CN111518160A - 一种淀粉生产废水中蛋白回收工艺及其装置 - Google Patents
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Abstract
一种淀粉生产废水中蛋白回收工艺及其装置，包括：原料获取：淀粉生产原料的破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为16～24°Bè，剩余的原料汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；固体分离：对首次浓缩分离得到的原料汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度≥112℃，絮凝时间≥5min；湿蛋白分离：采用絮凝液进行分离获得含水率≤65wt％的湿蛋白；干燥：将湿蛋白进行干燥后得到蛋白产品。本发明能够在保证高回收率的同时降低运行成本。
Description
技术领域
本发明涉及蛋白回收领域，具体涉及一种淀粉生产废水中蛋白的回收工艺以及装置。
背景技术
马铃薯淀粉生产工艺过程主要包括：马铃薯原料-清洗-粉碎-淀粉提取-除砂-浓缩精制-真空脱水-气流干燥-成品包装。
上述马铃薯淀粉生产工艺的具体过程是：清洗马铃薯原料，粉碎得到的马铃薯浆液，将马铃薯浆液中的粗纤维去除(即淀粉提取步骤)，然后除砂，将除砂后的马铃薯浆液进行浓缩、洗涤精制得到洁净淀粉乳，最后通过脱水干燥后获得淀粉成品。在常规的淀粉生产工艺中，为了获得更高纯度的淀粉，马铃薯浆液通常需要在旋流站中经过几次重复的浓缩、稀释洗涤步骤，具体为：除砂后的马铃薯浆液(通常为4-5°Bè)经过浓缩后分离出一级淀粉乳液(通常为15以下波美度)，以及剩余的一级马铃薯汁液；然后将部分二级马铃薯汁液加入到一级淀粉乳液中对一级淀粉乳液进行稀释洗涤，再次经过浓缩步骤分离获得二级淀粉乳液和二级马铃薯汁液；重复上述浓缩、洗涤步骤直至淀粉乳液中淀粉的纯度达到理想纯度即可。
现有技术中，蛋白质回收的常规做法是：将浓缩精制过程中的所有废水(包括一级马铃薯汁液、二级马铃薯汁液等，所有废水中COD含量小于50000mg/L)共同进行蛋白质的回收，但该方式导致废水量较大，整体需要加热的废水量较大，进而导致蛋白回收的设备投资及运行成本较高；而仅仅只采用一级马铃薯汁液进行回收时，虽然废水量显著减小，运行成本降低，但蛋白质的回收率也相应的降低。
发明内容
因此，本发明要解决的技术问题在于克服现有技术中马铃薯废水中蛋白回收率提高时，运行成本也会提高的缺陷，从而提供一种有效同时保证高回收率的同时降低设备投资及运行成本的废水中蛋白回收工艺以及装置。
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，包括：
原料获取：淀粉生产原料的破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为16～24°Bè，剩余的原料汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的原料汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度≥112℃，絮凝时间≥5min；
湿蛋白分离：采用絮凝液进行分离获得含水率≤65wt％的湿蛋白；
干燥：将湿蛋白进行干燥后得到蛋白产品。
本发明中的淀粉生产原料包括但不限于马铃薯、甘薯、木薯等淀粉含量及蛋白含量高的植物。
所述原料获取步骤中，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为19～24°Bè。常规的淀粉生产线无法实现波美度在15以上的淀粉乳液的分离浓缩，为了能有效实现分离出波美度在15以上的淀粉乳液，申请人通过在淀粉生产线上加装脱汁旋流器组，进而实现脱汁后的淀粉乳液浓度控制在上述范围内。
上述固体分离步骤中分离出的固体物质为小颗粒淀粉，该可以返回到淀粉分离工艺中增加淀粉收率。
所述干燥的步骤为：将湿蛋白与干蛋白混合均匀使总含水量降低到40wt％以下，然后再在155～165℃气流下干燥10～15min即可。
所述固体分离步骤之后先经过湿蛋白分离后的废液进行预热，预热后分离液的温度提升到60～65℃。
所述湿蛋白分离步骤中在分离因子≥2850的离心条件下分离。
一种淀粉生产废水中蛋白回收装置，包括装在淀粉生产线上的脱汁旋流器组，以及依次连接在脱汁旋流器组上的固体分离装置、絮凝设备、离心设备、干燥设备。
所述脱汁旋流器组由三组以上的旋流器串联构成，所述脱汁旋流器组安装在淀粉生产线的卧式离心筛组之后。
本发明中的脱汁旋流器组优选为三组旋流器串联构成。
