1、摘 要酒精工业是发展国民经济重要的基础原料产业。它广泛应用于食品工业、化学工业、医药卫生领域，现在又作为重要的能源资源而倍受瞩目。在酒精生产过程中，加强资源综合利用与合理使用可有效的降低生产成本。本设计是在查阅大量文献和对吉林龙谷生物科技有限公司生产车间实地考察的基础上提出的设计思路，进行酒精发酵工厂的初步设计，其中包括厂址的选择、工艺流程设计；物料衡算、热量衡算及主要设备选型的计算；同时绘制了带控制点的工艺流程图、设备布置图和管道布置图等。采用安琪超级高温酿酒高活性干酵母（超酒酵母）替代原高温酿酒酵母用于玉米酒精生产!通过改进工艺!在不改变原生产设备的条件下实现浓醪发酵!解决了制约产量提高的2、因素!产量可达到 6466t/d，每吨酒精成本下降了105元以玉米为原料生产年产3.6万吨普通级食用酒精，重视资源综合利用，回收发酵过程酒糟滤液、余馏水等回用拌料，酒糟生产高蛋白饲料，上流式厌氧污泥床反应器处理工业废水等，不仅减少了污染，节约能源和资源，提高了设备利用率，降低能耗，减少酒糟处理量，同时提高了经济效益。关键词 超级高温酿酒高活性干酵母 酒精 双酶法 浓醪发酵 AbstractEthanol industry is an important fundamental material industry for the development of our national econo3、my.It is widely used in food industry、chemical industry and medicine hygiene region;Now it is fixed eyes on as an important energy resource. During the production process of ethanol, strengthen complex utilization of resource and the intel- ligent use of energy can reduce the costs.The design based 4、on consulting to a great of literatures and re- viewing the production departments of Jilin longgu bioscience and te- chnology corporation ,propose design train of thought of the building that carried out the prelimilary design of factory ,including site selection,technology process design,material 5、balance and major equip- ment selection,and draw up the process control point plans equipment purchase of the map,planning surface map and other channels at the same time. Angel super high temperature resistant active dry yeast was used in the production of corn alcohol insread of orginal yeast.Tria6、l production indicated that high concerntration mash fermentation had been realized with no changes of original facilities and the limiting factors to increase alcohol output had been settled (alcohol output reached 6466t/d and production cost reduced 105RMB/per ton alcohol). Use corn as raw materia7、ls to produce 360，000 kg per year the general level of alcohol consumption,emphasis on comprehensive utilization of resources, recovery filtration lees of fermentation process,boiling water over and etc reuse,use distiller grains to produce DDGS. UASB reactor to treat industrial wastewater,all these8、 not only to reduce pollution,save energy resources, Improve equipment utilization ,Reduce energy consumption , reduce the handling capacity of Distillers grains, but improving economic efficiency also. Key words: super high temperature resistant active dry yeast ethanol double-enzyme craft very hig9、h gravity fermentation 目录摘 要IABSTRACTII第1章 绪论1第2章 工艺论证42.1 工艺流程的选择42.2 生产方法42.2.1 粉碎工段生产方法42.2.2 液糖化工段生产方法42.2.3 发酵工段生产方法52.3 厂址选择62.3.1 设计地区的自然条件62.3.2 卫生条件72.3.3 抗震条件82.3.4 地理条件82.3.5 交通运输条件82.3.6 原料和辅料的供应条件82.4 原 料82.5 环保和安全9第3章 工艺设计103.1 原料玉米的干燥和储存103.1.1 工段的目的和要求103.1.2 基本原理103.1.3 生产流程103.1.4 10、主要异常现象及事故处理113.2 原料玉米的清选与粉碎113.2.1 工段目的113.2.2 生产原理113.2.3 生产流程123.2.4 主要工艺参数123.2.5 主要异常现象及其设备处理133.2.6 主要设备一览表133.3 液糖化工段133.3.1 工段目的133.3.2 基本原理133.3.3 原料以及产品规格143.3.4 生产流程143.3.5 主要工艺参数153.3.6 主要异常现象及其事故处理163.3.7 影响糖化率主要因素的讨论163.3.8 主要设备一览表173.4 连续发酵工段173.4.1 基本原理173.4.2 原料以及产品规格173.4.3 生产流程183.11、4.4 发酵过程的控制指标193.4.5 主要控制方法193.4.6 主要工艺参数203.4.7 主要异常现象以及处理方法223.4.8 开车准备253.4.9 开车步骤263.4.10 停车步骤293.4.11 设备一览表293.6 废水处理293.5.1 生产任务293.5.2 基本原理303.5.3 生产流程303.6 高蛋白饲料303.6.1 基本原理303.6.2 生产流程31第4章 技术经济分析324.1 人员编制324.1.1 液化糖化工段324.1.2 发酵工段324.1.3 蒸馏工段表334.2 产品成本的概算334.2.1 原材料334.2.2 燃料及动力344.2.3 工12、段人数及工资成本344.3 技术经济分析344.4 技术经济分析与评价内容344.4.1 投资估算344.4.2 销售税金及附加的计算35第5章 工艺计算375.1 工艺技术指标及基础数据375.2 辅助原料的规格和公用工程375.3 玉米单耗的计算385.4 液糖化工段395.4.1 基础数据395.4.2 第一液化罐容积的计算405.4.3 加热用蒸汽量的计算405.4.4 V0202液化罐容积的计算425.4.5 第二液化罐循环泵的计算435.4.6 第二液化罐换热器的计算455.5 糖化工段的计算465.5.1 基本工艺参数465.5.2 糖化工段换热器的计算465.6 发酵工段47513、.6.1 基本工艺参数475.6.2 种子罐的选型475.6.3 种子罐循环泵选型485.6.4 预发酵罐的计算485.6.5 主发酵罐及其设备选型525.6.6 成熟醪中间罐的选型535.6.7 营养盐的选用及其用量535.7 无菌空气系统535.7.1 无菌空气的控制参数535.7.2 空压机吸气管及粗过滤器过滤面积535.7.3 空气压缩机的选型545.7.4 空气储罐容积的计算545.7.5 热空气冷却器的计算555.7.6 析水分离设备的选型575.7.7 空气加热器的计算585.7.8 空气过滤器的选型585.8 CO2洗涤塔的设计计算595.8.1 CO2洗涤塔的原理及作用59514、.8.2 设计过程59致谢66参考文献67附录6870第1章 绪论随着DNA的发现，21世纪的今天，生物技术在我们的工业，农业，医疗，环境和海洋等方面得到广泛应用。生命科学及其技术进入一个蓬勃发展时期，日益成为影响国计民生的科学技术支柱和21世纪高新技术产业的先导，为人类做出了巨大的贡献。现代生物技术即生物工程，他对解决人类面临的重大问题如：粮食，健康，环境和能源等将开辟广阔的前景，因此越来越为各国政府和企业界所关注，与信息，新材料和新能源技术并列成为影响国计民生的四大科学技术支柱，是21世纪高新技术产业的先导。酒精生产就是一种重要的生物技术，酒精是完全有可能全部或部分替代石油的可再生能源，并15、且可以作为有机溶剂，化工原料，饮料以及医用消毒剂等。酒精广泛应用于化工、食品饮料工业、军工、日用化工和医药卫生等领域，因此具有十分广泛的应用和发展前景。由于历史的原因，我国的酒厂家星罗棋布，遍及全国隶属十多个部门，规模大小参差不齐，行业管理混乱，特别是酶剂工业和酵母工业的发展，促进了中小酒精厂的兴起，它即是一个资源(粮食、燃料、电力、水)消耗大的行业又是一个财税收人多的行业。中小酒精厂(酿酒厂)一般都是地方的骨干企业，有关部门不同程度地制定一些优惠政策，主要是税收政策。现在有一些国家酒精厂和乡镇办、村办、私营酒精企业仍实行包税制。估计国税的流失已超过现征收的消费税。酒精行业以前主要是国营企业，16、现在合资、兼并、股份、集体和私营企业的比重增大，随着国企改革的深入，私营企业将会得到很大的发展，行业管理的难度加大。近几年来，随着国家深化改革的发展步伐，酒精行业也出现了前所未有的生产市场危机:(1)酒精生产严重过剩，产需不平衡。由于全国粮食、甘蔗，大幅度增产，酒精工业有充足的原料，再加上酒精、白酒的高税收，已成为地方财政的重要来源，一些地区在水平上盲口扩产和新建酒精生产项目，使酒精产量增长速度大大高于国民经济整体增长速度，实际市场需求量不足酒精总产量的一半。酒精的育目建设给国家、企业带来了十分严重的后果。(2)酒精生产市场萎缩，竞争激烈。化工行业原料用酒精连年厂降，其中以酒精为原料价格高，另17、外，以甲醇为原料合成技术的冰醋酸项目，国内已有几套投产，冰醋酸等化工行业生产原料的转换减少了酒精的使用。加上合成酒精，糖酒精的低价冲击，使本来就形势严峻的酒精市场竞争更加激烈，企业开工率低，为企业处于频繁开停，维持生产的状态，企业效益大幅度下滑。积极开展科技攻关，新技术成果不断涌现，据统计，“七五”、“八五”期间，酒精行业获国家和轻工部、科技成果奖项目70余个，其中:耐高温淀粉酶，中温蒸煮技术，高温酵母菌种及技术，连续发酵，高效差压蒸馏，强制国统，以及玉米酒精DDGS成套设备国产化技术得已经在全行业普遍应用。科研成果的应用，提高了我国酒精工业生产水平，特别是随着酒精生产规模的不断扩大和发展，酒18、精废液排放量逐年增加，已成为食品工业最大的污染源。与治理污染，企业和科研部门做了大量的工作。目前，部分企业已完成糟液废水排人的治理，有效地控制了环境污染。技术和管理上，还有一定差距。近几年，酒精行业虽说引进了不少先进的工艺技术，但缺乏整体战略和谋略策划，多头引进，五花八门，配套不好，应用效果差，而即使是国内的一些行业先进技术的进步。人才的缺乏制约着企业的发展，在市场经济中，面对国内外市场的激烈竞争，人才显得尤为突出。目前，我们企业在管理人才、技术人才、融资人才和市场营销人才上无不奇缺，致使企业再发展的后劲不足，制约了企业的发展。1在2004年，在美国每一年有超过78个工厂制作几乎130000019、0升乙醇，当时，有超过一半的美国燃料酒精是由一个公司生产的。这个公司是阿彻丹尼尔斯米德兰。工厂的产量现在比以前大得多，大部分介于四十至200万加仑/年（ 150-760万升/年） 。一个工厂还建立在中国吉林，即生产600000 吨酒精（ 480000000升/年） ，每年消耗192.0万吨玉米。