果表明，降低床层温度、减小粒径、增大停留时间都将有利于吸附操作。张琳叶等［11］研究发现木薯吸附剂具有良好的吸附性能，可用于吸附法制无水乙醇。吴勇［12］董科［13］对燃料乙醇专用吸附剂进行了热力学和含水乙醇气相吸附脱水研究，利用小麦粉和玉米粉为主要原料经粉碎造粒制备的燃料乙醇专用吸附剂，用反气相色谱法来研究不同粒度和温度对吸附性能的影响，其结果表明，在70C一150C范围内，温度越低越有利于吸附，在80-140目粒度内，粒度越小吸附的效果越好。同时，Vareli等［14］发现吸附后的生物质解吸再生也较容易，最终不能再使用的吸附剂，还可以作为饲料或酿酒的原料，对环境不会造成污染。因此，生物质吸附法是最有前景的分离方法，它具有原料来源广泛、能耗低、无污染的特点。一方面，生物质既是发酵法生产乙醇的原料，又是吸附剂；另一方面，用作吸附剂再生失效后可直接作发酵原料，能够节省大量的能耗，从传统的6MJ/kg〜9MJ/kg，降低为4MJ/kg，是一种符合可持续发展战略的“清洁工艺”。我国目前正在大力推行“燃料乙醇”计划，在生物质吸附法制备无水乙醇的热力学、动力学、工业应用等方面的研究已经取得了一定的进展，但是对其吸附机理及利用薯类等非粮食类作物作为吸附剂还有待进一步的研究，而且在吸附实验数据的基础上，应该进行工业生产应用的研究以及研发相应的吸附工艺和设备，以实现生产过程的连续化。3生产工艺操作条件3.1设计任务（1） 原料液（成熟发酵醪年产：12477Kg/t）乙醇含量7.14%（质量分数）发酵醪液组成：含水约85%（质量分数）、干物质约7.3%（质量分数）、甲醇约2%（体积）、杂醇油约0.3%-0.6%（体积）（2） 精馏塔中产品乙醇含量不低于94%（3） 塔底残液中乙醇含量不高于0.3%（4） 生产能力为年产2吨99.5%的无水乙醇产品3.2设计工艺方案的计算3.2.1粗馏塔的物料衡算与热量衡算本工段设计进入醪塔酒精质量分数为7.14%，出醪塔酒精质量分数为30%.醪液预热至55°C,进入醪塔蒸馏，已知酒精沸点92.4°C,取上升蒸汽浓度为30%(v),即25.46%(w)。设塔顶温度75C，塔底温度85C，塔顶上升蒸汽热焓量i=2045kJ/kg。加热蒸汽取0.05MPa绝对压力，查表知热焓量I=2644KJ/kg。图3-1醪塔的物料和热量平衡图总物料衡算：F+D=W+V+D即F=W+V酒精衡算式：错误！未找到引用源。式中：XF一成熟发酵醪内酒精含量［%(W)］，Xf=7.14%。Xd一塔顶上升蒸汽中酒精浓度［%(W)］，Xd=25.46%。XW一塔底排出废糟内的酒精浓度［%(W)］，塔底允许逃酒在0.03%以下，取Xw=0.03%。热量衡算式：FCJf+di=Vi+(WCW+DC)tw+Q式中：CF成熟发酵醪液比热［KJ/(kg.h)］，Cf=3.98KJ/(kg-h)CW一塔底釜残液比热［KJ/(kg-h)］，CW=4.04KJ/(kg-k)Ce—上升蒸汽比热［KJ/(kg-h)］，Ce=4.18KJ/(kg-k)tF一成熟发酵醪进塔温度［C］，tF=55CtW一塔底釜残液温度［C］，tw=85CF—成熟发酵醪液进塔流量［kg/h］，F=34658.336(kg/h)取热损失Q=1%DI联立方程式解得：V=9679.2585(kg/h)，W=24979.07752(kg/h)，D=9192.139568(kg/h)一般醪塔采用直接蒸汽加热，塔底醪排出量为：G=W+D=24979.07752+9192.139568=34171.2168(kg/h)粗馏塔热量衡算：Q1=FCFtF=34658.336X3.98X55=7.587X106KJ/hQ2=DI=9192.139568X2644=2.424X107KJ/hQ3=WCWtW=24979.07752X4.04X85=0.856X107KJ/hQ4=Vi=9679.2585X2045=1.9792X107KJ/hQ5=DtWCe=9192.139568X85X4.18=3.266X106KJ/hQ6=Q=0.2424X106KJ/h3.2.2精馏塔的物料衡算与热量衡算图3-1精馏塔的物料和热量平衡图本工段设计从醪塔进入精馏塔的酒精质量分数为30%，出精馏塔产品酒精质量分数为95%(由于考虑到操作上的失误等造成的损失，计算时按酒精质量分数96%)粗酒精液相进入精馏塔，设塔顶温度105°C，塔底130°C，进汽温度取130°C，出塔浓度为96%(v),即93.84%(w)。出塔酒精量为：错误！未找到引用源。=2606.664Kg/h每小时醛酒量因为醛酒占出塔酒精的2%每小时的醛酒量为：A=2%x2606.664=52.133(kg/h)96%酒精量：P'=A=2606.664-52.133=2554.53(kg/h)在精馏塔中，塔顶酒精蒸汽经粗馏塔底再沸器冷凝后，除回流外，还将少量酒精送到洗涤塔再次提净。据经验值，此少量酒精约为精馏塔馏出塔酒精的2%左右，则其量为：Pe=P，x2%=2554.53x2%=51.09(kg/h)

