(04.09)年产3万吨玉米淀粉过滤段工艺设计

引言

淀粉是人们比较熟悉的有机化合物，它在动植物细胞中的一个很大功能是作为保存水分的仓库。淀粉在化学中分子式为(C6H10O5)n，通过部分水解成为麦芽糖（二阶糖，C12H22O11），而麦芽糖进一步分解可以得到单糖，也就是葡萄糖（化学式C6H12O6）。淀粉按照结构上分类有两种，即我们所熟悉的直链和支链淀粉。其中直链淀粉是没有分支的，在结构上是螺旋形式，而支链淀粉则是由葡萄糖构成，其中葡萄糖的数量大概是24至30，链接方式是α-1,4-糖苷键头尾相接。不同结构的淀粉与碘接触后呈现不同的颜色，直链、支链分别显示蓝色和紫红色。淀粉与碘接触发生显色过程其实并不是发生了化学反应(reaction)所造成，其实是碘分子进入到淀粉螺旋结构后，在空穴处在分子作用力下形成一种络合物（蓝黑色）。大量实验都表明了在没有形成碘分子离子(I3)之前碘是不能使淀粉变色。具有可溶性的支链淀粉与支链淀粉相比，其含有的葡萄糖单元比较少，仅有几百个，而支链含有上千个，并且在自然中占淀粉含量不到27%。另外，直链式和支链式淀粉与碘接触除了显示不同的颜色外，它们与I3当所形成的链长度也不一样，其中直链反应后链较长而支链反应后的链较短。

在植物体内，种子和块茎都含有大量的淀粉，它是植物营养主要来源。大量研究结果表明各类植物的淀粉含量都非常高，其中麦子和玉蜀黍含量都超过了57%，而大米中含量尽然达到了86%。淀粉除了提供我们日常食用外，在工业上也用很大的用途，可以运用提炼的方式在甘薯、玉米、植物根中提取后用于制造酒精、麦芽糖，也可以用来制作纸张的上胶，部分药品的片剂等。

1.1 国内淀粉发展概况

90年初，吴蕴初首先开发出了淀粉的生产工艺，同时率先在一些发达国家如美国、法国等国家将自己“佛手牌”淀粉中的主要原料配方和关键技术申请了专利（也是我国化学产品首次在外国申请并得到通过），并且将销售目标定向于欧美市场。佛手牌淀粉走出国门之后获得了很大成就，首先是在1926年的费城世界博览会中获得金奖，之后在1930年和1933年的实际博览会上也受到认可并且获得了奖项。在东南亚国家，日本品牌“味の素”也被吴蕴初的淀粉产

1

品取代。

按照我国当时专利法的相关规定，吴蕴初在淀粉方面的发明专利可以受到长达5年的法律保护，但是出于国家利益的考虑，吴蕴初在1926年放弃自己的专利权，从此我国大量企业开始先后生产淀粉，淀粉行业获得了良好的发展环境，先后出现了一些品牌[9]。

虽然淀粉在我们国家生产时间比较早（始于1923年），但是限于当时落后的生产技术条件，产量并不是很大，直到2000年代以后，我国的淀粉生产才突飞猛进，其产量由1965年4000吨提高到了2007年的191.28万吨。在短短的42年时间里，我国淀粉产量翻了470多倍，其中复合增长率超过了15.8%。如今我国不但是一个淀粉大国，同时在技术方面已经达到或接近世界先进水平。随着科技的进步和市场经济结构的调整，各地区淀粉行业生产也发生很很大的变化。从2002至2008年7年中，我们的淀粉CR10占有率从最初的44.1%提高到了79.99%；2009年底，我国的淀粉厂家急剧减少，原先由超过100家提供的淀粉瞬间演变为由超过4吨生产力的10多家提供，出现了行业垄断的不良局面。从整个淀粉发展历程来看，通过多年的发展，如今淀粉巨头已经形成，淀粉生产集中度越来越明显。

一份来至国家统计局统计报告显示，2010年两个季度，我国淀粉创造的总资超过311亿元，同比增长超过23.8%；总销售收入超过287亿元，同比增长超过20.7%。

[11]

[8]

1.2 本文研究意义与目标

真是考虑到目前我国淀粉需求量不断提高、淀粉发展前景良好，本文将3万吨产量的淀粉生产工艺作为毕业设计题材。本文的目的是努力创新，探索更加合理的生产方式，以达到改善目前淀粉生产过程中一些不是很完善方面，使生产效率提升的同时对于环境更加友好。

