大学毕业论文-—11万吨95.5%酒精厂设计.doc

齐齐哈尔大学毕业设计(论文)用纸
毕业设计论文
12.1万吨95.5%酒精厂设计
第1章 绪论

1.1 酒精的用途及其在国民经济中的地位

石油作为主要能源在全世界起着重要的作用，甚至主宰着一个国家的经济命脉。但石油是不可再生资源，随着人类不停地开采和消耗，已濒于枯竭。并且大量汽油燃烧会造成极大的环境污染。而酒精代替汽油具有许多优点，可减少环境污染，属于绿色能源。生产酒精的原料有淀粉、纤维素、可发酵性糖类等。原料取之不尽，用之不竭。酒精有很广的用途，在酿酒行业、橡胶工业、油漆涂料工业、电子工业、照相胶片及纸浆生产行业、医药行业、化妆品行业等，都发挥着重要的作用。在食品工业中，酒精是配制各类白酒、果酒、葡萄酒、露酒、药酒和生产食用醋酸及食用香精的主要原料；在化学工业中，酒精不可缺少的基础原料和溶剂，利用酒精可以制造合成橡胶、聚氯乙烯、聚苯乙烯、乙二醇、冰醋酸、苯胺、乙醚、脂类、环氧乙烷和乙基苯等大量化工产品，它是生产油漆和化妆品不可缺少的溶剂；在医药工业和医疗事业中，酒精用来配制、提取医药制剂和作为消毒剂；在国防工业等其他工业部门也需要大量的酒精。全世界都把酒精作为一种绿色的可再生资源加以研究和利用。
目前，国外燃料酒精生产及消费量最大的国家是美国，其次是巴西、俄罗斯、加拿大等。美国已有50多套燃料酒精生产装置，其中年产量最高的为70万吨。巴西制定并实施了酒精代替石油的“国家十年计划”
处于领先地位。
我国年生产酒精350万吨，仅次于美国、俄罗斯和巴西，居世界第4位。国内，燃料乙醇的研究开发已引起科技界的广泛关注，政府已将可再生能源的研究开发列为国家发展计划。目前已在黑龙江、山东、河南、吉林、安徽建成大型燃料酒精厂。特别是年产50万吨酒精的山东九九公司采用无蒸煮无糖化一步发酵法生产燃料酒精的新工业，开创了酒精工业的先河，为我国酒精发酵工业开创了新的一页。
酒精工业与农业也有十分密切的联系。酒精工业从农业获得原料，农业需要酒精来制备农药。酒精工业的下脚料——酒糟经过适当的处理后是良好的饲料或肥料。而且，酒精工业是唯一能利用败坏粮食原料，并将它转化成优质产品的工业部门。酒精生产是农业原料深度加工和综合利用的一条重要途径。

1.2 目前酒精生产存在的主要问题

1.酒精生产的原料主要还是粮食（玉米），存在着与民争粮争地的问题。
2.生产过程中能耗过大,尤其是蒸煮和蒸馏过程中能耗特别高。
3.酒精的生产还受到土地资源和水资源的限制。
4.三废处理的成本高，处理一吨废水的成本就高达1000元。
5.酒精发酵的强度问题，应提高。

1.3 设计依据

依据齐齐哈尔大学生命科学与工程学院食品工程系生物工程专业毕业设计大纲。

1.4 设计指导思想

广泛的查阅资料收集生产实验数据比较分析国内外工厂的生产方式，通过一定的数据计算，从而选择合适的工艺流程，设计出既经济又合理的方案。设计中尽量采用先进的设备及工艺，运用自动化控制，从而降低劳动强度，改善工作环境。

1.5 酒精新技术的应用与发展

1.无蒸煮无糖化一步发酵法，节省了蒸煮工段的蒸汽消耗，使酒精生产过程的能耗大大降低。
2.多塔式差压蒸馏，充分利用热能，大大降低了热能损失，节能效果很明显。而且提高了酒精产品的质量。
3.生产操作采用微机控制，自动化程度高，大大降低了劳动强度，节省了人力，提高了生产过程的安全。稳定了生产，提高了产品质量，生产操作也简单。
4.在酒精蒸馏和DDGS生产过程中能源多次利用,冷却水循环使用。

