CN108176066B - 醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置及工艺 - Google Patents
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Abstract
一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置及工艺，它包括梯级联用的至少两个加热室、两个蒸发室和一个汽提塔，其特征是其中二效加热室的管程入口通过二效加料泵与原料液连通，二效加热室的管程出口与二效蒸发室连通；二效蒸发室底部的料液出口通过一效加料泵送入一效加热室的管程入口；一效加热室的管程出口与一效蒸发室连通，一效蒸发室底部的料液出口通过一效出料泵送入汽提塔上部；一效蒸发室顶部的蒸汽出口连通二效加热室壳程；汽提塔下部设置有新蒸汽入口，汽提塔底部设置有产品液出口，汽提塔顶部设置有蒸汽出口且与蒸汽压缩喷射泵连通；蒸汽压缩喷射泵入口与高压新蒸汽连通，蒸汽压缩喷射泵出口与一效加热室壳程连通。
Description
技术领域
本发明涉及醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的节能工艺及装置，属于化工分离过程和节能技术领域。
背景技术
在中国，大豆深加工产业约占据全球市场70%的份额，醇法制备大豆浓缩蛋白主要的耗能工艺涉及萃取、蒸发、干燥等，其中用于蒸发和干燥的蒸汽消耗约占浓缩蛋白生产运行成本的65%，系统电耗约占总运行成本的25%，另有部分乙醇和水的消耗补充。
目前大豆浓缩蛋白制备过程的糖浆蒸发一般沿用美国上世纪八九十年代的工艺，该工艺主要包括三个系统，即一个两效蒸发系统、汽提系统和薄膜蒸发系统，具体流程为稀糖浆经过两效蒸发后进入汽提塔，完成汽提过程的糖浆最后进入薄膜蒸发器蒸发后达标备用，其中两效蒸发的第一效、汽提塔和薄膜蒸发器的热源均为新鲜蒸汽。所蒸发出的二次蒸汽（乙醇和水的混合蒸汽，乙醇浓度约为65%）经列管式冷凝器冷凝后返回系统浸出工段重复利用。该工艺中，蒸发1吨溶液（乙醇占比57%，水占比16%）约消耗0.54吨蒸汽，能耗偏大，并且需要耗费大量的冷却循环水用于冷凝二次蒸汽，因此有必要对该传统工艺进行改进，开发新的节能工艺即配套设备。有用于有机溶剂脱水的MVR-蒸汽渗透耦合装置及工艺方法CN201510778862.1提及采用蒸汽再压缩模式，取代多效蒸发，其工艺核心为：将二次蒸汽直接利用压缩机压缩，提高其温度和压力，作为加热室的热源。值得注意的是：含有有机溶剂的料液蒸发产生的二次蒸汽中含有有机溶剂，带有有机溶剂的二次蒸汽直接进压缩机，压缩机叶轮与机壳机械摩擦发热甚至产生火花，存在一定的燃爆风险，安全性有待于进一步考证。因此本专利不建议采用直接压缩模式。
另有一种用于有机溶剂蒸发行业中的MVR蒸发浓缩设备CN201420320321.5，其工艺特点为：有机溶剂原料液蒸发产生的二次蒸汽与软水换热制得软水蒸汽，压缩机压缩软水蒸汽获得较高温度和压力的蒸汽，软水蒸汽与原料液换热将原料液加热至沸腾状态，此专利所提的工艺增加一级中间软化水的换热。因存在两级换热过程，需要提供较大的换热温差（20~30℃）才能实现，这要求压缩机的温升较高，蒸汽温升25℃压缩机耗电约80kW·h，耗电量极大，不建议采用。
发明内容
本发明的目的就是为了解决上述问题，提供一种适合于浓缩蛋白糖浆蒸发新的工艺及节能装备，新的工艺可节省蒸汽33%，并且能省减少27%循环冷却水，折合能节能运行费用约32.8%。