所述固体分离装置优选为卧罗离心机；所述絮凝设备为通过蒸汽喷射器进行加热的盘管。
所述离心设备为分离因子≥2850的卧螺离心机。
所述干燥设备为气流干燥机。
在所述固体分离装置与絮凝设备之间还设置有换热设备，该换热设备的热源进口与离心设备的液体出口连通。
本发明技术方案，具有如下优点：依次分别描述独立权利要求的优点和从属权利要求的优点。
1.本发明提供的淀粉生产废水中蛋白回收工艺，首创的优化了原料获取步骤，将用于蛋白质提取的原料进行限定，具体设置为：淀粉生产原料的破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为16～24°Bè，剩余的原料汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L。本发明通过上述条件的限定，即可仅仅只采用首次浓缩后的原料汁液进行后续的蛋白质提取，极大地降低了需要加热的溶液的量，在同等规模的淀粉生产线上，仅仅只需配置现有蛋白回收工艺2/3～3/4处理量的设备即可，极大降低设备投资成本和运行成本；并且，通过检测得知，采用本发明方法单位体积废水收获的蛋白质收率与现有技术中全废水液进行蛋白质回收的收率相当，甚至有所提高，效果十分显著。
2.本发明进一步优化了干燥方法，具体为：将湿蛋白与干蛋白混合均匀使总含水量降低到40wt％以下，然后再在155～165℃气流下干燥10～15min即可；通过上述工艺过程的优化，可以有效使干燥后得到的蛋白产品的白度显著提高，并且可以使产品的形态更好。本发明还进一步优化了原料获取步骤的参数，将脱汁后的淀粉乳液浓度控制为19～24°Bè，在该工艺条件下，与其他参数相配合，可以有效提高蛋白质回收的收率，相同重量的原料，本发明方法获得的蛋白质收率能达到现有技术中全废水液蛋白质收率的90％以上，效果十分显著。
3.本发明在絮凝之前、固体分离之后进行预热，预热的热量来源为湿蛋白分离后的废液，即，所述固体分离步骤之后先经过湿蛋白分离后的废液进行预热，预热后分离液的温度提升到60～65℃；通过上述设置，可以进一步减少能耗，降低运行成本。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明的工艺流程图。
图2是本发明中两种干燥方式获得的产品的示意图。
具体实施方式
提供下述实施例是为了更好地进一步理解本发明，并不局限于所述最佳实施方式，不对本发明的内容和保护范围构成限制，任何人在本发明的启示下或是将本发明与其他现有技术的特征进行组合而得出的任何与本发明相同或相近似的产品，均落在本发明的保护范围之内。
实施例中未注明具体实验步骤或条件者，按照本领域内的文献所描述的常规实验步骤的操作或条件即可进行。所用仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得。
实施例1
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，包括：
原料获取：取1000kg马铃薯原料，进行清洗、破碎、淀粉提取、除砂后获得马铃薯破碎浆液，马铃薯破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为23～24°Bè，控制剩余的马铃薯汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为115℃，絮凝时间8min；
湿蛋白分离：采用分离为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为62wt％的湿蛋白；
干燥：湿蛋白分为两种处理方式，一种是在湿蛋白中加入干蛋白，使混合均匀后的含水量降低到36wt％，然后再在160℃气流下干燥13min即可到蛋白产品A1；另一种是直接在160℃气流下干燥获得蛋白产品A2。
上述两种湿蛋白处理方式获得的产品如图1所示，其中，回填式气流烘干的产品为A1，常规气流烘干的产品为A2。
实施例2
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，包括：
原料获取：采用与实施例1同一批次的马铃薯1000kg，进行清洗、破碎、淀粉提取、除砂后获得与实施例1相同浓度的马铃薯破碎浆液，马铃薯破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为21～22°Bè，控制剩余的马铃薯汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为120℃，絮凝时间5min；
湿蛋白分离：采用分离因子为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为65wt％的湿蛋白；