1.6 厂址的选择

厂址选择的正确与否，不仅关系到建厂过程中能否以最节省的投资费用，按质按量按期限完成工厂设计所提出的各项指标，而且对投产后的长期生产，技术管理和发展远景都哟很大的影响，并同国家的工业布局和城市规划有密切的联系。基于以下原因，将厂址选在齐齐哈尔市。
1.齐齐哈尔是黑龙江省内一大市，人口多，消费量大，且劳动力资源丰富。
2.其交通便利，利于产品的输出及出口。
3. 齐齐哈尔是我国玉米主要产区，原料易得又便宜。
4.水资源充足，水质能够满足工艺要求。厂址标高在洪水水位0.5米以上，并且靠近水发电站。
5.地理条件：温度：
冬季采暖：--29℃
冬季通风：--19℃
夏季通风：28℃
极端最高温度：38℃
湿度：
冬季：63%
夏季：76%
综合上述原因，将厂址选在齐齐哈尔的一片广阔的非耕地上。利用各种廉价资源及便利的交通条件，定能获得很大的效益，从而为齐齐哈尔的发展作出巨大贡献。

第2章 酒精的生产工艺的确定及论证

本设计采用的是淀粉含量为72%的玉米粉，整个生产酒精的工艺流程从调浆开始，一直到蒸馏结束。

2.1 原料及产品标准

2.1.1原料
1.玉米粉为原料，淀粉含量72%，含水量14%。
2.酿造用水符合饮用水标准。
2.1.2产品标准
产品符合GB10343-2002食用酒精标准
项目
特级
优级
普通级
外观
无色透明
无色透明
无色透明
气味
有乙醇固有的香味
无异味
无异臭
口味
纯正微甜
纯正微甜
较纯正
色度/号≤
10
10
10
乙醇/%（V）≥
96.0
95.5
95
硫酸试验/号≤
5
10
60
氧化时间/min≥
40
30
20
醛（以乙醛计）/mg/L≤
1
3
30
项目
特级
优级
普通级
甲醇/mg/L≤
2
50
150
正丙醇/mg/L≤
2
35
100
异丁醇＋异戊醇/mg/L
1
2

酸（以乙酸计）/mg/L
7
10

酯（以乙酸乙酯计）/mg/L
10
18

不挥发物/mg/L
10
20

重金属（以Pb计）≤
1

氧化物（以HCN计）≤
5

2.2 全厂工艺流程

玉米粉储箱 → 电子皮带秤 →螺旋输送器 → 粉浆罐 → 喷射液化 → 层流罐 → 汽液分离器 → 液化罐 → 真空冷却器 → 糖化罐 → 螺旋板换热器 → 发酵罐 → 粗馏塔 → 排醛塔 → 精馏塔 → 甲醇塔 → 杂醇油塔

