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发酵工厂设计终极版


目录 第一章 前言
1.1 设计目的 设计意义

1.2

第二章 选址
2.1 厂址选择原则 2.2 厂址选择具体条件 2.3 选择厂址

第三章 厂区规划
3.1 全厂总平面设计 3.2 车间内发酵设备的布置 3.3 车间内蒸馏设备布置

第四章 工艺计算


第五章 设备选型 第六章 环保工程
6.1 废物总类 6.2 废物利用 6.3 废气处理 6.4 废水和废渣处理

第七章 技术经济分析 7.1 项目概算 7.2 总投资估算

正文 第一章 前言

1.2 设计意义: 随着经济的发展,究竟这种重要的工业原料被广泛用于化工、塑料、橡胶、 农药、化妆品及军工等工业部门。且石油资源趋于缺乏、全球环境污染的日益加 剧,各国纷纷开始开发新型能源。燃料乙醇是目前为止最理想的石油替代能源, 它的生产方法以发酵为主。菌种的优劣对发酵效果的影响非常大,能够筛选出具 有优良性状的菌株及对菌株进行改良,对于降低生产成本,乃至实现酒精的大规 模工业化生产,解决能源危机都有着重大意义。 在我国石油年消费以 13%的速度增长,2004 年进口原油量超过 1 亿吨,是 世界第二大的石油进口国。我国燃料乙醇起步虽然较晚,但发展迅速,以成为继 巴西美国之后世界第三大燃料乙醇生产国。2001 年 4 月,原国家计委发布了中 国实施车用汽油添加燃料乙醇的相关办法,同时国家质量技术监督局颁布了“变 性燃料乙醇”和“车用燃料乙醇汽油”2 个国家标准。作为试点,国家耗资 50 余亿元建立 4 个以消化“陈化粮”为主要目标的燃料乙醇生产企业。2006 年, 我国燃料乙醇生产能力达到 102 万 t,已实现年混配 1020 万 t 燃料乙醇汽油的 能力。2002 年车用汽油消耗量占汽油产量的 87.9%,如果按 10%比例添加生产燃 料酒精换算,需要燃料酒精 381 万吨,而全年酒精总产量仅为 20.7 万吨,如果 在不久将来,能用燃料酒精替代 500 万吨等量的汽油,就可以为我国节省外汇 15 亿美元。在目前中国人均石油开采储量仅为 2.6 吨的低水平条件下,开发新 能源成为社会发展, 推动经济增长的动力,燃料酒精作为国家战略部署的新型能 源之一,在我国具有广阔的市场前景。

第二章 选址

③交通运输条件:交通便利 ④协作条件 2.3 选择厂址 根据以上原则及要求,我们选择浙江省衢州市龙游县 依据:交通便利,空气清洁,无污染,水质好,水源丰富,原料(生 产糖蜜的厂家)丰富 衢州市位于浙江省西部,钱塘江上游,东与金华、丽水、杭州三市相 交, 南接福建, 西连江西, 北邻安徽, 是闽浙赣皖四省边际中心城市, 公路、铁路交错纵横,水运、空运发达,交通便利,素有“四省通衢”

之称。同时衢州森林覆盖率达 70%,环境优美,闲置土地资源丰富。 而且龙游县为了招商引资,提供了一系列优惠政策,工业用地价格为 6 万元/亩,工业用电价格平均 0.76 元/度,工业用水 1.1 元/吨,五年 内企业所得税全额补贴,所以,该地适合建厂。 第三章 厂区规划
3.1 全厂总平面设计 厂区总平面的布置采用联合式布置形式。生产车间集中建在厂区西南侧,属下 风向,这样有利于物料的运输,节省管子材料。锅炉房配电站在厂区中央,有 利于向各个部门输配电及供热,但热电厂和锅炉间则建在厂区最西侧。职工宿 舍远离车间,在上风向。厂区周围设有花草,美化环境。 3.2 车间内发酵设备的布置 由于酒精发酵周期长,发酵罐数量较多,发酵罐间的距离为 4.0m,离墙的距离 应大于 1m,每两列发酵罐间应留有足够的人行通道和操作面,距离为 3.0m。发 酵罐用水泥支座落地安装,罐底有出料阀门,罐底离地面距离 1.2m。
3.3 车间内蒸馏设备布置

蒸馏设备为半露天布置。车间为一层,把较低的塔设备置于车间内,基本上 处于一条线,再沸器、分凝器、预热器、泵等小设备也放在车间内。较高的塔露 天布置,其中包括醪塔、精馏塔。塔顶布置一组冷凝器,利用重力回流,节省能 源消耗,同时也节约厂房造价。塔与塔的间距为 2m 以上,塔距墙为 1m 以上。塔 的人孔尽可能朝同一方,人孔的中心高度距楼面为 1m 左右。塔的视镜也尽可能 朝同一方向。 。 车间或部门的组成 车 间 生产车间 动力车间 辅助车间 仓 库 公共设备 内 容 发酵车间,蒸馏车间 锅炉房、水泵房、变电房 机修、污水处理站 原料、成品 食堂、宿舍、医务所、车库、门卫、办公室

