目录
第一部分：设计任务书 (3)
第二部分：工艺流程图 (3)
第三部分：设计方案的确定与说明 (4)
第四部分：设计计算与论证 (4)
一．板式塔的工艺计算 (4)
二．板式塔的工艺条件及物性资料计算 (7)
三．板式塔的主要工艺尺寸计算 (10)
四．塔板的流体力学验算 (13)
五．塔板的负荷性能图 (14)
六．主要接管尺寸计算 (17)
七．辅助设备设计定型 (19)
八．塔的总体结构 (23)
九．塔的具体结构设计 (23)
第五部分：设计结果概要 (25)
第六部分：参考资料 (25)
第七部分：心得体会 (26)
第一部分：设计任务书
一、题目：
酒精连续精馏板式塔的设计。
二、原始数据：
1．原料：乙醇—水混合物，含乙醇39%（质量），温度38℃；
2．产品：馏出液含乙醇94%（质量），温度39℃，残液中含酒精浓度≤0.08%
3．生产能力：日产酒精（指馏出液）10000 Kg ；
4．热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为260KPa。
三、任务：
1.确定精馏的流程，绘出流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的
仪表和装置。
2.精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择
塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算（包括塔板压降、淹塔的校核及雾沫夹带量的校核等）。
3.作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。
4.确定与塔身相连的各种管路的直径。
5.计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型，若
采用直接蒸汽加热，需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。
6.其它。
四、作业份量：
1.设计说明书一份，说明书内容见《化工过程及设备设计》的绪论，其中设计结果概要
一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却用水量、单位产品冷却用水量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。
2.塔装配图（1号图纸）;
塔板结构草图（35X35计算纸）;
工艺流程图 (35X50计算纸)。
第二部分：工艺流程图
(见附图1)
流程概要：
乙醇－水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。
第三部分：设计方案的确定与说明一．设计方案的确定
1．塔板类型：选用F1型重浮阀塔.
浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，而且操作弹性大，操作灵活，
板间压降小，液面落差小, 浮阀的运动具有去污作用，不容易积垢堵塞，操作周期长，结构简单，容易安装，操作费用较小，其制造费用仅为泡罩塔的60%～80%；又由于F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好；另外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。综上所述，选择F1型重阀浮阀塔。
2．操作压力：常压精馏
对于乙醇－水体系，在常压下已经是液态，且乙醇－水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综上所述，选择常压操作。3．进料状态：泡点进料
进料状态有五种，如果选择泡点进料，即q=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。
4．加热方式：间接蒸汽加热
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热只能用于塔底产物基本是水，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加，成本增加，故采用间接加热。5．热能利用方式：选择适宜回流比，塔釜残液作为原料预热热源适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比R min，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1－2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.8，即：R＝1.8R min；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。5．回流方式：泡点回流
泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。二. 设计方案的说明
1。本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。
2。原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。
3。本流程采用间接蒸汽加热，使用35℃水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60℃、35℃和35℃左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。
4．本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。设计方案确定原则参考《化工原理课程设计指导书》P7至P9
第四部分：设计计算与论证
一. 板式塔的工艺计算
（一） 物料衡算
1。将质量分数转换成摩尔分数
2。物料衡算
（1）摩尔流量计算
W
D
F Wx Dx Fx += W D F +=
68
.23718
06
.0*0000146
94
.0*00001D =+
=
kmol/d
d kmol x x x x D W W
F F D /45.796313
000.02000.0)
2000.08597.0(68.237)(=--?=
--=
d kmol W D F /13.103445.79668.237=+=+=
（2）质量流量计算
W D F W D F ααα+= W D F +=
（二） 理论塔板数T N 的求取（图解法）
由常压下沸腾的水-酒精溶液和由它产生的气体组成及沸点表描点作图，与q 线交点为（0.2000,0.417） 可算出最小回流比Rmin=2.05 取1.8，
理论塔板数为24块（包括再沸器）：精馏段20块，提馏段4块 加料板为第21块
（三） 操作线方程
1． 精馏段方程: 1833.0169.38597.01=+=+R x D 7869.0169.369
.31=+=+R R
精馏段方程:1833.07869.0+=x y
物料衡算公式按《化工原理课程设计指导书》P10至P11
理论塔板数得出见附图2、3、4
2000
.018164693469
3=+=
F x 8597
.018
646944694
=+=
D x 313000.018
2
9.994680.0468
0.0=+=
W x s
kg h kg d kg D W W
F F D /164.0/81.588/55.141318
000.093.0)
93.094.0(00001)
(===--?=
--=
ααααs
kg h kg d kg W D F /4509.0/1623/6.389616.2696112000===+=+=69
.305.28.18.1min =?==R R
2． 提馏段方程： D
L
R =
h kmol d kmol RD L /54.36/04.87768.37269.3==?==∴
1
=q d
kmol V V /72.1114==∴
h kmol d kmol F L L /63.79/17.191113.103404.877==+=+=
提馏段方程:01049
00.0714.1-=-
=x x D
W x V
L y W
（四） 全塔效率T E 和实际板数P N 1．塔顶：D x =0.8597时，=D y 0.8640
1t ＝78.3C ? 挥发度1α＝1.0368
进料：F x =0.2000时，F y ＝0.5309
2t = 83.2C ? 挥发度2α＝4.5270
塔釜：W x =0.000313时，W y ＝0.00410
C t ?=9.993（由于考虑到实际情况常用103C ?）
挥发度3α＝13.5133
平均挥发度：
9410.30413.135270.40368.133
321=??=??=
ααααm
2．塔顶C t ?=3.781查得s mPa ?=41.01μ 进料C t ?=2.382查得s mPa ?=94.02μ 塔釜C t ?=1033 查得s mPa ?=28.03μ 平均粘度s mPa m ?=??=
??=
3832.028.084.041.03
3
321μμμμ
3．全塔效率：
%1.43431.0)
3865.0*366.4(49.0)
(49.0245
.0245
.0===?=--μαT E
4．实际板数：
15
.45434.0/0266.49434.0/)123(/)1(1===-=-=N E N N T T P
取总板数Np=50，N1=46，N2=4
查《化工原理实验》P144 根据X ，用内差法求得Y ，t 用公式
)
1()1(Y X X Y --=
α
求算挥发度
粘度查《化工原理》上册P344附录十四及液体的粘度和密度图
h
kmol d kmol R D D L V /45.46/72.1114)69.31(68.237)1(==+?=+=+=
二．板式塔的工艺条件及物料计算
（一）平均温度计算
塔顶：C t D ?=3.78，塔釜：C t W ?=103，进料：C t F ?=2.38 全塔平均温度：C t m ?=+=
65.902
103
3.78， 精馏段平均温度：C t m ?=+=75.0822.383.78 提馏段平均温度：C t m ?=+=1.932
103
2.38
(二)操作压强计算
因为常压下乙醇－水是液态混合物，其沸点较低（小于100℃），故采用常压精馏就可以分离。
故塔顶压强：PD=101.3KPa ，取每层压强降为KPa P 5.0=? 塔底压强：KPa N P P P D 3.135685.03.101=?+=+=?
