蒸餾塔塔內冷凝器

㈠ 甲醇精餾操作規程

工藝流程簡述：
從甲醇合成工段來的粗甲醇,溫度40℃，壓力0.4MPa,通過粗甲醇緩沖槽（F40501）,經粗甲醇預熱器、(C40510)預熱至70℃左右進入預精餾塔 （E40501）。為中和粗甲醇，用鹼液泵（J40506A、B）向預塔內加入濃度為1－5%(wt%)的NaOH水溶液。從預塔（E40501）塔頂出來的氣體溫度74℃, 壓力0.05MPa,經預塔冷凝器I（C40502）和預塔冷凝器II（C40503）用循環水分級冷凝後溫度降至40℃,冷凝下來的甲醇溶液收集在預塔迴流槽（F40508） 內,通過預塔迴流泵（J40509AB）加壓後,從預塔上部進入到預塔內。預塔再沸器（C40501）的熱源為低壓蒸汽。預塔冷疑器II(C40503)中不凝氣、預塔（E40501） 塔頂少量的弛放氣和各塔頂部氣體管線上安全閥後的排放氣體,均通入排放槽 （F40504）,用軟水吸收甲醇後送至轉化系統作為燃料氣燃燒。回收的甲醇液自流入地下槽(F40505)內。
從預塔塔底出來脫除輕組分後的預後甲醇,溫度為85℃,用預後甲醇泵 （J40501AB）抽出,送入加壓精餾塔（E40502）加壓精餾塔（E40502）的操作壓力為0.6MPa,塔底有再沸器（C40504）加熱,使塔底料液維持在134℃左右, 從甲醇加壓塔塔頂出來的甲醇蒸汽在常壓塔再沸器（C40507）中冷凝,釋放的熱量用來加熱常壓塔（E40503）中的物料。常壓塔再沸器出口的甲醇冷凝液流入迴流槽(F40502),一部分由加壓塔迴流泵（J40502AB）在流量控制下送回加壓塔上部作迴流,另一部分作為成品甲醇,依次經粗甲醇預熱器和精甲醇冷卻器(C40505)冷卻到大約40℃,送往精甲醇中間槽（F40510AB）。控制加壓塔塔釜的液面使過剩的產物在134℃進入常壓塔,常壓塔底部產物在107℃和0.03MPa 壓力條件下,由加壓塔頂產物的冷凝熱再沸。離開常壓塔頂的蒸汽約在65℃, 在常壓塔頂冷凝器（C40506）冷卻到40℃後送到常壓塔迴流槽〈F40503〉,用常壓塔迴流泵（J40503AB）將其中一部分精甲醇液在流量控制下送回常壓塔上 部作迴流,其餘部分作為精甲醇產品送入精甲醇中間槽（F40510AB）,精甲醇中間槽的精甲醇經分析合格後,通過精甲醇泵（J40507AB）送入到成品罐區貯存。 常壓塔底的產物是水,含有微量的甲醇和高沸點雜質,為防止高沸點的雜醇混入。
到精甲醇產品中,在常壓塔的下部有雜醇采出,溫度約85℃,經雜醇冷卻器 (C40509)冷卻到40℃後,靠靜壓送到雜醇貯槽(F40509),再通過雜醇泵(J40510)送到成品罐區雜醇貯槽貯存。從常壓塔底部排出的殘液溫度107℃,壓力約0.03MPa,由殘液泵(J40504)送入殘液冷卻器(C40507)冷卻到40℃後送污水處理站生化處理或作為萃取液送至粗甲醇槽。
來自各個排放點的污甲醇排入到地下槽（F40505）,經地下槽液下泵(J40505)送入甲醇緩沖槽 (F40501)。
開車時或事故狀態下,經分析精甲醇中間槽（F40501AB）內不合格的甲醇 ,通過精甲醇泵（J40507AB）送到粗甲醇貯槽（F40511）,同時甲醇緩沖槽的液位靠從粗甲醇貯槽進出甲醇緩沖槽的甲醇流量來控制。

㈡ 酒精蒸餾塔塔釜的液位一般控制在多少

此蒸餾方式已經過時，建議差壓蒸餾（加真空系統，粗塔真空）節能，排雜效果好；液位正常50%左右

㈢ 原油蒸餾是什麼

一、原油蒸餾原理

原油煉制的基本途徑是將原油分割為幾個不同沸點范圍的餾分，然後按照石油產品的使用要求，分離除去這些餾分中的有害組分，或是經過化學反應轉化成所需要的組分，從而獲得合格的石油產品。原油的分割和石油餾分在加工過程中的分離常常採用蒸餾的手段。原油常減壓蒸餾是原油加工中的第一道工序，常減壓蒸餾裝置是煉油廠的龍頭裝置。