为实现上述目的，本发明采用如下技术方案：一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，它包括梯级联用的至少两个加热室、两个蒸发室和一个汽提塔，其特征是其中二效加热室的管程入口通过二效加料泵与原料液连通，二效加热室的管程出口与二效蒸发室连通；二效蒸发室底部的料液出口通过一效加料泵送入一效加热室的管程入口，二效蒸发室顶部的蒸汽出口连通表面冷凝器入口形成冷凝液；一效加热室的管程出口与一效蒸发室连通，一效蒸发室底部的料液出口通过一效出料泵送入汽提塔上部；一效蒸发室顶部的蒸汽出口连通二效加热室壳程，二效加热室下部壳程出口连通二效冷凝水桶；汽提塔下部设置有新蒸汽入口，汽提塔底部设置有产品液出口，汽提塔顶部设置有蒸汽出口且与蒸汽压缩喷射泵连通；蒸汽压缩喷射泵入口与高压新蒸汽连通，蒸汽压缩喷射泵出口与一效加热室壳程连通，一效加热室下部壳程出口连通一效冷凝水桶。
本方案的具体特点还有，一效冷凝水桶和二效冷凝水桶通过冷凝水泵排出冷凝液。
表面冷凝器下部连通循环冷却水回水和循环冷却水给水。
本发明还提供了一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的工艺，它使用上述醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，其特征是原料液稀糖浆经过二效加料泵送入二效加热室管程加热后进入二效蒸发室蒸发，二效蒸发室蒸发后的料液经一效加料泵送入一效加热室的管程加热，然后送入一效蒸发室蒸发，一效蒸发室蒸发后的料液经一效出料泵送入汽提塔气提，气提后的产品液自汽提塔底部排出；蒸汽介质流向为：新蒸汽首先通入汽提塔，完成汽提过程后的二次汽由连通高压新蒸汽的蒸汽压缩喷射泵引射后，混合蒸汽通入一效加热室作为热源，蒸汽放热后变为冷凝液回至一效冷凝水桶；一效蒸发室内稀糖浆蒸发的二次蒸汽通入二效加热室的壳程作为二效蒸发的热源，二次蒸汽即乙醇和水混合蒸汽；二效加热室壳程内的蒸汽放热后变为冷凝液回至二效冷凝水桶，二效蒸发室内的稀糖浆蒸发的二次蒸汽通入表面冷凝器，得到乙醇和水混合的冷凝液送至冷凝储罐备用，表面冷凝器冷源为循环冷却水。
本发明的有益效果是，在醇法制备浓缩蛋白工艺中，将汽提塔与二效蒸发器联用，形成近似于三效蒸发的工艺，与原工艺相比的改进之处在于：一方面汽提过程的二次蒸汽用于一效蒸发作为热源，提高了蒸汽的热利用效率，节省新蒸汽的消耗；另一方面汽提过程产生的二次蒸汽不需要冷却水进行冷却，减少系统的冷却水消耗量；此外该工艺还省去薄膜蒸发器，以及薄膜蒸发器的蒸汽消耗、薄膜蒸发产生二次蒸汽的冷却水消耗等。改进后的工艺总体节能、节电效果显著，产品液乙醇残留0.043%（要求≤0.05%），满足产品质量要求。值得说明的是：汽提和多效浓缩蒸发工艺不是本发明的创新点，对于有机溶剂的蒸发和精馏，国内普遍采用多效蒸发与汽提联合应用的工艺，也有部分专利提及MVR单效蒸发与汽提联用工艺，但均与本发明有较大差别，传统的汽提工艺中汽提塔二次蒸汽体直接引入表冷器进行冷却，浪费大量的冷却水不利于节能。本发明创新性在于将经典的多效和汽提工艺进行巧妙改进，汽提过程的二次蒸汽是利用蒸汽压缩喷射泵引射后作为蒸发过程的热源。本工艺运用在大豆浓缩蛋白制造工艺中，保证原有物料处理量10.2t/h及终产品产量1.3t/h不变，即蒸发量维持8.9t/h（蒸发产物中含乙醇5.1t，含水3.8t），新工艺消耗蒸汽3.2t/h，消耗冷却水330m3/h，蒸发工段电耗总计57.5kW·h，其中一效加料泵功率7.5kW，二效加料泵功率5.5kW，汽提塔加料泵功率4kW，冷却水循环泵功率33kW，凉水塔电机功率7.5 kW。工艺改进前后运行消耗对比：节约蒸汽33%；节约冷却水27%；节电25%。产品液乙醇残留0.043%（要求≤0.05%），产品品质完全达标。而且，本发明并不适用于所有的有机溶剂蒸发或者蒸馏过程，仅限类似于大豆浓缩蛋白糖浆蒸发的过程，特点是蒸发后对有机溶剂回收的纯度要求不高（乙醇残留不超过0.05%），纯度要求特别高的生产过程，原工艺最后一级薄膜蒸发仍需保留。
附图说明
图1是本发明系统组成示意图。