进料板压强：KPa P N P P D F 8.131615.03.101=?+=?+=精 全塔平均操作压强：KPa P P P D m 3.1182
3
.1353.1012
=+=+=
精馏段平均操作压强：KPa 55.1162
8.1313.1012=+=+=D F m P P P
提馏段平均操作压强：KPa P P P W
F m 55.1332
3.1358.1312
=+=+=
（三）平均分子量计算
1．塔顶：D x =0.8597 =D y 0.8640
气相=VDM M 0.8640×46＋（1－0.8640）×18＝42.19mol g / 液相=LDM
M
0.8597×46＋（1－0.8597）×18＝42.07mol g /
2．进料：F x ＝0.2000，F y = 0.5309
气相=VDM M 0.5309×46＋（1－0.5309）×18＝32.87mol g / 液相=LDM
M
0.2000×46＋（1－0.2000）×18＝23.6mol g /
3．塔釜：W x ＝0.000313，W y ＝0.00410
气相=VDM M 0.00410×46＋（1－0.00410）×18＝18.11mol g / 液相=LDM
M
0.000313×46＋（1－0.000313）×18＝18.01mol g /
4．精馏段平均分子量
=VM M (42.19+32.87)/2=37.53mol g /
=LM
M
(42.07+23.6)/2=32.84mol g /
5．提馏段平均分子量
=VM M （32.87+18.11）/2＝25.49mol g / =LM
M
(23.6+18.01)/2=20.81mol g /
（四）平均密度计算 1．液相
塔顶C t ?=3.781查得水ρ(液)＝0.97283/cm g
乙醇ρ(液)＝0.7463/cm g
=1L ρ0.8597×0.746＋（1－0.8597）×0.9728＝0.77783
/cm g
＝7783/m kg
进料C t ?=2.382查得水ρ(液)＝0.96993/cm g 乙醇ρ(液)＝0.7733/cm g
=2L ρ0.2000×0.773＋（1－0.2000）×0.9699＝0.93053
/cm g
＝9313/m kg
塔釜C t ?=1033 查得水ρ(液)＝958.43
/m kg
=3L ρ0.000313×0＋（1－0.000313）×958.4＝9583/m kg
精馏段液相平均密度：（778+931）/2=854.53
/m kg 提馏段液相平均密度：（931+958）/2=944.53
/m kg 2．气相
塔顶C t ?=3.781查得 =1V ρ 1.4783/m kg
进料C t ?=2.382查得 =2V ρ0.8113/m kg
《物理化学实验》P162表6 用内差法查纯液体密度
查《化工原理》上册P335查水的密度
《板式蒸馏塔设计》p149，附录13 乙醇-水蒸气在沸腾温度下的密度
塔釜C t ?=1033查得 =3V ρ0.6013/m kg
精馏段气相平均密度：（1.478+0.811）/2=1.1453/m kg 提馏段气相平均密度：（0.811+0.601）/2=0.7063/m kg （五）表面张力
1．塔顶C t ?=3.781查得85.62＝水σmN/m ＝乙醇σ17.8 mN/m
=1σ0.8597×17.8＋（1－0.8597）×62.85＝24.12mN/m
2．进料C t ?=2.382查得＝水σ61.53 mN/m ＝乙醇σ17.1 mN/m
2σ＝0.2000×17.1＋（1－0.2000）×61.53＝52.64 mN/m 3．塔釜C t ?=1033查得＝水σ58.23 mN/m ＝乙醇σ15.2 mN/m =3σ0.000313×15.2＋（1－0.000313）×58.23＝58.22 mN/m
4．精馏段平均表面张力：
σ(精)=(24.12+52.64)/2=38.38 mN/m 5．精馏段平均表面张力：
σ(提)=(52.64+58.22)/2=55.43 mN/m （六）平均流量计算
s
m VM
V s m VM V h kmol d kmol D R V Vm
Vm
Vm
Vm
/6594.03600
067.049.5245.46/2294.03600145.153.7345.46/45.46/72.1114)1(3
3
=??=
=
=??====+=ρρ提景
s
m LM
L s m LM L h kmol d kmol RD L Lm
Lm
Lm
Lm
/000224.03600
5.94481.2054.36/390000.036005.85484.3254.63/54.36/04.8773
3
=??=
=
=??=====ρρ提景
《化工原理》上册P335查水的表面张力 P355查乙醇的表面张力
三．板式塔的主要工艺尺寸计算（以精馏段为例）
（一）塔径D 1.求空塔气速u
(1)51902.0145.15.5482294.0000039.021
2
1
=??? ??=???
?
?????
??V L V
L
ρρ (2)初选板间距HT=0.35m ，板上液层厚度hL=0.06m
HT-hL=0.35-0.06=0.29m
(3) 查Smith 图,得570.020=C
64940.02038.38570.0202
.02
.020=?
?
?
??=?
?
? ??=σC C
(4)求空塔气速 s /773m .1145
.1145
.15.5486494
0.0max =-=-=Vm
Vm
Lm C
u ρρρ
u=(安全系数)×umax 安全系数为0.6～0.8，取安全系数为0.7则
s m u /412.1773.17.0=?=
2. 求塔径D m u V D s
596.041
2.14229
.044=??=
=
ππ
圆整：取D=0.7m; 塔的截面积：2
2
2
3848.07
.04
4
m D
A T =?=
=
π
π
实际空塔气速：s m D
V u s
/099.17
.04
3679
.04
2
2
==
=
π
π
(二) 溢流装置
选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰,平形受液盘以及平形溢流堰。
1.堰长lW ： 堰长w l =(0.6~0.8)D
取堰长lW=0.6D=0.6×0.7=0.42m
2.出口堰高hW (1)液流收缩系数E 取E=1
(2)堰上液层高度：
1．《化工过程及设备设计》P131 式4－23
2．选择原则查《化工原理》下册P156 3．查《化工过程及设备设计》
P130Smith 图
《化工过程及设备设计》P131 式
4－22
式4－21
《化工原理》下册P156
查《化工原理》下册P155,表3-2对照圆整
查《化工过程及设备设计》P132
《化工原理》下册P159图3－11
m
l L E h w h ow 500063.042.03600000039.01100084
.2100084
.23
2
3
2
=??
?
?????=
????
??=
(3)堰高：m h h h ow L w 7053.0500063.006.0=-=-= 根据0.1－ow h ≧w h ≧0.05－ow h ，验算：
0.1－0.006350≧0.0537≧0.05－0.006350是成立的。 化简，故ow h ＝0.0064m w h =0.0537m
3.弓形降液管高度Wd 及降液管面积Af 01.06.0=∴
=D
W D
l d w
052.0=T
f A A
2
3848.0m A T =
2
02.03848.0052.0052.0m A A f f =?==∴ m D 7.0=
m D W d 007.07.001.001.0=?==∴
4.验算液体在降液管中停留时间
s L H A s
T
f 44.80
00039.035.00094.0'=?=
=
θ
保留时间θ>(3-5)s ，故降液管适用。
5.降液管底隙高度ho
取液体通过降液管底隙的高度uo 为0.13m/s 。
m h h w o 0476.0006.00536.0006.0=-=-=
满足不少于20～25mm ，符合要求。
（三）塔板布置及浮阀数目与排列
1．塔板布置
塔板直径D ＝0.7m=700m ，在800m 以内，选用整块式塔板 当D<1.5m 时，S W =60～75mm
溢流堰入口安定区：S W =65mm=0.065m 入口堰后的安定区：'
S W `=65mm=0.065m
《化工原理》下
册P159式3－6
查《板式精馏塔设计》P33表2-7
查《化工原理》下册P161
《化工原理》下册P161
小塔的c W 可选30～50mm,大塔可选50～75mm 边缘区宽度(无效区)c W =40mm ＝0.04m 降液管宽度：d W =70mm=0.070m 2.浮阀孔的数目及孔间距
对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在9—12之间，故在此范围取得合适的F0=10 阀孔气速s
m F U v
o
o /35.9145
.110==
=
ρ
每层板上的阀孔数N ：
88
.3735
.9039
.0229
4.040
2
04
2
==
=
???ππ
u d N S
V
对于单溢流塔板，鼓泡区面积为：
??