第四章 工艺计算

第二章 2.1 工艺指标和基础数据

生产流程的确定

1、生产规模:50000 t/a 2、生产方法:单浓度连续发酵、差压式二塔蒸馏、吸附脱水技术 3、生产天数:每年 250 天 4、酒精日产量:200 t 5、酒精年产量: 49998 t 6、副产品年产量:次级酒精占酒精总量的 2% 7、杂醇油量:为成品酒精量的 0.3% 8、产品质量:燃料酒精[乙醇含量为 99.5%(v/v)] 9、糖蜜原料:含可发酵性糖 50﹪ 10、发酵率:90﹪ 11、蒸馏率:98﹪ 12、发酵周期:48 小时 13、发酵温度:28~34℃ 14、硫酸铵用量:1Kg/t 糖蜜 15、硫酸用量:5Kg/t 糖蜜 16、酒精质量标准根据国家标准生产(见表 1-1) 表 1-1 无水酒精质量标准 GB678—90 检验项目 乙醇 密度(20℃) 与水混合试验 蒸发残渣 水份 酸度 碱度(以 OH 计) 甲醇 异丙醇 羰基化合物(以 CO 计) 还原高锰酸钾 物质(以 O 计) 外观 易碳化物质 % %(v/v) mmol/100g mmol/100g % % % % 0.0005 0.2 0.02 0.005 0.02 0.003 0.003 0.00025 计量单位或 符号 %(V/V)≥ g/ml 优级 99.8 0.7890.791 产品等级 分析 99.7 0.7890.791 合格 0.001 0.3 0.04 0.01 0.05 0.01 0.003 0.00025 清澈透明 合格 0.001 0.5 0.1 0.03 0.2 0.05 0.005 0.0006 化学 99.5 0.7890.791

2.2 工艺流程 1、原料的预处理包括添加絮凝剂、静止澄清、加酸等过程; 2、糖蜜稀释采用连续稀释; 3、酵母菌发酵 4、分离纯化本 5、生产工艺流程图(见图2-1)

第三章

工艺计算

3.1 物料衡算 3.1.1 原料消耗量计算(基准:1 吨无水乙醇) 1、糖蜜原料生产酒精的总化学反应式为: C12H22O11+H2O→2C6H12O6→4C2H5OH+4CO2↑

342 X

360

184 1000

176

2、生产 1000Kg 无水酒精的理论蔗糖消耗量: 1000×(342÷184)﹦1858.7(㎏) 3、生产 1000Kg 燃料酒精(燃料酒精中的乙醇 99.5%(V)以上,相当于 99.18%(m)) 的理论蔗糖消耗量: 1858.7×99.18%﹦1843.5(㎏) 4、生产 1000Kg 燃料酒精实际蔗糖消耗量(生产过程中蒸馏率为 98﹪,发酵率 为 90﹪) : 1843.5÷98﹪÷90﹪﹦2090(㎏) 5、生产 1000Kg 燃料酒精糖蜜原料消耗量(糖蜜原料含可发酵性糖 50%) : 2090÷50﹪=4180(Kg) 6、生产 1000Kg 无水酒精量(扣除蒸馏损失生产 1000kg 无水酒精耗糖蜜量为) : 1858.7÷90﹪÷50﹪=4130.4(kg) 3.1.2 发酵醪量的计算: 酒母培养和发酵过程放出二氧化碳量为:
1000 ? 99.18 98
0 0 0 0

?

176 184

? 968

单浓度酒精连续发酵工艺,把含固形物 88﹪的糖蜜稀释成浓度为 25﹪的稀 糖液经连续稀释器可得稀糖液量为: 4180×85﹪/25﹪=14212(kg) 即发酵醪量为:14212kg 酒母繁殖和发酵过程中放出 968Kg 的二氧化碳, 且酒精捕集器稀酒精为发酵 醪量的 6﹪,则蒸馏发酵醪的量为: (14212-968)×(1.00+6﹪)=14039(kg) 蒸馏发酵成熟醪的酒精浓度为:
1000 ? 99.18 98
0 0 0 0

? 14039

? 7 . 14

0

0

3.1.3 成品与废醪量的计算 糖蜜原料杂醇油产量约为成品酒精的 0.25~0.35﹪,以 0.3﹪计,则杂醇油 量为 1000×0.3﹪ =3(kg) 醪液进醪温度为 t1=55℃,塔底排醪温度为 t4=85℃,成熟醪酒精浓度为

B1=7.14﹪,塔顶上升蒸汽的酒精浓度 50﹪(v)即 42.43﹪(w) ,生产 1000Kg 酒精则 醪塔上升蒸汽量为: V 1=14039×7.14﹪÷42.43﹪=2363(kg) 残留液量为: WX=14039-2363=11676(kg) 成熟醪量比热容为: C1=4.18×(1.019-0.95B1) =4.18×(1.019-0.95×7.14﹪) =3.98[KJ/(Kg·K)] 成熟醪带入塔的热量为: Q1=F1C1t1=14039×3.98×55=3.08×106(KJ) 蒸馏残液内固形物浓度为:
B2 ? F1 B1 WX ? 14039 ? 7 . 14 11676
0 0

? 8 . 59

0

0

蒸馏残留液的比热:
C 2 ? 4 .18 (1 ? 0 .378 B 2 ) ? 4 .18 ? (1 ? 0 .378 ? 8 .59
0 0

) ? 4 .04 ?KJ /( kg ? K ) ?

塔底残留液带出热量为:
Q 4 ? W X ? C 2 ? t 4 ? 11676 ? 4 .04 ? 85 ? 4 .01 ? 10 ( KJ )
' 6

查附录得 42.43﹪酒精蒸汽焓为 2045KJ/Kg。故上升蒸汽带出的量为:
Q 3 ? V1 i ? 2363 ? 2045 ? 4 .83 ? 10 ( KJ )
6

塔底真空度为-0.05MPa(表压) ,蒸汽加热焓为 2644KJ/Kg,又蒸馏过程热损失 Qn 可取传递总热量的 1﹪,根据热量衡算,可得消耗的蒸汽量为:
D1 ? Q 3 ? Q 4 ? Q n ? Q1
'

I ? CW t4

?