（一）精餾

蒸餾是按原油中所含組分的沸點（揮發度）不同，加熱原油使其汽化冷凝，將其分割為幾個不同的沸點范圍（即餾分）的方法。由於原油成分十分復雜，沸點相近，採用一次汽化和一次冷凝的蒸餾方法，分離效果差，因此在煉油廠採用多次汽化、多次冷凝的復雜的蒸餾過程，稱為精餾。精餾按操作方式分為連續和間歇式兩種。

圖8-2原油常壓塔

原油減壓塔常採用減壓和塔底通入水蒸氣汽提「雙管齊下」的方法，蒸餾重質油品效果較好。採用塔底水蒸氣汽提可減少塔底排出的減壓渣油中輕餾分的含量。

二、原油蒸餾流程

一個完整的原油蒸餾過程，除了精餾塔外，還配置了加熱爐、換熱器、冷凝器、冷卻器、機泵等設備。這些設備按一定的關系用工藝管線連接起來，同時還配有自動檢測和控制儀表，組成了一個有機的整體，這就形成了原油蒸餾裝置的工藝流程。

圖8-3是典型的原油常減壓蒸餾原理流程圖，主要由加熱爐（常壓爐、減壓爐）、常壓塔和減壓塔三部分組成。其工藝過程為：

（1）原油換熱。原油經原油泵加壓後，在換熱器內換熱至130℃進入脫鹽罐，在破乳劑、注水、電場的作用下脫去攜帶的水分和部分鹽類；經脫鹽、脫水的原油繼續與各種餾分在換熱器內換熱，原油被加熱到230℃進入初餾塔。在初餾塔塔頂蒸出一部分初頂汽油餾分，初餾塔塔底油經初底泵抽出後繼續換熱至270～300℃進入常壓爐，加熱至約360℃進入常壓塔。

（2）常壓蒸餾。原油經加熱送入常壓塔後，在塔頂分出汽油餾分或重整原料油，經換熱、冷凝，冷卻到30～40℃，一部分作塔頂迴流，一部分作汽油產品流出裝置。常壓塔設有三個側線，分別進入三個汽提段構成一個汽提塔，汽提出煤油、輕柴油和重柴油等餾分。

（3）減壓蒸餾。用常底泵將常壓塔底抽出常壓重油（約358℃）通到減壓加熱爐加熱到約390℃，進入減壓塔，真空泵抽至塔內壓力為3.0kPa左右或更低。減壓塔頂不出產品，塔頂管線是供抽真空設備抽出不凝氣之用。從減壓塔側抽出的幾個側線原料（減壓一線、減壓二線、減壓三線等）和減壓塔底抽出沸點很高（＞550℃）的減壓渣油，可進行二次加工。

圖8-3典型的原油常減壓蒸餾原理流程圖

㈣ 共沸物能從共沸精餾塔塔底出去嗎

共沸物能不能用簡單精餾分離啊?
共沸物用普通蒸餾或者精餾的方法分不開,應該要加一些其他的東西,例如氧化鈣 共沸物精餾也可以達到較高的濃度,但是得採取一些其它措施簡單精餾一般情況下是不能將共沸物分開,但是可以加入第三類物質,破。 不能95以上加吸水物了要想辦法破共沸萃取,共沸精餾等 使用多塔精餾的方法可以得到純度更高的酒精,具體可以使用化工模擬軟體Aspen或者proii進行模擬,確定不同精餾條件下的塔頂,塔。

正丁醇和水分離,用共沸精餾,共沸劑該如何選擇! 。
查下溶劑手冊,共沸的挺多的。苯、環己烷、鄰二甲苯、間二甲苯等等。

為什麼不能用一般精餾方法將恆沸混合液分離?
共沸精餾和含鹽混合萃取劑萃取精餾結合分離丙醛-水-乙酸混合液的方法及其設備,步驟如下:(1)原料丙醛、水、乙酸混合液先經共沸蒸餾;萃取精餾塔塔頂得到98%左右的丙醛;(2)上述98%左右的丙醛用含鹽環丁碸和甘油混合溶劑萃取分離,萃取精餾塔塔頂得99.8%以上的丙醛,塔釜流出含鹽混合萃取劑;(3)上述含鹽混合萃取劑經再生塔處理,再生塔塔頂分別得到98%丙醛、含酸水溶液及含萃取溶劑餾分;(4)98%丙醛回共沸蒸餾塔原料罐,循環使用;(5)含酸水溶液去水處理;含萃取溶劑餾分去混合溶劑儲罐;含鹽混合萃取劑循環使用。本發明工藝步驟比較簡單,產品純度高,混合萃取劑循環使用,生產過程無廢液排放,。

㈤ 什麼叫迴流什麼叫迴流比

在精餾操作中，從精餾塔頂部引出的上升蒸氣經冷凝器冷凝後，一部分液體送回塔內，稱為迴流。迴流比，精餾操作中，由精餾塔塔頂返回塔內的迴流液流量L與塔頂產品流量D的比值，即R=L/D。