2.3 工艺确定及论证

2.3.1调浆工段
具体工艺要求:采用加水比:1:2.4,共设两个调浆罐,采用溢流式连续拌料,调浆水的温度为70℃,原料温度为25℃,调浆后浆液温度63.6℃, ,同时加入1/3总量的液化酶并加入碱调PH为6-7,之后醪液进入2号调浆罐，调浆时间为30min。
2.3.2预煮醪的喷射液化
具体工艺要求；采用0.8MP的蒸汽进行喷射,喷射温度为105℃,维持时间15s,然后进入缓冲罐,稳定后进入液化罐。液化罐共两个,采用溢流式连接,其中1号罐中加入2/3的液化酶,温度维持在95℃;2号罐温度为90℃总液化时间为60min。
2.3.3液化醪的糖化
具体工艺要求：液化后的醪液经离心泵输送到真空冷却器内,使醪液冷却到65℃左右去糖化.共设两个糖化罐,采用溢流式连接,在1号罐中加入糖化酶,加量为150U/g原料,同时加入硫酸调PH值为4.2-4.4,糖化时间为30min,当糖化率达47%-48%时,即用碘试呈红色或粉红色即可送去发酵,其中去发酵的糖化醪占97%,3%的糖化醪去酒母活化罐。
2.3.4酒母发酵工段
本设计采用活性干酵母复水活化，利用稀糖化醪进行增殖。
2.3.5发酵工艺
1.具体工艺要求
本设计发酵工段为顺流式连续发酵,取前2个罐作为流加首罐。同时流加入糖化醪和酒母，采用溢流的方式进入第3个罐，依次往后相同。塔顶产生的CO2气体进入CO2洗涤塔洗去CO2带走得酒精。发酵罐中可加入青霉素，它对酵母生长没有任何作用，但可抑制杂菌生长，防止产酸过高。发酵车间设置酒精捕集器，以回收带走的酒精。并同时设有螺旋板换热器,控制醪温。发酵时间为50-55小时,温度为30℃，PH值控制在4.2-4.5,当酒精分达12%（V）时送去蒸馏。
2.连续发酵的优点
连续发酵与间歇发酵相比具有以下一系列优点：
（1）提高了设备利用率
（2）提高了淀粉利用率
（3）省去了酒母工段
（4）便于实现自动控制
2.3.6蒸馏工段
本设计采用五塔差压式蒸馏。所谓差压蒸馏是多次重复利用蒸汽的热量,所以也称为多效蒸馏。各个塔在不同的压力下操作,前一塔的压力高于后一塔的压力,前一效塔顶蒸汽的冷凝温度略高于后一效塔底液体的沸腾温度。第一效蒸馏用直接蒸汽加热,其塔顶蒸汽作为第二效塔釜再沸器的加热介质,它本身在再沸器中冷凝.依次逐效进行。直到最后一效塔顶蒸汽用外来冷却水冷凝。
多效蒸馏充分利用固定冷热源之间过剩的温差。尽管总能量逐塔降低,充分利用了各级品位的能量,从而节省了有效能损失,提高了系统的热力学效率。
本次设计五塔全部采用浮阀塔。由于浮阀可根据气体的流量自动调节开度，在低气量时阀片处于低位，开度较小，气体仍以足够的气速通过环隙，避免多漏液。在气量高时，阀片自动浮起，开度增大，使气速不致过高，从而降低了高气速时的压降。浮阀板气相分布均匀，阻力降小于泡罩板。在较宽的范围内仍能保持相对较高的分离效率。因此浮阀兼有泡罩和筛孔板的某些优点。
具体工艺操作如下：
1．粗馏塔在0.06Mpa绝压的条件下进行操作，发酵成熟醪经塔顶预热器预热后进入粗馏塔，发酵成熟醪在粗馏塔中经初步蒸馏。粗馏塔塔顶酒精蒸汽经冷凝器冷凝进入排醛塔。粗馏塔利用精馏塔塔顶蒸汽经再沸器进行加热。
2．排醛塔在0.2MPa绝压的条件下进行操作。来自粗馏塔的淡酒精液体进入排醛塔中部，排除大部分头级杂质。精馏塔顶部少量成品酒精、残留的头级杂质以及杂醇油塔回来的低质酒重新回入排醛塔再次回收头级杂质。酒精沿塔板下流愈来愈彻底的头级杂质，最终以高纯度酒精的形式从甲醛塔取出。脱醛液从排醛塔塔底部排出。为了不使酒精成品变稀，排醛塔用加热器间接加热。
3．精馏塔在0.2MPa绝压的条件下进行操作。从排醛塔来的脱醛液进入精馏塔中、下部进行蒸馏，高纯度酒精从精馏塔顶部以下数块塔板取出进入甲醇塔，从精馏塔相应部位取出的杂醇油进入杂醇油塔。为了不使酒精成品变稀，精馏塔用加热器间接加热。
4．甲醇塔在0.06MPa绝压的条件下进行操作。从精馏塔来的高纯度酒精在甲醇塔中进一步分离提纯排除头级杂质。尾级杂质以工业酒精的形式从塔顶排出。从甲醇塔相应位置排出合格成品酒精。甲醇塔利用排醛塔塔顶蒸汽经再沸器进行加热。
5．杂醇油塔在常压下进行操作。该塔进行杂醇油的浓缩，浓缩后的杂醇油从相应的部位取出，进入杂醇油分离器并进一步处理得到杂醇油产品。