?
??
?
+
-=-R x R
x
R
x
A a 1
2
2
2
sin
180
2π
m
W D R m
W W D x c s d 31.004.02/7.02
22.0)06.0007.0(2/7.0)(2=-=-=
=+-=+-=
2
32.0m A =α
浮阀孔排列：
因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。孔心距t 为75～125mm 。取相邻两排孔的中心距t ＝80mm 。排得37孔。 浮阀孔排布图见附图5
3． 验算气速及阀孔动能因数：
s m u /57.937
039
.04
229
4.02
=??=
π
s m u F V o o /24.10145.157.9=?==ρ
阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围之内。 塔板开孔率：
%5.01%10057
.9099.1%1000
=?=
?u u
开孔率应在10%～14%之间，塔板开孔率符合要求。
《化工原理》下册P162
查《化工原理》
下册P162
《化工原理》下册P163式3－18
《化工原理》下册P162
四．塔板的流体力学验算（以精馏段为例）
(一) 气相通过浮阀塔板的压强降
σP P P P l C p ?+?+?=?
1. 干板阻力
m
u h s m u u s
m u L
o
c OC oc v c 62034.05
.85408
.99.199
.19/75.9u 08.9/75.9145
.11.731
.73175
.0175
.00825
.1825
.10=?
====<===
=
ρρ
2. 板上充气液层阻力：
由于乙醇－水系统里，液相是水，故εo ＝0.5
m h h L o l 03.006.05.0=?==ε
3. 液体表面张力所造成的阻力:
液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。
m h h h hp l p 62064.0030.062034.0=+=++=σ
4．单板压强降：
g h p l p ρp =?=0.06426×854.5×9.81＝538.7Pa
（二）淹塔
为了防止淹塔现象的发生，需要控制降液管中清液层高度： ）（w T d h H H +≤φ，且有σh h h H l p d ++= 液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.065m
m h
l L h w s d 79800005.07047.042.00000393.0153.0153.02
2
=??? ???=???
? ??= 板上液层高度L h =0.06m
所以降液管液面高度Hd=0.06426＋0.06＋0.00005798=0.1243m 因为乙醇—水的物系不易起泡，取5.0=φ w T h H +（φ）=0.5×（0.35+0.0537）=0.2019m
因为Hd=0.1243<0.2019，所以设计结果符合要求。
查《化工原理》下册P164
查《化工原理》
下册P164
《化工原理》P165
查《化工过程及设备设计》P139
（三）雾沫夹带
由 T H =0.35m,v ρ =1.145kg/3m ,
查P166图3－16得：CF=0.095 因为酒精—水系统为无泡沫（正常）系统，所以取K=1 板上液流面积：
2
3448.002.023848.02m A A A f T b =?-=-=
%
07%6.60%1003448
.0590.0178.0145
.15.548145.12294.0%
10078.0<=????-=
?-=
b
F
v
L
v s
A KC
V l
ρρ
ρ泛点率
对于直径小于0.9m 的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70％。计算所得的泛点率在70％以下，符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标。
五．塔板的负荷性能图
（一）雾沫夹带线
%10036.1?+-=
b
F
L s v
l V s
A KC
Z L V ρρρ泛点率
板上液体流径长度：
m W D Z d L 65.0007.027.02=?-=-=
对于一定的物系及一定的塔板结构，式子ρV ，ρL ，Ab ，K ，CF 及ZL 均为已知值,相应于ρV=0.1的泛点率上限值亦可确定,将各已知数代入上式，使得到Vs-Ls 的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。
按泛点率=70%计算： %703448
.0590.0165.036.1145
.15.548145.1=???+-s
s
L V
整理得到雾沫夹带线的方程：s s L V 79.206260.0-=
《化工原理》
P166
（二） 液泛线
d L l c d L p w T d h h h h h h h h h H H ++++=++=+Φ=)(
因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hw,ho,lw,ρV,ρL,及Φ等均为定值，而uo,Vs 有如下关系，即：
整理可以得到液泛线的方程：
32
2
26.0126627212.0s s s L L V --=
（三） 液相负荷上限线
液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s ，则液体在降液管内停留时间s L H A h
T f )5~3(==
θ。
求出上限液体流量Ls 值（常数），在Vs-Ls 图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs 无关的竖直线。
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则
s m H A L T
f s /0014.05
35
.002.05
)(3
max =?=
=
（四） 漏液线
对于F1型重阀，依6==V o
o u F ρ计算，则V
o u ρ6
=
又知道，o s Nu d V 2
04
π=
则得，
s m N
d V V
o s /2611.0145
.1637039.04
6
4
3
2
2
=?
??=
=
π
ρπ
《化工原理》下册P171
《化工原理》下册P172
《化工原理》下
册
P167,171,172
??????????? ????+++??+??
???
?
???????
=????
?
????????
? ??+++???
?
??+=+Φ3232
2
22
2
2
32
2
242.03600100084.217053.0)5.01()7047.042.0(153.037039.04
181.925.548145.134.50192.03600100084
.2)1(153.0234.5)(s s s w
s w o o
w s
L o
V w T L L V l L E h h l L g u
h H περρ
（五） 液相负荷下限线
取堰上液层高度how=0.006m 作为液相负荷下限条件，依ho w 的计算式算出Ls 的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
006.0)(3600100084
.23
2
max =??????w s l L E
取E=1，则
（六） 方程汇总并作出负荷性能图
雾沫夹带线：s s L V 79.206260.0-=
液泛线：32
2
26.0126627212.0s s s L L V --= 液相负荷上限线：s m L s /0014.0)(3
max =
漏液线：s m V s /6112.03
=
液相负荷下限线：
根据上面的计算可以作出负荷性能图，见附图6
（七） 小结
由塔板的负荷性能图可以看出：
(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏,稳定性不是很好。
(2) 塔板为气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液面落差控制。 (3) 按照固定的液气比,由附图3查出
塔板气相负荷上限s m V s /618.0)(3
max =，
塔板气相负荷下限s m V s /385.0)(3
min =，则：
62.1385
.0618.0)()(min
max ==
=
s s V V 操作弹性
s m l L w s /000358.0360042.0184.21000006.03600184.21000006.0)(3
23
23
max =?