增大迴流比可減少分離所需的理論板數。但迴流比的增大，必要求塔釜產生的蒸氣量相應增加。迴流比增大的上限是全迴流即進入冷凝器的蒸氣在冷凝後全部返回塔中。在全迴流條件下，分離所需的理論板數最少。

當迴流比減小至某一數值時，理論上為達到指定分離要求所需板數趨於無窮大，這是迴流比的下限，稱為最小迴流比。當操作迴流比下降到小於最小迴流比時，就不能達到規定的分離要求。最小迴流比不僅取決於分離要求，還與料液的相對揮發度和料液組成以及進料的熱狀態有關。

(5)蒸餾塔塔內冷凝器擴展閱讀

在精餾分離的整個過程中，迴流比是精餾的核心，迴流比是精餾設計和操作的重要參數。迴流比的大小不僅影響所需的理論塔板數、塔徑、塔板的結構尺寸，還影響加熱蒸汽和冷卻水的消耗量。迴流比的選取范圍是在最小迴流比至無窮大之間。

若選取的迴流比太大，不僅使加熱蒸汽及冷卻水的消耗量增大，操作費增大，還可能影響塔徑，使設備投資費用也增大。而且迴流比太大使塔在操作時改變的難度加大，調節塔的分離能力的作用也大大減小。

因此，無論從經濟上考慮，還是操作上考慮，在精餾設計或操作時都應選取適宜的迴流比。因而找到最佳迴流比在設計過程中很重要。

㈥ 真心求助：Aspenplus中雙塔熱集成怎麼設置冷凝器和再沸器

說的專業一點叫做差壓熱耦合精餾，這方面的文章很多，我曾經就做過這方面的模擬專，我記得論壇里有人也提屬過這方面的經驗。這個過程可以通過設計規定實現。首先要保證高壓塔塔頂溫度高於常壓塔塔底溫度15～20攝氏度，這是最小傳熱溫差。然後在設計規定中規定高壓塔塔頂熱負荷等於常壓塔塔底熱負荷，這樣就可以實現完全熱耦合。至於提到的aspen軟體中的設計規定（design spec）如何用，可以去查手冊了。

㈦ 多效精餾為什麼需要不同壓力組合

明天考節能原理，今天熬夜復習百到這道題。雷志剛課本p106頁。以空氣分離版氮氣和氧氣的低權溫精餾為例，塔中部的蒸發冷凝器是下塔塔頂的冷凝器，也是上塔塔底的再沸器，（下塔塔頂純氮，上塔塔底純氧）。在相同壓力下氧的沸點高於氮的冷凝溫度，欲將氮氣冷凝給熱供液態氧蒸發，必須採用不同壓力。。。說白了就是不同壓力下蒸汽壓不同，用不同的壓力可以改物質的物理狀態。

㈧ 如何回收廢水中的DMF

可以用溶劑萃取法來回收廢水中的DMF，使用的是CWL離心萃取機

㈨ 1,3-丁二烯的主要來源是什麼

全球丁二烯主要來源及生產方法

目前，世界丁二烯的來源主要有兩種，一種是從乙烯裂解裝置副產的混合C4餾分中抽提得到，這種方法價格低廉，經濟上占優勢，是目前世界上丁二烯的主要來源。另一種是從煉油廠C4餾分脫氫得到，該方法只在一些丁烷、丁烯資源豐富的少數幾個國家採用。世界上從裂解C4餾分抽提丁二烯以萃取精餾法為主，根據所用溶劑的不同生產方法主要有乙睛法（ACN法）、二甲基甲醯胺法（DMF法）和N-甲基吡咯烷酮法（NMP法）3種。