酒精被加热蒸汽汽化逐板增浓,在塔板液相浓度55%(v)出汽相抽取部分冷凝去杂醇油分离器,这部分冷凝液称杂醇油酒精，数量为塔顶馏出塔酒精的2%左右。其中包括杂醇油mo=0.3%(P，+A)=0.3%x2606.664=7.82kg/h),故H=(P，+Pe)x2%=(2554.53+52.133)x2%=52.133(kg/h)在杂醇油分离器内约加入4倍水稀释，分油后的稀酒精用塔底的蒸馏废水经预热到tH=80°C,仍回入精馏塔，这部分稀酒精量为：H'=(1+4)H-mo=5H-m0=5x52.133-7.82=252.846(kg/h)回流比的确定乙醇的摩尔质量MA=46Kg/Kmol水的摩尔质量M「18Kg/Kmol错误！未找到引用源。0.265'错误！未找到引用源。=09038.错误！未找到引用源。=00012.yo=XD=26.5%与之相平衡的液相浓度为xo=4.4%最小回流比:Mominyminy-工=2.4以获得精馏总成本最低的回流比为最优回流比。总成本为投资费用和操作费用之和。而回流比变化对精馏同时存在正、负两方面的影响，如回流比为Rmin，其塔为无穷高，投资费用直线上升为无穷大。当R适当提高时，投资费用很快下降为有限大小，总成本下降。当回流比继续增大时，则能耗随之增大，则操作费用迅速增大，R增到一定程度，设备费用开始升高，如塔径增大等，将使总成本开始上升。为此，回流比存在一优化的问题。操作费用和投资费用之和最小的回流比为最适宜的回流比+I这一回流比R通常选最小回流比倍数经验范围：多数建议为口、3]R=1.1〜1.2Rmin，所以取最适宜的回流比：R=1.2Rmin=3.0 R回流:出设畚费用=2-摞作雅用：3-辨用物料平衡:

F2+D2+H=P'+Pe+H+D3+W’x贝U：W’x=F2+H,-P'-Pe-H=9679.2585+252.7424-2554.53-51.09-52.1=7274.2809(kg/h)热量平衡：错误！未指定书签。FCt+DI+H'Ct+R(P+P')tC2F2F222 HH e PP=(R+1)(Pe+P')i+P'tC+Hi+(D+W')tCw+Q2 PPH2XW2 n2式中R一精馏塔回流比，由上讨论知R=3I2—精馏塔加热蒸汽热含量，0.6Mpa绝对压力，I2=2652(kJ/h)tH一回流稀酒精进塔温度tH=80°CC^一为杂醇油分离器稀酒精比热，稀酒精浓度为：H*=七(H-m=75.200X(52」-g=HH' 252.846查得起比热为CH=4.43KJ/(kg.k)，75.2%一为杂醇油酒精的重量百分浓度，与液相浓度55%(v)相平衡。tP一出塔酒精的饱和温度(78.3C)CP一出塔酒精的比热，应为2.80[kJ/(kg.K)]i2一塔顶上升蒸汽热含量,i2=1163.2(kJ/kg)i「杂醇油酒精蒸汽热含量，应为iH=1496(kJ/kg)tw2-精馏塔塔底温度，取100CCw一取4.04KJ/(kg-k)Qn2—精馏塔热损失,Qn3=2%D2I2CF2—进塔酒精的比热，取CF3=4.16(kJ/kg)tF2一进料温度，取90CW’x上面算得9092.8341kg/h计算可得：D2=5712.4969(kg/h)塔底排出的废水：G=D2+W，x=5712.4969+7274.2809=14805.331(kg/h)计算蒸馏工段的蒸馏效率：=98.85%93.84%x3258.33=98.85%7.14%x43322.92计算精馏塔热量衡算：Q7=F2CF2tF2=9679.2585x4.16X90=3.624X106kJ/hQ8=D2I2=4569.998X2652=1.212X107kJ/hQ9=H'CHtH=252.846X4.43X80=0.896X105kJ/hQ10=R(Pe+P')Cptp=3X2605.6208X2.80X78.3=1.7136X106kJ/hQ11=P'CptP=2554.53X2.80X78.3=5.6X105kJ/hQ12=HiH=52.1X1496=77960.7488kJ/hQ13=(Wx+D2)tw2Cw=11844.265X100X4.04=4.785X106kJ/h