2005年这家工厂的生产能力将增加至150万吨乙醇。2佛州的公司有可能利用糖蜜制酒处在西棕榈滩的佛罗里达结晶公司和设在BelleGrade的佛州甘蔗种植者协会接到由他们聘请来考察生产糖蜜酒精可行性的两家迈阿密公司的一份初步报告，这是JoseAlvarez这位蔗农协会专管计划和运营的高级副会长说这番话的。20、如果该项目可以实现的话，这间甘蔗糖厂将为美国首家用糖蜜作原料制酒精。除了用糖和糖蜜制酒精之外，生产者也可用甘蔗作原料，每吨甘蔗生产约1.5加仑酒精。副总裁RobertCoker介绍说，佛州另外一间糖业公司座落在Chewiston的美国糖业公司，也正在研究在当地生产酒精的可行性。3因此，通过参照吉林沱牌农产品开发有限公司生产工艺技术及有关技术资料的前提下，设计年产3.6万吨食用酒精生产装置的工艺设计。液化糖化工段采用低温双酶法；发酵工段采用大罐连续发酵法；精馏工段为六塔差压精馏。本次设计的重点为液糖化，发酵工段。第2章 工艺论证2.1 工艺流程的选择借鉴吉林龙谷生物科技有限公司成熟的生产经验设计21、生产流程：原料玉米 清选 粉碎 糊化 淀粉酶 液化 糖化酶 污水 饲料 发酵 酵母菌 蒸发 清液 酒糟液 精馏 图 21 玉米生产酒精工艺流程示意图2.2 生产方法2.2.1 粉碎工段生产方法干法是指直接由玉米原料经粉碎,液化糖化发酵制酒精。均匀的粉碎更有利于保证混合的效果，也有利于后续的液化糖化过程。与湿法粉碎相比，干法耗能较大，但不易染菌，在这个问题没有很好解决以前，采用干法也有相当优点。本工艺从节省能耗和占地面积的角度考虑，选用的是干法粉碎。 4 2.2.2 液糖化工段生产方法本工艺采用低温双酶法液化糖化。现在的大多数酒精厂采用连续高温蒸煮工艺，其工艺路线为：用蒸汽将混有液化酶的玉米浆直22、接喷射加热，蒸汽压力为0.4-0.6MPa，料浆温度迅速升高，完全糊化、液化，再进入保温罐中，在85-90下保温45min，液化到达终点后，需要进行灭酶处理，升温至100保持10min，然后降温，供糖化工段用。5高温蒸煮存在的问题：酒精生产中，我国传统工艺均采用高温蒸煮、中温发酵，但高温蒸煮易使原料中果糖转化为焦糖，焦糖不仅不能使酵母发醉，还会阻碍糖化酶对淀粉的作用，影响酵母生长和酒精产量，淀粉损失可达1.2%左右，从而降低了淀粉出酒率，影响企业效益。另外，蒸汽耗用量高，冷却水消耗量大，蒸煮的能源消耗量占其整个生产用量的30%40%。 6在低温蒸煮的液化糖化中使用双酶法可以使淀粉酶与原料充分接23、触，使长链淀粉在短时间迅速分解为短链糊精和少量葡萄糖，糊化彻底。随着科学技术的不断发展，酒精生产的传统工艺不断被更新,取而代之的是自动化程度高，操作又简单的新技术，新工艺。采用双酶法低温蒸煮糖化工艺是目前国内以玉米生产淀粉的新成果。酶是活细胞所产生的一种生物催化剂7，与细胞分离后，酶的性能稳定，仍可进行催化反应。因为酶可以在常温常压下进行催化反应，所以有利于简化设备，改善劳动条件，降低成本。齐齐哈尔北大仓酒厂的酒精生产已经有十几年的历史，而且始终采用高温蒸煮糖化工艺，最近该工厂借鉴其它厂家的经验，结合酒厂的实际情况，采用了双酶法低温蒸煮糖化工艺。通过两年的生产对比，双酶法低温蒸煮比高温蒸煮温度24、降低65，可减少用气量，而且双酶法的蒸煮醪，糖化醪质量都比高温法好发酵期缩短4-12 h，设备利用率提高7-17%，发酵醪的指标均达到或超过了高温法，这也说明了双酶法蒸煮糖化工艺达到或超过了高温蒸煮糖化工艺，因此采用双酶法低温蒸煮糖化工艺不影响发酵水平，是完全可行的。淀粉出酒率可提高1.1%，可节约能源21.1%。8糖化工艺为半糖化法。半糖化法可以降低由于糖份过高而在发酵过程中产生的底物抑制。半糖化法可以缩短酿酒周期，生产实际证明半糖化法还可以提高出酒率。相反全糖化法糖分过高，在发酵过程中容易产生底物抑制。另外，高温淀粉酶分两次加入是一项技术，比一次加效果要好，利用率高。2.2.3 发酵工段生25、产方法本工艺采用的是大罐连续发酵。在连续发酵中，要求进8个罐的醪液糖分基本上等于被酵母消耗的糖分加上流出的糖分。在发酵阶段，新增殖的酵母细胞数加上由上一罐流入的酵母数等于流出到下一罐的酵母数。但是，酵母的繁殖速度还取决于发酵醪营养物质浓度，而营养物质的含量又取决于进料和出料速度。所以，控制进料速度，就可以控制酵母细胞数和营养成分。发酵最怕染菌，乳酸菌大量繁殖造成的污染是阻碍连续发酵广泛应用的主要原因。适当降低发酵醪的pH值，是防止杂菌污染的有效措施之一。PH的调整可用H2SO4来调节，在糖化之前加入。发酵成绩的好坏与温度控制关系极为密切。在正常气温下，预发酵罐温度控制在30-32，主发酵罐的温26、度控制在32-35。大罐连续发酵中，发酵罐的进出料可在发酵罐的中部，发酵醪的冷却是用泵由发酵罐底部抽吸经螺旋板换热器冷却后，送入发酵罐中部的进料处。在解决发酵罐的滞流和滑料问题上，采用在发酵罐的进料处用搅拌器，使发酵罐中原醪液与新进的醪液充分混合。在出料口，通入无菌空气，有两个目的：一是通入适量的无菌空气激活酵母；二是使发酵罐中的醪液充分翻拌混合均匀，防止滞流和滑料等。大罐连续发酵的主要特点是：发酵罐个数少，容积大。国内传统的连续发酵要求罐数一般为11-15个，目的是保证后发酵时间，使发酵更为完全。大罐连续发酵，发酵罐个数可为3-6个。92.3 厂址选择因为吉林市区位优势明显，为全国玉米生产基27、地，交通便利；另外吉林市地处松花江畔，水利资源较为丰富，所以本设计项目的厂址按要求应该选建在吉林市。2.3.1 设计地区的自然条件1水文气象资料（1）气温表2-1 温度项目最热月最高气温（平均）全年最低气温最热月平均最冷月最低气温（平均）最冷月平均单位（）25.3（7月）34.922.734.916.9（2）水源的水温及硬度密度（a）水源情况 ： 松花江江水（b）水 温 ：全年最低水温 0.5（1月） ； 全年最高水温 12.5（8月）月平均最低水温 0.5 ；月平均最高水温 12.5（c）总硬度（德国度）：最高值 6.5 ； 最低值 4.48 月平均最高值 6.5 ；月平均最低值 4.5（328、） 水速及水向 最多水向及其频率：夏季SW16 全年SW13最大月平均水速：5.8m/s（4月）全年最大水速：28 m/s全年平均水速：4.4 m/s工艺用水的质量要求达到或接近城市自来水标准。工艺用水的消耗量一般为全厂用水量的5%。对冷却水的质量要求比工艺水低，应不含泥沙等悬浊物，浊度一般不大于100度即可。同时应不含对设备与管道有腐蚀性的物质。海拔高度平均气压最大冻土层深风向236.8m986.7mbar162夏季SW1全年SW132 其它数据表2-3 其它数据2.3.2 卫生条件建厂需考虑周围的环境卫生条件。本设计为发酵工厂，生产的是食用酒精，所以要求的环境卫生条件比较高。根据国家标准（29、GB3092-82）规定：一级区域指空气中含尘量低于0.15mg/m3的区域，属于高度洁净区域，二级区域应不高于0.3 mg/m3，属于一般标准，三级区域含尘量高于0.50 mg/m3，为污染区。发酵工厂应建于一级或二级区域中。如果在工业区建厂，发酵工厂应该建在工业区的上风口位置，同时也应该与铁路及公路主干线保持适当距离，最好在居民区的下风侧。2.3.3 抗震条件我国规定：地震6度裂度或以下适合建厂。地震7度裂度地区适合加固厂房。造价增加15%，不适合建厂。对于地震8度裂度地区，采取更为严格的措施，包括采用框架结构，梁加大，造价增加30%，不适合建厂。2.3.4 地理条件工厂建厂也要求一定的地30、理环境。厂区要防受淹、滑坡、坍塌、泥石流等自然灾害。为了防止厂区受淹，要求厂区建在历年最高洪水线0.5m以上。还应避免溶洞，沼泽，断裂带和泥沙。如果是高建筑或大型空压机站等建设应按照有关规定严格执行。对厂区坡度的要求：对于大型厂应不大于4%；中型厂大于6%；小型厂不大于10%。厂区内主要地段的坡度以不大于2%为宜。但是为了便于排除厂内的积水，坡度不小于0.5%。2.3.5 交通运输条件交通运输对于工厂的生产成本以及公司营运很重要的，俗话说：“要想富先修路”。如年生产量在510万吨以上时可考虑申请铁路专用线。当较大工厂时，可以沿铁路沿线建厂可以降低运输成本。涉及公路运输时，可将公路运输委托给专业31、运输公司承担。有条件的可以考虑水运。2.3.6 原料和辅料的供应条件选择发酵工厂厂址的时候要考虑原料、燃料以及包装材料的配套供应，一般将工厂建在原料产地或者周边地区、水源方便、燃料供应方便，这样有利于配套、生产、综合利用和降低成本。2.4 原 料本设计使用的生产原料是玉米。干玉米含淀粉63-66、水分14、蛋白质含量较高，一般约8-9，玉米中脂肪含量较高，约4-4.5。玉米是一种比较理想的酒精生产原料，而且用玉米生产白酒可以有一种特别的清香，所以它也是白酒生产的主要原料之一。2.5 环保和安全本设计为发酵工艺，按GBJ-16-87生产的火灾危险性分级，定为戊级，按 GB50058-92爆炸和火32、灾危险环境电力装置设计规范，发酵车间防爆为2区，耐火等级为2级。因此其厂房层数及面积皆不限，厂房的防火间距为10m。第3章 工艺设计3.1 原料玉米的干燥和储存3.1.1 工段的目的和要求目的：将原料玉米清筛，干燥，储存，使原料粮变成干净粮。要求：玉米的水分含量14% 3.1.2 基本原理利用圆筒筛、除尘器等设备筛分原料、去除杂质。再利用通过列管换热器加热的干空气，在顺逆流粮食干燥器中逆流干燥，以获得符合生产要求的玉米。3.1.3 生产流程从厂外采购的原料玉米，因不符合储存标准，不易储存，玉米进厂后，得先进行质检（从水分，杂质，霉变三个指标进行质检）；水分多易霉变，而霉变会造成发酵产量减少甚至33、失败；杂质不处理会损害到设备，影响工序的正常生产。因此本工段的任务就是对原料玉米进行除杂，干燥，达到储存要求，便于储存。我们从外采购的原料玉米分成两种，一种为湿粮，一种为干粮。由于含水量不同导致处理工序也不一样。生产工艺流程图如下图3-1：图3-1粉碎工段生产工艺流程图3.1.4 主要异常现象及事故处理原料玉米发生霉变时：高温灭菌，加抗生素如果干燥塔塔低流出的玉米水分大于等于14%，应及时调整玉米流量及塔内温度。3.2 原料玉米的清选与粉碎3.2.1 工段目的1.节约蒸煮时间，从而减少大量蒸汽，减少还原糖的分解损失。2.玉米粉的流动性好，为连续生产提供了基本条件。3.当采用低温双酶法液化糖化工34、艺时，原料的粉碎是一个重要因素。3.2.2 生产原理采用锤式粉碎机对中等硬度的原料粉碎效果好。对原料进行一次性粉碎时，筛孔孔径不得大5mm。直径过大，吸水膨胀慢，会影响糊化效果；过小，则耗能大，同时又容易堵塞筛孔，造成粉碎效率低等不良效果，所以采用直径为2mm的筛孔。粉碎后的原料淀粉释放出来，有利于淀粉大面积的均匀的与酶糖化水解作用，加速了糖化发酵的反应速度，缩短了生产周期。3.2.3 生产流程原料玉米从仓储段经皮带运输机和斗提机到粉碎工段，再通过刮板输送机，把玉米输送到去石机里去石且负压去皮，利用重力作用将去石后的玉米放到净玉米仓，净玉米仓里的玉米经磁力去铁器除铁后，方可进入锤式粉碎机粉碎，35、粉碎完，玉米粉通过搅龙，斗提机，再搅龙运送到高效双仓平筛筛选，过筛目的玉米粉通过搅龙输送到玉米粉中间罐为液糖化工段提供原料；未通过筛目的玉米经另一通道到净玉米仓，再通过上述流程反复粉碎直到过筛目为止。生产工艺流程图如下图3-2：图3-23.2.4 主要工艺参数表3-1 粉碎工段工艺参数玉米粒斗提机效率 玉米粉碎粒度 玉米粉斗提机效率 50t/h 0.5 28.2t/h3.2.5 主要异常现象及其设备处理（1）磁力去铁器需经常清理，防止物料输送堵塞。（2）由于石头和铁不一定完全除净，因此很容易把筛网层打坏，需工人及时检修更换，避免造成不必要的损失。3.2.6 主要设备一览表 见附录 3.3 液糖36、化工段3.3.1 工段目的将玉米粉（多糖）转化为酵母可以利用的还原糖(单糖)。液化的目的是为了将分子量逐渐变小，黏度降低使之流动性增强，给糖化酶作用提供了有利的条件。3.3.2 基本原理低温热水糊化，双酶液化糖化。总反应式为：淀粉是以颗粒状存在，具有一定的结晶性结构不容易与酶充分发生作用。粉状淀粉颗粒原料吸水后发生膨胀使原来排列整齐的淀粉层结晶结构受到破坏，成为错综复杂的网状结构，这种网状结构随着温度的升高而断裂，淀粉颗粒开时解体。液化：淀粉分子被-淀粉酶分解为小片段糊精和低聚糖，使之黏度降低。液化后的淀粉醪液在冷却时不在凝固成凝胶体，成为有粘性的流动液体。为糖化提供条件。糖化：用糖化剂（糖化37、型淀粉酶又称糖化酶）将液化淀粉醪液彻底水解为葡萄糖的过程。糖化酶水解糊精以及低聚糖分子时需先与底物分子生成络合结构，然后才发生水解作用，使葡萄糖单元逐个从糖苷键中裂解出来。糖化酶的作用从非还性的末端开始，将-1.4键、-1.6键逐一水解。酶作用时糖苷键在CO间断裂。糖化酶也能水解麦芽糖为葡萄糖。3.3.3 原料以及产品规格1.原料：来自粉碎工段的玉米粉。2.原料的规格：冬季玉米粉颗粒的直径小于3.5毫米。3.3.4 生产流程来自玉米粉中间罐的玉米粉经皮带秤到螺旋混合输送机，在螺旋混合输送机中加入27m3/h工业水，4m3/h清液，4m3/h余馏水，加入1/3高温液化酶，酶活16万单位/克（美国38、杰能科公司选用菌种发酵生产） 用量：12u/g原料。