?? ????=??? ????=s
m L s /000358.0)(3
max =
六．主要接管尺寸计算
（一）进料管
由前面物料衡算得：
s kg W /164.0=，s kg W D F /279.0=+=，C t F ?=2.38，进
料液密度，3/319m kg LF =ρ。
进料由高位槽输入塔中，适宜流速为0.4～0.8m/s 。 取进料流速u=0.7m/s,则进料管内径为：
m u F
d F 2340.031
97.0279
.044=???=
???=
πρπ
选取钢管Φ32×3.5mm 。 校核设计流速：
s kg d F
u F
/1086.031
9)20035.0203.0(4
279
.04
2
2=??-?=
=
π
ρ
π
经校核，设备适用。
（二） 回流管 由前面物料衡算得：
s kg h kg L /2704.0/24.537107.4254.63==?=，
回流液密度3/778m kg L =ρ。
采用泵输送回流液，适宜流速为1.0～2.0m/s 。 取回流液流速u=1.7m/s ，则回流管内径为： m u L
d 0302.0778
7.1270
4.044=???=
???=
πρπ
选取钢管Φ32×3.5mm 。 校核设计流速：
s m u /12.1778
)25300.0320.0(4
4270
.02
=??-?=
π
经校核，设备适用。
（三） 釜液出口管
由前面物料衡算得：s kg W /164.0=， 釜液密度3
/958m kg L =ρ。
《材料与零部件》P132表 1－1－92
《材料与零部件》P132
《材料与零部件》P132
釜液出口管一般的适宜流速为0.5～1.0m/s 。 取釜液流速u=0.8m/s ，则釜液出口管内径为： m d 1650.0958
8.0164
.04=???=
π
选取钢管Φ25×3mm 。 校核设计流速，
s m u /046.0958
)2003.0250.0(4
164
.02
=??-?=
π
经校核，设备适用。
（四） 塔顶蒸汽管
由前面物料衡算得：s kg V s /2294.0=， 蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s.
取蒸汽管流速为u=24m/s ，则塔顶蒸汽管管口内径为： m V d s
4981.024
4229
.04244=??=
?=
ππ
选取钢管Φ159×4.5mm 。 校核设计流速：
s m u /94.32)
24500.0159.0(4
229
4.02
=?-?=
π
经校核，设备适用。
（五） 塔釜蒸汽管 由前面物料衡算得：
s kg h kg V a /232.0/56.83601.1845.46==?=-
-，
蒸汽管一般适宜流速为15～25m/s.
取蒸汽管流速为u=20m/s ，则塔釜蒸汽管管口内径为： m V
d a
212.020
2
32.0420
4=??=
?=
ππ
选取钢管Φ133×4mm 。 校核设计流速：
s m u /91.18)
2400.0331.0(4
2
32.02
=?-?=
π
经校核，设备适用。
《材料与零部件》P132
《材料与零部件》P132
（六）主要接管设计汇总
七．辅助设备设计定型
预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。
全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量的回流。 冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。
再沸器一个：将塔底产品加热，提供提馏段的上升蒸汽。 为1.05。下面四个换热器的计算均按照这个假定。
（一）预热器
设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为83.2℃，而原料温度为38℃。釜残液的温度为103℃，其主要成分是水，比热比原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以稳定 控制进料温度为泡点。
拟定将釜液降至40℃排出，以用于他途。
F=0.279kg/s,W=0.164kg/s C t t t m ?=+=
+=
6.602
2
.38382
泡点
进料
根据温度，查《板式精馏塔设计》P131附录1得：
CP 水=4.21KJ/(kg ℃), CP 乙醇＝2.95KJ/(kg ℃)。
则
s KJ t F C Q Pm /86.45)392.38(279.0719.3=-??=?=吸收
从《材料与零部件》P533查得
换热器型号选择均参考《化工原理上册》P364，二十五。
)
/(719.321.416.059.293.0)1(C kg KJ C x C x C P F P F Pm ??=?+?=-+=水乙醇
()()[]C t m
?=??
?
??-----=?76.738402.38103ln /38402.38103
取总传热系数K=1400=1.4KJ/2m ℃
2
221.4)76.74.1/(86.45)/(m t K Q A m =?=??=
取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=4.6432m 。 选取换热器：G —273—5—25—1
管长3.0m ；管数32；管子（碳钢）尺寸5.225?φ 管子按等腰三角形排列
（二）再沸器 tW=103℃,
查
表
得
O
H
2γ＝2244kJ/kg,2860.0=?,
则:s KJ Q O H /78.64122442860.02=?==γω。 与预热器一样，采用间接蒸汽加热。
C t m ?=-=?4.251034.812，取K=1000 W/(m2K)。
换热器面积：2
77902.04
.5210001.178.6411.1m t K Q A m
=??=
?=
选取再沸器：G-159-1-25-1
管长1.5m ；管数13；管子（碳钢）尺寸5.225?φ 管子按正三角形排列
（三）全凝器
取水进口温度为25℃，水的出口温度为40℃，V =0.5162 Kg/s ；塔顶出口气体的温度为78.2℃，在此温度下：
m r =0.94*730+（1-0.94）*1564=780.04kJ/kg
s KJ V Q m C /43.36940.7804736.0=?===γ
()()[]75.45303.78353.78ln /303.78353.78=??
?
??-----=
?m t ℃
取安全系数1.1
A=()()210.1175.458.0/43.3691.1/1.1m t k Q m =??=?? 选G-400-20-25-4型号的换热器。
管长：3 m 管数：86 管子（碳钢）尺寸：Φ25×2.5mm 管子按等腰三角形排列。
校核：
由于全凝器的热负荷Q 有最大值，所以需要对它进行校核。 管长3.0m ；管数86；管子（碳钢）尺寸5.225?φmm 35℃时水的参数如下：
2
3/2576.0;/7225.0;/0.499m w s mPa m Kg L ===λμρ℃
Cp=4.174KJ/（kg*k ）
s kg t
C Q P s /427.19)
3035(174.443.3691.11.1V =-??=
?=
水
()55
.182576.0/9017.2174.4/Pr 79843
10
7225.0/02.04999017.2/Re /9017.24
998602.0472
.19444443
2
=?===???===?????=
?=
=
-λμμ
ρπρπp L i i i L
i I
s i c d u s
m n d V A V u 水
2.19328Pr
Re 023.04
.08
.0=??
=i
i
i d a λ
3
2
3
/812,/8.958),
/(6731.0,10
3664.0,3.78m
kg kg KJ s m W s Pa C t L W D ==?=??=?=-ργλμ
管间的传热系数：
48.105675
.45103664.0025.08
.95881.98126731.0725.0725.04
1
3234
1
2
3
=???
? ?
???????=???
?
?