4 . 83 ? 10 ? 4 . 01 ? 10 ? 3 . 08 ? 10
6 6

6

( 2644 ? 4 . 18 ? 85 ) ? 99

0

? 2542 ( kg )

0

若采用直接蒸汽加热,则塔底排出废醪量为:
W X ? D 1 ? 11676+2542=14218(kg)

3.1.4 年产量为 1 万吨燃料酒精的总物料衡算 工厂年开工为 250 天。 日产产品酒精量:10000/250﹦40(t) 每小时酒精量:40×1000÷24=1667(Kg)=1.667(t) 实际年产量(次级酒精忽略不计) :1.667×24×250=10002(t/a) 主要原料糖蜜用量:

日耗量:4180×40==167200(kg)=167.2(t) 年耗量:167.2×250=41800(t) 每小时产次级酒精:1667×(2÷98)=34.02(kg) 实际年产次级酒精:34.02×24×250=204120(Kg)=204.12(t/a)

表 3-1 生产 物料衡算

200000t/a 糖蜜原料酒精厂物料衡算表 每小时 (Kg) 1667 6967 33.34 23687.8 23399.45 5 1613.4 23701.4 每天 (t) 40 167.2 0.8 568.48 561.56 0.12 38.72 568.7 每年 (t) 10002 41800 200 142120 140390 30 96800 142178.6

1000Kg99.5% 酒精物料量

燃料酒精 糖蜜原料 次级酒精 发酵醪 蒸馏发酵醪 杂醇油 二氧化碳 醪塔废醪量

1000 4180 20 14212 14039 3 968 14218

3.1.5 稀释工段的物料衡算物料衡算 糖蜜稀释用水量(以每生产 1000kg 酒精计算) 稀释成 25﹪稀糖液用水量为: W1= 14212-4180=10032 (kg) 则生产 1 万吨酒精每小时需要稀释用水量:10032×1677÷1000=16723.4 (kg/h) 生产 1 万吨酒精一年需要的稀释用水量:10032×10000=1.0032×108(t/a) 营养盐添加量: 选用氮量 21﹪的硫酸铵作为氮源,每吨糖蜜添加 1Kg,则每生产 1000kg 酒精: 硫酸铵年耗量为:41800×1=41800(kg/a)=41.8(t/a)4.18t 4.18kg 41800t 日耗量:41800÷250=167.2(kg/d) 每小时耗量:167.2÷24=7(kg/h) 则生产 1 万吨酒精一年需要硫酸铵用量:41.8×10000=4.18×105(t/a) 3、硫酸用量]

稀释酒母稀糖液用酸 5Kg/t 糖蜜: 年用量:41800×5=20900(kg/a)=20.9(t/a) 日用量:20900÷250=83.6(kg) 每小时用量:83.6÷24=3.5(kg/h) 则生产 1 万吨酒精硫酸铵一年用量:20.9×10000=2.09×105 表 3-2 稀释工段各物料用量(5 万吨产量计算) 物料 用量(t/a) 糖蜜稀释用水量 1.0032×108 营养盐添加量 4.18×105 硫酸用量 2.09×105 3.2 热量衡算 3.2.1 发酵工段 现生产 10000t/a,要每小时投入糖蜜量 6967kg/h,则无水酒精量为: 6867×1000÷4130.4=1686.76(kg/h) 以葡萄糖为碳源,酒母发酵每生成 1kg 酒精放出的热量约为 1170KJ 左右,则发 酵和培养酒母每小时放出的热量为: Q=1170×1667=1.97×106(KJ/h)
' 发酵酒母冷却水初 t w1 =20℃,终温 t w'' 2 =27℃,平均耗水量为:

W 酒母发酵 ?

Q C e ( t w1 ? t w 2 )
' ''

?

1 . 97 ? 10

6

4 . 18 ? ( 27 ? 20 )

? 67327 . 4 ( kg / h )

酒母酒精捕集用水为: (待蒸馏发酵醪液量为 F=23399.45kg/h) 5﹪F÷1.06=5﹪×23399.45÷1.06=1103.7(kg/h) 发酵洗罐用水为: (每 15 天洗一次) 2﹪F÷1.06=2﹪×23399.45÷1.06=441.5(kg/15 天) 则在发酵工段总用水量 W 发酵工段=1103.7+441.5+67327.4=68872.6(kg/h)

3.2.2 蒸馏工段

按采用差压蒸馏两塔流程计算,进醪塔浓度为 7.14﹪,出醪塔酒精蒸汽浓度为 50﹪. 1、醪塔

图 2-1

醪塔的物料和热量平衡图

醪液预热至 55℃,进入醪塔蒸馏,酒精质量分数为 7.14﹪,沸点 92.4℃, 取上升蒸汽浓度为 50﹪(v) ,即 42.43﹪(w) 。塔顶温度 75℃,塔底温度 85℃。 则塔顶上升蒸汽热焓量 i1=2045kJ/kg。加热蒸汽取 0.05MPa 绝对压力,则其热焓 量 I1=2644KJ/kg。 总物料衡算:
F1 ? D1 ? V1 ? W X ? D1



F1 ? V1 ? W X

2-1 2-2

酒精衡算式:
F1 x F 1 ? V1 y 1 ? (W X ? D1 ) x W 1

式中:xF1—成熟发酵醪内酒精含量[﹪(W)],xF1=7.14﹪。 y1—塔顶上升蒸汽中酒精浓度[﹪(W)],y1=42.43 ﹪。 XW1—塔底排出废糟内的酒精浓度[﹪ (W) 塔底允许逃酒在 0.04﹪以下, ], 取 xW1=0.04﹪。热量衡算式:
F1 C F 1 t F 1 ? D1 I 1 ? V1 i1 ? (W X C W ? D1 C e ) t W 1 ? Q n1