再进入第一液化罐，在热水作用下，玉米粉吸水溶胀，其结构从类似晶体状态，溶胀为松散的网状结构，由于拌料水中有离心清液，pH值较低（3.23.6）需加入碱液提高pH，以满足高温液化酶的需要。液化酶将网状淀粉分子切割成小分子，从而降低玉米粉糊液的黏度。第一液化罐的作用是溶胀，酶切和降黏。第一液化罐的温度为60，pH为5.25.4,液位在85%左右。从第一液化罐罐底排出的醪液经离心泵送入旋沙除沙器，除沙，沙从除沙器底流出，醪液一部分回流到第一液化罐，一部分去蒸汽喷射加热器，当温度高于95时，容易形成焦糖，造成糖份损失，并且液化酶迅速失活，液化酶的最适39、温度为8991。从第一液化罐罐底流出的部分醪液到喷射加热器加热到107，喷射加热器的作用（1）加热；（2）加深糊化液化效果；（3）灭杂菌。物料到维持管，物料停留10分钟，作用：加强液化效果，使淀粉分子比较彻底的溶胀，断裂，减少发酵残糖。物料从维持管流出再到闪蒸罐利用负压瞬间降温到90，短时间可防止淀粉焦化，用板式换热器回收热水。降温后醪液从底部进入到后液化罐，在后液化罐里加入2/3的高温液化酶，进一步液化。后液化罐的作用为补充液化时间，液位控制在90%左右，温度90。醪液从罐顶流到调酸罐，为使液化酶失活，再进入到螺旋板换热器降温至60，然后到糖化罐，液位控制在50%左右，在罐里加入糖化酶，1540、%20%的稀硫酸或者离心清液，使pH值降至到4.24.5，温度60，停留30分钟左右，再经过两个螺旋板换热器换热，温度降至3034 去发酵工段。生产工艺流程图如下图3-3。图3-3液糖化工段生产工艺流程图3.3.5 主要工艺参数表 32 1#液化罐的最适操作工艺参数液位（%）温度（）pH时间（min）8060.05.1050表 33 2#液化罐的最适操作工艺参数锤度还原糖%干物质液位%温度时间234.127.2070.090.080表3-4 糖化罐的操作工艺参数锤度OBXpH液位%温度糊化率%203.98-4.43706030-343.3.6 主要异常现象及其事故处理（1）液化醪黏度过大，醪液41、输送困难检查料水比是否正确，检查-淀粉酶用量是否足够，检查进料水的pH，及进料速度是否过大。（2）冷却达不到要求：检查醪液液化温度是否正确，检查冷却水流量是否足够，发现问题及时解决。（3）发现糖化醪温度偏高可能原因有糖化罐温度偏高，螺旋板换热器堵塞，液化醪黏度过大或糖化醪输出流量大，冷却水压力低或水温高等。处理方法：在允许情况下降低糖化醪温度至正常，疏通换热器水通道和物料通道，调节工业水温度，稳定加酶量，调整输料量，通过调节提高冷却水压力或降低冷却水温度。（4）糖化醪黏度过高可能原因有蒸煮时间不长，温度不够，酶失活，粉浆PH过底，或煮不透。处理方法：控制蒸煮温度，调整工艺操作，稳定加酶量，检验42、酶活，调整真空度和料水比，加强工艺操作，控制好各项工艺指标，检查仪表是否正常。3.3.7 影响糖化率主要因素的讨论（1）糖化剂的选择与用量 淀粉质原料生产酒精，对糖化剂的要求是淀粉酶的酶系较多，可以共同作用相辅进行，能使淀粉进行彻底的水解，尤其是对淀粉糖化起主要作用的糖化酶要含量丰富；所含的酶具有较高的耐热性与耐酸性；生产简便，价格相宜。（2）糖化温度 淀粉酶对淀粉的糖化作用，随着温度升高，反应速度就加快。(3)糖化pH值 淀粉酶在糖化作用时，要求糖化醪的pH 值适中，否则会使酶失去活性而丧失活力，影响淀粉的糖化，降低出酒率。(4)糖化时间 在2030min时糖化率约为4756，糖化时间不宜过43、长，有利于提高糖化设备的利用率和淀粉的利用率。3.3.8 主要设备一览表主要设备见附录3.4 连续发酵工段3.4.1 基本原理酵母菌是一种兼性微生物，有氧和无氧条件下都可以存活。但是在有氧条件下，它进行有氧呼吸，利用周围环境的营养迅速生长繁殖；无氧条件下，酵母菌利用体内酶系统（特别是酒曲酶系统）通过厌氧呼吸得到能量，把周围的糖代谢为酒精。本工段就是利用酵母菌的厌氧呼吸，将上一工段的糖化醪进行发酵生产酒精。酵母细胞在有氧条件和无氧条件下，经EMP途径降解葡萄糖生成丙酮酸的反应历程是一样的，所不同者仅在丙酮酸的去路不同，还原型辅酶(NADH)的电子受体不同(氧化途径不同)，发酵过程实质上是无氧条件44、下的酵解11。总反应式为：3.4.2 原料以及产品规格1. 原料（1）菌种：安琪超级酿酒干酵母（2）糖化醪：由液糖化工段输送而来。（3）营养盐：尿素和磷酸二铵， V0301A、V0301B需要加，每24小时加一次，在营养盐罐中溶解，温度大约40，当其液位达85%时开始向V0361进料2/3。（4）抑菌剂：利用青霉素或其他抗生素。2. 产品产品是成熟醪，其各项指标见表3-5表3-5 成熟醪规格锤度（Bx） 酒分（v%） 还原糖（%） pH值 挥发酸（%） 残总糖（%）0.31 1012 0.10.3 3.43.6 0.10.25 0.61.43.4.3 生产流程醪液从液糖化车间流出进入V030145、A,V0301B罐前，先应对罐用CIP液进行清洗，具体操作如下：先用80、 810%氢氧化钠溶液喷洗（灭菌）；再用热水冲至中性，再用温水进一步冲洗，然后加入10吨、3840底水，完毕后再加入干酵母50公斤，轻微搅拌，静止保温10min,然后降温至32后，加入营养盐，再加入5吨的糖化醪，通微量空气进行活化使其出芽，出芽后的酵母菌酵母能力比未出芽时高出30倍左右（61、81罐，1520%的酵母出芽率高）。在活化过程中，缓缓加入糖化醪，使还原糖浓度保持在10%左右，当种子罐的液位70%时开始向61罐输送种子液。61罐是一个主发酵罐，液位控制在8590%，PH值3.63.8,通过螺旋板换热器将温度控制46、在3132，连续物料进料，物料有种子液，糖化醪，洁净的空气，营养盐等；在61罐内，氧气充足的条件下，酵母菌大量繁殖，同时将部分还原糖发酵为酒精，因此61罐即是种子扩大培养罐，又是一个粗发酵罐（其中酒精浓度高达57%）；在61罐罐顶部分气体当中含有许多气相酒精，这些酒精通过填料塔吸收。物料经底部离开61罐，部分回流，部分由泵从顶部进入到81罐，该罐也是一个主发酵罐，发酵速度猛烈，产生的二氧化碳浓度很大，它的液位，PH和温度控制与61罐一样。81罐的发酵产生的热量非常明显，因此罐底下面的螺旋板换热器也是最大的，物料还是经底部留出部分回流，部分由泵从82罐的顶部进入，正常条件下82罐是81罐和后续罐47、的过度阶段，因此不加糖化酶，如果加容易使发酵不彻底，使残种糖浓度过高。83，84罐属于后发酵罐，在后发酵罐阶段，还原糖浓度逐渐降低，酵母逐渐老化，因此发酵速度逐渐缓慢，物料从82罐到83再到84罐后，再进入到11罐里开始蒸馏。生产工艺流程图如下图3-4：图3-4发酵工段生产工艺流程图3.4.4 发酵过程的控制指标 （1）反应停留时间：5566h，（2）发酵温度：2931，（3）pH:3.63.8，（4）酒分：11%12.5%。3.4.5 主要控制方法（1）温度控制：过高易使酵母老化，使发酵不彻底；过底发酵速度过慢，生产效率底。可通过冷却水的温度，流量及进入换热器醪液的流量控制。由于发酵热大，发48、酵罐置于室外，切不需要保温设施。通过通入的循环水量降低罐内温度，通过通入蒸气升高温度。（2）pH控制：加稀硫酸等控制，pH值小于4.0，可明显的抑制乙酸菌等杂菌的生长。（3）时间控制：发酵时间过短会造成发酵不彻底，残留总糖过高，出酒率下降；发酵时间过长，酵母就会将酒精当作碳源利用，也会降低出酒率，因此必须严格控制发酵时间。可通过控制发酵罐的液位来控制发酵时间。（4）染菌控制：A、定期进行CIP清洗。 B、要严格控制所有发酵罐物料的染菌（拌料工业水，糖化醪，离心清液回流拌料，营养盐等物料）。 C、调节发酵液的pH（3.63.8）,来抑制杂菌的生长。 3.4.6 主要工艺参数表3-7 主要工艺参数49、内容最佳值 V0301A种子罐通风量（m3/h）3040糖化醪流量（m3/h）1.52液位（%）8590温度（）3031锤度（OBX）69酒份（V%）45还原糖（%）46酵母数（亿/mL）2.02.5PH值3.63.8挥发酸（%）0.10.15镜检情况健壮V0301B种子罐通风量（m3/h）3040糖化醪流量（m3/h）1.52液位（%）8590温度（）3031锤度（Bx）69酒分（v%）68还原糖（%）46酵母数（亿/ml）2.53pH值3.63.8挥发酸（%）0.1-0.15镜检情况健康V0302预发酵罐 糖化醪流量（m3/h）20液位（%）8590温度（）3031锤度（Bx）69酒分（v50、%）68还原糖（%）46酵母数（亿/ml）2.53pH值3.63.8挥发酸（%）0.10.15镜检情况较健壮V0303发酵罐通风量（m3/h）糖化醪流量（m3/h）1315液位（%）9095温度（）3133锤度（OBX）68酒份（V%）57还原糖（%）46酵母数（亿/mL）1.11.5PH值3.63.8镜检情况较健壮V0304发酵罐液位（%）9095通风量（m3/h）温度（）3133V0305发酵罐通风量（m3/h）液位（%）9095温度（）3133V0306发酵罐液位（%）8590锤度（OBX）0.31通风量（m3/h）酒份（V%）1012还原糖（%）0.10.3PH值3.43.6温度（）351、133V0307成熟醪罐通风量（m3/h）液位（%）7585锤度（OBX）0.31酒份（V%）1012还原糖（%）0.10.3PH值3.43.6挥发酸（%）0.10.25残总糖（%）0.61.4CO2洗涤塔酒份（V%）343.4.7 主要异常现象以及处理方法表3-6 主要异常现象以及处理方法异常情况产生原因处理方法发酵醪中温度不稳定主要由于进料量和醪液温度不稳定，或者酵母酵母发酵罐不正常引起的。发酵过程中，根据罐内的浓度和温度，控制好进醪量和调节好进醪温度，调节好冷却水使发酵罐内的温度稳定。发酵时产生泡沫较多搅拌速度不合理，液位控制不当。可加入适当土耳其红油或豆油除去泡沫（防止影响CO2气体排52、出）。发酵罐内有杂菌灭菌不彻底，存在死角或局部染菌。1加入抑菌灵来灭菌，2调节PH值。酵母培养过程中细胞数少接种量少，培养温度低，营养不足，供氧不足。适当补种，加大通风量，适当提高培养温度，延长培养时间，补充养分。酵母芽生少，空胞大营养不足，培养温度高，培养时间长。补充养分，降低培养温度，缩短培养时间。杂菌多杀菌不彻底，糖化醪带菌。严格管道设备的杀菌，糖化醪液中加入（2-4）10 6的灭菌灵。酵母死亡率高酸度高，漏蒸汽使培养温度过高，醪液中有毒物质多。调整醪液酸度，维修蒸汽管阀，补种并增加营养。耗糖率低培养温度过低，接种量少，时间过短。提高温度，加大投种，调整糖浓度，延长培养时间。发酵过程中突53、然停车一般在停车2小时内停止加入糖化醪。若时间短，将空气通入量减少到50%，发酵醪温度降到28左右，保持酵母活性，关闭糖化醪进口阀，循环泵正常运转，防止不行物和酵母沉淀。再重新开车时，若酵母活菌数降到2%以下，则应重新培养酵母。核检酵母数少换菌液位不显示查看，增加液位。锤度过高总发酵时间不够（还原糖高）提高液位，延长发酵时间。挥发酸过高PH降低提高PH糖化醪中酵母数不够随时检查，补加酵母。各发酵罐温度高1.换热器结垢或堵塞；2.冷却水压力低；3.冷却水的遥控阀或手动阀；4.糖化醪的加料温度1.清洗或者疏通；2.与泵站联系提高水压；3.修理或者更换阀门；4.加大到糖化醪所需要的的冷却水量各发酵罐54、温度低1.冷却水遥控阀；2.镜检酵母菌是否衰老等1.修理或更换调解阀或调解器；2.更换新的菌种酒精体积百分比低1.LIC液位（停留时间）低；2.酵母菌数少1.增高液位；2.增加空气流量，增加营养盐的加入量或者降低糖化醪流量锤度高1.总的发酵时间短；2.糖化醪锤度（BXO）高；3.酵母菌数少1.提高液位，增加总发酵时间；2.减少去液化的玉米粉量，增加加水比；3.增加营养盐量挥发酸高1.pH值低；2.糖化醪中细菌数多1.增加PH值；2.缩短糖化时间或者加入灭菌灵（青霉素）酵母菌死亡率高1.空气少；2.温度高；3.pH值低1.增加空气量；2.降低温度；3.适当提高PH值成熟醪残总糖高1.酵母菌数量少55、；2.发酵温度高；3.糖化醪的还原糖量；4.PH值低或者高；5.发酵或者糖化醪中的挥发酸高；6.总的发酵时间短；7.仪表情况1.更换或多加增加营养盐；2.清洗换热器、提高冷却水压力、修理或者更换冷却水阀门；3.增加酶用量、糖化时间、看仪表；4.适当提高PH值；5.增加PH值，糖化时间过长；6.提高液位增加总发酵时间；7.检查仪表细胞数少1.接种量少；2.培养温度低；3.营养不足；4.供氧不足1.适当补种；2.适当提高培养温度，延长培养时间；3.补充养份；4.加大通风量芽生少，酵母空胞大1.营养不足；2.培养温度高；3.培养时间长1.补充养份；2.降低培养温度；3.缩短培养时间杂菌多1.杀菌不彻56、底；2.糖化醪带菌1.严格管道设备的杀菌；2.糖化醪液中加入（24）106的灭菌灵酵母死亡率高1.酸度高；2.漏蒸汽使培养液温度过高；3.醪液中有毒物质多1.调整醪液PH；2.维修蒸汽管阀；3.补种并增加营养耗糖率低1.培养温度过低；2.酵母菌的接种量少；3.时间过短4.糖浓度过高出现底物抑制1.