（1）乙腈法（ACN法）

該法最早由美國Shell公司開發成功，並於1956年實現工業化生產。它以含水10%的ACN為溶劑，由萃取、閃蒸、壓縮、高壓解吸、低壓解吸和溶劑回收等工藝單元組成。1977年Shell公司在改造中增加了冷凝器和水洗塔，並將閃蒸和低壓解吸的氣相合並壓縮，其中約8%經冷凝送往水洗塔洗去溶劑，塔頂氣相返回原料蒸餾塔，這樣就除去了C4烴中的C5烴。其餘氣體一部分送往高壓解吸塔，另一部分送往萃取蒸餾塔塔底作為再拂氣體提供熱能，從而省去了一台再沸器，降低了蒸汽用量。水洗塔底溶劑約1%送往溶劑回收精製系統，以保證循環溶劑的質量。該法對含炔烴較高的原料需加氫處理，或採用精密精餾、兩段萃取才能得到較高純度的丁二烯。該方法以義大利SIR工藝和日本JSR工藝為代表。義大利SIR工藝以含水5%的ACN為溶劑，採用5塔流程（氨洗塔、第一萃取精餾塔、第二萃取精餾塔、脫輕塔和脫重塔）。在第一萃取精餾塔前加一氨水洗滌塔，用以除去原料中0.04%~0.08%的醛酮。炔烴由第二萃取蒸餾塔第75塊塔板側線采出，送往接觸冷凝器。脫重塔塔底和接觸冷凝器底部物料合並，其熱能回收後用於原料蒸發器。該工藝不僅能使丁二烯收率達到96%～98%，還能使丁二烯與炔烴分離，丁二烯產品純度可以達到99.5%以上。該技術的特點為流程簡單，溶劑解吸在萃取精餾塔下段完成；第一萃取精餾塔採用兩點進料，有利於改善塔內液相的濃度分布，減少該塔上段的液相負荷，降低能耗；在第一萃取精餾塔下部設置一台換熱器，起中間再沸器的作用，可充分利用塔底熱能提高烴類從溶劑中的分離效率；採用在第二萃取精餾塔第75塊塔板側線除炔烴的技術，使丁二烯與炔烴幾乎完全分離。日本JRS工藝以含水10%的ACN為溶劑，採用兩段萃取蒸餾，第一萃取蒸餾塔由兩塔串聯而成。該工藝經過了1980年和1988年兩次重大的改造。1980年的改造是採用了熱偶合技術，即將第二萃取蒸餾塔頂全部富含丁二烯的蒸汽，不經冷凝直接送入脫重塔中段，同時將脫重塔內下降液流的一部分從中段塔盤上抽出，送往第二萃取蒸餾塔作為塔頂迴流液，這樣第二萃取蒸餾塔塔頂不需要冷凝器，這部分的熱量將全部加到脫重塔，使該塔塔底再沸器的熱負荷比熱偶合前降低40%左右，從而實現大幅度節能。1988年的改造主要解決系統熱能回收問題，即在提濃塔和脫輕塔安裝中間冷凝器，將提濃塔從進料板附近上、下兩段串聯相接，這樣即可使上塔負荷大幅度降低，又不會影響塔的操作條件。將塔分為上下兩段，下塔操作壓力提高，塔內溫度相應升高，這樣中間冷凝器就可回收到高品位的熱能。此外，溶劑回收塔塔底廢水的熱能，可用於該塔進料管線的預熱器，加上解析塔從側線采出炔烴也可回收部分熱能，因而該工藝在同類工藝中的能耗是最低的。採用ACN法生產丁二烯的特點是沸點低，萃取、汽提操作溫度低，易防止丁二烯自聚；汽提可在高壓下操作，省去了丁二烯氣體壓縮機，減少了投資；粘度低，塔板效率高，實際塔板數少；微弱毒性，在操作條件下對碳鋼腐蝕性小；分別與正丁烷、丁二烯二聚物等形成共沸物，致使溶劑精製過程較為復雜，操作費用高；蒸汽壓高，隨尾氣排出的溶劑損失大；用於回收溶劑的水洗塔較多，相對流程長。

（2）二甲基甲醯胺法（DMF法）

DMF法又名GPB法,由日本瑞翁（Geon）公司於1965年實現工業化生產，並建成一套4.5萬t/a生產裝置。該生產工藝包括四個工序，即第一萃取蒸餾工序、第二萃取蒸餾工序、精餾工序和溶劑回收工序。原料C4汽化後進入第一萃取精餾塔，溶劑DMF由塔的上部加入。溶解度小的丁烷、丁烯、C3使丁二烯的相對揮發度增大，並從塔頂分出，而丁二烯、炔烴等和溶劑一起從塔底導出，進入第一解吸塔被完全解吸出來，冷卻並經螺桿壓縮機壓縮後進入第二萃取精餾塔進一步分離。不含C4組分的溶劑從解吸塔底高溫采出，用作萃取精餾、精餾、蒸發等工序的熱源，熱量回收後重新循環使用。炔烴、丙二烯、硫化物、羰基化合物這些有害雜質在溶劑中的溶解度較高，為防止乙烯基乙炔爆炸，並進一步回收溶劑中的丁二烯，第二萃取塔底排出的富溶劑送往丁二烯回收塔，塔頂為粗丁二烯。回收塔塔頂餾出的丁二烯和少量雜質返回第二萃取塔前的壓縮機人口，塔釜含炔烴的溶劑送至第二解吸塔，從該塔塔頂分出乙烯基乙炔，稀釋後用作鍋爐燃料，釜液為溶劑，循環回萃取精餾塔。經兩段萃取精餾得到的粗丁二烯中的雜質採用普通精餾除去。比丁二烯揮發度大的C3、水分等，在脫輕塔頂除去，比丁二烯揮發度小的殘餘2-丁烯、1，2-丁二烯、C5以及在生產過程中產生的少量丁二烯二聚物在脫重塔塔底除去。脫重塔頂可以得到純度在99.5%以上的聚合級丁二烯。DMF法工藝的特點是對原料C4的適應性強，丁二烯含量在15%～60%范圍內都可生產出合格的丁二烯產品；生產能力大，成本低，工藝成熟，安全性好、節能效果較好，產品、副產品回收率高達97%；由於DMF對丁二烯的溶解能力及選擇性比其他溶劑高，所以循環溶劑量較小，溶劑消耗量低；無水DMF可與任何比例的C4餾分互溶，因而避免了萃取塔中的分層現象；DMF與任何C4餾分都不會形成共沸物，有利於烴和溶劑的分離；但由於其沸點較高，溶劑損失小。熱穩定性和化學穩定性良好，無水存在下對碳鋼無腐蝕性。但由於其沸點高，萃取塔及解吸塔的操作溫度都較高，易引起雙烯烴和炔烴的聚合；DMF在水分存在下會分解生成甲酸和二甲胺，因而有一定的腐蝕性。