第3章 酒精生产过程的总物料衡算

3.1 原料消耗的计算

1.以淀粉质原料生产酒精的化学式原料与成品之间的定量关系：
(C6H10O5)n +nH2O → nC6H12O6
162 18 180
C6H12O6 → 2C2H5OH + 2CO2
180 2×46 2×44
95.5%（v）的成品酒精相当于93.125%（w）。故生产12.1万吨95.5%(v)成品酒精需要淀粉量:
2.131×105×93.125%＝1.984×105 吨
但是酒精生产要经历许多工序和复杂的生物化学变化最后完成的.在各个生产阶段中不可避免的会引起淀粉的损失。
淀粉损失分配如下表：
生产工序
淀粉损失原因
淀粉损失量（%）
原料处理
粉尘损失
0.30
蒸煮
未溶解淀粉及糖分的破坏
0.30
发酵
未发酵残糖
1.30
发酵
巴斯德效应和用于发酵副产物损失
4.10
发酵
酒精自然蒸发与被CO2带走
1.40
蒸馏
废糟带走几其他蒸馏损失
1.80
累计损失
9.20
由酒精捕集器回收酒精
1.00
实际损失
8.20

以此为依据，淀粉利用率为91.80%，则生产12.1万吨成品酒精需要淀粉量为:
1.984×105 / 91.80% =2.161×105 吨
生产12.1万吨成品酒精所需的原料量（玉米中淀粉含量72%）
2.161×105/72%=3.00×105 吨
2.淀粉酶耗量：
选用α-淀粉酶活力为2×104U/g，α-淀粉酶用量为8U/g（原料），原料计算用酶量为：
3.00×105×8/（2×104）=120吨
3.糖化酶耗量：
选用糖化酶活力为1×105U/g，糖化酶用量为150U/g（原料），原料计算用酶量为：
3.0×105 ×150/1×105=450吨
4.酒母糖化酶用量按300u/g原料计，且酒母用量为4%，则酶用量为：
3.00×105×4%×70%×300/100000 ＝ 25.2吨
式中70%-酒母糖化液占70%，30%补充糖化剂与稀释水。
5.尿素耗用量：
尿素用于酒母培养的氮源，其用量为酒母醪量的0.1%。设酒母醪量为G0，则尿素耗量为0.1% G0。

3.2 蒸煮醪量的计算

采用加水比 1：2.4进行调浆，则粉浆量为：
3.00×105×（1+2.4）＝1.02×106 吨
在蒸煮过程中用直接蒸汽加热，在后熟器和汽液分离器减压蒸发冷却，这样随着蒸煮过程的进行，蒸煮醪量随时将发生变化。现按一般柱式蒸煮工艺条件进行估算：
玉米含水量14%，干物质含量B0%＝86%，
玉米粉比热容：C0＝CW（1-0.007B0）
＝4.18×（1-0.007×86）
＝1.664 KJ/kg
粉浆干物质浓度为：
粉浆干物质浓度为：
B1=86%/（1+2.4）=25.29%
则蒸煮醪比热容为：
C1=B1C0+（1.0-B）CW
=25.29%×1.664+（1.0-25.29%）×4.18
=3.544 kJ/(kg·K)
式中 CW—水的比热容
为简化计算，假定蒸煮醪的比热容在整个蒸煮过程中维持不变。
调浆后粉浆温度为65℃，用焓为2676.1KJ/kg，0.8MPa表压的蒸汽加热，蒸煮在105℃下进行，则蒸煮过程中蒸煮醪量为：
1.02×106 + 1.02×106×3.544×（105-65）/（2676-105×4.18）
＝1.085×106 吨
蒸煮过程中蒸煮醪在汽液分离器和液化罐内分离二次蒸汽，温度逐步降低，最后在糖化罐的真空冷却器内被冷却到糖化所要求的温度60-65℃，这样在各阶段直到进入糖化罐为止的蒸煮醪量为：
经汽液分离器：
1.085×106-1.085×106×3.544×(105-100)/2677=1.078×106 吨
经第一液化罐：
1.078×106-1.078×106×3.544×(100-95)/2668.7=1.071×106 吨
经第二液化罐：
1.071×106 -1.071×106×3.544×(95-90)/2639.1=1.064×106 吨
经真空冷却器：
1.064×106-1.064×106×3.544×(90-65)/2609=1.021×106 吨
式中 2677—汽液分离器内温度为100℃饱和蒸汽的汽化潜热
2668.7—第一液化罐内温度为95℃饱和蒸汽的汽化潜热
2639.1—第二液化罐内温度为90℃饱和蒸汽的汽化潜热
2609—真空冷却器内温度为65℃饱和蒸汽的汽化潜热