物料衡算、能算衡算

第3章 工艺计算

3.1 设计主要条件及技术参数

2

生产规模：3.90万吨/年优级食用酒精 生产方法：玉米粉生物发酵法 生产天数：330天/年

副产品年产量：次级酒精占酒精总量的2％ 杂醇油量产量：成品酒精的0.5%

产品质量：国家GB/T394.1-2008酒精标准（乙醇含量≥95%，体积分数） 生产原料：淀粉含量63%，水分14%～18% 厂址：**

3.2 玉米原料计算

3.2.1 理论淀粉消耗量的计算

3.2.1.1 淀粉原料生产酒精的总化学反应式

HOnHOnCHO610526126n液化、糖化 C

分子量 162 18 180 发酵过程

分子量 180 2×46 2×44

3.2.1.2 生产1000Kg无水酒精理论淀粉消耗量

X1

16292X11760.9X11000 [Kg]

3.2.1.3 生产1000Kg优级食用酒精淀粉消耗量X2

X21760.992.41%1627.25 [Kg]

注：贾树彪等《新编酒精工艺学》，20℃，体积分数为95%的酒精其质量分数为92.41 %。

3.2.2 实际玉米消耗量的计算 3.2.2.1 生产过程淀粉原料的损耗计算

表 3-1 淀粉质原料在生产过程中损耗表

生产过程 原料处理 蒸煮 发酵

损失原因 粉尘损失 淀粉残留，糖份破坏

残总糖 巴斯德效应

3

淀粉损失% 0.4 0.5 1.75 4.0

备注 在粉碎工段比较严

重 在糖化液化工段

菌体生长

蒸馏

CO2夹带 1.3 1.85

若CO2洗涤可降至

0.3

废水带走,密封不严

注：本设计设置CO2洗涤塔，淀粉总损失率8.8%。

则生产1000Kg优级食用酒精淀粉消耗量X3

X31627.251784.27(100%8.8%) [Kg]

3.2.2.2 生产1000Kg优级食用酒精时，玉米消耗量

X4X4（淀粉含量为63%）

1784.272832.170.63 [Kg]

X53.2.2.3 生产3.90万吨优级食用酒精玉米消耗量

X53.901042832.171.1045108 [Kg]1.1045105 [t]

3.3 液糖化工段计算

3.3.1 酶的计算 3.3.1.1 液化酶的计算

（1） 液化酶（α-淀粉酶）用量：12 [U/g原料]，规格：2.5～3.5×10 [U/mL]

4

121061.1045105YHM5.3010742.510（2） 液化酶总消耗 [mL]

353.0 [m]

（3）液化酶的总流量

YHM5.301076.6910333024 [mL/h]

6.69 [L/h]

其中：往拌料通入的液化酶流量：2.23 [L/h] 往第二液化罐通入的液化酶流量：4.46[L/h]

注：液化酶分流原则：拌料罐中醪液黏度达到输送要求；第二液化罐中液化率控制在100%。 3.3.1.2 糖化酶的计算

（1）糖化酶（Wb新型糖化酶）用量：110[U/g原料]，规格：7×104 [U/mL]

4

1101061.1045108THM1.74107104 （2） 糖化酶总消耗 [mL]

3174 [m]

5（3）糖化酶的总流量

THM1.741082.2010433024 [mL/h]

22.0 [L/h]

3.3.2 皮带秤的计算

往液糖化工段送料的皮带秤输送能力C。

C物料流量正常工作天24 (3-1)

1.104510599.6%C13.33024 代入数据： [t/h] 3.3.3 拌料罐的计算

(1) 料水比的选择

本设计采用快速发酵法生产普通级食用酒精，应尽可能缩短发酵时间和提高设备利用率，浓醪发酵料水比一般为1：2.3，而稀醪发酵为1：2.5～3.0，浓醪发酵在一定程度上提高了发酵产量，却延长发酵时间，稀醪发酵缩短了发酵时间，却降低了设备的利用率，同时增加了能耗，所以采用1：2.3的料水比(在此料水比下，蒸煮醪的比热为3.56kJ/(kg·℃)。

