技术方案、设备方案和工程方案.pdf

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】的内容，可以使用淘豆网的站内搜索功能，选择自己适合的文档，以下文字是截取该文章内的部分文字，如需要获得完整电子版，请下载此文档到您的设备，方便您编辑和打印。:..技术方案、(1)乙醇生产分干法和湿法。干法是将净化后的玉米直接粉碎成一定粒度的玉米粉,加水配成玉米粉浆,然后去液化、糖化、发酵生产酒精;湿法是将净化后的玉米经过浸泡、破碎、研磨、筛分、分离等工序分出可溶淀粉、胚芽、纤维、蛋白等,将最后得到的淀粉乳送去液化、糖化、发酵生产酒精。前者投资较少,但他副产的干酒糟收益也较少;湿法投资较高,但副产品较多,价值也比干酒糟高,玉米的利用率高,消耗也低,最终效益比其他几种生产方法都好,故本项目推荐湿法。几种生产方法的比较见表1-1。几种生产方法的比较表1-1序号项目干法半干法改良湿法湿法浸泡润湿无润湿浸泡浸泡1浸泡时间小时126~1236~48浸泡温度℃常温58502粉碎一次两次两次两次脱胚无干法脱胚湿法脱胚湿法脱胚收率%0~~~%~2546~4848~50出油率%0~1~3~3含淀粉%30~353~43~44可发酵部分%:..序号项目干法半干法改良湿法湿法5污水无无有有6电耗小较大较大大7汽耗无有有有9投资小中中大10操作人员少较多较多多11经济效益差较差较好好(2)改进后的乙醇氧化工艺生产成本,已具有与羰基合成法竞争的实力。:①采用国际最先进的湿法生产工艺;②高效、高浓度的连续发酵技术;③酒精分离过程中采用分子筛脱水技术;④低品位能源的综合利用,降低了生产成本;⑤酒精提纯过程中采用位差蒸馏技术;:..⑥污水处理产生沼气,可补充能源发电;⑦工艺水的循环利用,既节水又做到清洁生产。本项目采用国际最新最先进的湿法生产工艺路线,是目前美国燃料乙醇2005年新建生产企业均采用的工艺,即将玉米经湿磨法多级分离提取不同产品后以纯淀粉发酵生产燃料乙醇及冰醋酸,做到“吃干榨净”;不同于国内现有四家燃料乙醇生产企业直接用玉米经粉碎后直接发酵生产工艺。本项目吨玉米加工销售收入达到1,928元,比现有四家企业销售收入1,698元高出230元,表明燃料乙醇及冰醋酸外的副产品综合利用率高且市场价格高,大大降低了燃料乙醇及冰醋酸的生产成本,提高了综合经济效益。(1)原料玉米贮存与净化:原料玉米经地衡计量后卸入玉米料斗,经输送机、斗式提升机进入原料滚筒筛,经二级筛选后去玉米筒仓。(2)玉米上料及浸泡:由玉米仓出来的净化玉米经过除铁、除尘、计量后用水力输送去浸泡罐。-,玉米与输送水的比例为1:-3,温度为50±2度,输送水循环使用。玉米的浸泡是在亚硫酸溶液中逆流进行的,共12个浸泡灌。浸泡过程中玉米留在罐内静止,用泵将浸泡液在罐内一边自身循环一边向前一级罐内输送,保持新的亚硫酸溶液与浸泡时间最长的玉米接触,而新入罐的玉米与即将排出的浸泡液接触,从而保持最佳的浸泡效果。浸泡温度50±2度,-%,浸泡时间不小于48小时。完成浸泡的浸泡液即稀玉米浆含干物5-9%,-,送到蒸发工序浓缩成含干物质45%以上的玉米浆。浸泡终了的玉米含水46%左右,用手能挤裂,胚芽完整挤出。