提高温度；2.加大酵母菌的接种量；3.延长培养时间4.调整糖液浓度，产生泡沫多1.蛋白质浓度较高；2.空气或二氧化碳流量太大1.加消泡剂2.降低通空气或者二氧化碳量3.4.8 开车准备（1） 空气灭菌：确认空气压缩机的状态良好，蒸汽压力为正常，确认空气过滤器的所有通道管线正常，开始灭菌操作。另附：获得57、洁净空气的流程示意图：（2）清洗灭菌：用CIP清液方法清洗（3）检查各罐的管道阀门及换热器和泵是否正常（4）过滤器的灭菌检查空气过滤器是否能正常，蒸汽压力(3bar蒸汽）是否正常，空气过滤器安装完毕，打开去往空气过滤器管线上的所有蒸汽阀（不含与过滤器连接阀门）；打开正器管线上旁通阀蒸汽冷凝水，待有蒸汽溢出时关闭此阀。慢慢打开过滤压力和温度，过滤器升压时，打开管路的排气阀应有蒸汽溢出，待升至0.08-0.1MPa,温度约115-120并维持此温度和压力，压力不能过高，以免纤维和气流摩擦着火，灭菌60分钟后，启动空气压缩机。关闭蒸汽阀同时慢慢打开压缩空气阀吹干。可略开过滤器夹套加热，但温度不能高于58、100，约20小时左右，用玻璃板试验过滤器内介质是否吹干，若无水珠说明已吹干结束，关闭排气阀和蒸汽阀。（5）检查所有设备（预发酵罐、发酵罐、循环泵、循环管线、糖化醪和加料管线）是否已用稀碱液溶液按CIP程序进行清洗或者用蒸汽灭菌。（6）检查发酵罐所有人孔是否关闭。（7）检查所有排泄阀是否关闭。（8）检查发酵醪泵密封水是否正常。（9）检查二氧化碳排放阀是否打开。（10）检查发酵罐到循环泵得出料阀一定要关闭，直到开泵。（11）检查所有就地清洗连接件是否关闭。（12）检查是否具备稀硫酸和冷却水。（113）关闭人孔前要检查发酵罐内是否有人。3.4.9 开车步骤（1）在大修或者新开车前，必须对整个发酵装59、置进行清洗处理。首先对发酵罐以及其发酵醪管线用工艺水进行清洗一遍；以除去杂物或者遗留下来的醪液。然后按CIP清洗途径进行清洗。在清洗各罐前，要送3-5分钟热水以检查各罐、管线以及阀门是否有漏的；如有应及时更换。打开去V0301ACIP管线上的阀门，启动泵P0301往V0301A泵入一定量的8-10%稀碱液。打开V0301A自身循环管线上的阀门（包括螺旋板换热器物料的阀门）。关闭往下罐分流的阀门。启动P0301A用碱液循环三十分钟后，用软管连接使碱液泵回辅料工段稀碱罐再利用。如果在清洗过程中碱液含有杂质过多，应通过泵出口软管放出一部分，如果在清洗过程中碱液浓度不够时应通过CIP管线再补加一部分碱60、液。通过CIP进行清洗后，要用热工艺水（85-92）进行清洗发酵装置的碱液。清洗后的热水要放掉，经过几遍热水的清洗直到pH在6.5-7.2之间为止，关闭清洗阀门。按照以上的清洗方法，对V0361、V0381、V0382、V0383、V0384、V0311进行清洗。然后就可以进行活性干酵母的活化培养。（2）安琪超级酿酒干酵母在酒母罐V0301A和V0301B的活化培养打开V0301A和V0301B罐上CIP管线与热水罐之间的阀门，启动泵P0301向酵母罐泵入85左右的底水，直到液位调节器LIC0301指示20%，停泵并关闭所有阀门。加入2升NaCL维持20分钟。然后打开酵母罐自身循环管线上和螺旋61、板换热器冷却水所有阀门，关闭往下分流阀门，启动循环泵P0301，直到温度调节器TIC0302指示到38-40停泵。待种子罐水面平稳后，打开罐顶人孔加入50kg耐高温活性干酵母。静止复水20分钟，之后打开糖化醪阀，经过FIR0303向种子罐加入5吨糖化醪。启动自身循环泵P0301。慢慢打开空气阀FIR0301，使流量为30m3/h给V0301A和V0301B通风培养。启动泵P0301，手动调节温度调节器TIC0306适当地调节温度，以每小时降1的速度进行调节，最终温度降低到32，并把TIC0302温度设定32打到自动状态。根据测定的各项指标情况，大约3-4小时连续加入少量糖化醪，加入量在0.5m62、3/h左右，随着酵母数的增多，加入糖化醪的量也逐渐增多，并达到所需要的量。（3）打开发酵罐V0361发酵醪循环管线上所有阀，关闭往下罐V0381分流阀门。启动泵P0302，打开螺旋板换热器冷却水出入口手动阀，调整V0361罐水温至38-40，停泵P0302。等液面平稳后，打开罐顶人孔，加入50kg活性干酵母，静止复水30-60分钟，然后打开V03061糖化醪加料阀，并通过FIR0303加入约15m3糖化醪，启动自身循环泵P0302。待到预发酵罐V0301A和V0301B的液位调节器LIC0301指示到80%时，打开预发酵罐往发酵罐V0361分流阀门，醪液便流入发酵罐V0361。通过调节器TIC63、0306逐步把温度调节到32并设定为32，打开自动状态。慢慢打开发酵空气通风阀，并通过FIR0303调节到所需的流量，pH值高时打开稀硫酸到发酵罐V0361管线上的阀门，调节流量计使醪液pH在3.6-3.8之间，并定时测定。在发酵罐V0361活化2-3小时后，打开V0361的糖化醪加料阀，可连续加入少量的糖化醪，使发酵醪还原糖不高于6%，并逐步调到所需的量。将液面调节器LIC0301设定点调节到操作量80%，然后打到自动状态。（4）待到液位LIC0305达到80%时，打开V0361往主发酵罐V0303管线上分流阀，使发酵醪分流到V0381罐。当V0381罐液位达到5%左右时，打开发酵罐V03864、1发酵醪循环泵管线上所有阀门，关闭V0381往下罐分流阀，启动泵P0303，打开螺旋板换热器冷却水出入口阀门，通过调节器TIC0308设定到32并打到自动状态。等到发酵罐V0381的液位达20%后，慢慢打开侧向搅拌，并控制一定转速。打开V0381的糖化醪加料阀，适当调节所需的量，打开稀硫酸到主发酵罐V0381管线上的阀，通过调节加入量使醪液pH 3.6-3.8之间，并定时测定。当主发酵罐V0381达到所需的操作量之前，调节液位调节器LIC0307设定为90%，然后将其打到自动状态。(5)待LIC0307达80%后，打开V0381往V0382的分流阀，手动调节，醪液开始流加到发酵罐V0382。当65、液位调节器LIC0309达到5%，打开发酵罐V0304自身循环泵管线上的阀，关闭往下罐V0382分流阀，启动泵P0304。打开冷却水入口阀，调节温度调节器TIC0310设定为32，并打到自动状态。液位约20%时慢慢打开V0382侧向搅拌系统，调节液位调节器LIC0309设定为80%将其打到自动状态。(6)当V0382液位达到80%后，打开V0382罐分流到V0383的分流阀，醪液便开始分流到发酵罐V0383，并且液位指示5%之后，如同V0382罐所述的操作。调节液位调节器LIC0311设为要求值，并将其打到自动状态。打开手动阀以便分流，当发酵罐V0383分流到发酵罐V0384，液位LIC03166、3指示5%时，打开发酵醪回流管线上的阀门如V0383罐所述。由于在V0384罐中发酵产生热量相对较少，因此该罐不需要温度调节。在发酵罐V0384达到所需的工作量前，调节液位调节器LIC0313设为定点。然后打到自动状态，打开去成熟醪中间罐V0311管线上的手动阀以便分流。成熟醪中间罐液位达到5%后，要开启侧搅拌，以避免悬浮固体沉淀，当醪液达到一定量，打开出料阀门， FICQ0314设置到自动，控制成熟醪的流量，保证蒸馏工段所需的量。3.4.10 停车步骤一般在短时间内停车(2小时之内）只需停止加入糖化醪，对于较长时间的中断，须将空气通入量减少到正常值的50%左右，发酵罐温度也应降到28左右，以67、保持酵母的活性，减慢发酵速度，限制酒份的升高。当再开始加入糖化醪时应以减少的流量进行，直到温度达到正常值。在任何情况下，循环泵必须处于运转状态，以防固形物和酵母沉淀。由于某种原因造成停水、停电的情况下，要进行及时处理；重新启动，否则造成堵塞。如果长时间停车，酵母的活菌数已降到20%以下，则应重新活化培养酵母。3.4.11 设备一览表主要发酵设备见附录3.6 废水处理3.5.1 生产任务废水处理的目的是为了使使本厂污水处理后达国家二级排放标准，不至于污染环境。它利用污泥中的好氧菌和厌氧菌分解工业废水中的有机物，使之转化成沼气和肥料，变废为宝。废水中的COD降低到国家二级排放标准之后排放。3.5.68、2 基本原理利用厌氧菌，将高浓度有机废水转变成沼气，然后将废水稀释至COD小于1000，鼓入空气利用好氧菌将废水中的COD降到100200。3.5.3 生产流程蒸发二次冷凝水（稀废水）和刷罐水（浓废水）在混合池中混合，然后与消化回流液混合加碱进入酸化调节池，使废液的pH大于5.3，然后进入UASB装置进行厌氧发酵，产生的沼气经气水分离装置分离后，得到较纯净的沼气存储在沼气储柜中。由UASB得到的厌氧污泥进入污泥储槽，加入絮凝剂后经板框压滤机的过滤得到干污泥外排。由UASB装置得到消化液一部分回流进入酸化调节池，另一部分进入气浮装置，在气浮装置中的上清液进入集水配水池，然后由集水配水池进入SBR69、反应器，然后再通过溢流井，最后进行外排。气浮装置下方得到的污泥及SBR装置得到的好氧污泥一起进入污泥贮槽。生产工艺流程图如下图3-5： 沼气锅炉房 酸化调节池UASB消化液酸化池给水配水池 SBR上层清夜排放 污水污泥储槽 好氧污泥 板柜压滤机 污泥储罐 干肥料图353.6 高蛋白饲料3.6.1 基本原理通过离心分离，将含水量为92%95%的酒糟，变为含水量为3036%干物质，再经过干燥得到DDGS。从塔底流出的酒精糟液（干物质浓度为9左右），经过离心分离(卧螺)之后，得到半干酒糟（30%36干物质）和清液（含干物质2%3干物质，pH3.33.4），半干酒糟进入干燥机干燥生产饲料，清液分成三部70、分，一部分蒸发浓缩，使浓缩液中干物质含量在2650左右，进入绞龙与半干糟一起拌料干燥成饲料。一部分（40%）的清液去液化、糖化工段拌料由于重金属对酵母菌有影响所以只能部分回用，还有一部分（60%）的与精馏塔顶蒸汽换热之后进入闪蒸罐，汽化之后的气体一部分进入粗馏塔提供热量。清液量大，含重金属、酸性pH3.33.4不能外排，污染环境。生产工艺流程图如下图36：玉米酒糟液 离心机脱除大部份水分（固） 干躁 DDGS 一部分离心清液（液相） 常压蒸发浓缩DDGS图36DDGS生产工艺流程图3.6.2 生产流程精馏工段粗馏塔塔底酒糟液，进入旋液除砂器（防止卧螺受损，）通过重力分离除砂，酒糟由进入酒糟储罐71、顶部，由酒糟罐底部流出经酒糟泵进入卧式螺旋离心机的底部，分离出的半干糟经绞龙进入混合器，由蒸发工段的浓缩液储罐经绞龙进入干燥机进行干燥，干燥机通入6bar的蒸汽，干燥机的上方引风机连接旋风分离器进行气固分离，气相排空（白气），固相进入输送机。由干燥机出来的固相也进入输送机接到干粉斗提机，进入冷却器进行风冷（由8090冷却到30左右）通过斗提进入饲料成品储罐。干燥机出来的冷却水一部分进入冷凝水罐，然后去锅炉。另一部分进入蒸发器。第4章 技术经济分析4.1 人员编制4.1.1 液化糖化工段 表 41 参考数据表序号工种名称生产工人辅助工人管理人员操作班数轮修人员合计每班定员技术等级每班定员技术等级72、1操作工3技工1人技术工程师 133102技术员1工程师1123工艺员1技工114.1.2 发酵工段表 42 参考数据表序号工种名称生产工人辅助工人管理人员操作班数轮修人员合计每班定员技术等级每班定员技术等级1操作工2技工1专业人员14292技术员1工程师13工艺员1工程师114.1.3 蒸馏工段表 43 参考数据表序号工种名称生产工人辅助工人管理人员操作班数轮修人员合计每班定员技术等级每班定员技术等级1操作工4工人1技术工程师144172技术员1工程师113工艺员1技工1124.2 产品成本的概算4.2.1 原材料表 44 原料、辅料吨酒消耗定额表序号项目消耗定额单位单价（元）单位成本(元/73、吨)年成本（万元/年）备注1.玉米3101kg/吨酒0.8602666.869600.6962液化酶18.606/吨酒25.00465.151674.543糖化酶31.01/吨酒9.002279.091004.7244硫酸10.00/吨酒0.40414.45液碱8.00/吨酒0.564.4816.1286尿素0.860/吨酒1.401.2044.33447 二铵0.711/吨酒2.391.706.128干酵母0.150/吨酒30.004.516.2合计3426.98412337.14244.2.2 燃料及动力表 45 参考数据表序号项目消耗定额单位单价（元）单位成本(元/吨)年成本（万元/年）74、1工业水38.3吨/吨酒1.0038.3137.882电252.8Kwh/吨酒0.40101.12364.0323蒸汽5.7吨/吨酒51.5293.551056.784 小计432.971558.6924.2.3 工段人数及工资成本1.全厂人数： 350人， 70%生产人员 2.年平均人工资：20000元/人年3.制造费用：包括折旧费用与修理费，修理占折旧的40%。4.3 技术经济分析1产品单价：4500.00 元/ 吨酒， 年平均收入：16200万元2副产品的产值1）DDGS ： 0.780 吨/ 吨酒，1100元/吨 ， 年收益3088.8万元。