c0cw10.7w01.66kJ/kgK w0为干物质百分含量

w0=86% (玉米水分含量为14%) cw为水的比热容

w1粉浆干物质含量为：（3-2）

蒸煮醪比热容为: （3-3）

(2) 拌料罐用水计算

8626.1%12.3100

c1w1c01.0w1cw=3.52 kJ/kg·℃

V工艺水31.91420.115.8m3/hV合计13.2.3/131.9m3/h

表3-2 拌料罐用水情况表

5

种类 单位 流量 温度

新鲜工艺水 （m3/h） 15.8

酒糟清液 （m3/h） 14 80℃

余馏水 （m3/h）

2 80℃

液化酶1/3

工艺浓碱液 （m3/h） 0.1

合计 （m3/h） 31.9

(3) 拌料罐热量衡算

a. 新鲜工艺水升温吸收的热量=酒糟清液+余馏水冷却释放的热量 b. 设混合后温度为60℃，新鲜工艺水（W1）温度为t1，余馏水和酒糟清液（W2）温度为t2，比热容近似相等。

WC1P1(tt1)W2CP2(t2t)

t60W2CP2t2W1CP1t1W1CP1W2CP2 （3-4）

代入数据：

168015.8t11615.8 [℃]

t139.7℃

(4) 拌料罐体积的计算

每小时进入拌料罐的物料体积Vb1（质量转化为体积的系数为0.6）

Vb113.0.631.92.2310340.24 [m3]

由于装料系数取得较低时设备操作弹性大，取装料系数φ=0.8。 液化醪在拌料罐停留40min，此时拌料罐体积Vb2

代入数据：

Vb2Vb2每小时进料量停留时间装料系数 （3-5）

40.24233.533[m] 0.83

3[m]。 由于非标准设备制作费用高，对设备进行圆整，所以拌料罐体积为50

3.3.4 液化罐的计算

(1) 第一液化罐的计算 a. 第一个蒸汽喷嘴的热量计算

1）经过第一个蒸汽喷射器，加热物料所需的热量Q1

拌料液的比热容C1取3.56 KJ/Kg·℃

Q1W物CP1t16

W物

＝13.×1000+31.9×1000+2.23= 45.×10³[Kg/h] （3-6）

36代入数据：Q145.103.56(9060)4.8610 [KJ/h]

2）经过第一个蒸汽喷射器，0.3MPa水蒸汽的需求量W汽

0.3Mpa水蒸汽冷却到90℃时释放的热量Q2

Q2W汽（冷凝潜热+冷却放热） Q2=W汽（+CP2t2)，

W汽Q2CP2t2

由于加热过程中不可避免散热，热损失取4%。

W汽Q1(14%)CP2t2 （3-7）

4.861061.04W汽2165.424.18(132.8890)2.16103 [Kg/h]2.16 [t/h] 代入数据：

b. 第一液化罐体积的计算

第一液化罐停留时间40min，装罐系数取0.75，每小时流入第一液化罐的物

3VV40.242.1642.40[m] Y1Y1料体积

第一液化罐的体积

VY1'42.4040137.693[m] 600.75

考虑到留有生产潜力和余地及设备规格，圆整为50m3。 (2) 维持管道的计算

a.经过第二个蒸汽喷射器，加热物料所需的热量Q1'。

W物，45.1032.1610347.70Kg/hQ1'W物'CP1't1' （3-8）

3Q'47.70103.56(10790)2.106 [KJ/h] 1 代入数据：

b.经过第二个蒸汽喷射器，0.6 MPa水蒸汽的需求量W汽'。 设此时物料的比热容不变，取3.56 KJ/Kg/℃

Q2CP2t2

由于加热过程中不可避免散热，热损失取4%。

W汽W'汽Q'1(14%)'C'P2t'2 （3-9）

7

2.1061.04W'汽3[Kg/h]2088.404.18(158.08107)1.31 [t/h] 1.3110代入数据： c.维持管的物料衡算

在10min内料液进入维持管的体积:

V(42.401.31)17.285m36

d.维持管体积的计算

W维47.701031.3110349.01103Kg/h

根据工厂成熟工艺可知，维持管道外径为0.3m 所以，维持管的长度：

HV7.285103.11m2r3.140.150.15 （3-10）

因此，设置维持管10根，每根长10米，材质为无缝钢管，对应于国标，管外径为D325mm，壁厚为7.5mm。

(3) 闪蒸罐的计算 a.闪蒸罐的物料衡算

来自维持管的物料温度为107℃，需要经过负压闪蒸操作将温度降到90℃进入第二液化罐进一步液化，闪蒸过程中会有部分工艺水从物料蒸发出来。 满足热量守恒

CpW维tWg （3-11）

式中γ——90℃水的汽化热为2283.1kJ/kg W维——来自维持管的物料流量，为49.01Kg/h 求得 Wg=1.5310Kg/h， 即在闪蒸过程中物料失水量为1.5310Kg/h。

b.闪蒸罐的压力及温度由真空水循环泵压力控制，闪蒸后温度为90℃进入第二液化罐。

(4) 第二液化罐的计算

每小时流入第二液化罐的物料VY2

33VY242.401.311.5342.18 [m3]