(3)玉米破碎:浸泡后的玉米由湿玉米输送泵经过除石器、脱水筛进入湿玉米贮斗,再进入头道凸齿磨,将玉米破碎成4-6瓣,整粒玉米不超过1%并分离出75%-85%的胚芽,同时释放:..出20%-25%的淀粉。破碎后的玉米由胚芽泵送至一级胚芽旋流器,分离旋流器顶部流出的胚芽去洗涤系统,底流物料经过曲筛过滤掉浆料,筛上物进入二道凸齿磨,玉米破碎成10-12瓣。在此浆料中不应含有整粒玉米,%。经过二次破碎的浆料经过胚芽泵送二级胚芽旋流器,顶流物料与经头道磨破碎和曲筛分出的浆料混合一起,返第一级胚芽旋流器,底流浆料送入精磨工序。(4)精磨:经二级胚芽旋流器分离出胚芽的稀浆料通过压力曲筛,筛下物为粗淀粉乳,淀粉乳与精磨后分离出的粗淀粉浆液汇合进入淀粉分离工序;筛上物进入冲击磨进行精磨,以最大限度地使与纤维联结的淀粉分离出来。经磨碎后的浆料中,纤维联结淀粉不大于10%,精磨后的浆料进入纤维洗涤槽。(5)纤维的分离、洗涤:精磨后的浆料进入纤维洗涤槽,在此与以后洗涤纤维的洗涤水一起用泵送到第一级压力曲筛。筛下分离出粗淀粉乳,筛上物经6级压力曲筛逆流洗涤,洗涤工艺水从最后级曲筛前加入通过筛面,携带洗涤下来的淀粉乳逐级向前移动,直到第一级,筛前洗涤槽中与精磨后的浆料混合,共同进入第一级压力曲筛,分离出粗淀粉乳。再于精磨前筛分出的粗淀粉乳混合,进入淀粉、麸质分离工序。筛上的纤维、皮渣与洗涤水逆流而行,从第一级进入,从最后级筛面排出,进入螺旋挤压机脱水后去纤维干燥工序。(6)淀粉分离、洗涤:由精磨前后曲筛分离出的粗淀粉乳经过除砂旋流器、回转过滤器、预浓缩分离机,进入麸质、淀粉的主离心机。顶流分离出麸质水的浓度为1%-2%,送浓缩分离机。底流为浓度17-19波美粗淀粉乳,送酒精装置进行液化、糖化生产酒精。(7)蛋白分离与干燥:从主分离机顶流分离出的麸质水,含固形物1%-2%左右,经过滤器进入麸质浓缩离心机,顶流为工艺水,进入工艺水罐,-%,供胚芽、纤维洗涤用。浓缩后的底流含固形物约为14%,经过转鼓式真空吸滤机脱水,得含水60%-62%的湿蛋白,然后用管束干燥机干燥。-。产品风力输送到包装车间包装:..出厂。(8)胚芽洗涤、干燥:从第一级胚芽旋流器顶流分离出的胚芽,经过三级曲筛逆流洗涤,含水75%,进入胚芽挤压机脱水,经过脱水后的湿胚芽含水约55%,去管束干燥机干燥,干胚芽去精制玉米油装置。(9)玉米浆蒸发:将含固形物5-9%的稀玉米浆,通过四效蒸发系统,浓缩到含固形物45%-50%,加入纤维中一起干燥。(10)纤维饲料干燥及造粒:湿纤维、碎玉米、玉米浆混合后进入管束干燥机干燥,经风力输送到包装车间造粒。见工艺流程简图图1-(1)液化、糖化工段淀粉乳直接流入预液化罐,用计量泵加入一部分α-淀粉酶,由罐内搅拌器搅拌。蒸汽通过罐内喷射加热器直接加热淀粉乳温度达到约90℃。淀粉在高温下糊化,同时在α-淀粉酶的作用下降低醪液粘度,利于输送和蒸煮。-,加氯化钙将Ca2+浓度调整到60-100ppm。预液化醪用泵送经蒸汽喷射加热器与蒸汽混合,温度达到约110℃,一部分高温醪循环送到预液化罐,其它大部分醪液送到蒸煮器中,维持约10分钟,以确保淀粉完全糊化及杀灭可能随原料一起进入工艺流程的杂菌和孢子。通过预液化罐的液位,调节糊化醪由蒸煮器溢流进入闪蒸罐。糊化醪在闪蒸罐真空状态下生产二次蒸汽,温度降至约89℃。二次蒸汽通过闪蒸冷凝器加热工艺水。用水环真空泵保持闪蒸罐的真空度。