CN109022625A - 一种生产浓缩的d-阿洛酮糖的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种生产浓缩的D‑阿洛酮糖的方法。具体地涉及一种采用MVR(机械式蒸汽再压缩蒸发器)，并利用二次蒸汽，蒸发浓缩得到高浓度阿洛酮糖的方法。通过该方法实现了高效节能，并且得到高浓度的D‑阿洛酮糖溶液，最终获得浓度在70％以上的D‑阿洛酮糖。

Description

一种生产浓缩的D-阿洛酮糖的方法

技术领域

本发明属于食品加工工艺领域，具体涉及一种生产浓缩的D-阿洛酮糖的方法。

背景技术

酶法生产阿洛酮糖，经过色谱分离得到的阿洛酮糖溶液(纯度97-99％、浓度在5-15％)，需要蒸发才能满足质量要求，采用普通蒸发器(比如：多效降膜等)需要用到较多的电或蒸汽，成本较高；而采用MVR(机械式蒸汽再压缩蒸发器)浓缩，成本会大大降低。然而普通的MVR技术，受压缩机和换热器的限制，只能浓缩到50％的浓度。

综上所述，本领域迫切需要开发一种高效、低能耗、操作条件友好、环保的生成浓缩的阿洛酮糖溶液方法，通过所述方法可以将阿洛酮糖溶液浓缩至70wt％以上。

发明内容

本发明的目的就是提供一种高效、低能耗、操作条件友好、环保的生产浓缩的阿洛酮糖溶液方法，通过所述方法可以将阿洛酮糖溶液浓缩至70wt％以上。

在本发明的第一方面，提供了一种生产浓缩的D-阿洛酮糖的方法，包括步骤：

(1)对原料液进行分离，从而获得阿洛酮糖溶液，其中所述阿洛酮糖溶液中D-阿洛酮糖的纯度≥95％；

(2)对所述阿洛酮糖溶液进行预热，从而获得经预热的阿洛酮糖溶液；

(3)将所述经预热的阿洛酮糖溶液在第一蒸发器中进行蒸发处理，从而获得二次蒸汽和经浓缩的阿洛酮糖溶液；

(4)将来自第一蒸发器的二次蒸汽进行蒸汽压缩，并将所述经压缩的二次蒸汽送至第一换热器，其中，在所述第一换热器中，来自第一蒸发器的阿洛酮糖溶液与所述经压缩的二次蒸汽进行换热，并经换热后的阿洛酮糖溶液被输送回第一蒸发器，而经换热后的由所述二次蒸汽形成的二次蒸汽冷凝液被回收利用；和

(5)当位于所述第一蒸发器中的阿洛酮糖溶液达到预定的D-阿洛酮糖浓度时，从所述第一蒸发器中排出所述经浓缩的阿洛酮糖溶液。

在另一优选例中，所述阿洛酮糖溶液中D-阿洛酮糖的纯度纯度>80wt％，以干物质质量为基准。

在另一优选例中，所述阿洛酮糖溶液的浓度为1～65wt％；优选地，为5～30wt％；更优选地，为10～20wt％；更优选地，为13～17wt％。

在另一优选例中，所述预定的D-阿洛酮糖浓度为≥70wt％；优选地，为70wt％～85wt％。

在另一优选例中，步骤(2)中，预热前，所述阿洛酮糖溶液的温度为20～70℃；和/或，所述经预热的阿洛酮糖溶液的温度为60～80℃。

在另一优选例中，步骤(2)中，预热前，所述阿洛酮糖溶液的温度为20～50℃；优选地，为20～40℃；更优选地，为20～30℃。

在另一优选例中，步骤(2)中，所述经预热的阿洛酮糖溶液的温度为74～76℃；优选地，为75℃。

在另一优选例中，步骤(3)中，获得的所述二次蒸汽和/或经压缩的二次蒸汽的流量为270～510kg/h(优选地，为350～430kg/h；更优选地，为380～400kg/h；最优选地，为385～395kg/h)。

在另一优选例中，步骤(3)中，获得的所述二次蒸汽的温度为65～70℃，且压力为0.25～0.3bar；和/或

步骤(4)中，所述经压缩的二次蒸汽的温度为80～90℃，且压力为0.40～0.50bar。

在另一优选例中，步骤(3)中，蒸发处理的蒸发温度为60～80℃；和/或，蒸发处理时，单位时间内蒸发量与所述经预热的阿洛酮糖溶液的质量比为(0.7～0.85):1。