??=-t
d gr
a o o μρλ
《化工原理》P242公式（4—70）
《化工原理上》P251公式（4—83）
《化工原理上》P357
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
醋酸工艺流程 文件排版存档编号：[UYTR-OUPT28-KBNTL98-UYNN208]
1．1 公司生产工艺、装置、储存设施等基本情况： 醋酸工艺流程图及简述： 醋酸生产流程简述： 酒精氧化：95%原料酒精和本车间回收的76%酒精在配料槽内混合配比成84±%稀酒精，配料酒精经蒸发锅加热送入氧化炉，在555±5℃高温和电解银催化剂作用下反应生成乙醛气体，反应混合气体经冷凝后进入吸收塔，被一次水吸收后得到8-10%左右的稀乙醛。 乙醛精制与酒精回收：稀乙醛经泵加压进入乙醛精馏塔精馏，控制塔顶温度在45±2℃，压力，塔顶采出得纯乙醛。塔釜温度控制在121±3℃，物料自行压入酒精回收塔精馏，塔顶温度控制在90±5℃塔顶采出约76%酒精供酒精氧化工序配料使用，塔釜温度控制在110±3℃范围内，废水经塔釜排出。 乙醛氧化：乙醛经计量泵加压后进入氧化塔，与来自空压的压缩空气在温度50~80℃、压力~和一定量醋酸锰催化作用条件下反应生成粗醋酸。粗醋酸由氧化
塔上部出料口排至粗醋酸贮槽，未反应的乙醛由塔顶经冷凝器冷凝分离后，液体回流至氧化塔塔底，尾气经进入鼓泡吸收器进一步吸收后排入大气。 醋酸精制：粗醋酸经高沸锅蒸发将重组份醋酸锰分离，高沸蒸发锅温度控制在120±2℃，高沸锅底部醋酸锰排入乙醛氧化工序的锰循环槽循环使用。顶部轻组份进入浓缩精馏塔，塔釜温度控制在123±3℃，塔釜醋酸连续定量的排入成品蒸发锅，在120±2℃条件下蒸馏冷凝后得醋酸进入成品计量槽，经分析合格后放入成品大罐。塔顶温度控制在100±2℃，塔顶采出的稀酸进入计量槽，经计量后放入稀酸大罐。
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。 设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况 自选 ； 回流比 自选； 单板压降 ≤； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 A M =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol F x =18.002 .1864.007.4636.007 .4636.0=+= D x =64.002.1818.007.4682.007 .4682.0=+= W x =024.002 .1894.007.4606.007 .4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =×+×=23.07kg/kmol D M =×+×=35.97kg/kmol W M =×+×=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.231000 2000=???kmol/h 总物料衡算 =W D + 水物料衡算 ×=+W
化学与环境工程学院 《化工原理》课程设计 设计题目：年产量万吨乙醇-正丙醇精馏塔设计 专业班级： 指导教师： 学生姓名： 学号： 起止日期 目录 1．设计任务.............................. 错误!未定义书签。2．设计方案.............................. 错误!未定义书签。 物料衡算............................. 错误!未定义书签。 摩尔衡算............................ 错误!未定义书签。4．塔体主要工艺尺寸...................... 错误!未定义书签。 塔板数的确定......................... 错误!未定义书签。 塔板压力设计...................... 错误!未定义书签。 塔板温度计算...................... 错误!未定义书签。 物料相对挥发度计算................ 错误!未定义书签。 回流比计算........................ 错误!未定义书签。
塔板物料衡算...................... 错误!未定义书签。 实际塔板数的计算.................. 错误!未定义书签。 实际塔板数计算.................... 错误!未定义书签。 塔径计算............................. 错误!未定义书签。 平均摩尔质量计算.................. 错误!未定义书签。 平均密度计算...................... 错误!未定义书签。 液相表面张力计算.................. 错误!未定义书签。 塔径计算.......................... 错误!未定义书签。 塔截面积............................. 错误!未定义书签。 精馏塔有效高度计算................... 错误!未定义书签。 精馏塔热量衡算....................... 错误!未定义书签。 塔顶冷凝器的热量衡算.............. 错误!未定义书签。 全塔的热量衡算.................... 错误!未定义书签。5．板主要工艺尺寸计算.................... 错误!未定义书签。 溢流装置计算......................... 错误!未定义书签。 堰长 l............................ 错误!未定义书签。 w 溢流堰高度 h...................... 错误!未定义书签。 W 弓形降液管宽度W d和截面积A f........ 错误!未定义书签。 降液管底隙高度h0.................. 错误!未定义书签。 塔板布置............................. 错误!未定义书签。 塔板的选用........................ 错误!未定义书签。 边缘宽度和破沫区宽度的确定........ 错误!未定义书签。
《化工设备设计基础》 课程设计计算说明书 学生姓名：学号： 所在学院： 专业： 设计题目： 指导教师： 2011年月日 目录 一.设计任务书 (2)
二.设计参数与结构简图 (4) 三.设备的总体设计及结构设计 (5) 四.强度计算 (7) 五.设计小结 (13) 六.参考文献 (14) 一、设计任务书 1、设计题目 根据《化工原理》课程设计工艺计算内容进行填料塔（或板式塔）设计。
设计题目： 各个同学按照自己的工艺参数确定自己的设计题目：填料塔（板式塔）DNXXX设计。 例：精馏塔（DN1800）设计 2、设计任务书 2.1设备的总体设计与结构设计 （1）根据《化工原理》课程设计，确定塔设备的型式(填料塔、板式塔)； （2）根据化工工艺计算，确定塔板数目(或填料高度)； （3）根据介质的不同，拟定管口方位； （4）结构设计，确定材料。 2.2设备的机械强度设计计算 （1）确定塔体、封头的强度计算。 （2）各种开孔接管结构的设计，开孔补强的验算。 （3）设备法兰的型式及尺寸选用；管法兰的选型。 （4）裙式支座的设计验算。 （5）水压试验应力校核。 2.3完成塔设备装配图 （1）完成塔设备的装配图设计，包括主视图、局部放大图、焊缝节点图、管口方位图等。 （2）编写技术要求、技术特性表、管口表、明细表和标题栏。 3、原始资料 3.1《化工原理》课程设计塔工艺计算数据。 3.2参考资料： [1] 董大勤.化工设备机械基础[M].北京：化学工业出版社，2003. [2] 全国化工设备技术中心站.《化工设备图样技术要求》2000版[S]． [3] GB150-1998.钢制压力容器[S]． [4] 郑晓梅.化工工程制图化工制图[M]．北京：化学工业出版社，2002. [5] JB/T4710-2005.钢制塔式容器[S]． 4、文献查阅要求