经过闪蒸的醪液由泵送入液化罐,用计量泵加入剩余的α-淀粉酶,液化醪与来自饲料车间的部分酒糟离心清液混合,-。酒糟离心清液回用的目的一是降低醪液的PH值,减少硫酸的用量;其次可稀释醪液的浓度,以保持理想的酒精浓度。酸:..化后的液化醪进入糖化闪蒸罐真空冷却后,由泵送入糖化罐。用计量泵加入糖化酶,将糊精等物质进一步转化为可发酵性糖。糖化醪经过循环冷却水和江水的两级冷却,温度降至32℃,送到发酵工段。此时的醪液尚未完全糖化,在发酵罐内糖化酶继续作用,生成葡萄糖供酵母发酵。(2)发酵工段采用连续发酵工艺,提高设备利用率20%以上。与间歇发酵相比,减少发酵设备清洗、灭菌时间,降低清洗剂消耗量和清洗污水排放量。另外,由于连续发酵连续作业,不易染菌,即减少染菌造成的淀粉损失,从而提高淀粉出酒率。用六个并联的预发酵罐连续培养酵母。系统启动初期加入新活性干酵母,在温水中活化,然后加入一定量的冷却糖化醪,待酵母初步成长后,连续流加糖化醪至充满预发酵罐。预发酵罐在平衡状态下连续工作,通过预发酵醪的添加速度和预发酵罐的液位,以提供一定的停留时间,保证酵母生长。预发酵醪通过罐外循环冷却,控制温度在30-31℃。发酵部分由六组主发酵罐串联组成,其中主发酵罐1、2分别由六台罐并联,主发酵罐3至6分别由三台罐并联。预发酵罐的醪液经泵送入主发酵罐1,并加入部分冷却糖化醪。通过控制糖化醪的添加速度和主发酵罐1的液位,以提供一定的停留时间,保证醪液的酒份在6-7%(w/w)和适宜的酵母数量。主发酵罐1的醪液经泵送入主发酵罐2,同时加入剩余的冷却糖化醪。通过控制液位,发酵醪经泵送逐级进入主发酵罐3至6,酵母最终将葡萄发酵成酒精。主发酵罐1至5通过罐外循环冷却,控制发酵温度在30-33℃。发酵完成时,%(v/v),由泵送到成熟醪暂存罐贮存。成熟醪暂存罐能贮存7上时的发酵成熟醪液。在预发酵罐和主发酵罐1、2中通入压缩空气,以便于酵母的繁殖。在酒精发酵过程中,同时产生二氧化碳。发酵罐排出的二氧化碳中夹带有酒精,%,必须予以回收。来自预发酵罐和主发酵罐的二氧化碳被收集送往二氧化碳洗涤塔,用工艺水逆相清洗。洗涤水泵送到成熟醪暂存罐。配备二组二氧化碳洗涤塔,其中一组清洗来自通空气的发酵罐内排出的二氧化碳(含空气),洗涤后的气体排入大气;另一组清洗耳来自不通空气的发酵罐内排出的较纯的:..二氧化碳,洗涤后的气体送到二氧化碳车间。(3)蒸馏工段采用多塔差压蒸馏工艺,综合利用热能,减少蒸汽消耗。蒸馏系统包括粗馏塔MC1和MC2、脱醛塔AC、精馏塔RC1和RC2。粗馏塔MC1采用负压蒸馏,MC2常压操作。精馏塔RC1用新鲜蒸汽经再沸器间接加热,其塔顶蒸汽用于加热粗馏塔MC2和精馏塔RC2。RC2塔顶的酒精蒸汽加热粗馏塔MC1。发酵成醪经过脱醛塔AC冷凝器、粗馏塔MC1冷凝器和无水酒精冷凝器的预热,进入粗馏塔MC1塔顶除气区,排出二氧化碳。除气后的部分醪液经粗馏塔MC2塔底酒糟液的预热,进入MC2的顶部,MC1和MC2塔底的酒糟液送往饲料车间。粗馏塔MC1馏出的粗酒精蒸汽大部分由塔侧引出,经预热成熟醪和冷却水的进一步冷凝为粗酒精;MC1塔顶的脱气酒汽用来直接加热脱醛塔AC。醛类在AC塔顶得到浓缩,降低产品的含醛量。MC1的冷凝粗酒精、AC的塔底物和分子筛床的再生酒精,经RC1的塔底余馏水预热,进入精馏塔RC1。