2）玉米毛油 ：0.0531 吨/ 吨酒，575、900元/吨， 年收益1127.844万元。4.4 技术经济分析与评价内容4.4.1 投资估算1.设备原价：询价或者估价，选择估算方法。2.设备运杂费：取设备原料的6%3.设备购置费：为设备原价与设备运杂费之和。4.4.2 销售税金及附加的计算表46销售税金及附加的计算序号项目比率(%)金额(万元)备注1增值税71429.762城乡维护建设税5 1020.833教育费附加2408.334消费税173470.845总计6329.171.利润 2.企业所得税3.税后利润4.其它指数 第5章 工艺计算5.1 工艺技术指标及基础数据1.生产规模：3.6万吨/年普通级食用酒精2.生产天数：330天(年度76、大修，1520天；小修，一般一月一次，共15天。)3.产品质量：国家普通级食用酒精标准（乙醇含量95.0%，V/V）4.生产方法：原料玉米 干法粉碎 糊化 液化、糖化（中温双酶法） 大罐连续发酵 六塔差压精馏 成品酒精5. 原料的规格（1）水分：14%（Wt%）,干物质：86%（Wt%）（2）玉米的化学组成（干基）：表 51 玉米的化学组成组成淀粉粗脂肪粗蛋白灰份可发酵糖（以转化糖计）其他Wt%73.8317.6510.662.662.805.89（3）玉米各部分组成比例（干基%）表 52 玉米各部分组成比例玉米全粒胚乳胚芽皮及尖冠1007985814565.2 辅助原料的规格和公用工程表 577、2 辅助原料的规格和公用工程名称规格单位数量说明工艺水符合饮用标准26糖化、发酵冷却水无腐蚀、无泥沙、低硬度0.35 MPa（表）18蒸馏冷却水无腐蚀、无泥沙、低硬度0.35 MPa（表）28动力电380V5%三相带零线低压电2200.5% 50Hz无油无水的压缩空气0.2MPa（表压）露点-40M3/min15工作压力下200N*M3/h加热用水蒸气0.6 MPa（绝压）液、糖化、糊化加热用水蒸气0.6 MPa（绝压）蒸馏加热用水蒸气0.3 MPa（绝压）空气过滤器灭菌工业尿素总氮46.4%吉林长达磷酸二铵料浆法生产，总养分64.4%美国嘉吉公司浓硫酸93.0%（浓度）调PH烧碱液50%调P78、H酵母菌超级酿酒高活性干酵母淀粉酶活力 35000u/mL天津诺维信糖化酶苏宏 100000 u/mL苏州宏达5.3 玉米单耗的计算已知淀粉转化为酒精的总反应式如下：液、糖化过程：（C6H10O5）n+n H2O n C6H12O6分子量 162 18 180发酵过程：C6H12O6 2C2H5OH + 2CO2分子量 180 246 2441. 生产1000Kg无水乙醇的理论淀粉消耗量：1000162/92=1760.9（Kg）2. 生产1000 Kg食用酒精的理论淀粉消耗量普通级食用酒精中乙醇含量95%（V/V）是91.93%（质量分数），则生产1000 Kg该标准的食用酒精，需要淀粉： 79、1760.991.93%=1618.8（Kg）3.生产过程中各部分的损耗:如表53：表53 生产中损耗生产过程损失原因淀粉损失%备注粉碎粉尘0.4蒸煮淀粉残留，焦糖0.5发酵残总糖1.75发酵巴斯德效应4.0菌体生长发酵CO2带走1.3若CO2洗涤可降至0.3蒸馏废水带走，尾气，密封不严1.85淀粉损失总量为9.8%，安装了CO2洗涤塔后, CO2带走的降为0.3%，淀粉损失率降为8.8%.，所以生产1000Kg食用酒精，实际淀粉消耗量：1618.8/（100%8.8%）=1775.0（Kg）4.由基础数据得生产1000Kg食用酒精，玉米耗量： 每吨玉米淀粉含量： 100063%=630.0（80、Kg）消耗比例： 食用酒精（工业酒精+杂醇油）=1005因此，吨酒耗粮=1775.0（Kg淀粉）（1+5%）/630.0=2.958（吨玉米）所以年产3.6万吨食用酒精耗粮为2.95836000=106488（kg）5.-淀粉酶消耗量: 假定应用的淀粉酶的活力为160000u/g，用量按12u/g原料计算，则每1000kg酒精的-淀粉酶消耗量为：2.958100012160000=0.2219（kg）6. 糖化酶消耗量:假定糖化酶的活力为700000 u/g，用量按110 u/g原料计算，则每1000kg酒精的糖化酶消耗量为：2.9581000110700000=4.648（kg）7.产品日产81、量为：36000/330=109.09吨/天8.副产物：（1）高浓度的工业酒精：360002%=720吨/年（2）低浓度的工业酒精：360001.63%=586.8吨/年（3）杂醇油： 360000.295%=106.2吨/年（4）高蛋白饲料：3600087.5%=31500吨/年5.4 液糖化工段5.4.1 基础数据(1)工艺条件：液化温度60，液化时间40min (2)搅拌：因为返蒸汽，所以会出现返混现象,因此取平均停留时间50分钟 (3)筛网直径:2.0mm 1000 Kg玉米粉溶于水为0.6m3(4)玉米粉进罐速率:t/h料水比为: 1:2.2 所以加水量为13.45t/h2.2=2982、.59 t/h=29.59 m3/h，其中余馏水为4m3/h,其余为新鲜工艺水工艺水.加上碱和液化酶的量,总的加水量为35.06m3/h. 50分钟内入罐体积: 醪液流量=13.45(t/h)0.6(m3/h)+35.06m3/h=43.13m3/h生产中料水比：玉米粉水=12.22.4表 54拌料水种类单位流量（稳定时）流量（开车初期）温度（）新鲜工艺水m3/h253040余馏水22100NaOH0.02570.0257液化酶0.0050.005合计27.26232.2625.4.2 第一液化罐容积的计算5.4.3 加热用蒸汽量的计算表 55 饱和水蒸气表（以压强为准）温度（）密度焓（KJ/83、Kg）汽化热（KJ/Kg）Kg/m3液体蒸汽0.6MPa158.73.1686670.222761.42091.10.3 MPa133.31.6501560.382728.52168.11. 新鲜工艺水W1和余馏水W2二股物料的混合温t为：设新鲜工艺水，余馏水及混合物的比热相等，即：Cp1Cp2Cp，则 Q1Q2Cp1 W1 t1Cp2 W2 t2Cp W t （51）由式（51）得： tCp1 W1 t1Cp2 W2 t2Cp W =404.18727+4.1874100+4.187754274+41.14.18746.23（）式中Cp1、Cp2为水的比热容为4.187KJ/Kg Cp为醪液84、的比热，水比热的1.1倍 W1 、W2、W分别为新鲜工艺水、余馏水、醪液的流量，分别为327m3/h、4m3/h 、35m3/h 。 2.玉米粉连续糊化液化的流量：W35.9410006050 43128(Kg/h)则将玉米粉糊液从46.23加热到60需要热量Q3为： Q3CpWt （ 52 ）由式(52）得： Q3 1.14.187100043.136046.232735326KJ/h式中醪液的密度设定为=1000 Kg/ m3Cp为醪液的比热，水比热的1.1倍 W为醪液的流量，为43.13m3/ht为初温与工艺温度之差，13.773. 1Kg158.7的水蒸气0.6MPa,6bar变为6085、水放出的热量Q4为：Q4W汽(蒸汽冷凝放热量液体冷却放热量)W汽（rH）12091.1（670.22251.21）2510.11(KJ/Kg)4.所以，理论上加热蒸汽用量Qsteam为：QsteamQ3Q42735326/2510.111089.724（Kg/h）在蒸汽输送的过程中，有8%的热量损失。则实际加热蒸汽用量Qsteam实际为：Qsteam实际1089.7241.081176.90（Kg/h）1176.9010001.177（m3/h）5. 液化罐的体积为考虑到返混及留有一定的生产弹性，取其体积为70 m3，即第一液化罐体积为70 m3.。6. 离开V0201液化罐去V0202液化罐86、的流量为：V43.13+1.17744.307(t/h)44.307(m3/h)5.4.4 V0202液化罐容积的计算第一液化罐中玉米糊化，经泵打出，在输送管道中途采用蒸汽喷射加热器，用0.6MPa， 158.7的水蒸气将60的玉米粗粉糊液瞬间加热至107进入维持管停留10分钟后进入闪蒸罐负压降温至90后进入第二液化罐，向第二液化罐中加入高温液化酶，在90时平均停留时间为80min。后液化罐所需热量：1. 利用蒸汽喷射器将液化的玉米糊液从60加热到90需要的热量为：理论加热量： Q理论CpWt 1.14.187100044.3079060 6121650KJ/h考虑到热量损失，故实际加热量:Q87、实际1.08Q理论1.0861216506611382KJ/h （53） 式中醪液的密度设定为=1000 Kg/ m3Cp为醪液的比热，水比热的1.1倍 W为醪液的流量，为44.307m3/ht为初温与工艺温度之差，30。2. 1Kg158.7的水蒸气0.6MPa变为90水放出的热量Q5：Q5W汽（蒸气冷凝放热量液体冷却放热量）W汽（rH）12091.1（670.22376.81）2384.51（KJ/Kg）3. 加热蒸汽用量Q喷steam为：Q喷steam Q实际Q56121650/2384.512567(Kg/h) 2567/1002.567(m3水蒸气/h) W实=1.08W=2.56788、m3 /h1.08=2.77m3 /h4. 料水比（玉米粉吨数/h）/（加入水的吨数/h） 13.45/（新鲜工艺水余馏水清液直接加热凝水喷射加热蒸汽凝水）13.68/（27442.771.177）1:2.895. 取平均停留时间为80min,装料系数为70%。 故后液化罐公称体积为：V(44.307+2.77)(80/60)/0.7089.67(m3)考虑到返混及生产留有一定余地，后液化罐体积V0202容积取为V04120 m3离开液化罐V0202的液化液流率来自042的糊液流率喷射蒸汽冷凝速率 44.3072.7747.077（m3/h）5.4.5 第二液化罐循环泵的计算液体在由泵（P0289、02）输送的过程中受到直管阻力，以及各个管件阀门的阻力。 1. 直管阻力：管径d为0.06m,直管长度L为25m。查生物工程设备P452表3-3-13： 管内流体常用流速范围。查得近似液化醪在管内流速u为0.7m/s。黏度为1.910-3PS。取液化醪密度1100Kg/m3。则液化醪雷诺数为： Re=du/ (54)由式(54)得： Re =11000.060.7/(1.910-3/0.11.0210-2) =2.38104104所以，液化醪呈湍流状态，查化工原理上册P40,图1-34：摩擦系数与雷诺数Re及相对粗糙度/d的关系。查得摩擦=0.055。则直管阻力为： H1=(L/d) u2/290、g (55)由式(55)得： =0.055(25/0.06) 0.72/(29.81) =0.57（m）2. 局部阻力:各部局部阻力阻力系数如下表：表 56 局部阻力阻力系数项目标准90o弯头蝶阀止逆阀换热器三通个数56212单个阻力系数0.750.24280.4总阻力系数0.7550.24622810.42合计17.99则局部阻力为： H2=u2/2g (56)由式(56)得： =17.990.72/(29.81) =0.45（m）取H/D=2，罐底为60。锥形封头所以，泵的动压头（取静压头H3为5m），即扬程为：H= H1+ H2+ H3+Z=0.57+0.45+5+12=18.02（m）91、 考虑到磨损及成本，选择扬程为25m。其中：Z-醪液的升举高度该泵的选型大连第一耐酸泵厂F80-38K，泵的规格如下表：表 57泵的规格流量扬程型号数量材质电机功率转速型号53m3/h25mF80-38K20Cr18Ni915KW2960r/hYB-132Si-25.4.6 第二液化罐换热器的计算进入螺旋板换热器（E0202）的液化醪流量为47.077Kg/h.来自V0202的液化醪,温度为90,经过液化醪泵P0201输送,进入E0202用冷却水冷却至60.根据成熟的实际声产经验,对于液化醪的冷却,应该选用不锈钢螺旋板式换热器.工艺参数如下表： 表 58螺旋板式换热器工艺参数项 目工艺参数备注92、设备材质0Cr18Ni9液化醪入口温度T190液化醪出口温度T260换热器形式螺旋板总传热系数K1700Kcal/（m2 h ）冷却水入口温度t116冷却水出口温度t240平均温差Tm47Tm（T1-t2）（T2-t1）/2螺旋板换热器的总传热系数为：K=700 Kcal/（m2 h ）=7004.1868=2930.76KJ/（m2 h ）由热量方程： Q=KF Tm （57）Q=CpWTm （58）由式（57）得液化醪需要换热的热量Q为：Q= 1.14.1868100047.077(90-60)=6504365.459(KJ/h)由式（58）得螺旋板换热器的换热面积F为：F=Q/（ KTm93、） =6504365.459/（2930.7647）=62.52(m2)为保证达到换热要求，取换热面积为80 m2。5.5 糖化工段的计算5.5.1 基本工艺参数 糖化时需加入糖化酶，每8小时加五桶，每桶30kg，稀释水加入600kg/h折合加入的稀释液618.75kg/h。