33W49.01101.531047.48Kg/h Y2为了使设备具备一定的操作弹性，装罐系数取0.8，则物料停留40min，所需的罐体积

V'Y242.184035.1530.860 [m]。

8

考虑到使设备留有生产潜力，余地及设备规则，圆整为50m3。 c. 液化过程蒸汽用量见表2-3

表3-3 蒸汽用量计算表

项目

第一个蒸汽喷嘴蒸汽 第二个蒸汽喷嘴蒸汽 3.3.5 糖化罐的计算

(1) 糖化罐体积的计算

蒸汽参数 0.3MPa,132.88℃ 0.6MPa,158.08℃

流量（t/h）

2.16 1.31

a. 液化醪经过螺旋板式换热之后，温度降为60℃，加入糖化酶，进行糖化，糖化时间30～40min。本工艺采用快速发酵，糖化时间取30min进行计算。

b. 每小时流入糖化罐的物料量=每小时流入第二液化罐的物料量

c. 停留时间和装料系数都相等，糖化酶的加入量远远小于糖化醪的量，忽

3V50[m]。 t1略糖化酶的加入量，所以糖化罐的体积可取等于第二液化罐的体积

(2) 糖化罐几何尺寸的计算

V维持容积=V封底+V圆筒 （3-12）

1=Sh+SH3

1 =D2hD2H344 12D34D2H（取Dh）

式中：S-发酵罐的横截面积，m2； h-锥底高度,m； D-发酵罐直径，m； H-发酵罐直边高度，m。

3V50[m] t1取H/D=2,则H=2D，且

所以，

Vt112Dt134Dt122Dt17Dt1312

为了便于设备的选型，Dt1=3000mm。Ht1=6000mm

Dt1312Vt1312503.0177 [m]

9

糖化罐工作温度为60℃，常压，pH=4.1～4.4。所以材质为不锈钢，钢板厚度为10mm。

(3) 螺旋板式换热器的计算

a. 螺旋板式换热器计算过程中的参数见表2-4

表3-4 螺旋板式换热器工艺参数表

项目 设备材质 换热器形式 总传热系数[Ki] 冷却水入口温度[t1] 冷却水出口温度[t2] 液化醪比热CP1

700 工艺参数 OCr18Ni9（不锈钢）

螺旋

备注

因为液化醪pH=4.5～5.5℃

化工手册（下）P520,取中值 取河水最高温度，且结合生产

经验 根据生产经验

Kcal/m2hK20 [℃] 65/45 [℃]



3.56 KJ/Kg0C

b. 液化罐到糖化罐的螺旋板式换热器的计算 液化醪入口温度T1=90℃，液化醪出口温度T2=60℃。 1）平均温差tm

t2T2t1602040℃ ；t1T1t2906525℃ t240(t2t1)40251.62tm32.5t2522因为1，所以℃ 2）冷却过程物料放出热量Q3

Q3W物料CP（T2-T1) （3-13）

36Q=47.483.5610(9060)5.0710[KJ/h] 3代入数据：

3）冷却水流量WL1，冷却水带走的热量Q'3

Q'3WL1CP(t2t1) WL1Q'3CP(t2t1) （3-14）

5.07106WL14[Kg/h]2.69104.18（65-20）当Q3=Q3’,代入数据 螺旋板式换热器的换热面积为AYT

10

Q3KAYTtm （3-15）

Q35.07106AYT53.32Ktm7004.1832.5[m]

由于在冷却过程中，有污垢产生，达不到冷却要求，从安全角度，换热面积为计算值的1.3倍，AYT=69.29m2。

c. 糖化罐到发酵罐的螺旋板式换热器的计算 糖化醪入口温度T1=60℃，出口温度T2=30℃。 1）平均温差tm

t2T2t1302010℃ ；t1T1t2604525℃ t210(t2t1)10250.42tm17.5t25221因为，所以℃ （2）冷却过程物料放出热量Q4

Q4W物料CP（T2-T1) (3-16)

代入数据:Q4=47.48×103×3.56×(60-30)=5.07×106 [KJ/h] （3）冷却水流量WL1，冷却水带走的热量Q'3

Q'4WL1CP(t2t1) WL1Q'3CP(t2t1) (3-17)