2-3

设 CF1=3.98KJ/(kg·h) W=4.04KJ/(kg·k) e=4.18KJ/(kg·k) ,C ,C ,并取 热损失 Qn1=1﹪D1I1,tF1=55℃,tW1=85℃,F1=23399.45(kg/h) 联解 2-1、2-2、2-3 求得 V1=3914.45(kg/h) x=19485(kg/h) 1=5063(kg/h) ,W ,D 一般醪塔采用直接蒸汽加热,塔底醪排出量为: G1=WX+D1=19485+5063=24548(kg/h) 表 3-3 年产 1 万吨酒精厂蒸馏工段醪塔物料热量汇总表 离开系统 热量(kJ/h) 项目 物料(kg/h) 热量(kj/h) 进入系统 项目 物料(kg/h)

成 熟 F1 醪 蒸汽 23399.45 5063 加 热 D1

F1CF1tF1 3.05×10 D1I1 1.34×10
7 7

蒸 馏 WX 残液 蒸汽 蒸汽 热损 失 19485 3914.45 5063 上 升 V1 加 热 D1

WXCWtW1 2.8×107 V1i1 8×106 D1tW1Ce 7.57×106 Qn1 1.34×105 4.37×107

累计 28462.45 2、精馏塔

4.39×107

累计 28462.45

塔顶温度 105℃,塔底 130℃,进汽温度 130℃,出塔浓度为 96﹪(v) ,即 93.84 ﹪(w) 。 出塔酒精量为:P=1667×99.18/93.84=1761.9(kg/h) 每小时醛酒量因为醛酒占出塔酒精的 2﹪,则每小时的醛酒量为: A=2﹪×1761.9=35.24(kg/h) (3)P′= P–A =1761.9-35.24=1726.66(kg/h)

图 2-2 精馏塔的物料和热量衡算图 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,×2%=1726.66×2%=34.5(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 m0=0.3 ﹪ (P′+A)=5.3(kg/h), 故 H=(P′+Pe)×2 ﹪ = (1726.66+34.5)×2﹪=35(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℃, 仍 回 入 精 馏 塔 , 这 部 分 稀 酒 精 量 为 : 5H–m0=5×35-5.3=169.7(kg/h) (6)物料平衡: F2 + D2 + H′= P′+ Pe + H + D3 + W’x 则: W’x = F2 + H′-P′-Pe -H =3914.45+169.7-1726.66-34.5-35 =2287.99 (kg/h) (7)热量平衡: 错误!未指定书签。 F2 C F2 t F2 ? D 2 I 2 ? H ' C H t H ? R ( Pe ? P' ) t P C P
? = ( R ? 1)( Pe ? P' )i 2 ? P' t P C P ? Hi H ? ( D 2 ? W X ) t W2 Cw ? Q n 2

H′= (1+4)H–m0 =

式中 R—精馏塔回流比一般为 3~4,取 3 I2—精馏塔加热蒸汽热含量,0.6Mpa 绝对压力,I2=2652(kJ/h) tH—为回流稀酒精进塔温度 tH=80℃ CH—为杂醇油分离器稀酒精比热,稀酒精浓度为:
xH ?
'

xH (H ? m0 ) H'

?

75 . 2 0 0 ? ( 35 ? 5 . 3 ) 169 . 7

? 13 . 20

0

0



查得起比热为 CH =4.43KJ/(kg·k) ,75.2﹪—为杂醇油酒精的重量 百分浓度,与液相浓度 55﹪(v)相平衡。 tP—出塔酒精的饱和温度(78.3℃) CP—出塔酒精的比热,应为 2.80[kJ/(kg.K)] i2—塔顶上升蒸汽热含量,i2=1163.2 (kJ/kg) iH—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 130℃ Cw 取 4.04KJ/(kg·k) Qn2—精馏塔热损失,Qn3=2%D2I2 CF2—进塔酒精的比热,取 CF3=4.16(kJ/kg) tF2—进料温度,取 90℃ W’x 上面算得 2287.99kg/h 计算可得:D2=2243(kg/h) 塔底排出的废水: G=D2+W,x= 2243+2287.99=4530.99(kg/h)

计算蒸馏工段的蒸馏效率:
?P ?
x PP x F1 F1 ? 93.13% ? 1761 . 9 7.14% ? 23399 . 45 ? 98 . 213 %

表 2-4

年产 1 万吨酒精工厂蒸馏工段精馏塔物料热量衡算汇总表 离开系统 项目 96﹪
6

进入系统 项目 脱醛 液 加热 蒸汽 稀酒 精 回流 液 物料 (kg/h) 热量(kJ/h) F2 3914.45 D2 2243
'

物料 (kg/h) 热量(kj/h) P′ 1726.66 Pe 34.5 H 35 Wx+D2 4530.99 — — — — 6327.15 P′CPtP 1.69×10 — — HiH 0.52×105 (Wx+D2) tW 2Cw 7.37×106 (R+1) (Pe+ P`) i2 8.2×106 Qn2 0.12×106 1.74×107
6