3.3 糖化醪与发酵醪量的计算

蒸煮醪在糖化锅内加入糖化剂，发酵采用活性干酵母(ADY)，取部分糖化醪去做酵母，经一级扩培后加入发酵醪中。设发酵结束后醪内酒精含量以12%(v)计，相当于9.64%(w)，蒸馏效率为98%。
①.生产12.1万吨成品酒精的待发酵醪液为：
12.1×104×93.125%/（98%×9.64%）×（100＋5）% ＝1.265×106 吨
其中5%为酒精捕集器回收。
②.蒸馏发酵醪酒精浓度为：
12.1×104×93.125% /（98%×1.264×106） ×100%＝9.10%
③.相应酒母培养和发酵过程放出二氧化碳的量为：
12.1×104×93.125%/98%×44/46 ＝1.10×105 吨

其中发酵过程放出的占95%。

④. 发酵成熟醪不计酒精捕捉器水的量：
1.264×106/1.05＝1.192×106 吨
⑤.按接种量4%计需酒母量为：
（ 1.192×106＋1.10×105）/1.04×4%＝5.01×104 吨
酒母醪是70%的糖化醪,30%补充糖化剂与稀释水.需作酒母的糖化醪占糖化醪的4%.则糖化醪的量为：
(1.192×106+1.10×105)/1.04+5.01×104×70%=1.287×106

3.4 成品与废醪量的计算

设在醛塔取塔酒为2%,则生产12.1万吨成品酒精.其中醛酒产量为
12.1×104×2%=2.42×103 吨
故实际合格的成品酒精产量为
12.1×104-2.42×103=1.186×105 吨
杂醇油产量取成品酒精的0.5%，所以杂醇油的产量为：
12.1×104×0.5%=605 吨
废醪应为成熟发酵醪中除去部分水和酒精及其他挥发组分的残留液.设醪液进醪温度为t1=70℃，塔底排醪温度为88℃ 。成熟醪内含固形物量为B1%=7.5% 塔顶上升蒸汽浓度取50%（v），即47.18%（w）
粗馏塔上升蒸汽量为：
V1=1.265×106×9.10%/47.18%=2.44×105 吨
则残留液为：
WX=1.021×106 吨
据发酵醪比热公式 C=4.18×(1.019-0.0095B)
固形物含量B估计为7.5%
则C=4.18×(1.019-0.0095×7.5)=3.96kJ/（kg·K）
成熟醪带入的热量为:
q1 =F1·c1·t1
=1.265×106×3.96×70=3.51×1011 kJ
残留液的固形物浓度：
B2%=F1·B1%/WX=1.265×106×7.5%/1.021×106=9.29%
则残留液的比热：
C2=4.18×(1-0.00378B2)
=4.18×(1-0.00378×9.29)
=4.03 KJ/(kg·K)
塔底残留液带走的热量为：
q4′=WX·C2·t4=1.021×106×4.03×88.45=4.32×1011 kJ
查资料得50%（v）酒精蒸汽的焓i1=1965kJ/kg，则上升蒸汽带走热量：
q3=v1·i1=2.44×105×1965=4.79×1011kJ
塔底排出废糟量：
WX=1.021×106 吨

3.5 给定生产能力酒精厂的总物料衡算结果

现对年产12.1万吨酒精的淀粉质原料酒精厂进行计算，设工厂年开工300天，则估计要日产167t左右酒精的生产能力，酒精厂是连续生产的，因此相当于每小时生产6958kg酒精。

数量（吨）/年
数量（吨）/天
数量（kg）/小时
成品酒精
醛酒
玉米原料
α-淀粉酶
糖化酶
蒸煮粉浆
成熟蒸煮醪
尿素
酒母醪
糖化醪
蒸馏发酵醪
杂醇油
二氧化碳
废醪量
1.21×105
2420
3.00×105
120
450
1.021×106
1.021×106
50.1
5.01×104
1.287×106
1.264×106
605
1.10×105
1.021×106
403.33
8.07
1000
0.4
1.5
3400
3400
0.167
167
4290
4210
2.02
367
3400
1.68×104
336
4.167×104
16.7
62.5
1.42×105
1.42×105
6.96
6960
1.788×105
1.756×105
84
1.53×104
1.42×105