图中：1-一效加热室；2-一效蒸发室；3-二效加热室；4-二效蒸发室；5-汽提塔；6-表面冷凝器；7-蒸汽压缩喷射泵；8-二效加料泵；9-一效加料泵；10-一效出料泵；11-冷凝水泵；12-二效冷凝水桶；13-一效冷凝水桶；14-原料液；15-冷凝液；16-循环冷却水给水；17-循环冷却水回水；18-冷凝液；19-产品液；20-新蒸汽；21-高压新蒸汽；22-加热室热源。
图2为本发明中加热室内部料液-加热蒸汽-冷凝液等流向细节图。
具体实施方式
实施例1：如图1所示，一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，它包括梯级联用的至少两个加热室、两个蒸发室和一个汽提塔，其中二效加热室3的管程入口通过二效加料泵8与原料液14连通，二效加热室3的管程出口与二效蒸发室4连通；二效蒸发室4底部的料液出口通过一效加料泵9送入一效加热室1的管程，二效蒸发室4顶部的蒸汽出口连通表面冷凝器6入口形成冷凝液；一效加热室1的管程出口与一效蒸发室2连通，一效蒸发室2底部的料液出口通过一效出料泵10送入汽提塔5上部；汽提塔5下部设置有新蒸汽20入口，汽提塔5底部设置有产品液出口，汽提塔5顶部设置有蒸汽出口且与蒸汽压缩喷射泵7连通；蒸汽压缩喷射泵7入口与高压新蒸汽21连通，蒸汽压缩喷射泵7出口与一效加热室1壳程连通，一效加热室1下部壳程出口连通一效冷凝水桶13；一效蒸发室2顶部的蒸汽出口连通二效加热室3壳程，二效加热室3下部壳程出口连通二效冷凝水桶12。一效冷凝水桶13和二效冷凝水桶12通过冷凝水泵11排出冷凝液。表面冷凝器6下部连通循环冷却水回水17和循环冷却水给水16。
料液流程：10.2t/h的原料液14由二效加料泵8输送至二效加热室3的管程，料液被加热至75℃后流入二效蒸发室4，在二效蒸发室内蒸发产生4.8t/h（含乙醇3.1t/h、水1.7t/h。），完成蒸发的料液5.4t/h由一效加料泵9输送至一效加热室1的管程，料液被加热至85℃后进入一效蒸发室2，在一效蒸发室2内蒸发4.0t/h（含乙醇1.9t/h、水2.1t/h。），完成蒸发过程的浓料液1.4t/h由一效出料泵10输送至汽提塔5，在汽提塔内浓料液与加热蒸汽逆流接触，完成汽提过程，汽提过程蒸发0.1 t/h，此时产品液流量1.3 t/h、温度为90℃、葡萄糖含量60%，乙醇残留0.043%，达到标准后的产品液19送至储罐备用。
加热蒸汽流程：压力为0.2MPa、温度为120.2℃、流量为0.5t/h的新蒸汽20通入汽提塔5下部，完成汽提过程后的有机溶剂蒸汽和水蒸气的混合气体的温度为98℃，混合蒸汽由蒸汽压缩喷射泵7在0.4MPa、温度为143.6℃、流量为2.7t/h高压新蒸汽21的引射作用下离开汽提塔5，新蒸汽20与高压新蒸汽21的总量为3.2t/h。蒸汽压缩喷射泵7出口的混合蒸汽温度为100℃、流量为3.3t/h，混合蒸汽通入一效加热室1的壳程用以加热料液，在一效加热室内加热后的料液温度升至85℃，在一效蒸发室2内完成蒸发过程，蒸发产生的二次蒸汽温度为83℃，流量为4.0t/h，通入二效加热室3的壳程用以加热二效加热室管程内的料液，在二效加热室内加热后的料液温度升至75℃，在二效蒸发室4内完成蒸发过程，蒸发产生二次蒸汽温度为73℃，蒸汽流量为4.8t/h，该部分二次蒸汽通入表面冷凝器6的壳程内由冷却循环水进行冷却，冷却循环水的供水温度为28℃，冷却循环水回水温度为32℃，流量为330m3/h。
冷凝液流程：一效加热室1壳程内的加热蒸汽完成加热作用后变为100℃冷凝液、流量3.3t/h，这部分冷凝液离开一效加热室1经由一效冷凝水桶13汽水分离后排至冷凝水管路系统；二效加热室3壳程内的蒸汽完成加热作用后变为温度为83℃、流量4.0t/h，经由二效冷凝水桶12汽水分离后排至冷凝水管路系统，冷凝水管路末端有冷凝水泵11将系统内冷凝液15输送至冷凝液储罐，总量为7.3t/h，乙醇浓度为17.8%。各效加热室冷凝水出水采用冷凝水桶，比常规的疏水阀等汽水分离装置方便好用。