在另一优选例中，步骤(3)中，蒸发处理的蒸发温度为70～80℃；优选地，为74～76；更优选地，为75℃。

在另一优选例中，步骤(2)中，所述阿洛酮糖溶液的流量为350～650kg/h(优选地，为450～550kg/h；更优选地，为490～510kg/h；最优选地为495～505kg/h)；和/或

步骤(3)中，蒸发量为270～510kg/h(优选地，为350～430kg/h；更优选地，为380～400kg/h；最优选地，为385～395kg/h)。

在另一优选例中，步骤(2)中，将所述阿洛酮糖溶液进行1～5次预热，从而获得经预热的阿洛酮糖溶液。

在另一优选例中，步骤(2)包括步骤：

(2.1)将所述的阿洛酮糖溶液进行第一次预热，从而获得初步预热的阿洛酮糖溶液；

(2.2)将所述初步预热的阿洛酮糖溶液进行第二次预热，从而获得经预热的阿洛酮糖溶液。

在另一优选例中，步骤(2.1)中，所述第一次预热在凝水预热器中进行；其中，步骤(4)中所得的二次蒸汽冷凝液与阿洛酮糖溶液进行换热，并经换热得到所述初步预热的阿洛酮糖溶液和经换热的二次蒸汽冷凝液；其中，所述初步预热的阿洛酮糖溶液的温度为45～50℃；和/或

步骤(2.2)中，所述第二次预热蒸汽预热器中进行；其中，生蒸汽与步骤(2.1)中所述初步预热的阿洛酮糖溶液进行换热，并经换热得到经换热的生蒸汽和经预热的阿洛酮糖溶液。

在另一优选例中，步骤(4)中，单位时间内，所述经压缩的二次蒸汽与来自第一蒸发器的阿洛酮糖溶液(或称未到预定浓度的阿洛酮糖溶液)的用量比(kg：kg)为(0.2～0.7):1；

在另一优选例中，步骤(4)中，所述来自第一蒸发器的阿洛酮糖溶液(或称未到预定浓度的阿洛酮糖溶液)的流量为350～600kg/h。

在另一优选例中，步骤(4)中，所述经换热后的阿洛酮糖溶液的温度为74～76℃；优选地，为75℃。

在另一优选例中，所述第一次预热具有下述的一个或多个特征：

(i)所述初步预热的阿洛酮糖溶液的温度(即第一次预热的冷源出水温度)为47～49℃(优选地，为48℃)；

(ii)单位时间内，所述二次蒸汽冷凝液与所述阿洛酮糖溶液的用量比(kg：kg)为(0.7～0.85):1；

(iii)所述二次蒸汽冷凝液的温度(即第一次预热的热源温度)为78～83℃(优选地，为80～82℃；最优选地，为81℃)；和/或

(iv)所述经换热的二次蒸汽冷凝液(即第一次预热的热源出水温度)的温度为50～55℃(优选地，为52～54℃；最优选地，为53℃)。

在另一优选例中，所述第二次预热具有下述的一个或多个特征：

(i)单位时间内，所述生蒸汽与所述初步预热的阿洛酮糖溶液的用量比(kg：kg)为(0.04～0.12):1；和/或

(ii)所述生蒸汽的温度(即第二次预热的热源温度)为140～145℃(优选地，为142～144℃；最优选地，为143℃)。

在另一优选例中，所述二次蒸汽冷凝液的流量(即第一次预热的热源量)为300～500kg/h(优选地，为340～440kg/h；更优选地，为382～398kg/h；最优选地，为386～394kg/h)；和/或

所述生蒸汽的流量(即第二次预热的热源量)为30～50kg/h(优选地，为35～45kg/h；更优选地，为39～40kg/h)。

在另一优选例中，步骤(3)中，所述的蒸发处理在减压下进行；优选地，在真空度为-0.07～-0.1MPa的压力下进行。

在另一优选例中，步骤(4)中，所述蒸汽压缩在蒸汽压缩机中进行。

在另一优选例中，步骤(1)中，所述的原料液为含有D-阿洛酮糖、葡萄糖和果糖的溶液。

在另一优选例中，步骤(1)中，所述原料液包括5.5～7.5wt％浓度的阿洛酮糖、18.6～20.5wt％的果糖及20.5～25.9wt％浓度的葡萄糖；更优选地，所述的原料液还包括1.0～2.5wt％浓度的麦芽糖、0.5～1.5wt％浓度的异麦芽糖、0.1～0.7wt％浓度的麦芽三糖。