第4章 酒精生产各工段物料和能量衡算

4.1 蒸煮工段的物料和热量衡算

4.1.1调浆工段
设加水比为1：2.4，B0=86%，物料温度t0=25℃，调浆水温T0=70℃，投料量G1=4.167×104kg/h，则调浆罐应容纳粉浆量：
W1=4.167×104×(1+2.4)=1.417×105kg/h
则可计算出粉浆温度t1：
（取水的比热CW=4.18kJ/kg·K）
玉米粉比热：
C0=4.18×（1-0.007B0）=4.18×（1-0.007×86）=1.664KJ/kg·k
原料加水比为1:2.4时混合后粉浆温度:
t1=(2.6×70×4.18+1×1.664×25)/(1×1.664+2.4×4.18)
=63.6℃
用水量：
w＇=2.4×4.167×104=1.00×105kg/h
蒸煮粉浆干物质浓度：
B1%=4.167×104×86%/(1.417×105)=25.29%
粉浆由泵打入喷射液化器，被直接蒸汽加热并进行蒸煮，在经过喷射液化器后要求醪液温度升到ta=105℃。设加热蒸汽采用0.8Mpa（表压），则每小时蒸汽消耗量可按热量衡算式计算：
D=W1·C1·（t2-t1）/（I-t0·Ce）
式中 C1—蒸煮醪比热，与蒸煮醪干物质浓度有关：
C1 =Cs·B1/100+Ce·(100-B1)
=1.25×25.29/100+4.18×(100-25.29)/100
=3.29kJ/（kg·K）；
Cs—淀粉质原料干物质比热，可取1.25 kJ/（kg·K）；
I—加热蒸汽焓，0.8Mpa（表压），2748.9 kJ/（kg·K）；

则 D1 =4.167×104×3.29×(105-63.6)/(2748.9-105×4.18)
=1.77×104kg/h
4.1.2喷射液化工段
此时蒸煮醪量为：
W2=1.417×105+1.77×104=1.594×105kg/h
此时蒸煮醪浓度 ：
B2%=G·B0/W2=4.167×104×86%/1.594×105=22.49%
其比热为：
C2=Cs·B2/100+Ce·(100-B2)/100
=1.25×22.49/100+4.18×（100-22.49）/100
=3.52kJ/（kg·K）
4.1.3液化工段
当醪液进入汽液分离器即发生自蒸发，二次蒸汽带走的热量使醪液本身温度下降，汽液分离器内的温度要求维持在100℃。则在汽液分离器内100℃蒸煮醪的蒸汽量为：
W1＇ =W2·C2·（t2 – t5）/(i1-t5·Ce)
=1.594×105×3.52×(105-100)/(2181.5-100×4.18)
=1.594×105 kg/h
离开汽液分离器的蒸煮醪量为：
W3=W2-W1＇=1.594×105-1.594×103=1.578×105kg/h
此时蒸煮醪浓度 ：
B3%=G·B0/W3=4.167×104×86%/1.578×105=22.71%
其比热为：
C3=Cs·B3/100+Ce·(100-B3)/100
=1.25×22.71/100+4.18×（100-22.71）/100
=3.51kJ/（kg·K）
在第一液化罐内分离95℃的蒸汽的量为：
W2＇ =W3·C3·（t3 – t4）/(i2-t4·Ce)
=1.578×105×3.51×(100-95)/(2226.5-95×4.18)
=1.51×103kg/h
离开第一液化罐的蒸煮醪量为：
W4=W3-W2＇=1.578×105-1.51×103=1.563×105kg/h
此时蒸煮醪浓度 ：
B4%=G·B0/W4=4.167×104×86%/1.563×105=22.93%
其比热为：
C4=Cs·B4/100+Ce·(100-B4)/100
=1.25×22.93/100+4.18×（100-22.93）/100
=3.51kJ/（kg·K）
在第二液化罐内分离90℃的蒸汽的量为：
W3＇ =W4·C4·（t4 – t5）/(i3-t5·Ce)
=1.563×105×3.51×(100-90)/(2201.9-90×4.18)
=1.137×104kg/h
离开第二液化罐的蒸煮醪量为：
W5=W4-W3＇=1.563×105-1.137×104=1.419×105kg/h
此时蒸煮醪浓度 ：
B5%=G·B0/W5=4.167×104×86%/4.167×104×86%=25.26%
其比热为：
C5=Cs·B5/100+Ce·(100-B5)/100
=1.25×25.26/100+4.18×（100-25.26）/100
=3.44kJ/（kg·K）
由于蒸煮过程的热散失，实际上各过程放出的二次蒸汽量要低于上述数字，也就是说成熟蒸煮醪要大于上述数字设由于热散失为安全计二次蒸汽减少10%则蒸煮醪离开汽夜分离器的实际数量是：
W5＇=W5 +（W1＇+W2＇+W3＇）×10%
=1.419×105+（1.59×103+1.52×103+1.137×104）×10%
=1.744×105kg/h