（3）N-甲基吡咯烷酮法（NMP法）

N-甲基吡咯烷酮法由德國BASF公司開發成功，並於1968年實現工業化生產，建成一套7.5萬t/a生產裝置。其生產工藝主要包括萃取蒸餾、脫氣和蒸餾以及溶劑再生工序。粗C4餾分氣化後進入主洗滌塔底部，含有8%水的N-甲基吡咯烷酮萃取劑由塔頂進入，丁二烯和更易溶解的組分及部分丁烷和丁烯被吸收，同時不含丁二烯的丁烷和丁烯從塔頂排出。主洗塔底部的富溶劑進入精餾塔，在此溶劑吸收的丁烷和丁烯被更易溶的丁二烯、丙二烯和乙炔置換出來，含有乙炔和丙二烯的丁二烯從精餾塔側線以氣態采出進入後洗塔。在後洗塔中，用新鮮溶劑將其他組分溶解，粗丁二烯由其塔頂蒸出後冷凝液化進入蒸餾工序，塔釜富溶劑返回精餾塔的中段。精餾塔釜的富溶劑先進入閃蒸罐中部分脫氣，再進人脫氣塔脫烴，並控制NMP中的水平衡，少量炔烴從側線離開脫氣塔，其餘脫下的烴經冷卻塔進入循環壓縮機，最後返回精餾塔底部。從後洗塔出來的粗丁二烯在第一蒸餾塔脫除甲基乙炔，在第二蒸餾塔中脫除1，2一丁二烯和C5烴，由第二蒸餾塔頂得到丁二烯產品。汽提後的溶劑抽出總量的0.2%進行再生，以免雜質積累。NMP法工藝的特點是溶劑性能優良，毒性低，可生物降解，腐蝕性低；

原料范圍較廣，可得到高質量的丁二烯，產品純度可達99.7%～99.9%；C4炔烴無需加氫處理，流程簡單，投資低，操作方便，經濟效益高；NMP具有優良的選擇性和溶解能力，沸點高、蒸汽壓低，因而運轉中溶劑損失小；它熱穩定性和化學穩定性極好，即使發生微量水解，其產物也無腐蝕性，因此裝置可全部採用普通碳鋼；為了降低其沸點，增加選擇性，降低操作溫度，防止聚合物生成，利於溶劑回收，可在其中加入適量的水，並加入亞硝酸鈉作阻聚劑。

--- 詳細信息

㈩ 蒸餾過程單塔操作和多塔操作有什麼不同

蒸餾流程的確定應根據成品質量的要求與發酵成熟醪的組成。在保證產品質量的前提下要盡可能地節省設備投資與生產費用，並要求管道布置簡單，工作操作方便。

(一)單塔式蒸餾

用一個塔從發酵成熟醪中分離獲得酒精成品，稱為單塔蒸餾。它適用於對成品質量與濃度要求不高的工廠。

(二)兩塔蒸餾

若利用單塔蒸餾製造濃度很高的酒精，則塔需要很多層塔板，於是塔身很高，相應的廠房建築也要很高。另外這樣的單塔蒸餾酒糟很稀，用作飼料諸多不便。為了降低塔身高度和提高成品濃度，把單塔分做兩個塔，分別安裝，這就是兩塔流程。

粗餾塔的作用是將乙醇從成熟醪中分離出來，並排除酒糟。精餾塔的作用是濃縮乙醇和排除大部分雜質。

兩塔流程又有氣相進塔和液相進塔兩種型式，氣相進塔系粗餾塔發生的酒汽直接進入精餾塔，這種方式生產費用較低，為澱粉質原料廠所採用。液相進塔則系粗餾塔發生的酒汽先冷凝戍液體，然後進入精餾塔，這種方式由於多一次排醛機會，成品質量較好，適用於糖蜜酒精廠。

