年产4000t酒精厂设计

年产40000吨酒精工厂设计——蒸煮糖化车间 α-淀粉酶(mL) 糖化酶(mL) 硫酸铵 硫酸 蒸煮粉浆 成熟蒸煮醪 糖化醪 酒母醪 蒸馏发酵醪 杂醇油 二氧化碳 废醪 1335.1 4525.9 7 5 9345.4 9306.6 11384.9 1069 11602.2 6 915.8 11740.9 6953.6 23572.2 36.5 26 48673.6 48471.6 59296 5567.7 60427.7 31.2 4769.8 61150.1 166.9 565.7 0.9 0.6 1168.2 1163.3 1423.1 133.6 1450.3 0.8 114.5 1467.6 53404 181036 280 200 373816 372264 455396 42760 464088 240 36632 469636 3.3 蒸煮工段的物料和热量衡算 粉碎的薯干原料在混合桶与T0=70℃的热水配成粉浆.混合桶是分批操作，为了保证连续蒸煮的进行，设两只混合桶，每30min轮换使用一次，根据表3-1，得每桶投料量为G’=6953.4kg（每小时投料量为G=13906.7kg），按加水比为1:2.5，混合桶应容纳粉浆量为W1=24336.7kg.薯干含水按12%计，即其干物质含量为B0%=88%，若原料投料混合温度t0=25℃，则可计算出粉浆温度t1，薯干比热容C0为1.61[kJ/ (kg·K)]，取水的比热容C水=4.18[kJ/ (kg·K)]. 原料加水比为1:2.5时，原料2.5G’=W’，混合桶热量衡算为：

G×C0×（t1-t0）=W’C水（T0-t1）

混合后粉浆温度为：

t1=(2.5×70×4.18＋1.61×25)÷(1.61＋2.5×4.18)=64℃

每桶用水量：

W’=2.5×6953.4=17383.5kg

总用水量：

W”=2W’=2×17383.5=34767kg

粉浆干物质含量为：

B1%=（13906.7×88%）÷（24336.9×2）=25.1%

粉浆由泵打入加热器，被直接蒸汽加热并进行蒸煮，在经过加热器后，要求醪液升到ta=145℃，设加热蒸汽为0.8MPa（表压），则每小时加热蒸汽消耗量可按热量衡算式计算：

C1=C0B1%＋C水（1-B1%）=1.61×25.1%＋4.18×（1-25.1%）=3.53[kJ/ (kg·K)]

D=2W1C1(t2-t1)/(I-taC水)

=2×24336.7×3.53×（145-64）÷（2767-145×4.18）=6441.1 kg/h

式中I为加热蒸汽焓，0.8MPa（表压）时，取I=2767kJ/kg. 蒸煮醪量：

W2=2W1＋D=2×24336.7＋6441.1=55114.5kg/h

此时蒸煮醪浓度：

B2%=（13906.7×88%）÷55114.3=22.2%

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年产40000吨酒精工厂设计——蒸煮糖化车间

蒸煮醪比热容：

C2=1.61×22.2%＋4.18×（1-22.2%）=3.61[kJ/ (kg·K)]

当醪液进入第一后熟器即发生自蒸发，二次蒸汽带走的热量使醪液本身温度下降.第一后熟器温度和压力分别要求维持在t3=138.2℃（0.25MPa表压）.则在第一后熟器的蒸汽量为：

W’1=W2C2(t2-t3)/(i1-t3C水)

= 55114.5×3.61×（145-138.2）÷（2734-138.2×4.18）=627.3kg/h

式中i1为表压0.25MPa时蒸汽的蒸发焓，取其值为2734kJ/kg. 离开第一后熟器的蒸煮醪量为：

W3=W2- W’1=55114.5-627.3=54487.2kg/h

在第二后熟器分离时t4=126.8℃（0.15MPa表压）的蒸汽量为（由于蒸煮醪变化不大，取C3=C2）：

W’2=W3C3(t3-t4)/(i2-t4C水)