干燥：湿蛋白分为两种处理方式，一种是在湿蛋白中加入干蛋白，使混合均匀后的含水量降低到40wt％，然后再在165℃气流下干燥15min即可到蛋白产品B1；另一种是直接在165℃气流下干燥获得蛋白产品B2。
实施例3
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，包括：
原料获取：采用与实施例1同一批次的马铃薯1000kg，进行清洗、破碎、淀粉提取、除砂后获得与实施例1相同浓度的马铃薯破碎浆液，马铃薯破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为19～20°Bè，控制剩余的马铃薯汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为120℃，絮凝时间5min；
湿蛋白分离：采用分离因子为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为60wt％的湿蛋白；
干燥：湿蛋白分为两种处理方式，一种是在湿蛋白中加入干蛋白，使混合均匀后的含水量降低到35wt％，然后再在155℃气流下干燥10min即可到蛋白产品C1；另一种是直接在155℃气流下干燥获得蛋白产品C2。
实施例4
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，包括：
原料获取：采用与实施例1同一批次的马铃薯1000kg，进行清洗、破碎、淀粉提取、除砂后获得与实施例1相同浓度的马铃薯破碎浆液，马铃薯破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为17～18°Bè，控制剩余的马铃薯汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为120℃，絮凝时间5min；
湿蛋白分离：采用分离因子为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为60wt％的湿蛋白；
干燥：在湿蛋白中加入干蛋白，使混合均匀后的含水量降低到35wt％，然后再在155℃气流下干燥10min即可到蛋白产品D。
实施例5
本发明还提供了一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收装置，包括加装在淀粉生产线上的脱汁旋流器组，以及依次连接在脱汁旋流器组上的固体分离装置、絮凝设备、离心设备、干燥设备。
上述结构中脱汁旋流器组加装在淀粉生产工艺中用于纤维和淀粉的分离的卧式离心筛组之后，然后在脱汁旋流器组上依次连接固体分离装置、絮凝设备、离心设备、干燥设备。
本发明中该脱汁旋流器组由常规的分离设备组成，只要能将脱汁后的淀粉乳液浓度控制在16～24°Bè之间，进而收集淀粉乳液以外的废液即可，本实施例中优选采用三组旋流器串联构成。
所述固体分离装置可以为常规的离心装置，只要能有效将通过脱汁旋流器组收集的废水中的固体分离到低于5wt％以下即可。本实施例中可以采用两个以上串联的旋流器，例如两个串联的旋流器，也可以采用卧罗离心机；本实施例中优选设置为卧罗离心机。在所述固体分离装置与絮凝设备之间还设置有换热设备，该换热设备的热源进口与离心设备的液体出口连通，进而有效进行热量的利用，降低能耗。所述絮凝设备为通过蒸汽喷射器进行加热的盘管。所述离心设备优选为卧螺离心机，上述卧螺离心机的分离强弱由其为本身参数条件分离因子所决定，不同分离因子的卧螺离心机分离强度也不同，本发明中优选采用分离因子≥2850的卧螺离心机。所述干燥设备优选为气流干燥机。
通过本实施例中上述结构的设置，即可有效实现本发明中蛋白质的分离。
对比例1
一种马铃薯淀粉生产废水中蛋白回收工艺，采用与实施例1同一批次的马铃薯1000kg，进行清洗、破碎、淀粉提取、除砂后获得与实施例1相同浓度的马铃薯破碎浆液，马铃薯破碎浆液进行首次浓缩分离，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为14～15°Bè，其余步骤和参数条件均与实施例1相同，具体过程如下：
固体分离：对所有马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为115℃，絮凝时间8min；
湿蛋白分离：采用分离因子为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为62wt％的湿蛋白；
干燥：湿蛋白直接在160℃气流下干燥获得蛋白产品E。
对比例2