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)
§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应
塔设备设计说明书精选 文档 TTMS system office room 【TTMS16H-TTMS2A-TTMS8Q8-
《化工设备机械基础》 塔设备设计 课程设计说明书 学院：木工学院 班级：林产化工0 8 学号： 035 036 姓名：万永燕郑舒元 分组：第四组
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前言 摘要 塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。因此，蒸馏和吸收操作可在同样的设备中进行。根据塔内气液接触部件的结构型式，塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。板式塔内沿塔高装有若干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔内装有各种形式的固体填充物，即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下；气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续地变化。目前在工业生产中，当处理量大时多采用板式塔，而当处理量较小时多采用填料塔。蒸馏操作的规模往往较大，所需塔径常达一米以上，故采用板式塔较多；吸收操作的规模一般较小，故采用填料塔较多。 板式塔为逐级接触式气液传质设备。在一个圆筒形的壳体内装有若干层按一定间距放置的水平塔板，塔板上开有很多筛孔，每层塔板靠塔壁处设有降液管。气液两相在塔板内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。板式塔的空塔气速很高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，造价低，检修、清理方便
前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件
木薯生产酒精工艺流程 1、原料除杂：对木薯进行初步除杂，除去泥块、石子、绳线等杂物及金属体。 2、原料粉碎：是为了减少蒸煮时间、便于机械化和连续化生产及提高淀粉出酒率等。木薯干的水分较低，淀粉含量高，容易破碎。采用一级粉碎，负压送料。 3、拌料预煮：拌料水用蒸馏室冷却余水，水温控制在70℃左右，温度过低，加热时震动大，对原料的均匀糊化不利，温度过高，料液粘稠。料水比控制在1：2.5～3。拌料完成后，加ɑ-淀粉酶（加入量为0.2L/T淀粉原料）液化15min，主要目的是降低预煮醪的粘度，对浓醪发酵有利。 4、蒸煮：液化完成后，迅速将醪液升温至92℃，蒸煮时间应在90min 以上。蒸煮醪要呈微黄色，不含颗粒，定时检测化验。 5、糖化：先准备好20倍糖化酶的稀释液，再将蒸煮液经由真空冷却器进入已彻底冷却并杀菌的糖化罐内，控制温度为58～60℃，同时按100u/g 原料流加糖化酶进行糖化，时间应保持30min。糖化指标为：总糖10-13；总还原糖5-6；糖化率45%；酸度4.3。 6、发酵：将糖化醪液冷却后泵入发酵罐内，同时加入10％酒母醪进行发酵，发酵温度30～34℃，发酵时间控制在50h左右。发酵成熟醪检测指标为：酸度≤6.2，残糖≤1%，残余还原糖≤0.3%，酒精份10～12%（v/v）。 7、蒸馏工序：发酵成熟醪液经预热器加热后，从粗馏塔顶部进入，粗馏塔塔底通入蒸汽，控制粗塔塔底温度为108℃-111℃，顶温为96～98℃，酒精糟液从粗馏塔底部排出进入污水处理场进行处理。酒精含量约50%的粗酒精蒸气从粗馏塔顶部进入精馏塔中部，精塔底温为108～109℃，中温为84～85℃，进行精馏，精塔底部废水排入污水处理场，然后再经水洗、脱醇等工序制成成品，成品酒精和杂醇油分别经冷却进入成品储罐。
《化工设备机械基础》 塔设备设计 课程设计说明书 学院：木工学院 班级：林产化工0 8 学号： 姓名：万永燕郑舒元 分组：第四组 目录 前言............................................................... 错误！未定义书签。 摘要 (2) 关键字 (2) 第二章设计参数及要求 (2) 1.1符号说明 (2) 1.2.设计参数及要求 (3) 3 3 第二章材料选择 (4) 2.1概论 (4) 2.2塔体材料选择 (4) 2.3 裙座材料的选择 (4) 第三章塔体的结构设计及计算 (5) 3.1 按计算压力计算塔体和封头厚度 (5) 3.2 塔设备质量载荷计算 (5) 3.3 风载荷和风弯矩 (6) 3.4 地震弯矩计算 (7) 3.5 各种载荷引起的轴向应力 (7) 3.6 塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核 (8) 3.7 塔体水压试验和吊装时的应力校核 (9) 3.7.1 水压试验时各种载荷引起的应力 (9) 9 3.8塔设备结构上的设计 (10) 10 10 板式塔的总体结构 (11) 小结 (11) 附录 (11) 附录一有关部件的质量 (11)
附录二矩形力矩计算表 (12) 附录三螺纹小径与公称直径对照表 (12) 参考文献 (12) 前言 摘要 塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。因此，蒸馏和吸收操作可在同样的设备中进行。根据塔内气液接触部件的结构型式，塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。板式塔内沿塔高装有若干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔内装有各种形式的固体填充物，即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上，靠重力作用沿填料表面流下；气相则在压强差推动下穿过填料的间隙，由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触，其组成沿塔高连续地变化。目前在工业生产中，当处理量大时多采用板式塔，而当处理量较小时多采用填料塔。蒸馏操作的规模往往较大，所需塔径常达一米以上，故采用板式塔较多；吸收操作的规模一般较小，故采用填料塔较多。 板式塔为逐级接触式气液传质设备。在一个圆筒形的壳体内装有若干层按一定间距放置的水平塔板，塔板上开有很多筛孔，每层塔板靠塔壁处设有降液管。气液两相在塔板内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。板式塔的空塔气速很高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，造价低，检修、清理方便 关键字 塔体、封头、裙座、。 第二章设计参数及要求 1.1符号说明 Pc ----- 计算压力，MPa； Di ----- 圆筒或球壳内径，mm； [Pw]-----圆筒或球壳的最大允许工作压力，MPa； δ ----- 圆筒或球壳的计算厚度，mm； δn ----- 圆筒或球壳的名义厚度，mm； δe ----- 圆筒或球壳的有效厚度，mm；