= 54487.2×3.61×（138.2-126.8）÷（2725-126.8×4.18）=1021.4kg/h

式中，i2为表压0.15MPa时蒸汽的蒸发焓，取其值为2725kJ/kg. 离开第二后熟器的蒸煮醪量为：

W4=W3- W’2=54487.2-1021.4=53465.8kg/h

此时蒸煮醪浓度为：

B4%=（13906.7×88%）÷53465.8=22.9%

其比热容为：

C4=1.61×22.9%＋4.18×（1-22.9%）=3.59[kJ/ (kg·K)]

最后进行气液分离器的物料、热量衡算，取气液分离器内温度t5=104.3℃，维持0.02MPa表压，释放二次蒸汽量为：

W’3=W4C4(t4-t5)/(i3-t5C水)

= 53465.8×3.59×（126.8-104.3）÷（2676-104.3×4.18）=1928.9kg/h

式中i3为表压0.15MPa时蒸汽的蒸发焓，取其值为2676kJ/kg. 离开气液分离器的蒸煮醪量为：

W5=W4- W’3=53465.8-1928.9=51536.9kg/h B5%=（13906.7×88%）÷51537.3=23.7% C5=1.61×23.7%＋4.18×（1-23.7%）=3.57[kJ/ (kg·K)]

计算结果汇总于表3-2.

表3-2 40000t/a淀粉质原料酒精厂蒸煮工段物料、热量衡算汇总表 进入系统 项目 粉碎原料 搅拌水 物料（kg/h) 符号 G W” 数量 13906.7 34767 热量（kJ/h） 符号 GC0t0 W”CeT0 数量 5.6×10 1.02×10 75离开系统 项目 0.25MPa表压二次蒸汽 0.15MPa表压二次蒸汽 13

物料（kg/h) 符号 W’1 W’2 数量 627.3 1021.4 热量（kJ/h） 符号 W’1i1 W’2i2 数量 1.72×106 2.78×106

年产40000吨酒精工厂设计——蒸煮糖化车间 加热蒸汽 累计 D 6441.1 55114.8 DI 1.78×107 2.86×10 70.02MPa表压二次蒸汽 成熟蒸煮醪 累计 W’3 W5 1928.9 W’3i3 5.16×106 1.92×107 2.89×107 51536.9 W5t5C5 55114.5 由于蒸煮过程的热量散失，实际上各过程放出的二次蒸汽数量要低于上述数值，也就是说成熟蒸煮醪量要大于上述数值.设由于热散失，为了安全，二次蒸汽减少10%，则蒸煮醪离开气液分离器的实际数量是：

W’5=W5＋（W’1＋ W’2＋ W’3）×10%

=51536.9＋（627.3＋1021.4＋1928.9）×10%=51894.6kg/h

3.4 糖化冷却工段的物料和热量衡算

计算的范围从醪液进入真空冷却器开始到经喷淋冷却到发酵温度为止.当气液分离器中的醪液进入真空冷却器内时，由于压力突然降低，立即产生大量二次蒸汽，其数量为：

W’4=W’5C’5(t5-t6)/(i4-t6C水)

= 51894.6×3.57×（104.3-65）÷（2600-65×4.18）=3126.9kg/h

式中t6为糖化醪温度，在真空蒸发器内真空度（82.6kPa）对应的饱和温度约65℃.i4为真空蒸发器真空度下所对应的蒸汽蒸发焓，从手册上查得为2600kJ/kg，并取C’5=C5. 进入糖化罐的冷却蒸煮醪量：

W6=W’5-W’4=51894.6-3126.9=48767.8kg/h

蒸煮醪浓度：

B6%=（13906.7×88%）÷48767.8=25.1%

B0%=B1% C6=C1=3.53[kJ/ (kg·K)]