1．氣相進塔的兩塔流程 如圖1—42所示。成熟醪用泵自醪池進入預熱器3，與精餾塔來的酒精蒸汽進行熱交換，成熟醪被加熱至40℃左右，由醪塔頂部進入醪塔1，而醪塔底部用直接蒸汽加熱，使塔底溫度為l05—108℃，塔頂溫度為92—95℃，塔頂約50％(容量)的酒精蒸汽直接進入精餾塔2，被蒸盡酒精的成熟醪稱酒糟，由塔底部排糟器自動排出。

精餾塔底同樣亦用直接蒸汽加熱，使塔底溫度為105—107℃，塔中部溫度為92℃左右，醪塔來的粗酒精經提濃精餾後，酒精蒸汽由塔頂進入醪液預熱器3，未冷凝下的酒汽再進入第一、第二冷凝器4、5，冷凝液全部迴流入塔，部分還未冷凝的氣體則進入第三冷凝器6，該冷凝液里含的雜質較多，不再迴流入塔，作為工業酒精出售。沒有冷凝的為CO2氣體和低沸點雜質，由排醛管排至大氣中。

成品酒精在塔頂迴流管以下，即第4—6塊塔板上液相取出，經成品冷卻器12，檢酒器13，其質量達到葯用要求後送入酒庫。蒸盡乙醇的廢水稱余餾水，經排出管排至塔外。

這種兩塔流程，醪塔一般用2l—24塊塔板，精餾塔用56—70塊塔板，當然塔板數目還與塔板結構、安裝質量有關。如醪塔用雙沸式塔塔板，則2l層就可以，若用數個泡帽的，塔板數還可減少些。精餾塔板採用浮閥式則40—42層就夠了。

精餾塔的進料層為第14—18層塔板(自下向上數)，精餾塔除有提取成品、排除脂醛雜質任務外，還排除雜醇油。從精餾塔提取雜醇油的方法有兩種，一種是液相提取，即在進料層之上2—4層塔板，溫度為85—92℃的區域中提取。另一種是氣相取油。它在進料層以下2—4層塔板上提取，氣相取油，酒精質量較高，為我國南方工廠所採用，在北方則習慣液相取油。

雜醇油的分離，自塔內取出的粗雜醇油經冷卻器7再加水稀釋(經乳化器8)，含酒精10%(容量)以下時，粗雜醇油便分層，油浮在上面，送至儲存罐10中，下層的淡酒流至醪池中。雜醇油由儲存罐10利用位差經過鹽析罐11，以提高濃度。

2．液相進塔的兩塔流程 氣相進塔的優點是節省加熱蒸汽、冷卻水。但成熟醪含雜質較多時成品質量難保證。由於兩塔直接相通，相互影響較大，要求操作技術也較高。由於糖蜜發酵醪含雜質較多，所以一般都不採用氣相進塔方式。

液相進塔的工藝過程是：成熟醪經預熱器之後進入組餾塔，在塔內被加熱，酒精蒸發，在冷凝器冷凝成液體後，或直接流入精溜塔或迴流到粗餾塔再由粗餾塔頂層塔板液相取料至精餾塔。

液相進塔時，進料塔板上汽液兩相平衡，濃度較氣相進料時高，因此液相進塔時的進料位置要比氣相進料時高2—3層，否則塔底容易跑酒。

今以南方某糖蜜酒精廠為例，介紹液相進塔，氣相取雜醉油的兩塔流程，如圖1-43所示。

成熟醪經預熱器後從粗餾塔頂進入，塔底通入直接蒸汽進行蒸餾，成熟醪從上而下逐步降低酒精含量，最後由塔底排出。塔底排出的廢液含酒不應超過0.04%(容量)，塔頂蒸出的酒汽經預熱器，冷凝器變成液相，由酒精塔第18層入塔進行蒸餾。從進料層以下即第16、14、12層氣相提取雜醇油。塔頂蒸出的酒氣經第1、2、3冷凝器冷凝後迴流入精餾塔頂，即72層處。在第4冷凝器排除醛酒，與粗餾塔第4冷凝器排除的醛酒匯集一起，送入主發酵罐中，在第7l、70、69層板上液相提取酒精產品，粗餾塔和精餾塔底溫控制在104℃左右，塔頂分別控制在95℃和79℃。

(三)三塔蒸餾

兩塔流程無論是汽相過塔還是液相過塔，只能得到醫葯酒精。要獲得精餾酒精採用上述僅有濃縮設備的工藝流程是很難達到目的。三塔流程就是針對這缺點而改進的。三塔流程包括三個塔，一是粗韶塔，二是排醛塔又稱分餾塔，它安裝在粗餾塔與精餾塔之間，它的作用是排除醛脂類頭級雜質。三是精餾塔，它除有濃縮酒精提高濃度作用外，還繼續排除雜質，使能獲得精餾酒精。