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜
目录 第1章酒精生产过程中蒸煮流程简介 (2) 1.1 酒精生产及蒸煮工艺 (2) 1.2 CAD流程图 (4) 第2章标准节流装置设计及计算程序设计 (5) 2.1 标准节流装置设计概述 (5) 2.2 原始数据 (5) 2.3 标准节流装置计算 (6) 第3章调节阀选型及计算 (10) 3.1 调节阀选型 (10) 3.2 调节阀口径计算 (10) 第4章课程设计心得 (13) 参考文献 (14)
第1章酒精生产过程中蒸煮流程简介 1.1 酒精生产及蒸煮工艺 用淀粉质原料生产酒精的工厂，多数采用连续蒸煮工艺，只有少部分小型酒精厂和白酒厂，还采用间歇蒸煮工艺，下面分别加以介绍。 （一）间歇蒸煮法 间歇蒸煮法常用的蒸煮设备是立式锥形蒸煮锅，其外形和结构简单。 1.间歇蒸煮工艺流程 目前我国酒精厂间歇蒸煮的方法基本上有两种，一种是加压间歇蒸煮，一种是添加细菌淀粉酶液化后低压或常压间歇蒸煮、 加压间歇蒸煮是原料经人工或运输机械送到蒸煮车间，经除杂后进入拌料罐，加温水拌料，并维持一定时间，然后送入蒸煮锅中，通入直接蒸汽将醪液加热到预定蒸煮压力，维持一定的蒸煮时间，蒸煮时间结束后，进行吹醪。操作工艺流程如下： 温水蒸汽 ↓↓ 原料→除杂→粉碎→拌料→泵→蒸煮→成熟蒸煮醪送入糖化锅 （1）加水蒸煮整粒原粒时，水温要求在80~90℃，尤其是蒸煮含有淀粉酶的甘薯干，更不能用低温水。蒸煮粉状原料时，水温不宜过高，一般要求在50~55℃。原料加水比因原料不同和粉碎度不同而不同，一般为：粉状原料为1:3.4至1:4.0；薯干为1：3.0 至1:4.0；谷物原料为1:2.8至1：3.0 （2）投料。蒸煮整粒原料时，投完粒即加盖进汽，或者在投料过程中同时通入少量蒸汽，起搅拌作用。蒸煮粉状原料时，可先在拌料桶内将粉料加水调成粉浆后在送入蒸煮罐；或向罐内直接投料，边投料，边通入压缩空气搅拌，以防结块，影响蒸煮质量。投料时间因罐的容量大小和投料方法不同而有差异，通常在15~20min。 （3）升温（生压)。投料毕，即关闭加料盖，通入蒸汽，同时打开排气阀，驱除罐内冷空气，以防罐内冷空气存在而产生“冷压”，影响压力表所指示的数值，不能反反映罐内的真实温度，造成原料蒸煮不透。正确排出“冷压”的方法是：通入蒸汽加热时，打开排气阀，直到排出的气体发白（水蒸气），并保持2~3min，而后再关闭排气阀，升温时间一般40~50min。 （4）蒸煮（定压）。料液升到规定压力后，保持此压力维持一定的时间。使原料达到彻底糊化的操作，工厂常称之为定压。 定压后，通入锅内的蒸汽已经很少，锅内热力分布不均匀，易造成下部原料局部受热而焦化，上部原料受热不足而蒸煮不透。另外，料液翻动不好，原料与罐壁及其相互之间撞击摩擦轻缓，则导致原料的植物组织和淀粉粒不易破裂。为了使原料受热均匀和彻底糊化，采用循环汽的办法来搅拌罐内的料液。一般每隔10~15min循环换汽一次，每次维持3~5min，直至蒸煮完毕为止。循环换气后使罐内达到原规定压力。循环换汽和稳压操作，是保证蒸煮醪液质量的两个重要条件。 （5）吹醪。蒸煮完毕的醪液，利用蒸煮罐内的压力从蒸煮锅排出，并送入糖化锅内。吹醪时间视蒸煮罐容量的大小而定，不得少于10~15min。
一、设计任务 1. 结构设计任务 完成各板式塔的总体结构设计，绘图工作量折合A1图共计4张左右，具体包括以下内容： ⑴各塔总图1张A0或A0加长； ⑵各塔塔盘装配及零部件图2张A1。 2. 设计计算内容 完成各板式塔设计计算说明书，主要包括各塔主要受压元件的壁厚计算及相应的强度校核、稳定性校核等内容。 二、设计条件 1. 塔体内径mm 2000=i D ，塔高m 299.59H i =； 2.设计压力p c =2.36MPa ，设计温度为=t 90C ?； 3. 设置地区：山东省东营市，基本风压值q 0=480Pa ，地震设防烈度8度，场地土类别III 类，地面粗糙度是B 类； 4. 塔内装有N=94层浮阀塔盘；开有人孔12个，在人孔处安装半圆形平台12个，平台宽度B=900m m ，高度为1200m m ； 5. 塔外保温层厚度为δs =100m m ，保温层密度ρ2=3503m /kg ； 三、设备强度及稳定性校核计算 1. 选材说明 已知东营的基本风压值q 0=480Pa ，地震设防烈度8度，场地土类别III 类；塔壳与裙座对接；塔内装有N=94层浮阀塔盘；塔外保温层厚度为δs =100m m ，保温层密度ρ 2=350 3m /kg ；塔体开有人孔12个，在人孔处安装半圆形平台12个，平台宽度B=900m m ， 高度为1200m m ；设计压力 p c =2.36MPa ，设计温度为=t 90C ?；壳 3m m ，裙座厚度附加量2m m ；焊接接头系数取为0.85；塔内径mm 2000=i D 。 通过上述工艺条件和经验，塔壳和封头材料选用Q345R 。对该塔进行强度和稳定计算。 2. 主要受压元件壁厚计算
吉林工商学院 毕业论文 题目名称：年产10万吨食用酒精工厂设计院系：生物工程分院 专业：生物工程 学生：红 学号：26号 指导教师：颖 2012 年5 月26日
毕业论文原创性声明 本人重声明：所呈交毕业论文，是本人在指导教师的指导下，独立进行研究工作所取得的成果。除文中已经注明引用的容外，本论文不包含任何其他人或集体已经发表或撰写过的作品成果。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承担。 论文作者签名：年月日
目录 1绪论 0 1.1 产品介绍 0 1.2 设计意义 0 1.3 设计原则 (1) 2 设计概论 (2) 2.1 生产方案的确定和产品方案 (2) 2.2 厂址选择 (2) 2.3 原料来源、规格及标准 (3) 2.4 主要辅料的质量标准 (3) 2.5 水的质量标准 (4) 2.6 主要工艺技术参数 (5) 3 淀粉质原料酒精生产工艺......................................... 错误!未定义书签。 3.1 淀粉质原料酒精生产的流程 (5) 3.2 原料的水-热处理 (6) 3.3 糖化工艺 (6) 3.3.1 糖化的目的 (6) 3.3.2糖化过程中物质的变化 (6) 3.3.3 糖化方法 (7) 3.4酒精生产对酵母的要求 (7) 4 酒精生产过程中的物料和热量衡算 (7) 4.1酒精生产工艺技术指标 (7) 4.2 工艺流程图见具体图纸 (8)
4.3.1 原料计算 (8) 4.3.2 辅料计算 (9) 4.3.3 糖化醪与发酵醪量计算 (11) 4.4 根据要际原料耗算一览表 (11) 4.5 生产设备相关计算 (11) 4.5.1 粉浆罐 (12) 4.5.2 酒母罐 (13) 4.5.3 糖化罐 (13) 4.5.4 发酵罐 (13) 4.5.5 搅拌器 (14) 4.5.6 其他设备 (14) 4.6 动力设施的计算 (15) 4.6.1 耗水量的计算 (15) 4.6.2 蒸汽消耗量的计算 (15) 4.6.3 供电设施估算 (15) 5 重点设备——粗馏塔 (16) 5.1 粗馏塔概况 (16) 5.2 粗馏塔的计算 (16) 6 环境保护和安全生产 (21) 6.1 CO2回收利用 (21) 6.2 液体、固体CO2 (干冰) 的制备和贮运 (21)