为充分利用热能,精馏分为二塔操作。RC1塔顶酒汽送到RC2塔顶,RC2馏出的酒精蒸汽送往脱水工段。RC2的塔底醪液经RC1塔顶酒汽的预热,送回RC1。从RC1的塔侧引出杂醇油,经分离后送入贮罐,最终混入燃料酒精中。(4)脱水工段采用分子筛脱水工艺,用亲水性很强的3A沸石作为吸附剂,脱除酒精蒸汽中的水份。配置两组分子筛床,交替进行脱水和再生。来自蒸馏工段的酒精蒸汽,经过过热器加热温度升高到115℃,送到分子筛床。通过分子筛床的酒精蒸汽经预热成熟醪,和冷却水的进一步冷凝、冷却降温,送到酒精计量罐,经检验合格后由泵送往燃料酒精贮罐区。当一组分子筛床吸附水份达到饱和,自动控制阀将切换进料至再生后的另一组分子筛床。处:..于饱和状态的分子筛床转换至再生模式。此时分子筛床顶部与真空系统相连,(绝对压力),水份被解吸。通过加少量无水酒精蒸汽,吸收解吸的水份。再生酒精蒸汽经冷凝,送往蒸馏工段的精馏塔RC1。吸附脱水和解吸再生循环周期各约5-7分钟。见工艺流程简图图1-2~5-(1)酒精氧化装置生产方法及说明酒精打到酒精配制槽和回收酒精套用(约20%)。配制成浓度为约80%的酒精。配制好的酒精再用泵打至酒精过滤器。酒精经酒精换热器换热到86℃,控制其流量进蒸发锅;酒精在80℃的温度蒸发;与空气稳压罐来的空气形成混合气体。混合气体由蒸发锅顶出来经过热器过热到120℃左右。再经过滤器过滤后从上部进入酒精氧化炉。混合气在银的催化作用下,催化成乙醛蒸汽。由于反应是放热反应(氧化室温度为550~600℃)。利用氧化炉中部段作废热锅炉。产生的水蒸汽到蒸汽分布合。乙醛蒸汽从氧化炉底出来(200℃)到软水酒精换热器,然后进入水冷却器和盐水冷却器。使其冷至10℃进入吸收塔。在水冷却器和盐水冷却器中冷凝下来的液体进稀乙醛贮罐。乙醛蒸汽在吸收塔内10℃的水和回收塔来的废酒精吸收成稀乙醛。乙醛从塔底到稀乙醛贮糟。塔中未被吸收的气体由塔顶排入大气中。稀乙醛经过乙醛过滤器过滤后,用稀乙醛泵将一部分打到稀乙醛循环吸收冷却器,冷却至10℃进入吸收塔进行循环吸收;另一部分控制流量经稀乙醛预热器预热到70℃进入乙醛塔。乙醛塔为加压操作。操作压力为2kg/cm2(表压)。乙醛采用循环加热蒸发,顶为浓乙醛蒸汽。经乙醛顶冷凝器,乙醛塔顶分离器。乙醛塔顶冷凝、冷却器冷凝下来的液体控制出料与回流比R=6。浓乙醛用气体压料到乙醛氧化装置。乙醛塔釜主要为酒精,然后到回收塔,酒精从塔顶出来,经酒精塔顶冷凝器冷凝后到回收塔回流箱。控制回流比R=。回收的酒精下次配制酒精时利用。(2)乙醛氧化装置生产方法及说明乙醛氧化:压缩氮气由外管送来,经氮气稳压罐稳压为3kg/cm2(表)至各用气设备,由:..酒精氧化装置来的浓乙醛放入两个轮换使用的计量槽。计量槽顶部通入压缩氮气使槽内压力保持一定。以免乙醛挥发损失,利用氮气压力将浓乙醛经流量计连续送至乙醛氧化塔底部。醋酸锰溶液通过入口加入醋酸锰蒸发罐。%接触液。制成的醋酸锰接触液压入醋酸锰罐,两个轮换使用的醋酸锰计量槽内。乙醛氧化塔由扩大部分和塔身组成。塔身分五节。每节均有冷却水蛇管和空气分布管根据每节反应温度及氧化情况控制冷却水和空气量。所用空气为外管送来的7kg/cm(表2)无油压缩空气。经减压至3kg/cm2(表)。乙醛氧化塔温度再60℃-80℃之间。必要时氧化塔顶通过氮气调节废气中氧含量不超过1%。