二效蒸发室4内的二次蒸汽排至表面冷凝器6内的壳程，与管程内循环冷却水换热后变成温度为73℃、乙醇浓度为64.5%的冷凝液18，然后输送至冷凝液储罐。建议与前部分冷凝液15分开存储，分别应用于浓缩蛋白豆粕浸泡的不同阶段，因为冷凝液18（浓度为64.5%）与前部分冷凝液15（浓度为17.8%）有机溶剂浓度不同，而豆粕浸泡的不同阶段需要不同浓度的有机溶剂溶液。
本发明总体可近似看作是带汽提塔的三效蒸发，鉴于醇法制备浓缩蛋白工业的特殊性，蒸发的乙醇溶液没有很高的纯度要求，而且产品液对乙醇的残留也没有很高要求，这决定了汽提塔的回流比可以很小甚至为0，因此完全可以引入带汽提塔的多效蒸发模式，该工艺在某大豆浓缩蛋白车间投入使用后，节能效果显著，吨产品蒸汽节33%，减少27%循环冷却水，节电25%，折合节省运行费用约32.8%。
该工艺目前只探索用于醇法制备大豆浓缩蛋白生成过程，之前该过程普遍采用一套二效蒸发系统、一套薄膜蒸发系统与一套气提系统，三套系统的热源均为新鲜蒸汽，大量的二次蒸汽未被有效利用，且额外利用冷却水进行冷却，热量浪费严重，冷却水消耗量大，冷却水的制备及循环过程消耗大量电能。该工艺可显著提高蒸汽利用效率，减小冷却水用量及电能消耗。
实施例2：本实施例与实施例1相同之处不再赘述，不同之处在于它是一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的工艺，它使用上述醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，10.2t/h的原料液稀糖浆经过二效加料泵8送入二效加热室3管程加热至75℃后进入二效蒸发室4蒸发，二效蒸发产生4.8t/h的二次蒸汽（含乙醇3.1t/h，水1.7t/h），二效蒸发室4蒸发后的料液5.4t/h经一效加料泵9送入一效加热室1的管程加热，后送入一效蒸发室2蒸发，在一效蒸发室内蒸发4.0t/h（含乙醇1.9t/h、水2.1t/h），一效蒸发室2蒸发后的料液1.4t/h经一效出料泵10送入汽提塔5汽提，汽提后的产品液1.3t/h自汽提塔5底部排出，得终产品液（乙醇残留0.043%，葡萄糖60%）；蒸汽流程为：压力为0.2MPa、温度为120.2℃、流量为0.5t/h的新蒸汽20通入汽提塔5下部，完成汽提过程后的有机溶剂蒸汽和水蒸气的混合气体的温度为98℃，混合蒸汽由蒸汽压缩喷射泵7在0.4MPa、温度为143.6℃、流量为2.7t/h高压新蒸汽21的引射作用下离开汽提塔5，新蒸汽20与高压新蒸汽21的总量为3.2t/h。蒸汽压缩喷射泵7出口的混合蒸汽温度为100℃、流量为3.3t/h，混合蒸汽通入一效加热室1的壳程用以加热料液，在一效加热室内加热后的料液温度升至85℃，在一效蒸发室2内完成蒸发过程，蒸发产生的二次蒸汽温度为83℃，流量为4.0t/h，通入二效加热室3的壳程用以加热二效加热室管程内的料液，在二效加热室内加热后的料液温度升至75℃，在二效蒸发室4内完成蒸发过程，蒸发产生二次蒸汽温度为73℃，蒸汽流量为4.8t/h，该部分二次蒸汽通入表面冷凝器6的壳程内由冷却循环水进行冷却，冷却循环水的供水温度为28℃，冷却循环水回水温度为32℃，流量为330m3/h。冷凝液流程为：一效加热室1壳程内的加热蒸汽完成加热作用后变为100℃冷凝液、流量3.3t/h，这部分冷凝液离开一效加热室1经由一效冷凝水桶13汽水分离后排至冷凝水管路系统；二效加热室3壳程内的蒸汽完成加热作用后变为温度为83℃、流量4.0t/h，经由二效冷凝水桶12汽水分离后排至冷凝水管路系统，冷凝水管路末端有冷凝水泵11将系统内冷凝液15输送至冷凝液储罐，总量为7.3t/h，乙醇浓度为17.8%。二效蒸发室4内的二次蒸汽排至表面冷凝器6内的壳程，与管程内循环冷却水换热后变成温度为73℃、乙醇浓度为64.5%的冷凝液18，然后输送至冷凝液储罐。