糖化温度60，糖化时间0.5h。进入糖化罐的醪液的总量为：V=47.077+0.61875=48.314548.31 m3 /hV总=48.310.5/70%=34.51m3考虑到返混，圆整，最后糖化罐的体积取40m35.5.2 糖化工段换热器的计算糖化醪的温度T1=60，换热后的温度T2=30 冷却水入口温度t1=16,94、冷却水出口温度t2=40液化醪的比热4.606KJ/kg液化醪的流量W=48.31 m3 /h平均温度 （59）换热速率Q=WCp（T2- T1） （510）Q=48.3110004.606（6030）= 6675475.8（KJ/h）换热面积A=Q/KTm （511）式中K为2930.76 KJ/m2h(注：化工工艺设计手册国家医药管理局上海医药设计院编 第二版 295)求得A=6675475.8/(2930.7617)=133.98m2冷却水用量：W=Q/ Cp（t2 t1）6675475.8/(4.606(4016)60387.5（KJ/h） （512）此处选为无锡市雪浪发酵工程设备厂的95、两个并联的换热器 ，其规格为：表59换热器的规格公称换热面积m2通道间距mm计算换热面积m2流 速1m/ces时处理量m3/h接管公称直径型 号重量(kg)生产厂家3870无锡市雪浪发酵工程设备厂12010115.535.3100I 6B120-1.0/1500-105.6 发酵工段5.6.1 基本工艺参数表 510 基本工艺参数序号项目单位参数1来自02工段糖化醪的总流量m3/h47.0772进入01A种子罐糖化醪流量m3/h2.03进入01B工段糖化醪流量m3/h2.04进入022预发酵罐糖化醪流量m3/h28.435进入023糖化醪流量m3/h11.36送往精馏段成熟醪流量m3/h32.96、67前发酵期h88主发酵期h149后发酵期h345.6.2 种子罐的选型种子罐用来供活性干酵母静止复水浮水活化和增殖培养用。每次培养先罐内注入4045工艺水，液位达到20%。加入安琪活性干酵母50Kg,静止复水60分钟，然后加入2 m3糖化醪，控制罐内温度32。在4小时内向该罐连续注入糖化醪，流量为2.0 m3/h，直到液位达到70%。再向预发酵罐分流。设计利用2个种子罐（V0301AB）。表 511 规格：根据成熟的生产经验取项目公称容积（M3）直径（m）直边高（m）台数材质单重（Kg）顶盖形式底部形式参数50364320Cr18Ni910300椭圆90椎角备注保证强度避免死角5.6.3 种97、子罐循环泵选型其作用是使酒母醪循环流动，在搅拌的同时，使罐内各部分温度相等。根据成熟经验其选型为大连第一耐酸泵厂F80-38K表 512 泵的规格流量扬程型号数量材质电机功率转速型号54m3/h38mF80-38K10Cr18Ni915KW2960r/hYB-132Si-25.6.4 预发酵罐的计算其作用是小修时作为酵母罐（小修01A和01B洗罐时，酵母不够，直接往022投入活性干酵母），正常生产时作为扩培和主发酵罐用。1 计算该罐（V0302）的容积进入该罐的糖化醪流量为18.4 m3/h,由01A和01B罐进入022罐的酒母醪量均为2 m3/h，则022总进醪流量为22.4 m3/h。停留98、时间为8 h,液位为70%。则预发酵罐的公称体积为：22.48/70%=256 m3。 需要留有生产弹性空间取700 m3。表 513 工艺参数发酵阶段前发酵期主发酵期后发酵期合计停留时间（h）8143456保留醪液量（m3）22.4822.41422.434罐容积（m3）700700700罐数量1132.计算发酵罐结构尺寸为了防止死角，避免染菌，选用圆锥底。锥体高H1为4.5m.为了保证压强,选用锥型盖,锥体高H2为1.2m.根据经验,考虑罐的设计成本，实际生产中,700m3大罐直径D为8700mm,直边高H 为10500mm,故其全容积V为：V=D2/4HD2/4H11/3D2/4H21/99、3 =3.148.72/410.53.148.72/445001/33.148.72/41.21/3 =735.78（m3）根据生产经验和计算结果，该罐的选型如下表：表 514 罐的规格 公称体积计算体积工作容积罐厚罐底钢板厚罐顶钢板厚材质700m3735m3不超过710m3101010碳钢涂料罐侧面和罐顶人孔直径600罐顶醪液进料管个数及管径3个,100,125,200罐顶进气管径1085气体分布组件孔径2,开口方向斜向下.保证搅拌均匀,防止罐底醪液堆积内部CIP清洗系统检修时用.全天候呼吸阀维持罐内常压,保证发酵正常进行.3预发酵罐循环泵（P0202）的计算(1) 直管阻力：管径d为0.0100、6m,直管长度L为25m。查生物工程设备P452表3-3-13 ：管内流体常用流速范围。查得近似醪液在管内流速u为0.8m/s。黏度为1.810-3PS。取醪液密度为1100Kg/m3则醪液雷诺数为：由式53得： Re =11000.060.8/(1.810-3/0.11.0210-2) =2.88105104所以，液化醪呈湍流状态，查化工原理上册P40,图1-34摩檫系数与雷诺数Re及相对粗糙度/d的关系。得=0.043。由式（54）得直管阻力为：H1=0.043(25/0.06) 0.82/(29.81) =0.58（m）(2)局部阻力：查生物工程设备P455,表3-3-15： 湍流时流体101、通过各种管件及阀门的阻力系数。查得各部分局部阻力系数如下表：表 515 局部阻力系数项目标准90o弯头蝶阀止逆阀换热器三通个数56212单个阻力系数0.750.24280.4总阻力系数0.7550.24622810.42合计17.99由式55得局部阻力为：H2=17.990.82/(29.81) =0.6m所以，取静压头H3为8m，泵的动压头即扬程为：H= H1+ H2+ H3+Z=0.58+0.6+8+25=34.18（m）故选择扬程为38m。其中：Z-醪液的升举高度，m。该泵的选型为大连第一耐酸泵厂F80-38K，其规格如下：表 516 泵的规格流量扬程型号数量材质电机功率转速型号54m3102、/h38mF80-38K20Cr18Ni915KW2960r/hYB-132Si-24. 预发酵罐换热器的计算 进入预发酵罐的糖化醪量为18.4m3/h，由两个种子罐进入的酒母醪量为2+2=4 m3/h，则总流量为：18.4+4=22.4 m3/h，取醪液的平均密度为1100Kg/m3，则总质量流量为22.41.1=24.64t/h。经过换热器换热的醪液用于罐顶回流，取回流量30t/h。总发酵热Q=Q1-(Q2+Q3)其中：Q1-生物合成热 Q2-蒸发损失热，取5%Q1 Q3-罐壁向周围散失的热量，Q1=msq其中：m-每罐发酵醪量 s-糖度降低百分值，这里取1% q-每1 Kg糖发酵热，取4103、18.6J装满罐的时间为：t=70070%/22.4=21.9（h）则：Q1=3021.910001%418.6 =2.75106（KJ/h）Q2=5%2.75106=1.38105（KJ/h）罐体的直边部分表面积A1=DH=3.148.710.5=286.84 （m2）锥底部分表面积A2=R =3.144.35=85.49（m2）锥顶部分表面积A3=R =3.144.35=61.64 （m2）所以罐的散热面积A=A1+ A2+ A3=286.84+85.49+61.64=433.97 （m2）罐壁散热系数Kc=K对+K辐射=1.7+C(Tw/100)4-(Tb/100)4/( Tw-Tb)=104、1.7+4.88（273+38）/1004-（273+32）/1004/（38-32）=36.87KJ/(m2h)其中：Tw-发酵罐壁温度，取38 Tb-主发酵温度，取32 Q3=AKc(Tw-Tb) （513）由式（513）得： Q3=433.9736.87(38-32) =9.6104KJ/hQ=Q1-(Q2+Q3)=2.75106-(1.38105+9.6104)=2.516106（KJ/h） Q=KAtm （514） A=Q/Ktm （515）冷却水入口温度为15，出口温度为30。则由式（54）得：tm（3215）（3230）/(32-15)/（32-30) =7（）由式（515）得换105、热器的换热面积： 其中：K-螺旋板换热器的传热系数，取700Lcal/(h) 7004.1868=2930.76KJ/(h)A=2.516106/(2930.767) =122.64（）圆整取125。5.6.5 主发酵罐及其设备选型主发酵罐（V030307）计算方法与01B相同。1. 酒精发酵罐防腐措施将酒精罐内壁除油、除锈、除尘表面喷沙处理，达到Sa2（1/2）级标准，见金属光泽，粗糙度为3040m，喷涂G06-7铁红过滤乙烯底漆一层。干后再喷G04-14过滤乙烯磁漆34层。干后喷G01-8过滤乙烯清漆12层。总厚度达到90m以上。2.发酵罐循环泵（P0301AP0307B）的选型利用该泵完106、成循环搅拌,冷却和分流。根据生产经验，其选型大连第一耐酸泵厂IH200-150-3，其规格如下：表 517 泵的规格流量扬程型号数量材质电机 功率 转速 型号400m3/h32mIH200-150-31560Cr18Ni955KW14800r/hYB250-45.6.6 成熟醪中间罐的选型利用成熟醪中间罐（V0307）来调节和平衡精馏与发酵工段的生产,并保证连续稳定的向精馏工段进料.发酵不充分时可做后发酵罐用.根据成熟生产经验，其选型如下：表 518 罐的选型直径直边高容积数量材质重量650078003001碳钢涂料257095.6.7 营养盐的选用及其用量1.用量及规格表 519 营养盐的规107、格及用量项目消耗量规格工业尿素200公斤/天,大约8.33公斤/h工业,总含N量46.4%工业磷酸二铵200公斤/天,大约8.33公斤/h总养分64%2.加入方法:均用料浆法加入。即先将磷酸二铵和尿素用热水溶解（T40）,再将溶液打入发酵罐.5.7 无菌空气系统5.7.1 无菌空气的控制参数表 520无菌空气工艺参数项目供气流量温度压力洁净度湿度单位m3/hMPa级%酵母罐预发酵罐发酵罐320210060参数70300230合计600m3/h=10m3/h5.7.2 空压机吸气管及粗过滤器过滤面积1.空气流速Wg=6.00m/s。将0.2MPa，600 m3/h，32的空气换算成25，0.10108、1MPa的标准状态下的空气。 P1V1/T1=P2V2/T2 （516）由式（516）得其体积为：V标=（P1V1T标）/（P标T1） =0.2600（273.5+25）/0.101（273.5+32）= 1160.895（m3/h）=0.323 （m3/s）=0.32360=19.38 （m3 /min）所以吸气管直径D吸=（4 V标）/（Wg）1/2=0.262m，圆整，取0.3m。2.取空气通过滤布的速度u1=0.5m/s，所以，AF= V标/ u1=0.323/0.5=0.646（m2）5.7.3 空气压缩机的选型为了防止润滑油进入空气，避免染菌，采用无油润滑空气压缩机。其规格：表 5109、21 空压机的选型项目输气量输出气压型号电机数量单重功率转速型号单位M3/min0.1MPa2Z-6/8-1Kwr/minY280S-8使用/备用公斤参数68377401/122805.7.4 空气储罐容积的计算空气储罐起到缓冲的作用，可以保证压缩空气以相对稳定的压力和流量进入发酵罐。其体积为：V储=（10%20%）V标 （参考梁世中生物工程设备P378） =16%19.38 =3.10（m3）根据计算结果和生产经验，其选型如下表：表 522 空气储罐的选型项目直径上封头形式下封头形式壁厚数量材质配备参数3000椭圆形椭圆形101碳钢需配一个压力表和一个安全阀5.7.5 热空气冷却器的计算1.110、进入空气冷却器的热空气的状态参数 （华东理工大学编抗生素生产设备P78，P223224）.令下标0表示入口状态，下标1表示出口状态。取P1=0.2MPa。（1）按多变过程计算出口温度T1，多变指数为m=1.3，所以：（m-1）/m=（1.3-1）/1.3=0.23077T1=T0（P1/P0）（m-1）/m=（35+273.2）（0.3/0.1）0.23077 =397(K)=123.9()（2）空气湿含量的计算入口空气：T0=35，P0=1公斤/2，相对湿度0=80%。查饱和水蒸汽表得 不同温度下水的饱和蒸汽压如下:表 523 饱和蒸汽压T（）34.2535.82PSO(105MPa)0.0111、550.060作内差（0.060-0.055）/（35.82-34.25）=（Ps0-0.055）/（35-34.25）算得35 水的饱和蒸汽压Ps0=0.0574（/2） X0=0.6220 Ps0/（P0-0 Ps0） （517）由式（512）得空气的湿含量： X1= 0.62280%0.0574/（1-80%0.0574） =0.0299（水/干空气）（3） VX1=（0.773+1.244X0）（273.2+T0）/273.2 （518）由式（513）得空气的比容：VX1=（0.773+1.2440.0299）(273.2+35)/273.2=0.9140（m3/干空气） （4）干空气112、流量： L=60V标/ VX1 （519）由式（514）得：L=6019.38/0.9140=1272.2（干空气/h）焓: I1=(1.01+1.88 X1)t1+2500 X1 （520）由式（520）得： I1=(1.01+1.880.0299)123.9+25000.0299 =206.854（水/干空气）2.