Q14=(R+1)(Pe+P')12=4X2605.6208X1163.2=1.212X107kJ/hQ15=Qn2=2.424X105kJ/h计算结果汇总表如下：表1-1年产2万吨酒精厂蒸馏工段醪塔物料热量汇总表进入系统离开系统物料符号质量（kg/h）热量(kJ/h)物料符号质量（kg/h）热量（kJ/h）成熟醪液F34658.3369.483X106蒸汽残液W24979.077520.856X107加热蒸汽D9192.1395682.424X107上升蒸汽V9679.25851.9792X107加热蒸汽D919.345.6024X106热损失Q0.41688X106累计输入43850.475633.733累计输出43850.475633.733表1-2年产2万吨酒精工厂蒸馏工段精馏塔物料热量衡算汇总表进入系统离开系统物料符号质 量(kg/h)热 量(kJ/h)物料符号质量(kg/h)热 量(kJ/h)脱醛液F29679.25853.624X10696%酒精P'2606.665.6X105加热蒸汽D25712.49691.212X107次级酒精Pe51.09稀酒精H'252.8460.896X105杂醇油酒精蒸汽H65.14177960.7488回流液1.7136X106蒸馏废水Wx+D213689.07284.785X106上升蒸汽1.212X107热损失Qn22.424X105累计输入16346.80641.76X107累计输出16346.80641.76X1074无水燃料酒精生产设备的选型4.1主要设备一馏塔与精馏塔的设计与选择4.1.1塔型、塔板选择原则及选型工业生产上对于塔设备具有一定的要求，概括起来有下列几个方面。（1） 生产能力要大，即单位塔截面上单位时间内的物料处理量要大。（2） 分离效率要高，即达到规定分离要求的塔高要低。（3） 操作稳定，弹性要大，即允许气体和（或）液体负荷在一定的范围内变化，塔仍能正常操作并保持较高的分离效率。（4） 对气体的阻力要小，这对于减压蒸馏尤为重要。（5） 结构简单，易于加工制造，维修方便，耐腐蚀，操作清洗方便等。（6） 设备的制造和安装费用要低（7） 设计方法成熟，符合生产企业提出的专业要求以及本国、本地区、本单位的具体情况，如水、电、汽等应该特别指出，当用于醪液蒸馏时，塔板应具有较好的抗污性能和自净能力。但不论采用何种塔型,物料均应加以沉砂除杂处理，切忌将严重沉淀、酸败、胶粘（生料发酵更有可能产生此种现象）以及杂质垃圾很多的物料加入醪塔中，否则管路、泵、预热器和塔器的严重堵塞将是不可避免的，同时还会严重影响产品的质量和生产的正常进行。醪塔选型分析：（1） 普通泡罩板式醪塔抗污性能较差，但改进设计有可能得到改善。（2） 浮阀板塔不适宜用于蒸馏具有固形悬浮物的污秽物系，不能作醪塔使用，因其极其易堵。（3） 斜孔板、筛板塔（包括导向筛板塔）抗污性能差，加工粗糙，更易钩挂纤维类杂物而致堵塔。（4） S型塔因存在“死区”（无效区——据文献介绍占塔截面的8%~20%）和“滞缓区”，有效截面利用率稍低，抗污性能较差。同时物料长期积累其间，有可能会影响成品质量。（5）新型SD型醪塔的抗污性能好，自净能力强，基本上克服了堵塔现象，完全适用于酒精的蒸馏。它不仅适用于中、小型酒精厂，而且因其塔板刚性强，物料呈单流向运动，水里坡度小，对大型塔更为适宜，更能显示使其结构的优越性。具SD型塔板的醪塔在国内可能已有数百家工厂使用。据反映比普通泡罩塔要好、相比之下其抗污性能有一定的改善。