在另一优选例中，步骤(1)中，所述的分离为色谱分离；优选地，为通过模拟移动床色谱进行色谱分离。

在另一优选例中，所述色谱分离具有下述一个或多个特征：

采用5-10个色谱柱；

所述色谱柱的切换时间为5-8min；

所述色谱柱填充的树脂为阳离子色谱树脂(优选地，所述阳离子色谱树脂选自下组：钙型阳离子树脂、钠型阳离子树脂、钾型阳离子树脂、镁型阳离子树脂、锂型阳离子树脂，或其组合；优选地，为钙型阳离子树脂、镁型阳离子树脂，或其组合)；

采用的洗脱剂为水；

料水比(原料液：洗脱剂的质量流量比)为1:(0.5-3.0)；

快组分出料：慢组分出料的质量流量比为(1～3):1，其中，慢组分出料为阿洛酮糖溶液；

色谱温度为50～65℃；和/或

进料流量为0.002～0.150BV/h。

在另一优选例中，步骤(1)中，通过分离处理还获得含葡萄糖和果糖的溶液。

在另一优选例中，所述含葡萄糖和果糖的溶液可以通过与浓缩阿洛酮糖溶液类似方法进行浓缩；具体包括步骤：

a.对所述含葡萄糖和果糖的溶液进行预热，从而获得经预热的含葡萄糖和果糖的溶液，其中，经预热的含葡萄糖和果糖的溶液的温度为30～70℃；

b.将所述经预热的含葡萄糖和果糖的溶液在第二蒸发器中进行蒸发处理，从而获得二次蒸汽和经浓缩的含葡萄糖和果糖的溶液；

c.将来自第二蒸发器的二次蒸汽进行蒸汽压缩，并将所述经压缩的二次蒸汽送至第二换热器，其中，在所述第二换热器中，来自第二蒸发器的含葡萄糖和果糖的溶液与所述经压缩的二次蒸汽进行换热，并经换热后的含葡萄糖和果糖的溶液被输送回第二蒸发器，而经换热后的由所述二次蒸汽形成的二次蒸汽冷凝液被回收利用；其中，所述二次蒸汽的温度为60～70℃，经压缩的二次蒸汽的温度为80～90℃；和

d.当位于所述第二蒸发器中的含葡萄糖和果糖的溶液达到预定的浓度时，所述预定的浓度为50～60wt％，从所述第一蒸发器中排出所述经浓缩的含葡萄糖和果糖的溶液。

本发明的第二方面提供了一种用于如第一方面所述方法的MVR蒸发浓缩装置，所述装置包括：第一蒸发器、第一换热器、蒸汽压缩机，以及配套管道。

在另一优选例中，所述配套管道用于使阿洛酮糖溶液和/或热源(如，二次蒸汽、生蒸汽、二次蒸汽冷凝液等)流体连通。

在另一优选例中，所述装置还包括第一循环泵，所述循环泵用于使未达到预定浓度的阿洛酮糖溶液进入第一换热器，经换热后返回第一蒸发器。

在另一优选例中，所述装置还包括预热器；优选地，所述装置还包括凝水预热器及蒸汽预热器。

在另一优选例中，所述装置还包括第二换热器、第二蒸发器及第二循环泵。

在另一优选例中，所述装置还包括进料泵。

在另一优选例中，所述第一换热器的换热面积为0.5～2.0m²；和/或，总传热系数为1000～1500W/m²·K。

在另一优选例中，所述凝水预热器的换热面积为0.5～1.5m²；和/或，总传热系数为1000～1200W/m²·K。

在另一优选例中，所述蒸汽热器的换热面积为0.5～1.5m²；和/或，总传热系数为1000～1200W/m²·K。

在另一优选例中，所述蒸汽压缩机为容积式蒸汽压缩机；优选地，为罗茨式蒸汽压缩机或高速离心压缩机；更优选地，为罗茨式蒸汽压缩机。

在另一优选例中，所述蒸汽压缩机的轴功率为20-30kw。

在另一优选例中，所述装置还包括设于蒸汽压缩机的出口位置的喷淋加湿装置。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器为降膜蒸发器或升膜蒸发器；优选地，为降膜蒸发器。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器为管式蒸发器或板式蒸发器；优选地，为板式蒸发器。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器的蒸发面积为30～70㎡；优选地，40～60㎡。