离开空气冷却器的空气（下标为2）的状态参数（1）温度：因为发酵温度为32.5，所以空气进入过滤器前需要升温T2=32.5-10=22.5=295.7（K）（2）湿含量：当T2=295.7K时，Ps2=0.02805/2，而空气中水蒸气分压PF0=0.0585/20.02805，故113、，有水析出。即空气的相对湿度2=1，由式512得空气湿含量为： X2=0.6222 Ps2/（P2-2 Ps2） =0.62210.02805/(0.2-10.02805)=0.101（水/干空气）（3）析出水量：W水=L（X1- X2）=1272.2（0.101-0.0299）=90.45（水/h）由式520得空气的焓：I2=(1.01+1.88 X2)t2+2500 X2 =(1.01+1.880.101)22.5+25000.101 =279.497（水/干空气）3.空气冷却器的计算因为温差变化大，所以选浮头式列管换热器。壳程走气，可以向大气散热，节省水；管程走水，便于清洗水垢。（1） 114、需要换热量： Q=L（I1- I2） （521）由式（516）得换热量： Q =1272.2（279.497-206.854） =92416.4246（KJ/h）（2）平均温差tm： 热空气：123.9 22.5冷却水： 23 18 t1=100.9 t2=4.5 tm=（t1-t2）/ln（t1/t2） （522）由式（517）得平均温差： tm=（100.9-4.5）/ln（100.9/4.5）=96.4/3.11=31.0（）（3）总传热系数K：查梁世中生物工程设备P180，取K=420KJ/（m2h）。（4）换热面积： Fcold=Q/（Ktm） （523） 由式（518）得： Fco115、ld=92416.4246/(42031.0) =7.10（）（5）设计余量：1.11.5 F取=（1.11.5） Fcold所以为了留足够的余量，换热面积取16.591.5=10.65。5.7.6 析水分离设备的选型由于旋风分离器适用于除去大的液滴，而丝网除沫器适合于除去较小的液滴，所以在生产中两者结合使用。丝网的填充密度为200/m3。1.旋风分离器的直径计算选空气入口气速W分=14.0m/s，由式511得空气体积流量为：V分=（P0V0/T0）（T2/P2）=(0.110）/(273.2+35) (273.2+32.5)/0.1 =9.92（m3/min）直径D分=0.1V分1/2=0.116、19.921/2=0.315m （梁式中 生物工程设备 P378式（3-1-7）截面积A=V分/W分=9.92/14.0=0.709()，数量1台。2.丝网除沫器直径的计算设备中气体流速u丝取1.5m/s，直径D丝=V分/（0.785u丝）1/2=9.92/(0.7851.5)1/2=2.90（m），不能选用比计算直径小的除沫器，否则不利于除沫。数量1台。5.7.7 空气加热器的计算空气在冷却析出水后，相对湿度较高，若直接进入过滤器，则会损坏过滤器，所以需要对空气进行加热，以降低其相对湿度。选浮头式加热器。管程走空气，速度快，传热系数大；壳程走来自压缩机出口的123.9的热空气。数量1台。1.117、析出水后加热到32.5的空气焓:由式515得I2，为：I2，=(1.01+1.88 X2)t2+2500 X2 =(1.01+1.880.101)32.5+25000.101 =291.496（水/干空气）则热负荷为： Qheat=L1（I2，-I2） =1272.2(291.496-279.497) =15265.128（KJ/h）2.平均温差tmheat： 热空气：123.9 100冷空气： 32.5 22.5 t1=91.4 t2=77.5由式（522）得：tmheat=（91.4-77.5）/ln（91.4/77.5）=13.9/0.165=84.2（）3. 换热面积: 查梁世中生物工118、程设备P180，取总传热系数Kheat=170KJ/（m2h）。由式518得换热面积为：Fheat=Qheat/（Kheattmheat） =15265.128/(17084.2) =1.066 （m2）5.7.8 空气过滤器的选型首先，为了保证生产的连续性，应该选用两台，一台使用，一台备用。 其中过滤介质是过滤除菌的关键部分，它在影响介质的消耗、过滤动力消耗、操作强度、维护管理等得同时，还决定设备尺寸、结构、运转过程的可靠性。生产中应该选择吸附性强、阻力小、空气流量大、能耐干热的过滤介质。本设计选用棉花和活性炭的组合作为空气过滤介质。棉花占塔高的1/3，密度为150200g/m3；活性碳棒在119、棉花层下面，占塔高的1/3， 填充密度为400450Kg/m3；活性碳棒下面再装塔高1/3的棉花层。5.8 CO2洗涤塔的设计计算5.8.1 CO2洗涤塔的原理及作用原理是CO2混合气体中大部分杂质都是水溶性的。每生产1酒精就产生CO20.95，所以，在混合气体中含有一定量的酒精蒸汽。洗涤塔的作用是回收混合气体中大部分酒份，以节省原料，降低成本。另外，它还有搅拌、除去部分头级杂质的作用。5.8.2 设计过程设计依据是气体流量、气体的初始浓度、分离要求、吸收剂的初始浓度和温度。 通过确定平均推动力，计算接触面积（填料量），从而确定设备尺寸（D、H），确定吸收剂的用量。. CO2混合气体中的酒精含120、量1.发酵中产生酒精的速率G酒精：G酒精=(32.57 m3/h12.3%804Kg/m3)/46=70.0198（Kmol/h）设发酵中产生CO2的速率与酒精相同即：GCO2= G酒精=70.0198（Kmol/h） =70.019844=3080.873（/h）2. 采用金属特洛克斯填料塔吸收可回收70%酒精：取进入CO2洗涤塔的CO2气体中酒精含量Y1=0.014（分子分数），离开洗涤塔的CO2酒精含量Y2=0.0140.3=0.0042（分子分数），取工艺水温度T0=15，以下计算采用鲍尔环数据（参考化学工程手册第13章气液传质设备 13.3部分）依据经验，CO2混合气体中酒精浓度为0121、.8%1.4%，为了保证足够的工作宽度，取Y1=1.4%（wt）3. 进入洗涤塔的CO2的流量：G=GCO2/Y0=3080.873/（1-1.4%）=3124.617（/h）4. 取离开洗涤塔的气体中的酒精度： Y2=0.42%（wt）。则CO2洗涤塔回收的酒精流量G回收为：G回收=G（Y1Y2） （524）=3124.617（0.0140.0042）=30.62（/h）=0.666（Kmol/h），5. 进入洗涤塔的酒精流量=3124.6170.014=43.745（/h）。洗涤塔塔底排出淡酒中酒精浓度：取X1=6%（体积比）=4.7848%（wt）（参考贾树彪新编酒精工艺学第三版 P31122、2）6. 塔顶洗涤水的加入量L：由30.62/（30.62+L）=4.7848%，解得L=609.32（/h）。水温为T0=15=288.2K。7. 进入洗涤塔气相压力：取P=0.15MPa。气相重度g（按CO2计算）：理想气体方程： PV=nRT （525）g=n/V=P/（RT）=1.5105/(8.1616288.2)=63.927（mol/m3）=2.813（/m3）8. 液相重度l：查化工原理水的重要性质表得塔顶加入的水的重度L0=998.95（/h）查许开天 酒精蒸馏技术P120得塔底淡酒的重度L1=989.73（/h）。则全塔液相平均重度L为：L=（L0L1）/2=(998.95123、+989.73)/2=994.34（/h）9. 液相黏度L（15）：酒精的黏度为1.27cp，水的黏度为1.55cp。则全塔液相的黏度L按塔底液相考虑为：L=（1.27+1.55）/2=1.2125（cp）10. 取塔径D=1.2m，则空塔气速W为：W=GV/（36000.785D2）=2015.0/（36000.7851.22）=0.495（m/s）11. 湿填料的表面因子（m-1） 表 524 填料规则选择外径高*宽比表面积孔隙率个数堆积重度干填料因子湿填料因子dH*anpa/3mmmmm2/m3m2/m3个/m3Kg/m3m-1m-12424.2*11940.87535001002943124、2012.液相重度校正系数=水/L=998.95/994.34=1.0046313.填料塔泛点和压降的通用关联图的横坐标：（L/G）（g/L）1/2=（609.32/3124.617）（2.813/994.34）1/2=0.010314. 泛点气速WF为：由于填料属于乱堆型的，据代入数据（L/G）（g/L）1/2，及填料塔泛点和压降的通用关联图知（WF2/g）（g/L）L0.2=0.22，所以WF=0.22 .g.L/(.g.L0.2)=0.229.81994.34/(3201.004632.8131.21250.2)1/2=1.51(m/s),取空塔气速为80%WF，即：Ws=80%WF=1125、.21（m/s）15. 图2-4填料塔泛点和压降的通用关联图的纵坐标为：（Ws2/g）（g/L）L0.2=(1.2123201.00463/9.81) (2.813/994.34) 1.21250.2=0.14116. 填料层压降:查化工原理(杨祖荣，P292)填料塔泛点和压降的通用关联图得到，填料层压降=1226Pa.塔高的计算1. 酒精在CO2中的扩散系数DG（化工原理，杨祖荣）：DG=1.0010-5T1.75（1/M CO2+1/M乙醇）1/2/P（VA）1/3+（VB）1/32其中：T=32=305.2K，总压P=0.15MPa=1.480atm，M乙醇=46.069， M CO2=126、44.0，酒精分子扩散体积VA=216.561.985.4850.36 ，CO2扩散体积VB26.9 ，则：DG1.0010-5T1.75(1/46.069+1/44.0)1/2/150(50.361/3+26.91/3)=2.86710-5(m2/s)=0.1032（m2/h）2. 酒精分子在水中的扩散系数DAS：DAS=7.410-8（Ms）1/2T（VA0.6）=7.410-8（2.618.015）305.2/(1.212575.60.6)=9.5110-5（cm2/mol）其中：溶剂的缔合系数，水=2.6，乙醇=1.5Ms溶剂S的分子量，对于水Ms=18.015g/molVA溶质在正常127、沸点下的分子体积，当溶剂为水时，VA =75.6cm3/mol。（查卢焕章石油化工基础数据手册P494密度数据）3. 计算其体积传质系数KG（计算方法与拉稀环相同） （1）汽液平衡常数m（查郭开民多元汽液平衡和蒸馏P15式1-49）设洗涤塔的汽液平衡操作可简化为理想系统，故，酒精的汽液平衡常数m=y/x=pis/p ，酒精的饱和蒸汽压pis=exp（18.9119-3803.98）/（T-41.68）=0.0422016（MPa ）。所以，m=y/x=pis/p=0.0422016/0.15=0.281344即:平衡关系为y=mx=0.281344x（2）气膜传质系数KG的计算a. 填料的公称128、直径Dp：取Dp=0.025mb. 气体的质量流速 G1=3124.617/（0.7851.22）=2764.169Kg/(m2h)c. 液体的质量流速 L1=609.32/（0.7851.22）=539.03Kg/(m2h)d. 混合气体的粘度G1：取T=32，对于纯酒精蒸汽G=88.009微泊 ，对纯CO2气体G=154.27微泊。进入洗涤塔气体混合物的黏度=纯酒精蒸汽的黏度酒精气体的分子浓度+纯CO2气体的黏度CO2气体的分子浓度=88.0090.014+154.270.986=1.232126+152.11022=153.342（微泊）=0.0001533泊=0.00001533 Kg129、/(ms)=0.055188Kg/（mh）液体粘度L=1.2125cp=0.012125泊=0.0012125Kg/ms=4.365Kg/mh;重力加速g=9.81，比表面积a=194m2/m3e. 气相中惰性组分分压的对数平均值PBM表 525 气相中惰性组分分压的对数平均值CO2气体酒精气体混合气体Kg/hKmol/h分子浓度Kg/hKmol/h分子浓度Kmol/hMPa洗涤塔入口3757.9081.69340.9860053.3581.159960.0140082.8530.15洗涤塔出口3757.9081.69340.99575816.0080.348000.0042482.04140130、.1416F. 