F2CF2tF2 5.9×10 D2I2 5.9×10
H CHtH
'
6

酒精 次级 酒精 杂醇 油酒
5

H

169.7 — —

2.65 ×10

精蒸 汽 蒸馏 废水 上升 蒸汽 热损 失

R(Pe+ P`)Cptp 5.2×10
6

累计

6327.15

1.72×107

累计

3.3 供水衡算 利用酒母发酵的冷却废水进行冷却,这样可以节省冷凝水用量。 3.3.1 精馏塔分凝器冷却用水 精馏塔分凝器热量衡算有:
' (R2+1) (P′+Pe)i2= W 精馏 CW( t H 3 -tH3)

W 精馏分凝 ?

i( R ? 1)( P ? P e) 2 C W (t ' H 3 ? t H 3 )



精馏塔回流比 R 为 3

塔顶上升蒸汽热焓 i2 =1163.2KJ/kg
' ' 冷却水进出口温度 tH3、 t H 3 ,取 tH3=20℃, t H 3 =85℃

Cw 取 4.04kj/kg 则精馏塔冷凝器冷却用水为: W 精馏分凝=31204.59 kg/h 3.3.2 成品酒精冷却和杂醇油分离器稀释用水 成品酒精冷却使用 20℃的河水,根据热量衡算,耗水量为:
W 成品 ? P' C P ( t P ? t P )
'

C W (t H 2 ? t H 2 )
'

C P 为成品酒精比热容为 2.90KJ/(kg·K)
t P 、 t P 为成品酒精冷却前后的温度,分别为 78.3℃、30℃
'

t H 2 、 t H 2 为冷却水进出口温度,分别为 20℃、40℃
'

Cw=4.04 KJ/(kg·K) 则成品酒精冷却水用量为: W 成品=2993.23kg/h 在杂醇油分离器内加入 4 倍的水稀释,则稀释用水量为: W 杂醇油分离=4 H=4×35=140kg/h 3.3.3 总用水量 蒸馏车间总用水量为: W 蒸馏工段=W 精馏分凝+W 成品+W 杂醇油分离=34337.82(kg/h) 表 3-1 各工段用水量及总用水量 工段 用水量(kg/h) 总计(kg/h) 3.4 其他衡算 3.4.1 供气衡算 由前面计算所得数据可知蒸馏工段蒸汽消耗: D=D1+D2 =5063+2243=7306(kg/h) 稀释工段 16723.4 发酵工段 68872.6 119933.82 蒸馏工段 34337.82

年耗蒸汽量为: 7306×24×250=43836(t) 酒精厂平均蒸汽用量: 酒精厂每小时平均蒸汽消耗量主要供给蒸馏工段, 因此其消耗量由蒸馏量和 损失组成,蒸汽总损失取蒸馏工段蒸汽消耗量的 4%,则锅炉需要蒸发量为: 7306×(100﹪+4%)=7598.24kg/h 使用热值为 4000 大卡的煤,假设锅炉效率为 80%,则每吨煤能供生产使用 50t 新鲜蒸汽,则连续蒸馏煤消耗量为: 7598.24÷50000÷80﹪=0.189(t/h)
本设计选用的锅炉为工业中压 (1.47—5.88Mp)中型(20—75t)的煤粉锅炉型号为 YG80/3.82—M7 蒸发量为 80t/h,额定温度为 450℃ 3.4.2 供电衡算

根据我国糖蜜酒精连续发酵工艺技术指标[9],设生产每吨酒精耗电 40 度, 可估算酒精厂的用电: 40×10000=4×105(度/年)=1600(度/日) 考虑到此值为估算值,所以乘以一个富裕系数为 120﹪: 1600×120﹪=1920(度/日)=4.8×105(度/年)

第六章

设备计算

4.1 发酵设备设计 采用连续发酵方式, 根据物料衡算结果可知,每小时进入发酵罐的醪液体积 流量为:23687.8kg/h,密度为 1200 kg/m3[14]。 进入种子罐和 1 号发酵罐的醪液体积流量为 W: 23687.8/1200=19.7=20m3/h 4.1.1 发酵罐容积和个数的确定 (1)种子罐个数的确定: 为保证种子罐有足够种子, 种子罐内醪液停留时间应在 12h 左右,则种子罐 有效容积为: V=20×12=240(m ) 取种子罐装料经验系数为 80﹪,则种子罐全容积为: V 全=V/u=240/80%=300m3 取 300m3
3

每个罐的容积为 150m3,则种子罐个数为:300/150=2(个) (2)发酵罐体积。根据发酵罐现在的设备情况,从 100 m3 到 500 m3,现在酒精厂 一般采用 300 m3,按照有关情况和指导老师建议,我采用 300 m3,取 H=2D, h1=h2=0.1D D—为发酵罐内径, (m) H—为发酵罐高, (m) h1、h2—分别为发酵罐底封头高和上封头高, (m) 发酵罐上均为标准椭圆形封头,下部为锥形封头,为了计算简便,假设其上下封 头近似相同,则
V全 ?

?
4

D H ? 2?
2

?
4

D (h 1 ?
2

1 6

D ) ? 500 ( m )
3

D=5.33m,H=10.66m,h1=h2=0.533m 发酵罐的表面积 圆柱形部分面积: F1=π DH=3.14×5.33×10.66=178m2 由于椭圆形封头表面积没有精确的公式, 所以可取近似等于锥形封头的表面 积:F2=F3=
?
2 D ( D 2 ) ? h2 ?
2 2

?
2

? 5 . 33 ?