乙醛氧化塔顶废气出塔后进入回流冷凝器用-10℃的冷冻盐水冷却至25℃以下。流入汽液分离器。被分离的液体流入乙醛氧化塔底部。未冷凝的气体放至回收冷凝器。用-10℃冷冻盐水再次冷凝。分别经旋风分离器和旋风离器分离。气体经放空罐放空。自旋风分离器、放空罐分离出的二次分离液送至接触液贮槽或直接流入乙醛氧化塔(TO201)底部。乙醛氧化塔塔顶及汽液分离器顶部均设有爆破膜。当压力太高时,爆破膜破裂。塔中物料经接触漏斗紧急排放。来自粗醋酸贮槽的粗醋酸进入高沸塔中部。高沸塔底有蒸汽加热盘管。塔釜温度控制在130℃。粗醋酸蒸汽自塔顶逸出。进入醋酸浓缩塔中部。高沸塔底所留醋酸锰放入醋酸锰贮槽循环使用。醋酸浓缩塔底有加热蒸汽盘管。塔顶温度控制在95℃-105℃。塔釜温度控制在120℃-135℃。低沸物自塔顶逸出。进入稀醋酸冷凝器冷却。被冷凝的稀醋酸流入稀醋酸回流箱内分离。一部分稀醋酸返回醋酸浓缩塔塔顶作回流。另一部分流入两个轮换使用的稀醋酸贮槽。未冷凝的气体送至乙醛蒸汽冷凝器用-10℃冷冻盐水冷却。冷凝液送往酒精氧化装置稀乙醛贮槽。未凝气体排空。浓缩后醋酸的蒸发:塔底温度128℃以上时将浓缩后的醋酸入蒸发锅内。锅内装有蒸汽加热盘管。锅底温度维持在120℃---135℃。塔顶温度不超过124℃。被蒸发的醋酸经成品醋酸冷凝器冷凝后。成品醋:..蒸发。如合格则送成品冰醋酸贮槽进行配制,包装。醋酸蒸发锅内的醋酸锰残液,定期排至地槽贮存。如需回收使用时,用氮气将醋酸锰接触液从地槽压至醋酸锰蒸发罐。经加入粗醋酸进行冻解再生后。用压缩氮气压至乙醛氧化塔底部。循环使用。玉米淀粉的工艺技术立足国内。90年代初我国从多个国家引进技术和设备,建设数座大型玉米淀粉装置,经过几年的消化吸收,我国不仅已经完全掌握了玉米淀粉先进的生产技术,而且还结合我国的实际情况,创出了一整套适合我国国情的发展路线。在工艺设计上充分利用国内已经取得的宝贵经验,从我国实际情况出发,合理的引进先进设备,使其玉米加工的综合指标,包括主、副产品的收率及质量、原料、辅助材料及能源消耗等,均能达到世界先进水平。酒精的生产技术和淀粉的情况类似,所不同的是以前国内引进的装置的规模都比较小。2002年吉林30万吨燃料乙醇工程又是引进了国外技术,但与此同时建设的类似规模的酒精装置均为国内技术,尽管国内尚无真正意义上的湿法装置投入生产,但此技术十分成熟,因此本项目的建设应采用国内技术。、燃料乙醇及冰醋酸的生产工艺流程简图如图1-1和图1-2/5、图1-6/7。:..硫磺工艺水碎玉米SO2亚硫酸胚芽洗涤脱水干燥芽浓玉米浆:..筛选净化玉米浸泡胚芽分离蒸发二道磨精磨纤维分离纤维洗涤脱水工艺水予浓缩纤维淀粉分离麸质浓干燥装麸质脱水粗淀粉乳麸质干燥蛋白包装去乙醇装置蛋白粉纤维饲料:..1-2淀粉乳(来自脱胚制浆车间)闪蒸罐氯化钙闪蒸罐喷射加热器蒸汽蒸煮器闪蒸罐二次蒸汽闪蒸罐液化罐冷凝液离心清液(来自饲料静态混合器稀硫酸车间)闪蒸罐二次蒸汽真空泵糖化酶(来自酶制糖化罐冷凝液剂车间)冷却冷却糖化醪(至发酵工段):..1-3(来自液化、糖化工段)酵母混合罐酵母氨水预发酵罐闪蒸罐尿素排入大气压缩空气水主发酵罐1CO2洗涤塔压缩空气冷却:..图1-4:..