在另一优选例中，所述凝水预热器和/或所述蒸汽预热器采用列管式换热器。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器为管式蒸发器或板式蒸发器；优选地，为板式蒸发器。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器包括：分布盘；优选地，所述分布盘组合式分布盘；更优选地，所述分布盘包括上分布盘(5)、中分布盘(6)及下分布盘(7)。

在另一优选例中，所述的第一蒸发器还包括：插件导流管。

在另一优选例中，第一换热器为板式换热器或管式换热器。

应理解，在本发明范围内中，本发明的上述各技术特征和在下文(如实施例)中具体描述的各技术特征之间都可以互相组合，从而构成新的或优选的技术方案。限于篇幅，在此不再一一累述。

附图说明

图1为本发明方法的流程图。

图2为本发明的降膜蒸发器。

其中，

1为进料管、2为封头、3为挡圈、4为分散盘、5为上分布盘、6为中分布盘、7为下分布盘、8为定距管、9为支撑定位螺栓、10为降液管。

具体实施方式

发明人经过广泛而深入的研究。经过对大量***和参数的筛选，成功地通过本发明方法及***将D-阿洛酮糖浓缩至70wt％以上，且操作成本低。基于此完成了本发明。

本发明就是采用MVR技术，并在传统MVR技术基础上，根据阿洛酮糖溶液的沸点升高和粘度变化情况，改进蒸汽压缩机和换热设备，在阿洛酮糖溶液沸点升高8-10度的情况下，还能进一步浓缩，使阿洛酮糖浓缩到浓度70％以上。

根据阿洛酮糖的溶液沸点升高，经初步实验证实：15％的阿洛酮糖溶液浓缩至70％，蒸发温度75℃，1000g浓缩至218g，沸点升为7-8℃；选用能使二次蒸汽升温较高的压缩机，如罗茨压缩机或高速离心压缩机。

以200公斤/小时为例，设计MVR蒸发阿洛酮糖的方案，设计结果具体如下：

进料条件：物料阿洛酮糖；进料浓度，1-15％；进料量：5000吨/天；进料先采用冷凝液预热，必要时采用新鲜蒸汽进行预热。出口条件：出料浓度：70-85％。

设备选型：蒸发器MVR+降膜蒸发器或板式蒸发器；压缩机使用罗茨压缩机或高速离心压缩机。

参数设计：进料浓度，约1-15％；蒸发量：200公斤/h；进料量：255公斤/h；出料量:55公斤/h；压缩机入口温度：80-90℃；饱和溶液沸点升高：7-10℃，压缩机温升(即二次蒸汽经压缩后温度升高)：10-20℃；出料浓度：70-85％。

MVR蒸发工艺流程，采用将蒸发二次蒸汽重新压缩，返回加热器的方案。可以采用预热，也可以不预热。参考流程图如图1所示。

进入MVR***的物料经冷凝水预热器与蒸汽预热器预热至75℃后进入MVR***进行蒸发。蒸发温度为70-75℃，二次蒸汽温度为65-70℃，压力为0.25-0.30bar，压缩后二次蒸汽温度80-90℃，压力为0.40-0.50bar。

物料基本走向为：

原料罐→进料泵→预热器(例如，凝水预热器和蒸汽预热器)→降膜蒸发器→出料泵→浓缩液收集罐。

热源走向为：

二次蒸汽→蒸汽压缩机→第一换热器→预热器(例如，冷凝液预热器)→冷凝液收集罐；

所述蒸汽压缩机采用罗茨式压缩机或高速离心压缩机，其中，进汽温度65-70℃，压力为0.25-0.30bar，排气温度为80-90℃，压力为0.40-0.50bar。压缩机轴功率为20-30kw。

本发明的主要优点包括：

(a)可将阿洛酮糖浓缩至70wt％以上。

(b)回收二次蒸汽并利用其潜热，减少所需的生蒸汽量；且被利用后的二次蒸汽产生的二次蒸汽冷凝液，还可以继续用于预热。

(c)不再需要冷却循环水。

(d)大大减少操作费用。

(e)本发明方法还可用于浓缩制备阿洛酮糖时其他需浓缩的溶液。

下面结合具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件。除非另外说明，否则百分比和份数是重量百分比和重量份数。