木薯的成熟发酵醪液里果胶含量较多，粘度大筛板的筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。浮阀塔板处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降，SD型塔板仍存在一些技术问题，现只限于在一些年产几千吨的小型酒精厂应用，不符合本次生产任务的要求，故本次设计采用泡罩塔板.泡罩塔板其结构如下图所示，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有80、100、150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。澄相澄相I—I操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质提供大量的界面.在泡罩塔板上由于有升气管，即使在很低的气速下操作，也不至于产生严重的漏液现象，当气液负荷有较大波动时，仍能保持稳定操作，塔板效率不变，即操作弹性较大；塔板不易堵塞，适用于处理各种物料。精馏塔选型分析：浮阀型塔板是在泡罩塔和筛板塔的基础上开发的一种新型塔板，它取消了泡罩塔上的升气管与泡罩，改在板上开孔，孔的上方安置可以上下浮动的阀片。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价相对较高，推广受到一定限制。但基于其优点考虑，认为浮阀塔是很优的选择，所以此次的燃料酒精工艺选用浮阀塔。浮阀塔盘是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀有圆形的和长方形的。浮阀-型塔板的优点是结构比较简单，操作弹性大，板效率高。浮阀一般按正三角形排列亦可按等腰三角形排列，浮阀■型塔板的开孔率为5%~15%。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型，如下图示。F-1型浮阀有轻重两种，轻阀厚1.5mm、重25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚2mm、重33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效率，但压降稍大些，一般采用重阀。

操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。浮阀塔盘上气液接触状况如下图所示。综上所述，盘式浮阀塔盘具有如下特点。处理量较大，比泡罩塔提高20〜40%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。操作弹性比泡罩塔要大。分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。塔盘的结构较简单，易于制造。浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。图2浮阀塔盘气液接触状况图1F-1型浮阀图2浮阀塔盘气液接触状况1—浮阀；2—门件；3—阀孔；4—起始定距片5一阀腿；6一最小开度；7—最大开度4.1.2粗馏塔部分设备参数的计算醪塔酒精质量分数为7.14%，出醪塔酒精质量分数为30%，塔底残液中乙醇含量不高于0.3%。确定塔板层数：查表知，xf=7.14%(质量分数)=3.0%(摩尔分数)潜热：r=2097kJ/kgxw=0.003%(质量分数)=0.002%(摩尔分数)进料液状态参数5:x r+c(T1-T)2097+3.97(90-55)20975= = =1.071

20975线斜率:85线斜率:8_1.0718^1-0.071=15.1操作线斜率：W=31223.8469=258D12099.1 .溢流量：L=5F=2.58X43322.92=111802.38（kg/h）作图，先做平衡线y-x，在从（3.0%,3.0%）引斜率为2.58的操作线，与5线交于b点，后从b点出发在平衡线与操作线之间引阶梯至x=x（=0.2%为止，所得阶梯数为4.对于x=0.2%至xw=0.002%一段，用公式计算，酒精挥发系数K=13x。D,lg[1+—(K)-1] xLlgK?L=5.6取6理论板数：4+6=10（板）实际板数：」0=20（板）以上板效率取50%0.5塔板间距的选择，根据经验，本塔也取板间距为400mm塔径的计算：V=L+匕-F=1.81(23600x0.934取泡沸深度Z=0.05m，则蒸气速度为:0.305HTv= —12Z=0.925 (m/<)0.060x0.05x0.4 (m/s)塔径：（m）^4V~（m）4= =1.58Yvn综上所述，本设计用的是泡罩型粗馏塔。塔板实际板数为20板，塔间距为400mm，塔径1.58m。其他参数，根据实际经验取：气升管为125mm，泡罩尺寸：内径=0.30m，齿缝数29个，齿缝高度0.043m，泡罩高0.152m，泡沸深度0.05m。4.1.3精馆塔部分设备参数的计算

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料4.1.3.1热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量Qf可记为：fPff2'fl't=8453+45=64"cfm 2在进出预热器的平均温度以及，疽64.76°C的情况下可以查得比热cpcpf=4.275kJ/kg"，所以，20000x10320000x103300x22那么平均温度twm99.38+552=77.2°Cx4.275x(84.53-64.75)=0.256x106kJ/h釜残液放出的热量Q=Wc(t -1)wwp^wwl w2若将釜残液温度降至t=55°C2w其比热为cpw=4.191kJ/kg-°C，因此，Q=364.85x4.191x(99.38-55)=1.228x106kJ/h可知，Qw>Qf,于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点4.1.3.2理论塔板层数的确定表表1乙醇~水溶液体系的平衡数据汽相中乙醇的液相中乙醇的液相中乙醇的含量（摩尔分数）0.00.0040.010.020.04含量(摩尔分数)0.00.0530.110.1750.273

含量(摩尔分数)0.400.450.500.550.60

汽相中乙醇的含量（摩尔分数）0.6140.6350.6570.6780.6980.060.340.080.3920.100.430.140.4820.180.5130.200.5250.250.5510.300.5750.350.5950.650.7250.700.7550.750.7850.800.820.850.8550.8940.8940.900.8980.950.9421.01.0(a) t-屈(b)x-yg]L=RD=2.4X21=50.4kmol/hV=(R+1)D=3.4X21=71.4kmol/hL‘=L+F=50.4kmol/h+126.2kmol/h=176.6kmol/hV'=V=71.4kmol/h精馏段操作线方程：Rxy x+—a=0.7x+0.25n+1R+1nR+1n提馏段操作线方程：R'=V7W=71.4/105.2=0.68L，