发酵成熟醪(来自发酵工段)换热器冷凝器真空泵换热器无水酒精蒸汽(来自脱水工段)换热器无水酒精(至脱水工段)ACMC1离心清液再沸器(来自饲料车间)酒糟(至饲料)预浓缩清液换热器(至饲料)换热器粗酒精蒸汽(至脱水工段)换热器换热器RC2MC2再沸器杂醇油(至脱水工段)淡酒(来自脱水工段)冷却器杂醇油分离器RC1换热器再沸器蒸汽蒸汽冷凝水精馏余馏水冷却器(至脱胚制浆车间):..脱水工段工艺流程简图图1-5粗酒精蒸汽淡酒(来自蒸馏工段)(至蒸馏工段)蒸汽过热器淡酒凝器真空泵蒸汽冷凝水分子筛床A分子筛床B:..:..酒精氧化装置工艺流程简图图1-6酒精→换热器→蒸发锅→过热器→过滤器→酒精氧化炉→酒精换热器→水冷却器→盐冷却器→吸收塔→稀乙醛贮罐→乙醛过滤器→稀乙醛循环吸收冷却器→稀乙醛预热器→乙醛塔→浓乙醛贮罐→浓乙醛至乙醛氧化装置乙醛氧化装置工艺流程简图图1-7氮气压缩空气↓↓浓乙醛→计量罐→乙醛氧化塔→粗醋酸贮罐→高沸塔→醋酸浓缩塔↑醋酸锰接触液醋酸蒸发锅稀醋酸冷凝器→稀醋酸回流箱→稀醋酸贮罐:..、-2序号项目指标备注1日处理净化玉米4243t/d2总收率(DS)%:..其中:淀粉(DS)%胚芽(DS)%蛋白(DS)%纤维饲料(DS)%%原料及能源消耗指标表1-3序号名称单位单耗(吨玉米)-~℃:..3液化时间120分钟4蒸煮温度115℃~~33℃8发酵时间50~55小时9成熟醪酒份≥%(v/v)原料及能源消耗指标表1-.2液化酶kg/.4酵母kg/.6氢氧化钠kg/.8氨水kg/.2电kwh/t186558000002,3蒸汽t/,4循环水m3/t5215600000:...、燃料、动力消耗单位产品消耗指标序号名称规格年耗(t)单位定额一原辅材料1原料酒精≥95%(v/v)t/%kg/%kg//t6060000003冷却水m3/.,有的已经运行了多年。根据国内几套大型装置建设已经取得的经验,进行主要设备的选型,确保设备选型的先进性及合理性。本项目所用设备比较,还存在一定的差距,认真总结经验,选择性能好、能耗低、运行可靠的国产设备,少数国内尚不生产的或质量较差的设备可通过国际招标形式采购进口设备。详见各生产装置的主要设备表。淀粉装置主要设备表表5-7型号设备来源序号单位数量设备名称主要参数国内引进合作1玉米计量称250t/h台1V:..2玉米上料泵Q=1100m3/h台1VH=42m3输送水泵Q=900m3/h台1VH=19m4输送水加热器管式F=100m2台1V5浸泡罐V=800m3台16V6浸泡液循环泵Q=460m3/h台16VH=26m7循环加热器板式F=30m2台16V8湿玉米输送泵Q=480m3/h台1VH=45m9亚硫酸泵Q=120m3/h台1VH=35m10亚硫酸换热器板式F=20m2台1V11玉米脱水筛B=1640t==110m3/h台1VH==400m3/h3VH=25m:..17浸泡排水泵Q=20m3/hH=15m1V18浓玉米浆泵Q=15m3/hH=20m1V19头道磨245-A-SB4V20一级胚芽分离泵Q=700m3/hH=62m1V21一级胚芽分离器K8X9//+K7X9//1V1222二道磨152单盘式2V23二级胚芽分离泵Q=725m3/h1VH=61m24二级胚芽分离器K7X9//+K6X9//1V3426三道磨进料泵Q=225m3/h1VH=45m27三道磨前曲筛B=710t=50μ3V28三道磨66//X126//