三塔流程由於粗餾塔蒸餾出的粗酒精進入排醛塔，以及排醛塔的脫醛酒進入精餾塔的形式不同又可分為三類：

直接式 粗酒精由粗餾塔進入排醛塔以及脫醛酒進入精餾塔都是氣體狀態。

半直接式 粗酒精由粗餾塔進入排醛塔是氣體，而脫醛酒進入精餾塔是液體狀態。

間接式 粗酒精進入排醛塔以及脫醛酒進入精餾塔都是液體。

1．三塔直接式流程 由於粗酒精是蒸汽狀態進入排醛塔，再以氣體狀態進入精餾塔，所以它的排除雜質效率是不高的。另外還有可能將粗餾塔蒸汽中微量的成熟醪帶至精餾塔，致使所得的成品有不好的氣味。雖然這種流程熱能最經濟，由於上述缺點沒有推廣。

2．半直接式 熱能消耗雖然比直接式大些，但可以得到質量比較優良的成品，因此在我國酒精工業上得到廣泛的應用。其流程如圖1—44所示。成熟醪用泵自醪池經過預熱器1預熱後，進入粗餾塔2，這時蒸出的酒氣並不直接進入精餾塔而是先進入排醛塔3，脂醛類頭級雜質在乙醇濃度較低時精餾系數更大些，因此進入塔3的粗酒精濃度最好在35—40％(容量)之間，若酒度過高，有的廠還需加水稀釋。

排醛塔通常用較多的塔板層數（28—34)和冷凝面積很大的冷凝器，並採用很大的迴流比來提高塔頂酒精濃度。在13層(自下向上數)左右進料，塔頂控制在79℃，脂醛酒含酒精為95.8—96％(容量)，脂醛酒的提取量為成品的1.2—3％。

排醛塔底進入精餾塔的脫醛酒，由於採用直接蒸汽加熱和脂醛酒中酒精含量較高的緣故，其濃度較粗餾塔導出的粗酒精濃度略低，一般在30—35％(容量)之間。

脫醛液進入精餾塔4後，殘留的脂醛類頭級雜質隨乙醇蒸汽而上升，經冷凝器7、8、9，一部分由排醛管排至大氣，另一部分經冷卻器及檢酒器後進入工業酒精中。糖蜜酒精廠由於酯醛餾出物數量較大(主要含乙醛多)，則將其返回發酵罐中再次發酵，以增加酒精得率。

精餾塔頂蒸出的酒汽在冷凝器7、8冷凝後全部迴流人塔，成品酒精從塔頂迴流管以下2、4、6層塔板上液相取出。

雜醇油的提取方法與兩塔流程時一樣。

3．間接式三塔流程 它的成品質量比半直接式的高，還可以生產高純度酒精。這是由於粗餾塔蒸出的酒汽經冷凝成為液體，在這過程中可多一次驅除頭級雜質的機會。顯然生產費用要大些。無論澱粉原料還是糖蜜原料用半直接法的三塔流程都可獲得精餾酒精，因此間接式的三塔流程目前應用不很廣。

(四)白酒廠酒精蒸餾流程的商榷
目前我國酒精品種單一，故多採用雙塔流程就能滿足要求。現在酒廠的酒精車間都有一部分酒精用來生產白酒。有的廠在用代用原料時為了提高酒基質量，把已獲得的酒精經化學處理後再重蒸一次，質量有所提高，但費用也增加了。為了降低成本和減少操作過程，根據甲醇的特性，酒精濃度愈高時，其精餾系數愈大，即乙醇愈容易分離，建議酒廠的酒精蒸餾採用這樣的三塔式流程：粗餾塔、精餾塔、甲醇塔。當生產醫葯酒精時就用前面兩個塔，當生產白酒酒基時則用三個塔。把從精餾塔上部酒精濃度為85％左右含脂多的酒精液引入甲醇塔，甲醇塔可用填料塔，用間接蒸汽加熱，甲醇的精餾系數大於1，從塔頂排除，成品則從塔底流出，取濃度為85％(容量)左右，它含甲醇少，含脂多。至於雜醇油仍在精餾塔中取出，這樣精餾塔的操作重點放在取油上。這樣的三塔式可以一次蒸餾得到比醫葯酒精質量高的酒基，流程如圖1-45所示。