气体摩尔质量流速 GM=82.853/（0.7851.22）=73.295Kmol/(m2h)CO2入塔分压PCO2，1=PYCO2，1=0.150.986=0.1479MPa CO2出塔分压PCO2，2=PYCO2，2=0.14160.995758=0.140999MPag. CO2分压对数平均数 PBM=0.144450 MPa=0.142561atm气膜传质系数： kg= （526）由式（526）得 kg=25.5970Kmol/(m2hatm)液膜传质系数 l= （527）由式（527）得： l=0.03677（m/h） =+ （528）由式（528）得气相传质总系数K131、G为：KG=0.13Kmol/（m2hY）.填料高度h的计算h=G回收/（KGaAtY）（化学工程手册第13篇 P15 式2-20）。洗涤塔操作方法如图51 洗涤塔流程图 ： 洗涤水H2O X2 CO2和少量C2H5OH Y2CO2洗涤塔 CO2气和C2H5OH气Y1 H2O和C2H5OH液X1 图51 洗涤塔流程图设洗涤塔顶部洗涤水中酒精含量为X2，则 X2=0。塔顶排出的CO2气中酒精含量为Y2，则Y2=0.00424。塔底入口 CO2气中酒精含量为Y1，则Y1=0.01400。塔底淡酒中酒精含量为X1。所以，酒精的回收率=(1-0.34800/1.15996)100%=70%,故X1=（132、1.1599670%）/41.292+ （1.1599670%）= 0.019285。则塔底淡酒中水含量为：1-0.019285=0.980715。表 526 洗涤塔气液组成Kg/hKmol/hYi（分子分数）X酒精C2H5OH53.3581.159960.01400CO23757.9081.69340.98600C2H5OH16.0080.348000.995758CO23757.9081.6934C2H5OH/CO20/00/00/0H2O743.2541.2921.0000CO2000C2H5OH37.250.019285H2O743.2541.292作出理想状态的气液平衡线y=mx,即133、y=0.281344x。再作出操作线。 推动力y1=0.014-0.281340.019285=40.014-0.0054=0.0086 y2=0.00424-0=0.00424对数平均推动力Yav=（y1-y2）/ln（y1/y2）=6.16516710-3故，填料层高度 ： h =G回收/（KGaAtY） （529）由式（529）得： h =0.7767/（0.131940.7851.226.16516810-3） =4.3mAt洗涤塔的横截面积。致谢经过下厂调研，使我对玉米酒精生产工艺有了更深入的了解。毕业设计过程，使我增强了把理论知识应用于实践的能力，对与酒精生产有关的各门课程有了新的134、系统化的认识和理解，对工厂设计有了初步了解，初步学会了些CAD制图知识和方法。由于我对所学知识不够，在设计过程中出现了很多欠缺和疏漏，遇到很多困难，在我系很多老师的帮助下得以解决，同时也得到了同学们的帮助，也再一次认识到多与人交流可以省去学习中很多不必要的麻烦，在这里对老师和同学们表示感谢。参考文献1 马福强,王秀红.我国酒精工业的现状与发展初探,2000.6:32-33 2 扬平 . 注重粉碎工段提高粉碎机工作效率.江苏正昌集团 江西饲料, 1998,(3)：21-223 何谨.以玉米为原料成产酒精的工艺设计探讨.河南化工.1999.1:364 姬艳红,王华雯,董青山,王学品. 双酶法工艺生135、产酒精的探讨.河南化工. 2001.7:205 张树政.酶制剂工业.北京:科学出版社.1984.16 徐微,张军,战持友.双酶法低温蒸煮糖化工艺的研究.齐齐哈尔轻工学院学报.1996.2:747 谢林.酒精大罐发酵技术的应用与研究.酿酒科技.1995.6:39-408 马立安.耐高温酒精酵母菌驯化与筛选.湖北农学院食品科学系湖北 荆州 434103 湖北农学院校报，2000，20(1)：72-739 DDGS生产技术及其节能工艺与设备选择方案 安徽安特生物化学有限公司 安徽 宿州 234000 宿州教育学院学报 ，2005，8（3）：131-13310吴思方.生物工程工厂设计概论.中国轻工业出136、版社，2007：252-25611贾树彪，李胜贤，吴国锋.新编酒精工艺学.化学工业出版社2007.512 李大鹏，罗文斌.双酶法生产玉米酒精液化及糖化工艺条件的研究.粮食与饲料工业，2005，（1）：161713 郭宝岭. 玉米湿法生产酒精的工艺研究.中国酿造， 1995,（4）：273114 薛侠.玉米原料酒精厂液糖化工艺.酿酒科技。1999，（5）：535415 肖东光, 许葵, 李瑞青，等.酒精浓醪发酵生产工艺的优化.酿酒科技，2004,附录粉碎工段设备一览表NCS型电子散料称型 号准确度等级 最大称量速度量计分度值检定分度值单次最大称量NCS型0.2 30t/h 0.05kg 0.05137、kg 0.09kg重力分级去石机型号动力重量产量 TQSF型 20.37千瓦500公斤 14.16t/h通风机型号全压风量转速电机型号 926 3148mmHg 3572m3/h 2900r/minY27.5千瓦 MCJ型24袋脉冲除尘器型号处理风量设备阻力滤尘效率设备重过滤面积滤袋数量MCJ2160m3/h10001200Pa99%850Kg18m224个GY型刚性叶轮式给料机型号规格重量生产能力叶轮转速GY型20030077公斤10m3/h31r/min粉碎工段设备一览表设备名称技术参数玉米斗提机TD200型 Q=50t/h刮板输送机MS2S型 Q=50t/h重力分级去石机TQF125 Q138、=11净玉米仓 V=166m3锤袋粉碎机VDK600（引进）锤袋粉碎机FSP11230型玉米粉粗粉碎机附螺旋输送机300300 Q=90t/h玉米粉螺旋输送机40014500WD6玉米粉斗提机TD200型 q=28.2L/h玉米粉螺旋输送机40085VP，m玉米粉螺旋输送机30015000双仓高效率筛Q=56t/h细玉米粉输送机30020000脉冲袋式除尘器DMC24型高压离心通分机（脉冲）Q=3272m3/h，P=3148Pa离心通分机（去石用）Q=14000m3/h，P=961Pa液、糖化工段主要设备表名称型号台数材质重量电机型号生产厂家备注单重总重千瓦转/分玉米粉中间罐1800*5215139、 V=101A317001700皮带秤3900*750*12001150015001.5引进混合输送机3500*650*650 SN-3001OCr18Ni920002000151445引进风机4-72-11N 3.2全压1248 Q=19751OCr18Ni9257092.21475Y100L1-4吉林市鼓风机厂液化罐3800*6570 V=602OCr18Ni9583711674Y132M-4酚醛玻璃棉毡搅拌器XLD7.5-7 速比2927.5Y200L-4重庆水泵厂液化醪泵IS125-100-400A Q=90 H=253OCr18Ni9301475引进半开T=95度螺旋板换热器1105140、*1500 A=801OCr18Ni935103510螺旋板换热器A=401糖化罐6500*11220 V=3002OCr18Ni92075141514酚醛玻璃棉毡搅拌器XLD9-23速比63215Y180L-6糖化醪泵IS125-100-400A Q=90 H=403OCr18Ni9301475Y200L-4重庆水泵厂半开T=95度板式换热器A=2.3-2.71OCr18Ni9300300引进板式换热器A=401OCr18Ni9四平换热器厂螺旋板换热器1630*750 A=108.71OCr18Ni943808760引进发酵工段主要设备一览表设备名称型 号台数材质单重（）电机生产厂家KWr/141、分型号种子罐3600430050M320Cr18Ni910300发酵罐870010500700M36碳钢+涂料430001A罐循环泵Q：54m3/hH:38 mF80-38K2一备一用0Cr18Ni9152900YB132S1-2大连第一泵厂01B罐循环泵Q：54m3/hH:38 mF80-38K2一备一用0Cr18Ni9152900YB132S1-2大连第一泵厂0361罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni9551480YB350M-4大连第一耐酸泵厂0381罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni142、9551480YB350M-4大连第一耐酸泵厂0382罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni9551480YB350M-4大连第一耐酸泵厂0383罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni9551480YB350M-4大连第一耐酸泵厂0384罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni9551480YB350M-4大连第一耐酸泵厂01A罐冷凝器螺旋板式F:15.36m31304吉林天池01B罐冷凝器螺旋板式F: 15.36m31304吉林天池61罐冷凝器螺旋板式143、F=1001304吉林天池81罐冷凝器螺旋板式F=851304吉林天池82罐冷凝器螺旋板式F=48.61304吉林天池83罐冷凝器螺旋板式F=48.61304吉林天池成熟醪中间罐65007800m3300m3130425709吉林天池成熟醪中间罐循环泵Q：400m3/hH：32m1H200-150-3152一备一用CCr18Ni937740Y280S-8大连第一耐酸泵厂空气过滤器2棉碳填料无油润滑空气压缩机3L-15/2Q=15m3/minP=0.2MPa2一备一用551000Y280M-6长春空压机厂空气冷却器6002000 水冷F=24.891长春空压机厂空气储罐101629601长春空压144、机厂CO2无油润滑压缩机3L-25/2NLQ=253/minP=0.2MPa2一备一用901000Y315S-6长春空压机厂CO2冷却器6002000 水冷F=18.31长春空压机厂CO2分离器458149511500长春空压机厂CO2洗涤罐12005000白钢填料10Cr18Ni9CO2洗涤水罐15001350V=2.4m310Cr18Ni9淡水泵Q：1253/hH：20m1H50-32-1252一备一用0Cr18Ni98302.2YB90L-2无油润滑空压机C-0.6型70020452一备一用扬州第二空气压缩机厂气体干燥净化装置CWV-6/8-BQ=6m3/min18500.1储气罐C-I145、型 80022101目 录1 总 论11.1 项目概况11.2 建设单位概况31.3 项目提出的理由与过程31.4 可行性研究报告编制依据41.5 可行性研究报告编制原则41.6 可行性研究范围51.7 结论与建议62 项目建设背景和必要性92.1 项目区基本状况92.2 项目背景112.3 项目建设的必要性113 市场分析143.1 物流园区的发展概况143.2 市场供求现状163.3 目标市场定位173.4 市场竞争力分析174 项目选址和建设条件194.1 选址原则194.2 项目选址194.3 场址所在位置现状194.4 建设条件205 主要功能和建设规模225.1 主要功能225.2146、 建设规模及内容266 工程建设方案276.1 设计依据276.2 物流空间布局的要求276.3 空间布局原则286.4 总体布局296.5 工程建设方案306.6 给水工程336.7 排水工程356.8 电力工程386.9 供热工程466.10 电讯工程477 工艺技术和设备方案517.1 物流技术方案517.2 制冷工艺技术方案678 节能方案分析738.1 节能依据738.2 能耗指标分析738.3 主要耗能指标计算748.4 节能措施和节能效果分析769环境影响评价839.1 设计依据839.2 环境影响评价应坚持的原则839.3项目位置环境现状849.4项目建设与运营对环境的影响84147、9.5项目建设期环境保护措施849.6 项目运行期环境保护措施8610 安全与消防8710.1安全措施8710.2消防8811 组织机构和人力资源配置9211.1 施工组织机构9211.2 基建项目部的主要职责9211.3 运营管理9311.4 人员来源、要求及培训9412 工程进度安排9612.1 建设工期9612.2 工程实施进度安排9613 投资估算与资金筹措9813.1 投资估算98投资估算包括建设项目的全部工程，主要内容有：主体建筑工程、道路硬化工程、绿化工程、其他费用及基本预备费。9813.2 资金筹措9914 财务评价10214.1 评价依据及方法10214.2 基础数据与参数选取10214.3 营业收入及总成本费用估算10314.4 利润总额估算10514.5 盈亏平衡分析10514.6 财务评价10615 综合效益评价10716 招投标管理10816.1 编制依据10816.2 招标原则10816.3 招标方案10916.4 评标要点11017 结论及建议11117.1 结论11117.2 建议112