L，

y=—x

n+1 y',:—__x=2.47x-0.0018q线方程：x=0.1436

在y~%相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出Nt=19块(含塔釜)其中，精馏段16块，提馏段3块。4.1.3.3全塔效率的估算用奥康奈尔法(Ooconenell)对全塔效率进行估算:,,一'一、 a% ,y(%-1)由相平衡万程式y=序孑可得a=『根据乙醇〜水体系的相平衡数据可以查得:约=%。=0.8563约=%。=0.8563%广0.855(塔顶第一块板)七=0.485x.f=0.1436(加料板)%=0.0012七=0.022(塔釜)因此可以求得:a=a=1.01,a=5.616,a=18.72全塔的相对平均挥发度:a=^a1-af-a=J1.01x5.616x18.72=4.73全塔的平均温度:78.62+84.53+99.38 ”八 =87.53C3在温度，/查得七广0.327航-S，%C2O疽0.38城-S因为四七=z%^^所以，h顼=0.1436x0.38+(1-0.1436)x0.327=0.334mPa-s全塔液体的平均粘度：Hl=(七+hd+Hw)/3=(0.334+0.372+0.327)/3=0.344mPa-s全塔效率ET=0.49(ap全塔效率ET=0.49(ap)-0.245=0.49XL1(4.73x0.344)0.245总43.5%4.1.3.4实际塔板数NpNp=%/气=19/0.435=44块(含塔釜)其中，精馏段的塔板数为：16/0.435=37块精馏塔主要尺寸的计算3、4.1.3.53、操作压力计算：塔顶操作压力PD=101.325kPa每层塔板压降AP=1kPa进料板压力PF=101.325+1X37=138.325kPa精馏段平均压力P=(101.325+138.325)/2=119.825m操作温度：tD=79r进料板温度tF=90r精馏段平均温度t=(79+90)/2=84.5°C1、2、m平均摩尔质量计算:kPa塔顶平均摩尔质量的计算:由Zd=yi=0.8563，查酒精-水气液平衡曲线’得:X1=0.855MD=0.8563X46+(1—0.8563)X18=41.97kg/kmolM=LDm0.855X46+M=LDm进料板平均摩尔质量计算:又图解理论板，得yF=0.485又图解理论板，得yF=0.485查平衡曲线，得七=0.135M筋=0.485X46+(1—0.485)X18=31.58kg/kmolMLF=0.135X46+(1—0.135)X18=21.78kg/kmol精馏段平均摩尔质量：M^=(41.97+31.58)/2=36.78kg/kmolMl=(41.94+21.78)/2=31.86kg/kmol平均密度的计算：(1)气相平均密度的计算：由理想气体状态方程计算，即：P^^=PM^^/RT=119.825X36.78/(8.314X(273.15+84.5))=1.482kg/m3(2)液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算:1/PLm塔顶液相平均密度的计算由tD=79°C,查手册得P^=736.25kg/m3 P^=971.5kg/m3PlD=1/[0.8563/736.25+(1—0.8563)/971.5]=762.85kg/m3进料板液相平均密度的计算由tF=90C，查手册得P^=733.35kg/m3 P^=970.5kg/m3进料板液相的质量分率aa=0.1436X46/[0.1436X46+(1—0.1436)X18]=0.30P适=1/[0.30:733.35+(1—0.30):970.5]=884.7kg/m3精馏段液相平均密度为Pl==(762.85+884.7)/2=823.77kg/m35、液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即："2x=塔顶液相平均表面张力的计算:由tD=79°C，查手册得。a=26.8mN/m 。B=62.77mN/mbld=0.8563X26.8+(1—0.8563)X62.77=31.98mN/m进料板液相平均表面张力的计算：由tF=90C，查手册得：b^=28.2mN/m bB=62.22mN/mblf=0.1436X28.2+(1—0.1436)X62.22=57.33mN/m精馏塔液相平均表面张力为：oLm=(31.98+57.33)/2=44.56mN/m6、液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即lg匕耸=£x.巳塔顶液相平均黏度的计算由tF=79C，查手册得七=0.517mPa•s MB=0.03615mPa•slgMld=0.856lg七+(1—0.856)lgMB解得： Mld=0.352mPa•s由tF=90C，查手册得七=0.515mPa•s MB=0.03485mPa•slgMlf=0.1436lgMa+(1—0.1436)lgMB解得： Mlf=0.05mPa•s精馏段液相平均表面张力为：M=(0.352+0.05)/2=0.201mPa•s4.1.3.6塔径的计算精馏段的气、液相体积流量为：Vs=VMVm/3600pvm=71.4X36.78/(3600X1.482)=0.492m3/sLs=LMLm/3600pLm=50.4X31.86/(3600X835.73)=0.00053m3/s有L£0.025R祈=

