1、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51.绪论1.绪论1.1 设计的目的及意义1.1 设计的目的及意义在学习
2、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
3、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%
4、，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
5、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
6、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 设计依据1.3.1 设计课题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6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 高温 39 最低温度 6C 平均温度 23.8C湿度 最高湿度
7、 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 深井水 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 GB183502001 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 生产工艺流程选择和论证2.1 燃料酒精生产流程（附图 1）2.1 燃料酒精生产流程（附图 1）2.2 发酵成熟醪液粗馏与精馏工艺流程2.2 发酵成熟醪液粗馏与精馏工艺流程2.2.1 发酵成熟醪液粗馏与精馏的工艺流程选择2.2.1 发酵成熟醪液粗馏与精馏的工艺流程选择两塔气相
8、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
9、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 发酵成熟醪液粗馏与精馏工艺流程的论证2.2.2 发酵成熟醪液粗馏与精馏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
10、）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7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
11、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 发酵成熟醪液粗馏与精馏工艺优化最新研究进展2.2.3 发酵成熟醪液粗馏与精馏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5080 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
12、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7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8。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
13、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
14、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 35 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 110160mm，而规整填料的等板高为 250300mm，因此
15、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910。82.3 乙醇脱水工艺流程2.3 乙醇脱水工艺流程 2.3.1 乙醇脱水工艺流程的选择2.3.1 乙醇脱水工艺流程的选择工艺流程如图所示：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
16、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 310min。2.3.2 乙醇脱水工艺流程的论证 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
17、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
18、。9 2.3.3 乙醇脱水工艺最新研究进展 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
19、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 60120，膜后侧压力为 5002000Pa，冷凝温度为-20。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 11.5 年，因此，目前国内应用此
20、技术的企业仍然较少。生物质吸附法常华等9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（05），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
21、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一150范围内，温度越低越有利于吸附，在80140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6MJkg9MJkg，降低为4MJkg，是一种符合可持续发展战略的“清洁工艺”。我国目前正在
22、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 生产工艺操作条件 3.1 设计任务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
23、含量不低于 94%（3）塔底残液中乙醇含量不高于 0.3%10（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 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，进入醪塔蒸馏，已知酒精沸点 92.4，取上升蒸汽浓度为 30（v），即 25.46（w）。设塔顶温度 75，塔底温度 85，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
24、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：式中：XF成熟发酵醪内酒精含量（W），XF=7.14。XD塔顶上升蒸汽中酒精浓度（W），XD=25.46。XW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：QtDCWCViDItFCWWFF）（e 式中：CF成熟发酵醪液比热KJ/（kgh），CF=3.98KJ/（kgh）CW 塔底釜残液比热KJ/（kgh），CW=4.04KJ/（kgk）Ce 上升蒸汽比热KJ/（kgh），Ce=4.18KJ/（kgk）tF 成熟发酵醪进塔温度，tF=55tW 塔底釜残液温度，tW=85F 成
25、熟发酵醪液进塔流量kg/h，F=34658.336（kg/h）取热损失 Q=1DI 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：醪 塔成熟醪液 F加热一次蒸汽 D馏出液流量 V热损失 Q蒸馏残液 W+D11G=W+D=24979.07752+9192.139568=34171.2168（kg/h）粗馏塔热量衡算：Q1=FCFtF=34658.3363.9855=7.587106 KJ/hQ2=DI=9192.1395682644=2.424107 KJ/hQ3=WCW
26、tW=24979.077524.0485=0.856107 KJ/hQ4=Vi=9679.25852045=1.9792107 KJ/hQ5=DtWCe=9192.139568854.18=3.266106 KJ/hQ6=Q=0.2424106 KJ/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，塔底 130，进汽温度取 130，出塔浓度为96（v），即 93.84（w）。
27、出塔酒精量为：=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=22606.664=52.133（kg/h）96%酒精量：P=PA=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粗酒精 F馏出液流量 D热损失 Q一次加热蒸汽 V蒸馏残液 W 精馏塔LLVV冷凝器泡点回流 VV12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%=2554.532%=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
28、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）=0.3%2606.664=7.82kg/h）,故 H=（P+Pe）2=（2554.53+52.133）2=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,仍回入精馏塔,这部分稀酒精量为:H=（1+4）Hm0=5Hm0=552.133-7.82=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 MB=18Kg/Kmol 0.265 =0.9038=0.0012%.5
29、26Doxy与之相平衡的液相浓度为%4.4xo最小回流比：=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13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2、3 R=1.11.2R
30、min，所以取最适宜的回流比：R=1.2Rmin=3.0物料平衡:F2+D2+H=P+Pe+H+D3+Wx则:Wx=F2+H-P-Pe-H =9679.2585+252.7424-2554.53-51.09-52.1 =7274.2809（kg/h）热量平衡:PPe22F2F22Ct）PP（RIDtCFHHtCH =2W2X2HPP2Cwt）WD（HiCtPi）PPe）（1R（nQ式中 R精馏塔回流比，由上讨论知 R=3 I2精馏塔加热蒸汽热含量，0.6Mpa 绝对压力，I2=2652（kJ/h）tH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：000（）75.2（52.1 9.775）13.18%252.846HHxHmxH，查得起比热为 CH=4.43KJ/（kgk），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