(

5 . 33 2

) ? 0 . 533
2

2

? 23 ( m )
2

发酵罐的总表面积:F=F1+F2+F3=178+23+23=224m2 (3)计算发酵罐数量: 上面已经写到,我设计的发酵罐规格为 300 m3 的规格,设总发酵时间为 48 小时, 设发酵罐数为 N 个,则发酵罐的有效容积[3] V 有效=WT/N---公式(1) V 全容积×Ψ =V 有效--------公式(2) 式中 W—每小时进料量; T—发酵时间; N—发酵罐数 根据经验值,一样取发酵罐填充系数为 Ψ =80%,则可以得到: 300×80%=20×(48-12)/N, 计算得到:N=3 个),则我们需要发酵罐 N=3 个 4.1.2 糖蜜储罐个数的计算 糖蜜储罐采用 800m3 规格: 15 天的糖蜜量为:V=167.2×15=2508 (t) 查得 85Bx 的糖蜜密度为 1450 kg/ m3



V=2508×1000/1450=1729.6(m3)

设其装料系数为 80﹪,则贮罐的全容积为: V 糖蜜 =1729.6/0.8=2162(m3) 2162/800=2.7(个) ,取 3 个 4.1.3 冷却面积和冷却装置主要结构尺寸 (一) 、总的发酵热: Q=Q1-(Q2+Q3) Q1=GSq
Q 3 ? F ?( t w ? t B ) c

式中 G—每罐发酵醪量(kg) S—糖度降低百分值(﹪) q—每公斤糖发酵放热(J) ,查得 418.6J Q1—主发酵期每小时糖度降低 1 度所放出的热量 Q2——代谢气体带走的蒸发热量,一般在 5%—6%之间,我们估算时采用 5% Q3——不论发酵罐处于室内还是室外,均要向周围空间散发热量 Q3,具体 计算看后面。 Q1=(23399.45/3)×12×418.6×1﹪=3.92×105(KJ/h) Q2=5﹪Q1=5﹪×3.923×105=1.96×104(KJ/h) 发酵罐表面积的热散失计算:先求辐射对流联合给热系数,假定发酵罐外壁 不包扎保温层,壁温最高可达 35℃,生产厂所在地区夏季平均温度为 27℃,则:
? c ? ? 对 ? ? 辐 ? 1.7 4 t W ? t B ?
? 1 .7 ? 4 35 ? 27 ?
2

C[( T W / 100 ) ? ( T B / 100 ) ]
4 4

tW ? tB
4

4.88 ?(2 73 ? 35 ) / 100 [

? 2 73 ? 27 ) / 100 ] (
4

35 ? 27

? 8 . 35 [ kcal/ ( m ? h ? ? C ) ] ? 35 [ kJ/ ( m ? h ? ? C ) ]
2

可得: Q 3 ? 224 ? 35 ? (35 ? 27 ) ? 62720 ( kJ / h ) =6.30×104(kJ/h) 需冷却管带走的单个发酵罐冷却热负荷为: Q=Q1-Q2-Q3=3.92×105-1.94×104-6.30×104=3.096×105(kJ/h) 总发酵热为 :Q 发酵=3.096×105×3=0.97×106(kJ/h) (二) 、冷却水耗量的计算
W 冷却 ? Q C P (t 2 ? t 1 ) ? 4 . 65 ? 10
6

4 . 186 ? ( 27 ? 20 )

? 1 . 59 ? 10 ( kg / h )
5

(三) 、传热总系数 K 值的确定 选取蛇管为水煤气输送钢管,其规格为 Ф 114×4,则管的横截面积为: 0.785×(0.114-0.004×2)2=0.00882(m2) 设罐内同心装蛇管,并同时进入冷却水,则水在管内流速为: VS=0.785*d2*0.9=7.94*10-3m3/s 设蛇管圈的直径为 0.66m,并由水温差得 A=6.45
? 2 ? 4 . 186 ? A
( ?? ) d
0 .2 0 .8

? (1 ? 1 . 77

d R

)
0 .8

? 4 . 186 ? 6 . 45 ?
2

( 7 . 94 ? 10 ? ?- 3 ? ? 1000 ) 0 . 106
0 .2

? (1 ? 1 . 77 ?

0 . 106 0 . 33

)

? 348 [ KJ /( m ? h ? ?C )]

R—为蛇管圈半径,R=0.33m
? 1 值按生产经验数据取 2700[KJ/(m ·h·℃)]
2

故传热总系数为:
K ? 1 348 ? 1 2700 ? 1 0.004 188 ? 1 16750 ? 301 [ kJ /( m ? h ? ? C )]
2

式中 1/16750—为管壁水污垢层热阻[(m2·h·℃)/kJ]。 188—钢管的导热系数[kJ/(m2·h·℃)] 0.004—管子壁厚(m) (四) 、冷却面积和主要尺寸
F? Q K?t m ? 3 . 096 ? 10 301 ? 5 . 8
5

? 177 ( m )
2

(五) 、发酵罐壁厚 1、发酵罐壁厚 S
S ? PD 2[? ]? ? P ? C ( cm )

式中 P—设计压力,取最高工作压力的 1.05 倍,现取 0.5MPa D—发酵罐内径,D=533cm
[? ] —A3 钢的许用应力, [? ] =127MPa

? —焊缝系数,其范围在 0.15~1 之间,取 0.7

C—壁厚附加量(cm) C=C1+C2+C3 式中 C1—钢板负偏差, 视钢板厚度查表确定, 范围为 0.13~1.3, C1=0.8mm 取 C2—为腐蚀裕量,单面腐蚀取 1mm,双面腐蚀取 2mm,现取 C2=2mm C3—加工减薄量,对冷加工 C3=0,热加工封头 C3=S0×10﹪,现取 C3=0

C=0.8+2+0=2.8(mm)
S ? 533 ? 0 . 5 2 ? 127 ? 0 . 7 ? 0 . 5 ? 0 . 28 ? 1 . 78 ( cm )

查询可知选用 30mm 厚 A3 钢板制作。 2、封头壁厚计算
S ? PD 2[? ]? ? P ? C ( cm )

式中 P=0.5MPa

, D=533cm
533 ? 0 . 5

, [? ] =127MPa

, ? =0.7

C=0.08+0.2+0.1=0.38(cm)
S ? 2 ? 127 ? 0 . 7 ? 0 . 5 ? 0 . 38 ? 1 . 88 ( cm )

选用 30mm 厚 A3 钢板制作 (六) 、进出口管径[10、12] 1、稀糖液进口管径: 稀糖液体积流量为 99m3/h,其流速为 0.42m3/s,则进料管截面积为:
F物 ?
F物 =

Q V

?