sV取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，贝0查图得 C20=0.065C=C20(gl/20)0-2=0.076umax=CjPpPv=1.781/sV取安全系数为0.66，则空塔气速为u=0.66umax=0.66X1.781=1.175m/sD=V4Vs/兀u=0.858m按标准塔径取整为： D=1.0m塔截面积为： AT=nD2/4=0.785tf实际空塔气速为： u=兰匕=0.627m/st兀D24.1.3.7塔高的计算精馏段有效高度为：Z精=(N精一1)HT=(37—1)X0.4=14.4mZ提=(N提一1)HT=(7—1)X0.4=2.4m由于精馏塔较高，为方便检修，因此，在塔身上开5个人孔，每个孔孔径为0.8m。进料口处塔板高0.7m;封头高度0.5m;塔顶空间高度0.8m;塔底空间高度2m;裙坐高度3m;故精馏塔的有效高度为Z=Hp+(N-2-S)气+SHt+气+%=0.8+(44-2-5)X0.4+5X0.8+0.5+2+3+0.7=25.8(m)4.1.3.8塔板结构尺寸的确定1塔板尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度*=40mm，破沫区宽度Ws=70mm，查得l=705mm—W

弓形溢流管宽度W广l46mm弓形降液管面积人广0.0706m2气/At=0.0706/0.圭854R=D/2-W=0.5-0.04 0m4Cx=D/2-W-W=0.£0.-46电.07m0.验算:液体在精馏段降液管内的停留时间AH=0.0706x0.4=41.8s>5sL0.000675SJAHLAHLST0.0706x0.4~ = =12.6s>5s0.002252弓形降液管堰高采用平直堰，堰高hw1ow取h=60mm,h=10mm采用平直堰，堰高hw1ow取h=60mm,h=10mm，则h=60-10=50mmow降液管底隙高度h0由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道:1^=0.000675m3/s,L=0.00225m3/ssT若取精馏段取h0=15mm，提馏段取为25mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段:L—SJ-顼00.000675 =0.06漏s/0.7<0.015提馏段:L—ST顼00.002290.1淑s/0.7<0.025u0的一般经验数值为0.07〜0.25m/s进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。浮阀数目浮阀数目N浮阀数目N=4V C S兀D2"气体通过阀孔时的速度u0=取动能因数F=11，那么"八=9.04m/s，因此0寸1.482N="x45兀x0.0392x9.04排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距^=75mm，那么相邻两排间的阀孔中心距匕为:t'=1计Nt-一 冗_ .X.A=2[x.R2-x2+ R2sint一]a 180。R=2[0.284x(0.462-0.2842+-^x0.462sin-1^284]180。 0.46=0.487m20.487t'= =75.5mm计86x0.075取t'=80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t'=65mm画出阀孔的排布图，其中t=75mm,t'=65mm通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N=41+24x2=89校核气体通过阀孔时的实际速度：u=%=9.04m/s0兀d2N0实际动能因数：F0=9.04XV0.492=6.34开孔率：阀孔面积 兀d2N 兀x(0.039)2x89［亦宓…-一<x100%=—0—x100%= =13.5%塔截面积 4 4x0.7854开孔率在10%~14之间，满足要求。4.1.3.毓体力学验算1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）七二七+«+、干板阻力hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为u:ocu=1.82^73.1/PV=1.8应73.1/1.482=8.46m/s因为u<u=9.04m/s=0.035m2x823.77x9.81所以h=5.34虹=5.34x1482X&462=0.035m2x823.77x9.81板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因数£=0.5，那么：h1=8七=0.5x0.06=0.03m由表面张力引起的阻力hb由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：hp=0.035+0.03=0.065m,0.065x823.77x9.81=525.3Pa漏液验算动能因数F0=5，相应的气相最小负荷匕m_n为：V=-d2NuSmin4 00min其中u =F；pm=5/如1.482=4.1m/s0min'*V兀所以V=—x0.0392x89x4.1=0.43m3/s<0.492m3/sSmin 4 0可见不会产生过量漏液。液泛验算溢流管内的清液层高度H=hp+气+匕+h^其中，h=0.065m,h=0.06m所以，气=0.065+0.06+0.003=0.128m为防止液泛，通常Hd小(%+h^),取校正系数4=0.5，则有：4(气+h)=0.5x(0.4+0.05)=0.225m可见，Hd<4(Ht+hw)，即不会产生液泛。雾沫夹带验算泛点率=+1.36泛点率=KCA查得物性系数K=L0,泛点负荷系数Cf=0.097Zl=D-2W=1-2x0.146=0.708mA=A-2A^=0.7854-2x0.0706=0.6442m2所以，0.492x泛点率=0.492x泛点率= 1.482+1.36x0.012x0.708823.77-1.482 =51.9%<80%1x0.097x0.6442可见，雾沫夹带在允许的范围之内4.1.3.10操作性能负荷图雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有:VS0.8=—1.482PLVS0.8=—1.482PL」PV+"6Vs弋823.77-1.482整理可得雾沫夹带上限方程为：+1.36x0.708LS0.097x0.6442Vs=1.17-6 2L；6液泛线L482 =0.16823.77x46L482 =0.16823.77x462其中，a=1.91x105-^=1.91x105xPN2Lb=中气+(中一1f0)=0.5x0.4+(0.5-1-0.5)x0.05=0.15