5.07106WL14.18（45-20）4.85104 [Kg/h] 当Q4=Q4’,代入数据

螺旋板式换热器的换热面积为ATF

Q4KATFtm (3-18)

Q45.07106ATF99.02Ktm7004.1817.5 [m]

由于在冷却过程中，有污垢产生，达不到冷却要求，从安全角度，换热面积为计算值的1.3倍，ATF=128.70m2。

d. 螺旋换热器的选型

表3-5 螺旋板式技术参数表

[11]

名称

公称换热面积

通道间距(mm)

计算换热面积

流速接管直径

11

型号 数量 重量

（Kg）

（m3/h） 公称

（m2） （m2）

AYT ATF

80 80

10 14

69.29 128.70

35.3 49.40

100 I16B80-1.0/1200-10 125 I16B80-1.0/1400-14

1 2

2816 1934

生产工艺和主要设备 生产工艺

淀粉生产的过程主要是将玉米粒中淀部分和其他部分进行分离，然后对淀粉部分进行充分净化的一个过程。通常情况下淀粉初次分离很容易实现，而将淀粉进行最充分分离和高纯度净化却比较困难，同时将非淀粉部分变废为宝也是一大技术难题，因此不论是在生产工艺还是生产设备上都是我们值得研究的对象。在淀粉颗粒中还包含有脂肪和蛋白质等其它营养价值比较高的成分，而另外一些比如纤维和半纤维，虽然营养价值并不高，但是可以用于作为家禽和牲口的饲料，这些成分都是值得我们充分利用的。很多淀粉生产企业中，淀粉产生的效益仅为20%，而来自其他非淀粉部分所产生的效益却高达80%。

玉米淀粉生产过程大都是采用比较流行的加工“湿磨法”，其原理主要是利用淀粉不溶于水的特性，通过亚硫酸浸泡之后，根据玉米中不同成分的比重差异进行物理性分离。该方法先是经过破碎、撞击、筛洗，然后进行旋流分离、离心分离、浮选、气浮分离，最后进行充分挤压以及脱水，进过干燥之后完成整个生产。将分离出来的各个部分进行再加工生产获得商业价值比较高的产品，其中在生产加工上主要有以下特征：

（1）通过亚硫酸浸泡作用，达到将玉米软化的目的，采用逆流浸泡最大限度的

12

提炼出玉米中可溶成分。

（2）逆流操作过程可以最大效率的进行水量的利用，不但达到充分洗涤淀粉的

目的，同时也可以减少废水的排放量。

（3）在先进的生产设备操作下，不但不伤害玉米的各主要成分，同时可以实现

高达99%的回收利用率。

（4）除浸泡和部分贮罐外，整个生产过程可实现连续化，生产生产周期相对短。

如下流程图为玉米淀粉工艺流程请，改流程图这种标注了淀粉生产的大致工序及每一段工序的主要工艺控制要点。

原料玉米 ↓

净化→杂质 ↓

硫磺→制酸→浸泡→稀玉米浆→浓缩→玉米浆 ↓

破碎→胚芽→洗涤→脱水→干燥→榨油 ↓ 精磨 ↓

筛洗→渣皮→脱水→干燥→粉碎→纤维粉 ↓

分离→浓缩→脱水→干燥→蛋白粉 ↓

清水→淀粉洗涤 ↓

精制淀粉乳→制糖、变性淀粉等 ↓ 脱水 ↓ 干燥 ↓

淀粉成品 ↓ 计量包装

一、高纯净化工序

提升机将玉米传送到计量称进行称量后，转入带有多级的震动筛，粒径大于玉米的颗粒杂质从第一道筛上筛选出来，粒径比玉米小的颗粒杂质在第二道筛作用下也被剔除，只用体积与玉米体积相似的少部分杂质随同玉米一起进入洗涤槽，在挡板部分，多级分级竖立的挡板结构可以将比重较为差异的杂质进

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一步有效挡住，槽内的磁铁将杂质中金属部分挑出，一些体积较小同时质量比较轻的杂质及玉米衣比玉米轻而体积小的尘土、玉米衣等杂质在引风机作用下，在口多级振动筛入料口处被吸吸入脉冲除尘布袋中，经过此道工序之后杂质含量较少的玉米经过洗涤干净之后送入浸渍罐。 二、酸的制备