实施例1

1、工程设计的主要物料参数

糖类溶液进水水量：0.5吨/小时，含量：15％。

溶液温度：常温

2、工程设计的主要工艺

2.1采用强制循环MVR蒸发浓缩，罗茨式蒸汽压缩机。

2.2蒸发***采用减压蒸发，蒸发温度75℃。减压蒸发(真空度-0.07～-0.1MPa)可以减轻物料对蒸发***的高温腐蚀，***为密闭***，操作时为密闭设备，操作条件友好、环保，可使蒸发面积增大或减低液面压力等，故蒸发效率较高。

2.3采用强制循环蒸发设计，蒸发温度75℃，沸点升7℃，汽相温度68℃，压缩机温升13℃。

2.4来料温度为25℃，先采用冷凝液预热，必要时采用新鲜蒸汽进行预热。

3、工程设计主要设计参数

进入MVR***的物料为500Kg/h，经冷凝水预热器与蒸汽预热器预热至75℃后进入MVR***进行蒸发。蒸发量约为390kg/h，蒸发温度为75℃，二次蒸汽温度为68℃，压力为0.285bar，压缩后二次蒸汽温度81℃，压力为0.493bar。

物料基本走向为：

原料罐→进料泵→预热器(包括凝水预热器及蒸汽预热器)→降膜蒸发器→出料泵→浓缩液收集罐。

热源走向为：

二次蒸汽→蒸汽压缩机→主换热器(即第一换热器)→冷凝液预热器→冷凝液收集罐；

罗茨式压缩机质量流量390kg/h，进气温度68℃，压力为0.285bar，体积流量592L/s；排气温度为81℃，压力为0.493bar。压缩机轴功率为22.93kw。

有效蒸发面积为50m²，换热管材质为卫生级304。

分离器直径为700mm，材质为卫生级304。

4、工程主体设备明细

4.1罗茨式蒸汽压缩机一台。

4.2列管式预热器两台，材质卫生级304。分别用作热凝水预热器及蒸汽预热器

4.3板式冷却器一台，材质304。用作第一换热器

4.4列管加热器一台，换热管材质为卫生级304。

4.5分离器一台，材质卫生级304。

4.6冷凝水罐一台，材质卫生级304。

4.7原料罐一台，材质卫生级304。

4.8浓缩液罐一台，材质卫生级304。

4.9物料管道一套，材质卫生级304。

4.10流程泵，与物料接触卫生级304。

5、全车间生产工段的组成

5.1原料液计量及清洗***

原料计量罐布置在车间的外部底层，容积为0.5m³，充装系数为80％，由双法兰液位计控制液位高度，设有高低位报警装置，防止物料打空或溢料。

原料计量罐在正常生产期间，为整个MVR***提供原料，在***清洗时作为稀酸、碱或清洗剂进入***的过程罐。

其中原料来自：生产区原料，温度为25℃；

5.2预热***

预热***包含凝水预热器和蒸汽预热器。

5.2.1凝水预热器

凝水预热器采用列管式换热器，共计1台，热源为强制循环产生的二次蒸汽凝液。

5.2.2蒸汽预热器

凝水预热器采用列管式换热器，共计1台，热源为生蒸汽，温度143℃。

名称	单位	数值
			热源温度	℃	143
冷源(阿洛酮糖溶液)	℃	48
			冷源水量	kg/h	500
冷源出水温度	℃	75
			传热温差	℃	80.7
热源出水温度	℃	143
			热负荷	kJ/h	51300
总传热系数	W/m2·K	1100
			换热面积	m2	1
热源量	kg/h	40

5.3降膜浓缩***

降膜浓缩***主要包含降膜蒸发器(作为第一蒸发器)、分离器、循环泵、蒸汽压缩机及出料泵。其中，所述分离器用于气液分离。

物料预热后进入蒸发***，蒸发段采用管式降膜MVR***。降膜蒸发器采用的是单流程设计，原料液在进料泵的作用下经预热后通过分布器使物料平均分布到每一根换热管内，在重力作用下，物料沿管内壁向下流动，并且在管内行成膜状。

其中，未达到预定浓度的阿洛酮糖溶液(根据其糖度来确定)通过循环泵进入第一换热器中，并在第一加热器中被经蒸汽压缩机压缩的二次蒸汽加热后返回第一蒸发器。

以上降膜蒸发器为保证换热管成膜均匀选用的分布盘均为组合式分布盘(如图2所示)，它由初始分布装置(分散盘和挡圈组成)及3个多孔筛板分布盘组成。操作时,料液从进料管进入分散盘后从分散盘的齿缝溢流,经分散盘与挡圈间的环隙落到上分布盘上完成初始分布,再分别流经上、中、下三层分布盘上的筛板落到管板的板桥上,溢流入降液管,在其内壁呈膜状流下,达到均匀布膜的目的。