6V29三道磨后液泵Q=130m3/h1VH=12m30胚芽洗涤筛t==17602V31胚芽洗涤筛t==12602V32胚芽洗涤泵Q=165m3/h1VH=25m33胚芽挤压机4V34纤维分离曲筛t=50μB=28404V35纤维洗涤曲筛t=75μB=213010V:..Q=365m3/h1VH==350m3/h5VH=34m38纤维脱水泵Q=180m3/h1VH==1360t=1004V40纤维挤压机4V41稀麸质水泵Q=100m3/h1VH=60m42稀麸质水泵Q=150m3/h1VH=62m43淀粉乳泵Q=340m3/h1VH=50m44旋转过滤器6//1V45预浓缩离心机2V46主离心机进料泵Q=185m3/h2VH=21m47主离心机2V48旋转过滤器1V49麸质浓缩进料泵Q=150m3/h2VH=:..6//2V51麸质浓缩离心机2V52麸质过滤进料泵Q=18m3/hH=13m2V53麸质真空过滤机F=70m2454真空泵n=590rpm4V55滤液泵Q==13m56麸质滤饼螺旋机带式螺旋4V57淀粉洗涤进料泵Q=195m3/h1VH=15m58精淀粉乳泵Q=36m3/hH=22m1V59胚芽干燥器F=1200m23V60干胚芽输送风机Q=58m3/min1V61麸质干燥机F=1200m23V62纤维干燥器F=1302m26V63进料螺旋输送机450n====41m3/m1VP=:..台4V70麸质离心机台2V71控制系统套1V:..表1-8型号设备来源设备名称主要参数单位数量国内引进合作1预液化罐285m3台3V2蒸汽喷射器台6V3蒸煮器24m3台6V4闪蒸罐25m3台6V5闪蒸冷凝器70m3/h台6V6冷凝器13000MJ/h台3V7液化罐588m3台6V8糖化醪闪蒸罐99m3台6V9糖化闪蒸冷凝器16255MJ/h台6V10糖化罐750m3台3V11糖化醪冷凝器19753MJ/h台9V12糖化醪冷凝器25852MJ/h台9V13醪泵台V14真空泵台6V发酵工段主要设备表表1-:..1312m3台6V3主发酵罐12624m3台6V4主发酵罐23023m3台6V5主发酵罐3-63023m3台12V6发酵醪冷却器台27V7发酵醪泵台30V8发酵成熟醪罐3023m3台3V9二氧化碳洗涤器台6V10洗涤水泵9m3/h,:..表1-10型号设备来源设备名称单位数量主要参数国内引进合作1硫酸稀释罐17m3台1V2硫酸计量罐17m3台1V3碱稀释罐283m3台1V4稀碱贮罐283m3台1V5CIP高压泵16m3/h,10bar台1V6CIP低压泵16m3/h,3bar台2V7热水罐281m3台4V8氯化钙溶解罐64m3台1V9氯化钙计量罐64m3台1V10尿素溶解罐91m3台1V11尿素计量罐91m3台1V12淀粉酶计量罐48m3台3V13淀粉酶计量泵0-50l/h台6V14糖化酶贮罐18m3台1V15糖化酶计量罐48m3台3V16糖化酶计量泵0-50l/h台3V17氨水罐38m3台1V18(其它)泵台V:..蒸馏工段主要设备表表1-11序型号单数设备来源设备名称号主要参数位量国内引进合作粗馏塔MC1φ4100×15000V1蒸馏塔MC1脱气部分φ4100×8000台2V脱醛塔ACφ2850×7500V粗馏塔MC2φ5050×16000V2蒸馏塔台2