4.2 糖化冷却工段的物料和热量衡算

由液化罐出来的醪液进入真空冷却器时，由于压力突然下降立即产生大量二次蒸汽，随后被冷却水带走。则在真空冷却器中分离65℃的蒸汽量为：
W4＇=W5＇·C5·(t5 – t6 )/( i4-t6·Ce )
=1.744×105×3.44×(90-65)/(2600-65×4.18)
=6.44×103 kg/h
进入糖化锅的冷却蒸煮醪量为 ：
W6=W5＇-W4＇=1.744×105-6.44×103 =1.680×105 kg/h
此时糖化醪浓度：
B6%=G·B0/W6=4.167×104×86%/1.680×103 =21.34%
其比热为：
C6=Cs·B6/100+Ce·(100-B6)/100
=1.25×21.34/100+4.18×（100-21.34）/100
=3.55kJ/（kg·K）
糖化醪可根据需要发酵醪内含酒量倒过来计算。现投入玉米每小时为416700kg，含淀粉为75%。扣除蒸馏损失的淀粉利用率为93.6%，则发酵能得到的无水酒精量为：
f=417600×72%×93.6%×2×46/162=15730kg/h
产生二氧化碳 ：
15730×44/46=15050kg/h
现要求发酵成熟醪含酒12%（v），即9.64%（w）。酒母内糖化醪占70%，发酵接种量4%,则糖化醪量:
G1 =（15730/9.64%+15050）×（1+4%×70%）/1.04
=1.762×105kg/h
在糖化锅内应加入糖化酶和水的量为：
m=G1-W6=1.762×105-1.680×105=8200kg/h
其中糖化酶量为：
3.55×6.958=24.7kg/h
则糖化补充加水量为：
8200-24.7=8175.3kg/h
这时糖化醪浓度:
Bg%=4.167×104×86%/（1.762×105+8175.3）
=20.35%
糖化醪比热为：
cg= 1.25×20.35/100+4.18×（100-20.35）/100
=3.58KJ/（kg·K）
tg1=W6·c6·t6+25m·Ce/（G1·cg）
=（1.680×105×3.55×65+25×8200×4.18）/（1.762×105×3.58）
=61.45℃
糖化醪的冷却采用螺旋板换热冷却。要求糖化醪温度由
tg1=61.45℃下降到tg2=28℃，现取 tw1＇=17℃ 终温tw2＇=35℃，糖化醪取 3%做酵母，则冷却水耗量为：
Ws＇=97%·G1·Cg·(tg1-tg2)/[Ce·(tw2＇-tw1＇)]
=97%×1.762×105×3.58×(61.45-28)/[4.18×(35-17)]
=1.749×105 kg/h

4.3 酒母发酵工段的物料、热量和水衡算

酒母发酵工段采用连续工艺过程。酒母发酵采用连续发酵工艺过程。自糖化锅分出部分糖化醪经稀释到酒母培养罐，需要再加入糖化剂进行糖化，以增加酒母醪中还原糖含量，在糖化剂中蛋白酶的作用下使蛋白质分解，以增加酒母内的氨基酸，保证酒母繁殖所需的营养。然后冷却供接种培养（用作逐级扩大所需的酒母醪）。酒母生产过程的物料和热量衡算如下：
酒母糖化醪中补充糖化酶量为：
m 2＇=0.17×6.958=1.18kg/h
补充60℃温水量与糖化酶以用做酒母的糖化醪，并且满足发酵接种4%的需要。因此补充水量为：
m W＇=97%·4%·G1-3%·G1-m2＇
=97%×4%×1.762×105-3%×1.762×105-1.18=1550kg/h
这样酒母糖化醪量为：
g＇=3%·G1 +m 2＇+m W＇=3%×1.762×105+1.18+1550=6837kg/h
由于酒母罐内醪液量包括接种的小酒母在内，则平均每小时酒母量为：
g＇＇=g＇=6837kg/h
进入发酵罐的发酵液：
G3=97%·G1+g＇＇=97%×1.762×105+6837=1.799×105kg/h
待蒸馏发酵醪数量：
F =(G3-f×44/46) ×(1+5%)
=（1.799×105-15730×44/46）×1.05
=1.726×105kg/h
待蒸馏发酵醪浓度：
（15730/172600）×100%=9.1%
在发酵过程中，每小时要生成15730kg/h酒精，以葡萄糖为碳源酵母发酵每生成1kg酒精放出的热量约1170KJ左右，则发酵每小时放出的热量为：
Q=15730×1170=1.84×107 KJ/h
取发酵工段冷却水初温tw1，=17℃深井水，终温tW2，=25℃，平均耗水量：
Wg，=Q/[CW（tW2，—tw1，）]=1.84×107/[4.18×（25－17）]
=5.50×105 kg/h