20 / 3600 0 . 42

? 0 . 013 m ) (
2

?
4

d ,管径 d ?
2

F物 0 . 785

?

0 . 013 0 . 785

? 0 . 13 m ) (

取无缝钢管φ 580×10,580mm>288mm,可适用。 2、稀糖液出口管径 因为出口物料量要比进口物料量 大些,按说出口管径应该比稀糖液进口管 径大些,所以取 φ 600×10 无缝钢管就可以满足了。 则取无缝钢管φ 600×10 3、排气口管径 取 φ 630×12 无缝钢管。 4.2 其它设备的计算和选型 4.2.1 蒸馏设备[6、8、17] 蒸馏设备采用差压蒸馏两塔系机组,可以充分利用过剩的温差,也就是减少 了有效热能的损失。 参照 “上海酒精总厂差压蒸馏两塔系机组方案” ,设计蒸馏机组如下: (1) 醪塔: 仿法国方形浮阀塔板, 塔径 3000mm, 板, 22 板间距 500mm, 塔高 14800mm, 裙座直径 3000mm,高 5000mm; (2)精馏塔:仿法国方形浮阀塔板,塔径 2600mm,65 板,板间距 350mm,塔高

26500mm,裙座直径 2600mm,高 5000mm。 4.2.2 换热器的选型 换热器标准换热管尺寸 Ф 25×2mm 的不锈钢,为正三角形排列,管间距 t=32 ㎜.同时,管壳式换热器的制造简单方便,相对投资费用较低。 为了便于管理和操作, 整个发酵车间只需一只总酒精捕集器,这样从整个工 段而言塔负荷也比较稳定,由于 CO2 中含酒精量变化不大,故没有必要进行板数 的设计。 4.2.3 稀释器 选用立式错板糖蜜连续稀释器。 生 产 1t 酒 精 需 4180kg85° 糖 蜜 , 密 度 为 1450kg/ m3,1 天 需 4180×40=167200kg,生产 1 万吨酒精一天内释至 25°糖蜜用量得: 14212×10000/250=568480kg,密度 1200kg/ m3, V1=568480/1200=473.73m3 又稀释器的近似体积等于:
?
4 D l ?V
2

式中 D—为稀释器的内径, (m) 初选糖蜜按经验选取流速为 u=0.35m3/s l=0.35×24×3600=30240(m) 则
D1 ? 4 ? 473 . 73 30240 ? 3 . 14 ? 0 . 141 m ,取 0.15m

糖蜜输送管,流速为 0.10m/s
V1 ?
'

1672000 1450

? 1153 . 1m

3

D1 ?
'

4 ? 1153 . 1

? ? 0 . 05 ? 24 ? 3600

? 0 . 58 m

取 0.60m

表 4-1 序号 1 2 3 4

年产 1 万吨酒精工厂设计主要设备一览表 台数 2 3 1 1 规格与型号 150 m 300 m
3 3

设备名称 种子罐 发酵罐 醪塔 精馏塔

来源 订购 订购 订制 订制

浮阀型 φ =3m 导向筛板塔

5 6 7 8 9

换热器 酒精捕集器 稀释器 糖蜜贮罐 锅炉

2 2 1 3 1

板式、蛇管换热 器各一 泡罩板式 0.65m 800 m
3

订购 订制 订制 订购 订购

YG80/3.82—M7

第六章 环保工程
6.1 废物总类 酒精工厂主要废物类别按照其形态分为三类: 1、污水废物。污水废物按照其来源主要有 (1)发酵,蒸馏的经过热交换的冷凝水,其中有部分是封闭运行的,可以循 环利用,有部分被热交换器排除,其主要污染危害为热污染。 (2) 、各种设备和工艺流程的洗涤用水。其污染物含量低。 (3) 、生产工艺过程产生的废水,其中含有大量的有机物等。 (4) 、生活污水。员工生活中排放的污水。 2、气体废物。 主要为发酵过程中产生的 CO2,锅炉煤燃烧产生的尾气,还有各种废物积聚发 酵产生的少量恶性气体。 3、固体废物。主要为生产过程中产生的各种沉淀物和杂质等。 6.2 废物利用 酒精发酵行业三废处理总体措施是:首先改进生产工艺,使三废排放含量尽 量的减低;然后在此基础上,考虑将废水废渣综合利用,如培养酵母,作为饲料 蛋白,种植肥料等。处理回收利用流程如图 6-1:

图 6-1

糖蜜酒精废液处理工艺流程

6.3 废气处理 (1)发酵过程中产生的 CO2 通过回流装置回收利用,可再次制成干冰,或 者被液化,以备生产中使用。 (2)锅炉废气处理主要从源头抓起,在经济允许的情况下,采购高品位的 优质煤, 或者通过将煤粉碎脱硫处理, 再进行燃烧, 以减少废气和煤颗粒的产生。 虽然可以加装尾气处理装置, 但是通过前面两个步骤和因为经济性原则,不采取 此项措施。 6.4 废水和废渣处理 酒精厂废水的特点是:有机物、悬浮物含量高,有毒物含量少,易造成水体 营养化。由于各个工厂生产工艺不一样,所产生的酒糟液也会不一样,但是用糖 蜜做原料发酵酒精所产生的酒糟液其成分大致如下表 6-1 所示[24]:

表 6-1 糖蜜原料发酵酒精酒糟液组成分 废液组分 相对密度(15℃) PH 总固形物(%) 灰分(%) 悬浮物(%) 总糖(%) 总氨(ppm) BOD(ppm) COD(ppm) 糖蜜醪 1.035 5.0 7.18 1.62 0.265 1.13 850 33600 40500 糖蜜滤液 1.035 —— 6.91 1.62 —— —— 660 33600 40500

可以看出酒精废液里面的蛋白质含量和糖含量非常高, 仍可作为第二产品再次使 用。今年来,广西榨糖厂研发出了一种新型的污水处理方法,大致是将污水通过 各种处理后,直接排放给农民种植使用,如作为鱼塘里面鱼饲料,稻田里面作为 肥料,农民按 M3 支付给榨糖厂一定的费用。受其启发,我自己综合各种资料, 找出了一条处理方法。 (1) 当处理后废液有农民需要时,主要目标是将锅炉粉尘,炉渣,滤泥等有机 物变成肥料。如图 1 路线运行所示,当废水在二沉池中和调节 PH,并且 加入一定的凝絮剂后, 沉淀物滤渣则为植物的肥料,其经过调节检测后的 二次滤液作为液体肥料卖给农民。 (2) 当农民如因农闲时,二次废液供过于求时, 如图 2 路线运行所示,在初 沉池后不是添加石灰乳,而是接种菌丝蛋白,接种真菌,在 31℃-32℃下 通风培养 5-7h,经分离,干燥粉碎后得到菌丝蛋白饲料(含粗蛋白 20%) 以上,二次滤液则进行多效蒸发,其蒸发水回收,作为工艺冷凝水使用, 达到了循环使用目的。 浓缩液作为培养物一部分回流,一部分与滤渣拌料 加工。

第七章 技术经济分析 7.1 项目概算 1.(1) 总设备费用概算 ①有设备费用表可知,各车间设备总费用为 923 万元,外加电气设备(电

动,变电配电,通风设备)估计为 200 万元,生产工具及家具购置 100 万元, 则所有设备购置费用为:923+200+100=1223 万元 ②设备运输费为购置费的 5~10%左右,在此取 6%,则该项目费用为: 1223×6%=73.8 万元 ③购买运输工具费用为 300 万元,所需运输费用为 10 万元。 综上所述,总设备费用为:1223+73.38+300+10=1606.38 万元 (2)设备安装工程概算 设备安装主要包括主生产,辅助生产,公用生产工程项目,工艺设备 的安装,电动,变配电,通讯等设备的安装,计量器,微机控制系统 等电动设备的安装费, 以及其他车间构建的材料费和各种管件的安装 费。在此以购置费的 20%概算,则该项目费用为: 1223×20%=244.6 万元 (3)土建工程费用 ①本厂址选在衢州龙游县近郊,征地费用 3.8 万元/亩,全厂占地面积 是 97.2 亩,故全厂征地费用为:97.2×3.8=369.36 万元 ②房屋建筑费用 4000 万元 ③绿化地建设费用 60 元/平方米,则全厂绿化费用为: 8000×60=24 万元 故全厂建筑部分费用总额为:369.36+4000+24=4393.36 万元 (4)不可预见费:150 万元 (5)三废治理费:100 万元 2.全厂建设总投资为:1606.38+244.6+4393.36+150+100=6494.34 万元

3.资金自筹 30%,贷款 70%,则贷款总额为: 6494.34×70%=4546.038 万元 因建设期为一年,贷款利率为 7.5%,则贷款利息为: 4546.038×7.5%=340.95 万元 故总建设投资为:6494.34+340.95=6835.29 万元 固定资产=总投资-软项目费用=6835.29-400=6435.29 万元 4.固定资产折旧费及维修费 折旧年限为 15 年,净残值 5%,则 年折旧率=(1-5%)/15=6.33% 年折旧费=固定资产×年折旧率=6435.29×6.33%=407.35 万元 年维修费=年折旧费×50%=203.68 万元 7.2 总投资估算 1 产品成本估算(以吨酒计)

项目 糖蜜 水 电 煤 包装 三废 运输费

单位 吨 立方米 度 吨 个

单价(元) 300

数量 4.18

金额(元) 1254 自产

0.76 120 100

40 0.1134 2

30.4 13.6 200 10 10

折旧费 合计

200 1718

2

流动资金估算

工人工资:2500(元/人,月) ×12(月) ×40(人)=120 万元 流动资金周期为一年,全年生产 1 万吨白酒,则流动资金为:10000× 1718+120×10000= 1838 万元 3 总投资额计算

总投资额=基础建设投资+流动资金=6835.29+1838=8673.29 万元 4 销售利润的计算

项目名称 销售收入 产品成本 销售毛利 总税金 利润

单位 吨 吨

单价(万元) 数量(吨) 0.35 0.1838 10000 10000

金额(万元) 3500 1838 1662

75%

1246.5 415.5

5 技术经济评价 根据当地建厂税收优惠政策,建厂前五年企业所得税(33%)全免, 其他税务税务减半,则建厂前五年利润为:5×1662×(1-42%÷2) =6564.9 万元

回收期=5+(6835.29-6564.9)÷415.5=5.65≈6 年 参考文献
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