2.3.1 精馏工序 2.3.1.1 脱气系统（回收乙炔） 合成粗醋酸乙烯（反应液：醋酸乙烯39.5%醋酸57.8%乙醛1%水0.2%乙炔1%高沸物0.2%丙酮0.02%其他0.18%）经预热器（E055301)粗分（T055303)塔气相预热后进入脱气塔(T055301)顶部，通过进料调节阀（LRC055301)控制塔液位,通过蒸汽调节阀（TRC055302)控制中温,使乙炔、部分高级炔烃、CO2从塔顶排出，并带了部分乙醛和醋酸乙烯，经脱气塔馏出冷凝器(E055302)12℃冷却水冷凝后液相回流至脱气塔顶部，气相从第一洗涤塔（T055310）底部进入，该塔用经过循环冷却水32℃冷却器（E055304）和从V055301来的回收液作为冷剂（E055305)冷却后的粗HAC35℃(T055303釜液)喷淋，以吸收脱气塔排出C2H2气（62%）中的乙醛（5.5%）和VAC（32.5%）。第一洗涤塔釜液流回脱气塔顶，第一洗涤塔(T055310)顶排出的C2H2气带有少量醋酸蒸汽（10%），进入第二洗涤塔(T055311)，用二级脱盐水吸收醋酸，釜出至醋酸精制塔回收醋酸（18%），塔顶排出乙炔气（98%）水（1.6%）经第二洗涤塔气液分离器(Y055301)除液滴后进入乙炔气缓冲槽（V055318)经鼓风机（C055301)送乙炔净化处理。 2.3.1.2 粗馏系统（脱除乙醛） 脱气后的粗醋酸乙烯（醋酸乙烯39%醋酸59%乙醛1%水0.2%乙炔1%高沸物0.2%丙酮0.02%其他0.18%）由脱气塔釜液泵(P055302)通过流量调节（FRC055303)控制送到脱乙醛塔(T055302)； 脱乙醛塔顶气相（72℃）经脱乙醛塔循环水分凝器(E055306)部分冷凝，冷凝液进入脱乙醛塔馏出槽(V05555302)与回收液槽(V055301)送来的回收液混合，由脱乙醛塔馏出泵(P055303)送出，通过流量控制(FRC05312)进行回流，通过(LRCA05332)调节分凝器冷却水量控制脱乙醛塔馏出槽(V055302)液位；分凝器（E055306)未凝气体72℃进入脱乙醛塔12℃冷却水全凝器（E055307)冷凝，冷凝液进
第一章绪论 1.1 课题研究的目的和意义 随着现代化工的飞速发展，生产规模的不断扩大，工艺过程越趋复杂，对工艺流程前后工序相互关联紧密，充分利用能源等提出的要求，DCS控制系统已发展为过程控制的主流。它在工业过程控制领域发挥了越来越重要的作用，广发应用于各种行业的生产过程中。生产设备自动化程度的提高有利于降低工厂生产成本，促进生产线的柔性化和集成化，有利于提高产品的质量，产量以及产品的竞争力。从某种意义上说，DCS控制技术为我们创造了不可忽视的经济效益和社会效益。 精馏塔作为石油化工生产过程的一个十分重要的环节，对其实现科学的控制直接决定着产品的质量、产量和能耗。这也是工业自动化领域里的一个长期的研究课题。 1.2本课题的主要研究内容 本课题的主要内容是根据精馏塔的工艺流程，控制系统要求等，分析影响精馏塔控制的主要参数，提出合理的控制方案并绘出其相应的控制流程图，最后，应用JX-300XP DCS控制系统实现精馏塔的过程监视，数据收集，数据处理，数据存储，报警和登陆，过程控制等功能。
第二章工艺过程分析 2.1精馏系统工艺过程分析 2.1.1工艺流程简介 本设计流程是利用精馏方法，在精馏塔中将乙醇从塔釜混合物中分离出来。精馏是将液体混合物部分气化，利用其中各组分相对挥发度的不同，通过液相和气相间的质量传递来实现对混合物的分离。本装置中将由于乙醇的沸点较低，易挥发，故采用加热精馏，经气化的乙醇蒸汽经冷凝，可得到较高纯度的乙醇。 原料（乙醇和水及少量杂的混合物）经进料管由精馏塔进料板处流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分气化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸汽凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔顶的上升蒸汽多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分气化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。 2.1.2工艺过程分析 精馏塔的操作是从物料平衡，热量平衡，相平衡及精馏塔的性能等几个方面考虑的，通过控制系统建立并调节塔的操作条件，使精馏塔满足分离要求。 精馏塔操作控制的典型参数中，有六个流量参数：进料量，塔顶和塔釜产品流量，冷凝量，蒸发量和回流量。此外，还有压力，塔釜液位，回流罐液位，塔顶产品组成和塔釜产品组成等参数。 压力和液位控制是为了建立稳定操作条件。液位恒定阻止了液位积累，压力恒定阻止了气体积累。对于一个连续系统，若不组织积累就不可能取得稳定操作，也就不可能稳定。压力是精馏塔操作的主要控制参数，压力除影响气体积累外，还影响冷凝，蒸发，温度，组成，相对挥发度等塔内发生的几乎所有过程。 产品组成控制可以直接使用产品组成测定值，也可以采用代表产品组成的物性，如密度，蒸汽压，最常用的是采用灵敏点温度。 1.压力控制 精馏塔对压力的平衡要求很严格。一旦压力大幅度波动，塔釜液位，回流液位紧跟着波动，进而影响物料平衡，热量平衡，相平衡三大平衡，从而使整个操作系统处于不平稳状态，影响到产品质量及产量。例如从提高产品质量来说，压力越高，沸点越接近，气液两相越难分离，显然降低压力可以提高产品质量。但
啤酒生产工艺流程图 啤酒生产工艺流程可以分为制麦、糖化、发酵、包装四个工序。现代化的啤酒厂一般已经不再设立麦芽车间，因此制麦部分也将逐步从啤酒生产工艺流程中剥离。 注：本图来源于中国轻工业出版社出版管敦仪主编《啤酒工业手册》一书。 图中代号所表示的设备为： 1、原料贮仓 2、麦芽筛选机 3、提升机 4、麦芽粉碎机 5、糖化锅 6、大米筛选机 7、大米粉碎机 8、糊化锅 9、过滤槽10、麦糟输送11、麦糟贮罐12、煮沸锅/回旋槽13、外加热器14、酒花添加罐15、麦汁冷却器16、空气过滤器17、酵母培养及添加罐18、发酵罐19、啤酒稳定剂添加罐20、缓冲罐21、硅藻土添加罐22、硅藻土过滤机23、啤酒精滤机24、清酒罐25、洗瓶机26、灌装机27、杀菌机28、贴标机29、装箱机
（一）制麦工序 大麦必须通过发芽过程将内含的难溶性淀料转变为用于酿造工序的可溶性糖类。大麦在收获后先贮存2-3月，才能进入麦芽车间开始制造麦芽。 为了得到干净、一致的优良麦芽，制麦前，大麦需先经风选或筛选除杂，永磁筒去铁，比重去石机除石，精选机分级。 制麦的主要过程为：大麦进入浸麦槽洗麦、吸水后，进入发芽箱发芽，成为绿麦芽。绿麦芽进入干燥塔/炉烘干，经除根机去根，制成成品麦芽。从大麦到制成麦芽需要10天左右时间。 制麦工序的主要生产设备为：筛（风）选机、分级机、永磁筒、去石机等除杂、分级设备；浸麦槽、发芽箱/翻麦机、空调机、干燥塔（炉）、除根机等制麦设备；斗式提升机、螺旋/刮板/皮带输送机、除尘器/风机、立仓等输送、储存设备。 （二）糖化工序 麦芽、大米等原料由投料口或立仓经斗式提升机、螺旋输送机等输送到糖化楼顶部，经过去石、除铁、定量、粉碎后，进入糊化锅、糖化锅糖化分解成醪液，经过滤槽/压滤机过滤，然后加入酒花煮沸，去热凝固物，冷却分离 麦芽在送入酿造车间之前，先被送到粉碎塔。在这里，麦芽经过轻压粉碎制成酿造用麦芽。糊化处理即将粉碎的麦芽/谷粒与水在糊化锅中混合。糊化锅是一个巨大的回旋金属容器，装有热水与蒸汽入口，搅拌装置如搅拌棒、搅拌桨或螺旋桨，以及大量的温度与控制装置。在糊化锅中，麦芽和水经加热后沸腾，这是天然酸将难溶性的淀粉和蛋白质转变成为可溶性的麦芽提取物，称作"麦芽汁"。然后麦芽汁被送至称作分离塔的滤过容器。麦芽汁在被泵入煮沸锅之前需先在过滤槽中去除其中的麦芽皮壳，并加入酒花和糖。煮沸：在煮沸锅中，混合物被煮沸以吸取酒花的味道，并起色和消毒。在煮沸后，加入酒花的麦芽汁被泵入回旋沉淀槽以去处不需要的酒花剩余物和不溶性的蛋白质。