4.4 蒸馏工段的物料衡算

4.4.1粗馏塔
粗馏塔在6.67×104Pa负压条件下操作。由前面计算知粗馏塔成熟醪浓度为9.1%（w），预热到70℃ ，从资料上查得成熟醪沸点88.45℃ ，比热 4.39kJ/（kg•K），则每100kg 进料加热到沸点所需热量:
Q=100×4.39×（88.45-70）=8099.55 kJ
即 ：1923.88kcal。由算图查得粗馏塔进料板上液体的浓度为:10.1%(W)。根据汽液平衡关系，这时粗馏塔上升蒸汽的酒精浓度为52.4%(W)，相当于60.31%(V)，现取上升蒸汽的酒精浓度为60%(V)，相当于52.09%(W)。
可得总物料衡算式：
F1=V1+W1 （4-4-1）
酒精衡算式：
F1XF1=V1Y1+W1Xw1 （4-4-2）
式中 XF1—发酵成熟醪内酒精含量，9.1%（w）；
Y1 —粗馏塔上升蒸汽的酒精浓度，52.09%(W)；
Xw1—塔底排出废糟内酒精浓度，0.04%(W)。
粗馏塔采用精馏塔上升蒸汽通过再沸器进行加热，设这部分热量为Q1。
热量衡算式：
F1cF1tF1+Q1=V1I1+W1cWtw1+q1 （4-4-3）
式中 F1 —粗馏塔进料量，1.726×105kg/h；
cF1 ，cW—分别为成熟醪、塔底废液的比热，
cF1=3.92kJ/（kg•K） ，cW=4.03kJ/（kg•K）；
tF1 ,tw1—分别为成熟醪、塔底废液的温度，
tF1=70℃,tw1=88.45℃；
I1—塔顶上升蒸汽热含量，1140.96kJ/kg；
q1—醪塔热损失，q1=1% Q1。
将上述各数据代入（4-4-1）、（4-4-2）、（4-4-3）式中，并联立解之得：
V1=3.01×104kg/h
W1=1.425×105kg/h
Q1=1.21×105kg/h
4.4.2排醛塔
粗馏塔上升的蒸汽经过分离器排入排醛塔中下部，在醛塔中低沸点物质和酒精蒸汽上升过程中逐板被浓缩，在醛塔塔顶上升蒸汽中低沸点物质和酒精浓度是很高的，由于醛塔塔顶分凝器的部分冷凝作用使沸点物质进一步浓缩，为了使低沸点物质得到排除，在冷凝器内要排出部分醛酒，若取醛酒为成品酒的2%，则每小时醛酒量为：
A=2%×P=2% ×15730/93.125%=338kg/h
为保证成品酒精的质量通常要从精馏塔冷凝器中回流部分次等酒到排醛塔。若取次等酒为成品酒精的2%，则进入醛塔的次等酒数量为：
Pe=2%×98%P =2%×98%×（15730/93.125%）=331.1kg/h
设醛塔回流比R2，则上升蒸汽量为：
V2=(R2+1)·A
对全塔进行总物料衡算则有：
V1+D2+Pe+C=F3+A （4-4-4）
酒精衡算式：
V1y1+Pexpec=F3XF3+AXA （4-4-5）
脱醛液F3的浓度为50%（V）,相当于42.43%(W),同时一般醛酒浓度XA与次等酒浓度Xpe均按96%(v)计 相当于93.125% (w)。根据（4-4-5）式可得：
F3 =(V1y1+PeXpe+CXc -AXA)/ XF3

=(3.01×104×52.09%+331.1×93.125%-338×93.125%)/42.43%
=3