本对比例与实施例1的区别仅仅在于，本对比例中的马铃薯汁液不同，本对比例中的马铃薯汁液包括浓缩精制步骤中所有的马铃薯汁液；该马铃薯汁液的COD含量小于50000mg/L。具体蛋白提取过程如下：
固体分离：对所有马铃薯汁液进行分离获得固含量≤5％的分离液；
预热：分离液先经过湿蛋白分离步骤中的废液作为热源进行预热，预热后分离液的温度提升到63℃；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度为115℃，絮凝时间8min；
湿蛋白分离：采用分离因子为2850的卧螺离心机对絮凝液进行分离，获得含水率为62wt％的湿蛋白；
干燥：湿蛋白直接在160℃气流下干燥获得蛋白产品F。
对上述实施例1-3以及对比例1-2的蛋白产品的白度(WSB-3)进行检测，检测结果如表1所示。
表1
通过上述表1的数据可知，采用将湿蛋白与干蛋白混合均匀使总含水量降低到40wt％以下，然后再在155～165℃气流下干燥的工艺过程，可以有效使干燥后得到的蛋白产品的白度显著提高，并且形态更好。
上述表1中A1、B1、C1和D的重量是扣除添加的干蛋白后的蛋白含量。通过上述实施例1-3的检测结果与对比例1-2对比得知：通过本发明的方法可仅仅只采用首次浓缩后的马铃薯汁液进行后续的蛋白质提取，极大地降低了需要加热的溶液的量，显著降低运行成本；同等规模的马铃薯淀粉生产线，本发明方法的应用只需仅仅投入现有蛋白回收设国产线2/3～3/4处理量的设备即可完成蛋白回收，同时，吨蛋白产品的运行能耗可以降低1/5。并且，通过检测得知，单位体积的废水中采用本发明方法收获的蛋白质收率与现有技术中全废水液进行蛋白质回收的收率相当，甚至有所提高；在单位质量的原料中，本发明方法的蛋白质收率能够达到现有技术中全废水液蛋白质收率的85％以上，甚至可以达到约99％，效果十分显著；且通过纯度检测得知：本发明生产的蛋白纯度可以达到75％以上，效果十分显著。
显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明创造的保护范围之中。
Claims (10)
1.一种淀粉生产废水中蛋白回收工艺，其特征在于，包括：
原料获取：淀粉生产原料的破碎浆液进行首次浓缩分离时，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为16～24°Bè，控制剩余原料汁液的COD≥50000mg/L、总氮含量≥2000mg/L；
固体分离：对首次浓缩分离得到的原料汁液进行分离获得固含量≤5wt％的分离液；
絮凝：采用加热絮凝工艺对分离液处理获得絮凝液，所述加热絮凝工艺中絮凝温度≥112℃，絮凝时间≥5min；
湿蛋白分离：采用絮凝液进行分离获得含水率≤65wt％的湿蛋白；
干燥：将湿蛋白进行干燥后得到蛋白产品。
2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述原料获取步骤中，控制脱汁后的淀粉乳液浓度为19～24°Bè。
3.根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，所述干燥的步骤为：将湿蛋白与干蛋白混合均匀使总含水量降低到40wt％以下，然后再在155～165℃气流下干燥10～15min即可。
4.根据权利要求1-3任一所述的工艺，其特征在于，所述固体分离步骤之后先经过湿蛋白分离后的废液进行预热，预热后分离液的温度提升到60～65℃。
5.根据权利要求1-3任一所述的工艺，其特征在于，所述湿蛋白分离步骤中在分离因子≥2850的离心条件下分离。
6.一种淀粉生产废水中蛋白回收装置，其特征在于，包括加装在淀粉生产线上的脱汁旋流器组，以及依次连接在脱汁旋流器组上的固体分离装置、絮凝设备、离心设备、干燥设备。
7.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，所述脱汁旋流器组由三组以上的旋流器串联构成，所述脱汁旋流器组安装在淀粉生产线的卧式离心筛组之后。
8.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，所述固体分离装置为卧罗离心机；所述絮凝设备为通过蒸汽喷射器进行加热的盘管。
9.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，所述离心设备为分离因子≥2850的卧螺离心机；所述干燥设备为气流干燥机。
10.根据权利要求6所述的装置，其特征在于，在所述固体分离装置与絮凝设备之间还设置有换热设备，该换热设备的热源进口与离心设备的液体出口连通。
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