0.153c=0.^= riirr =192.40.15312h2 0.7052x0.0152w0d=(1+s)E(0.667)上=(1+0.5)x1.02x0.667x―1—=3.5530 12/3 0.7052w代入上式化简后可得：v；=4.85-6.217L-114.9L;LSmax=AHLSmax=AH50.0706x0.45=0.00565m/s3漏液线取动能因数F0=5，以限定气体的最小负荷:兀， 5 …,V=一d2N, =0.43m3/sSmin40 :pV液相负荷下限线取h取h=0.006m代入h的计算式:ow 一ow284 L——x1.02x[-smn]2/3=0.0061000 1w整理可得：LSmin=2.1m3/h=0.000584m整理可得：LSmin操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

图5-2:精馏塔负荷性能图根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点R0.00053,0.492)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：(V) =1.40m3/s,(V) =0.48m3/sSmax Smin所以，塔的操作弹性为1.40/0.48=2.92有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于下表浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m1.0板间距%,m0.4塔板型式单溢流弓形降分块式塔板液管空塔气速u,m/s1.476溢流堰长度l,mW0.705溢流堰高度h,m0.05板上液层高度«,m0.01降液管底隙高度h,m00.025浮阀数N,个89等腰三角形叉排

阀孔气速u,m/s09.04阀孔动能因数F06.34临界阀孔气速u,m/s0c8.46孔心距t,m0.075同一横排的孔心距排间距t\m0.065相临二横排的中心线距离单板压降Ap,Pa525.3液体在降液管内的停留时间。,s41.8精馏段12.6提馏段降液管内的清液高度H,md0.128泛点率，%51.9气相负荷上限(V)Smax1.40雾沫夹带控制气相负荷下'限(V)Smin0.48漏夜控制开孔率，%13.5操作弹性2.924.1.3.11各接管尺寸的确定进料管进料体积流量匕竺f=126.2x22.0=3.05m3/h=0.00085m3/s进料体积流量匕P911.3f取适宜的输送速度uf=2.0m取适宜的输送速度uf=2.0m/s，故4V兀udif4X°.00085=0.023m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：432x2.5mm实际管内流速尸M=0-m/s釜残液出料管釜残液的体积流量:V=^^w=105.2x18.1=1.99m3/h=0.00055m3/sSWP958.4

取适宜的输送速度u=1.5m/s，则W4x0.00055 =0.02m1.5兀经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格：430x2.5mm实际管内流速：u4x0.00055—, =0.46m/实际管内流速：u兀x0.0392回流液管LMV= LMV= LSLpL50.4x31.86 =2.15m3/h=0.000597m3/s747利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度"广0.5m/s，那么4X4X0.000597=0.039m0.5兀经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：450x3mm-八工》+ 4x0.000597八仁/实际官内流速：匕二腭0.0392=0.5m/S塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：(1+1)x21x36.781.398V= =1105m3/h=0.31m3/s1.398SV取适宜速度"广2.0m/s,那么4x0.31 =0.141m20兀经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格：4159x4.5mm实际管内流速：u=4=31=5.7m/ssv兀x0.26324.2乙醇蒸馏辅助设备4.2.1蒸馏辅助设备4.2.1.1醪液预热器其功能是：利用精馏塔或醪塔塔顶上升的酒精蒸气中的热量，把即将蒸馏的发酵成熟醪液预热至较高温度，这样一则能做到充分利用余热；二则酒精蒸气在醪液预热过程中，也起着分冷凝器的作用。