在燃烧炉中硫磺燃烧过程产生SO2气体，进入分离室分进行气体分离后，纯净的SO2被水吸收后，通过进一步的来回循环后得到亚硫酸溶液，储存在亚硫酸罐中，用于浸泡玉米。 三、玉米浸泡

在一定浓度的亚硫酸和适合的温蒂条件下，改变了玉米的胚乳的结构和原先的物理化学特性，同时玉米蛋白质基质内的联结键也被减弱，胚体细胞中的蛋白质网被有效分散，从而降低玉米的机械强度将其软化，通过分离作用将淀粉与非淀粉分离，其中分离可溶性物质还有利于抑制微生物的有害活动，为后续生产在原料提供质量保证。 四、玉米破碎

经过浸泡后的玉米，在体积上变大，在强度上大大降低，同时它的胚芽韧性也明显得到增强，在破碎过程易于和其他部分分离，而胚乳中淀粉比例比较高，同时它的抗压强度比较低有利于进行破碎。正是这些特征，脱胚后的玉米进入打磨工序，在凸齿的动定齿板内，进行充分的扰动和离心，在齿轮的不断撞击和挤压下从齿盘缝隙间流出，其中胚芽及胚芽部分由于物理特性原因破碎程度不同，彼此分开，最后离心力驱动下通过出料口进行排除。 五、胚芽有效分离和充分干燥

在离心泵超过0.4Mpa的强大压力下将破碎后的玉米浆料引入到胚芽旋流分离器入口（该入口是切向的），稀浆随同其他各个成分在分离器中做螺旋运动后落入圆锥部分，在离心的作用下，稀浆中不同微粒由于相对密度和形态差异被各自分离，其中胚乳和较重微粒被甩向最外围，与设备的内壁撞击落入蛋、白质和淀粉的悬浮液中，进入到外层螺旋流，在出口处形成底流，胚芽和玉米皮壳由于自身具有较小的相对密度，离心过程处于设备的中心部位，最后基本上在内层螺旋流的作用下从部出口排出。充分分离后的胚芽，经过洗涤后进入挤干机进行挤干，之后通过管束干燥机干燥后利用风送进行包装。

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六、纤维成分的洗涤和干燥

物料被压力泵推入进料箱之后，在0.3-0.4MPa的强大压力下从喷嘴被快速喷出，以超过10m/s的速度下与设立在切线方向的凹形筛面发生强烈作用，在重力，离心力和切向力作用力的综合作用下，物料在接近直角流过筛面后撞在筛条锋利刃上被切分，然后通过长形筛缝后进入到集器中，物料在筛上流动的过程也同时是一个水分滤去过程。在此过程中残余的纤维细渣仍然保留在筛面上，最后被送到管束干燥机进行充分干燥后制成成品纤维。 七、淀粉乳精细制备过程

物料在压力和切线引导进入旋流器，在强大的离心力影响下，密度大的淀粉颗粒首先被甩向旋流器壁，经过螺旋流下降后进入到底部出口，最后作为底流被排除，蛋白质颗粒因为较小的沉降速度最后从顶部出口作为溢流直角从溢流口被排出。此道工序可以有效的除去玉米中蛋白质和可溶物，浓度和纯度较高的淀粉乳可以作为后续工序的优质原料。 八、蛋白浓缩和干燥过程

一般在精制淀粉乳工序中，蛋白浆液在分离机作用下分离，通过高真空吸力吸出，最后管束干燥机内进行干燥，引风包装后便是我们熟悉的饲料级蛋白

粉。 九、淀粉脱水和干燥过程

采用离心脱水方式对淀粉进行充分脱水，然后采用气体对流方式进行干燥，通过有效筛分后进行包装，最终才是符合我们要求使用的成品淀粉。

设备选型

1.提升机 1台 2.清理筛 1台 3.除石槽 2台（自制）

4.亚硫酸罐 1个（自制） 5.硫磺吸收塔 2 座 6.浸泡罐 6个（自制） 7.重力筛 2台 8.破碎磨 2台

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9.针磨 1台 10.胚芽旋流器 2台

11.胚芽筛 1台 12.压力曲筛 7 台 13.洗涤槽 1套（自制） 14.分离机 2台

15.洗涤旋流器 16.汽浮槽 217.螺旋挤干机 218.管束干燥机 319.板框压滤机 420.沉淀罐 421.地池 122.刮刀离心机 123.气流干燥机组 124.原浆罐 浓浆罐 洗涤水罐一套 台（自制） 台 台 台

个 个

台 套 各一个

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