糖化醪的量可以根据发酵醪内含酒量反过来计算.现每小时投入薯干13906.7kg，淀粉含量按68%计算.扣除蒸馏损失，设淀粉利用率为91%，则发酵能得到的无水酒精量为：

f=13906.7×65%×56.79%×91%=4887kg/h

产生的二氧化碳为：

4887×44÷46=4674.6kg/h

需要求发酵成熟醪含酒量11%（体积分数）即8.83%（质量分数），酒母内糖化醪占65%，发酵接种量为10%，可计算糖化醪量为：

G1=(4887÷8.83%＋4674.6)×(1＋10%×65%)÷1.1=58110.7kg/h

糖化罐内应加入的糖化剂量为：

m=G1-W6=58110.7-48767.8=9342.9kg/h

糖化酶用量按150U/g原料（糖化醪）计算：

13906.7×103×150÷100000=20860.1mL

糖化酶密度为1.2g/mL，所以糖化酶质量为：

20860.1×1.2÷1000=25kg/h

糖化补充水：

m=9342.9-25=9317.9kg/h

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年产40000吨酒精工厂设计——蒸煮糖化车间

糖化醪浓度：

Bg=（13906.7×88%）÷58110.7=21.1%

糖化醪比热容：

Cg=1.61×21.1%＋4.18×（1-21.1%）=3.64[kJ/ (kg·K)]

设糖化剂温度为tm=25℃，Cm=C水，糖化醪温度：

tg1=（W6C6t6＋mCmtm）/(G1Cg)

=（48767.8×3.53×65＋9317.9×4.18×25）÷（58110.7×3.64）=57.5℃

糖化醪的冷却采用喷淋冷却器，糖化醪先出6.5%做酒母，然后通过喷淋冷却器，温度从tg1=57.5℃下降到tg2=28℃，现取温度为t’w1=17℃的深井水，其终温为t’w2=35℃，则冷却水消耗量为：

W8=93.5%G1Cg(tg1-tg2)/C水(t’w2-t’w1)

=93.5%×58110.7×3.64×(57.5-28)÷4.18÷（35-17）=77543kg/h

在真空蒸发器中由真空泵将二次蒸汽抽出并用水冷凝，在混合冷凝器或水喷射泵工作时要消耗冷却水，这里采用水喷射泵进行冷却水量的计算.若用发酵酒母罐的冷却废水或喷淋冷却废水，可先经过凉水塔冷却，故初温取tw1=20℃.冷却水出口温度至少比真空蒸发器真空度下的饱和蒸汽沸点低9-11℃，这种情况下必须保证真空系统安装严密，减少空气的渗透，否则用水量会大大增加.安全起见，取tw2=35℃，则冷却水消耗量为：

W9=W’4 (i4-tw2 C水)/C水(tw2-tw1)

=3126.9×（2600-35×4.18）÷4.18÷（35-20）=122368kg/h

计算结果汇总于表3-3.

表3-3 40000t/a淀粉质原料酒精厂糖化冷却工段物料、热量衡算汇总表 进入系统 项目 成熟蒸煮醪 糖化剂 水喷射泵冷却水 喷淋冷却水 累计 物料（kg/h) 符号 W’5 m W9 W8 数量 51894.6 9342.9 122368 77543 261149 热量（kJ/h） 符号 W’5C’5t5 mCmtm W9tw1C水 数量 1.93×107 9.74×105 1.02×107 项目 冷却糖化醪 水喷射泵出水 喷淋冷却废水 酒母糖化醪 累计 符号 93.5%G1 离开系统 物料（kg/h) 数量 54333.5 热量（kJ/h） 符号 93.5%G1Cgtg2 数量 5.54×106 1.84×107 1.13×107 3.85×105 3.56×107 W9＋W’4 125494.9 (W9＋W’4)tw2Ce W8 6.5%G1 77543 3777.2 261148.6 W8t’w2C水 6.5%G1Cgtg2 106 W8t’w1C水 5.51× 3.6×107 3.5 酒母发酵工段的物料和热量衡算 酒母发酵工段采用间歇工艺，自糖化罐分出部分糖化醪到酒母培养罐需要再加入糖化剂进行糖化，以增加酒母醪中还原糖的含量.糖化酶总用量的4/5加入糖化罐，其余1/5补充加入大小酒母醪，并加入适量水将酒母醪稀释.糖化完毕升温到tg3=80℃进行灭菌，然后冷却供接种培养（用作逐级扩大所需的酒母醪）.

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