改进后工艺中，蒸发量维持8.9t/h不变，消耗蒸汽3.2t/h，消耗冷却水330m3/h，蒸发工段电耗总计57.5kW·h，其中一效加料泵功率7.5kW，二效加料泵功率5.5kW，汽提塔加料泵功率4kW，冷却水循环泵功率33kW，凉水塔电机功率7.5 kW。
工艺改进前后运行消耗对比：节约蒸汽1.6 t/h，节约占比33%；节约冷却水120m3/h，节约占比27%；节电19.5kW·h，节约占比25%。蒸汽价格按200元/t，工业用电按0.9元/kW·h，年总计节约运行费用243万元，并有效保证产品液品质完全达标。
实施例3：（对比例）
本实施例与实施例1和实施例2相同之处不再赘述，不同之处在于它在出发制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇工艺中的参数设计，原工艺中，在一效加热室、汽提塔以及薄膜蒸发器分别独立使用压力为0.2MPa的新蒸汽作为热源，这三处利用新蒸汽产生的二次蒸汽均采用表面冷凝器冷却，以某实业集团大豆浓缩蛋白车间为例，年产量为2万吨浓缩蛋白，折合蒸发量8.9t/h，蒸发产物中含乙醇7.5t，含水1.4t，实际生产过程中消耗蒸汽总计4.8t/h，消耗冷却水450m3/h，蒸发工段电耗总计77kW·h（不含前处理过程），其中一效加料泵功率7.5kW，二效加料泵功率5.5kW，汽提塔加料泵功率4kW，薄膜蒸发器加料泵功率4kW，冷却水循环泵功率45 kW，凉水塔电机功率11 kW。
Claims (4)
1.一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，它包括梯级联用的至少两个加热室、两个蒸发室和一个汽提塔，其特征是其中二效加热室的管程入口通过二效加料泵与原料液连通，二效加热室的管程出口与二效蒸发室连通；二效蒸发室底部的料液出口通过一效加料泵送入一效加热室的管程入口，二效蒸发室顶部的蒸汽出口连通表面冷凝器入口形成冷凝液；一效加热室的管程出口与一效蒸发室连通，一效蒸发室底部的料液出口通过一效出料泵送入汽提塔上部；一效蒸发室顶部的蒸汽出口连通二效加热室壳程，二效加热室下部壳程出口连通二效冷凝水桶；汽提塔下部设置有新蒸汽入口，汽提塔底部设置有产品液出口，汽提塔顶部设置有蒸汽出口且与蒸汽压缩喷射泵连通；蒸汽压缩喷射泵入口与高压新蒸汽连通，蒸汽压缩喷射泵出口与一效加热室壳程连通，一效加热室下部壳程出口连通一效冷凝水桶。
2.根据权利要求1所述的醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，其特征是一效冷凝水桶和二效冷凝水桶通过冷凝水泵排出冷凝液。
3.根据权利要求1所述的醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，其特征是表面冷凝器下部连通循环冷却水回水和循环冷却水给水。
4.一种醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的工艺，它使用如权利要求1-3任一项所述醇法制备浓缩蛋白过程中糖浆蒸发回收乙醇的装置，其特征是原料液稀糖浆经过二效加料泵送入二效加热室管程加热后进入二效蒸发室蒸发，二效蒸发室蒸发后的料液经一效加料泵送入一效加热室的管程加热，然后送入一效蒸发室蒸发，一效蒸发室蒸发后的料液经一效出料泵送入汽提塔气提，气提后的产品液自汽提塔底部排出；蒸汽介质流向为：新蒸汽首先通入汽提塔，完成汽提过程后的二次汽由连通高压新蒸汽的蒸汽压缩喷射泵引射后，混合蒸汽通入一效加热室作为热源，蒸汽放热后变为冷凝液回至一效冷凝水桶；一效蒸发室内稀糖浆蒸发的二次蒸汽通入二效加热室的壳程作为二效蒸发的热源，二次蒸汽即乙醇和水混合蒸汽；二效加热室壳程内的蒸汽放热后变为冷凝液回至二效冷凝水桶，二效蒸发室内的稀糖浆蒸发的二次蒸汽通入表面冷凝器，得到乙醇和水混合的冷凝液送至冷凝储罐备用，表面冷凝器冷源为循环冷却水。
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