4.2.1.2杂醇油分离器杂醇油分离器的功能是见精馏塔或杂醇油塔、杂质处理塔杂醇油聚集段所导出的杂醇油酒精混合液或气体，首先经冷凝一冷却器冷却，降至一定温度，并加入水进行稀释而使油析出，浮在低浓度酒精液层之上，杂醇油则由上部分出，低浓度酒精则从下部导出而入醪液暂储或经预热后返入精馏塔脱水段4.2.1.3固定管板式换热器当壳体与管束间有温差时，依靠补偿圈的弹性变形，来适应壳体与管束间的不同热膨胀。这种补偿结构一般适用于壳体与管束间的温度差低于50°C，壳程压力小于6kgf/cm2的情况。这种换热器具有结构比较简单、造价低廉的优点；但其缺点是因管束不能抽出而使壳程清洗困难，由于此次设计壳程的流体是较清洁且不易结垢的物料故本次设计选用固定管板式换热器作为热交换器。4.2.2辅助设备的参数计算4.2.2.1再沸器的工艺计算查表⑹可知乙醇-水溶液的比热Ce=4.18kJ/(kg-C)泡点温度如=83C根据前面精馏塔的热量衡算结果，知：料液带入热量Q7=F2CF2tF2=3.624X106kJ/h回流液带入的热量Q10=R(Pe+P')Cptp=1.7136X106kJ/h塔顶蒸气焓值i2=1163.2(kJ/kg)塔顶蒸气带走的热量Q14=(R+1)(Pe+P')i2=1.212X107kj/h塔底残液带走的热量Q13=(Wx+D2)tW我=7.1896乂106kJ/h再沸器的热负荷QB=(Q14+Q13-Q7-Q10)X系数(系数指热损失，取1.2)则QB=1.2X(1.212X107+8.9870X106-3.624X106-1.7136X106)=1.677X107kJ/h因蒸气工作压力取0.6MPa，对应蒸气温度130C平均温差^tm=130-100=30C采用U型管加热，总传热系数k取经验值2160kJ/(m2・h・C)S=Qb=L677乂107=258.7408m2加热面积KxAt 2160x30加热面积取S=275m2。4.2.2.2预热器的工艺计算原料液温度t=75C，加热至tF=90CQ预=CFXFX(tF-t)=4.16X9679.2585X(90-75)=6.04X10kJ/h平均温差^tm二错误！未找到引用源。QKxAt 1080x32m传热系数kQKxAt 1080x32m传热面积S预6.04x105一” =17.477传热面积S预错误！未找到引用源。取S预=20错误！未找到引用源。。4.2.2.3冷凝器的工艺计算冷却水进口温度20C，出口温度30C。平均温差Atm=错误！未找到引用源。传热系数k=1080kJ/(m2•h^C)=1.212xI07=212.54冷凝面积S冷KxA七1080x32取S冷凝=250错误！未找到引用源。4.2.2.4冷却器的工艺计算成品乙醇经冷却器从78C冷却至25C,冷却水进口温度15C,出口温度20C。Q=C乙X(Pe+P')X(t1-t2)=4.18X2605.6208X(78-25)=577249.232kJ/h平均温差Atm=错误！未找到引用源。传热系数k=540kJ/(m2•h•C)冷却面积S冷却Q 1577249.232 = =39.16KxAtm 540x27.3取S冷却=45错误！未找到引用源。5蒸馏废醪后处理工艺燃料酒精发酵副产物主要包括酒糟液。1、 淀粉质原料酒精糟处理液回用技术理论：“三个平衡和一个稳定”理论淀粉质原料酒精糟处理液回用是将酒精糟液固液分离，滤渣作饲料，滤液经处理后回用与酒精生产同时需对酒精生产工艺参数和操作方法作出调整以适应滤液的回用，确保“三个不影响”的酒精生产方法。所谓“三个平衡和一个稳定”理论是指滤液回用一段时间后，滤液中的固形物必须平衡，对生产有害的物质必须平衡，滤液生产量与生产用水量必须平衡;滤液的理化指标、微生物指标必须稳定。只有做到“三个平衡和一个稳定”理论，才能保证酒精生产的正常连续和滤液回用的持续。“一个稳定、三个关键”理论：即指酒精生产原料水热处理必须以双酶工艺为前提，掌握好酒精糟液固液分离、滤液处理以及酒精生产工艺参数、工艺调整等三个关键。2、 淀粉质原料酒精糟处理液回用技术的应用实践切实做好原料的水热处理精心挑选固液分离设备优化组合固液分离流程最大限度的去除酒精糟液固形物的去除率，降低滤液中的固形物质木薯酒精发酵应采用“立式分离机+高效沉淀+高精度固液分离机”。滤液处理为了滤液回用于生产后，不影响淀粉向糖的转化，不影响糖向酒精的转化，必须对滤液进行处理，必须加入水质稳定剂，以稳定回用液水质稳定。生产工艺参数、工艺操作的调整3、 工艺流程

*■槌直贮S气斜板况淀#*■槌直贮S气斜板况淀#4、酒精酵母的综合利用在饲料行业中的应用：1、生产蛋白饲料添加剂 2、生产混合饲料在食品工业中生产酵母浸膏、利用酵母抽提物生产天然复合调味品、