(五)蒸餾操作的控制
酒精蒸餾的流程不多，同一流程時控制點、控制參數都近似。操作上都必須嚴格控制進料、供汽、冷卻水的供應，以及取成品和雜酵油的量，使它們相互成為一定的平衡關系。如果在操
作上任意調整一個方面或操作條件中有一個變化，就會破壞這種平衡，造成生產過程混亂，甚至導致生產事故。因此操作上要求達到「三穩」：塔底壓力穩，控制點溫度穩，出酒量穩，才能達到產、質量的穩定。為了解蒸餾操作的控制，茲將各種連續蒸餾操作的一般標准摘錄如下，供參考。
1.兩塔流程，生產醫葯酒精。
(1)醪塔 蒸餾釜溫度為105—103℃，保證酒糟內不含酒精；蒸餾釜壓力為0.196—0.245萬帕斯卡（表壓）；進入精溜塔的酒精蒸汽溫度為93—95℃(醪塔頂溫度)。
(2)精餾塔 塔釜溫度為102—104℃；塔釜壓力為0.137—0.157萬帕期卡(表壓)；塔中部(取雜醇油區)溫度為86—93℃，比控制塔頂溫度靈敏。進入分凝器前塔頂酒精蒸汽之溫度78—79℃。第二冷凝器流至第三冷凝器的酒溫為35—40℃，這是保證成品質量的重要措施之一。
2．三塔流程，生產精餾酒精。
(1)醪塔 同兩塔流程。
(2)排醛塔 塔底溫度為84—86℃，由脫醛酒的濃度決定；塔底壓力為0.098萬帕斯卡(表壓)；塔頂溫度為78.5—79℃；第二冷凝器酒溫為40℃；脫醛酒濃度為36—38％(容量)；酯醛酒濃度為95.5—96%(容量)；酯醛酒的提取量為1.2-3%(對成品)。
(3)精餾塔 同兩塔流程。
3.蒸餾工藝條件決定的依據 上述各控制點的參數和設備結構，操作情況，產量，發酵成熟醪性質等有密切關系。
進醪速度和蒸汽耗量是由生產能力決定的，但也受到發酵成熟醪濃度的影響。醪塔和精餾塔底部的溫度和壓力是由塔板結構，塔內液面高度及保證不跑酒等因素決定。醪塔頂部溫度是由塔頂的酒精濃度，進醪的溫度及進醪量決定的。
各冷凝器的溫度由熱負荷分攤，並保證排醛管不跑酒等因素決定。
4．蒸餾操作 為了保證蒸餾設備的正常運轉與順利操作，最主要的是保證進醪、供汽、冷卻水三者間的平衡和穩定。其次是：成品提取、酯醛酒、雜醇油的提取部位，這對成品酒精質量以及減少蒸餾過程中的損失有很大的關系。現將其中幾個操作關鍵加以敘述。
(1)發酵成熟醪添加方式 醪液連續均勻地添加是保證醪塔穩定操作的主要條件之一，國
①在蒸餾工段最高層安裝高位槽，成熟醪用泵送入其中，醪液從高位槽經預熱器自動均勻地流入塔內。要注意的是應保持高位槽一定液位，一般用液面自動調節器控制。這種供醪方式比較簡單，其缺點在於發酵成熟醪中不能含有過多的固形物，否則可能發生管道堵塞現象。另外由於成熟醪時濃時稀現象，亦難避免，故澱粉質原料廠多不採用。
②第二種方法是用泵直接將醪液經預熱器後壓入塔內。常用的有蒸汽往復泵，醪液流量大小可通過蒸汽量的改變來達到。也有用離心泵送醪，但應裝迴流管來控制流量。要注意醪液的吸入高度不能大於1米，否則可能發生不良現象。
(2)加熱方式 酒精工廠常用的加熱方式有兩種：
①直接蒸汽加熱，採用鼓泡器或開孔蛇管。
②間接蒸汽加熱，一般用蛇管。
直接蒸汽加熱的優點在於熱能利用完全，操作比較靈敏。但是如果成品在塔底取出，例如甲醇塔就只能用間接加熱。這樣熱能利用要差些，但是可以保證酒精濃度，蒸汽冷凝水可用於鍋爐，對酒精質量也有好處。因為用直接蒸汽加熱時，如果水源有不良氣味，則會影響酒精質量。
酒糟余熱的回收利用：
分析醪塔的熱量平衡可以看出，加熱蒸汽消耗在成熟醪加熱，使它的溫度與從塔里排出的酒糟溫度相同，另外還消耗在各層塔板上，從醪液中驅出酒精。因此熱量從醪塔分作兩個流向排出，即隨著加熱到103—105℃的酒糟排出與隨著進入精餾塔的酒精蒸汽排出。
為了節約蒸餾成熟醪所用的蒸汽，有的廠利用真空裝置來蒸發冷卻酒糟，並利用回收的二次蒸汽去醪塔作加熱用。為了造成蒸發罐內的真空，並壓縮二次蒸汽，通常用蒸汽噴射器。
，蒸發罐里的酒糟由於噴射器所形成的負壓而沸騰，蒸發罐的壓力維持在5.88—7.84千帕斯卡絕對大氣壓，相當於150-300毫米汞柱。被冷卻至87—90℃的酒糟用泵抽出，或提高蒸發罐的位置，利用位壓排出。酒糟在沸騰時形成的二次蒸汽由噴射器吸入，與操作蒸汽混 合，降低到13.72—15.68千帕斯卡絕對大氣壓而進入醪塔中加熱，若操作蒸汽壓力不低於29.4千帕斯卡(絕)，上述裝置是有效的，一般可節約加熱蒸汽量的18％。