物料在换热管内蒸发过程产生的二次蒸汽会对下分布盘的液流有一定影响。来自降液管的二次蒸汽升至下分布盘底时沿盘底横向流动,会对以细流状落向管板的料液产生一定的冲击,液流在蒸汽的干扰下就会发生偏斜,不能按预期要求落到管板上指定的区域,导致布料不均,因此换热管下方设有与分离室相连的连通管,使二次蒸汽强制性地沿降液管下降由底部排出,这样还可以对料液产生吸引作用,促使料液向下流动。

同时为了提高分布器的布膜效果，采用盘式分布器与插件型分布器组成的组合型分布器。在降液管顶部安装插件导流管。料液由盘式分布器分布后落到管板上,然后溢流进入降液管,沿降液管与引流管的间隙向下流动,靠导流管喇叭状的下部部位的导流作用而流向降液管管壁,最终料液在降液管内壁呈膜状流下,保证了料液在降液管内壁的均匀布膜，避免了由于偏流而造成的局部干壁、结焦现象。

在降膜段蒸发***出料后物料温度为75℃进入浓缩液收集罐。

5.4喷淋单元

喷淋***由喷淋泵、喷嘴和管道组成。喷淋水来自汽凝水单元。喷淋***在下列场合使用：

蒸发器内的除沫器：在使用一段时间后，由于汽雾夹带的作用，除沫器上会有少许污垢，造成***阻力增大；除沫器上下采用差压变送器，当压力差超过5KPa时，丝网上的喷淋***自动进行清洗，清洗液采用蒸汽冷凝液，既保证了丝网得到清洗又保证了二次蒸汽温度不降低。

压缩机：根据热力学原理，多变压缩时介质的出口温度将有很大的提高，为了避免这一现象的发生，本压缩机出口设置有喷淋加湿装置，以保证压缩机内部任何地方温度均不超过设定温度。压缩机两端有设置温度传感器监控，温度如超过设定温度：1、打开二次蒸汽的旁路管道阀门；2、立即降低压缩机转速或最终停机；3、加大喷淋冷却水量；4、检查***、喷嘴、滤网等。

5.5压缩机单元

本案中选用的压缩机形式为容积式蒸汽压缩机，具有抗冲击能力强、压比高的优点，结构紧凑，占地面积小，调节范围宽，运行平稳等特点。

蒸汽压缩机单元由压缩机和稀油站组成。采用罗茨式压缩机，压缩介质为蒸发器内产生的二次蒸汽。压缩机质量流量390kg/h，进气温度75℃，体积流量592L/s；排气温度为81℃，压力为0.493bar。压缩机轴功率为22.93kw。

压缩机采用罗茨式压缩机，压缩介质为蒸发器内产生的二次蒸汽。

容积式压缩机主要由转子部、传动部、机壳部、稀油站、润滑***、控制***、底座、支架等部分组成。

转子部由两个“8”型叶轮和轴系组成，叶轮制作形式为锻造和焊接。

传动部由原动机、轴承、齿轮组成，原动机采用变频调速，使机组启动和停车时匀速增减转速，平稳运行，并可用调节转速的形式来达到调节进气量的目的，比传统的用进口调节阀调节进气量要节能。

机壳部分全部采用不锈钢与碳钢焊接制成，焊接完成热处理后整体机加工，以保证和配合尺寸。轴段密封采用机械密封。

控制***主要控制轴承温度、轴承振动。以及稀油站的进油温度、压力、进油量等参数。

国外容积式压缩机所采用的材质为碳钢镀防腐材料，防腐材料通常为非晶态镍磷或特氟龙，经实际使用证明该机使用寿命通常为1年左右，主要原因为由于母材与镀层的材质不同其固有的物理性质热膨胀系数不同，在受热及受冷的情况下容易发生脱壳，另外在使用过程中由于蒸汽的流速很快一旦母材与镀层出现剥离情况在高速的蒸汽冲刷下极易发生受损面的扩大从而使母材产生腐蚀，使得蒸汽压缩机的效率及温升均下降；再者，由于镀层较薄且较脆在安装的过程中一旦有细小颗粒进入会使得转子镀层遭到压裂而损坏，及时安装条件极高也难以避免使用中的误操作。

稀油站为压缩机提供润滑作用。由压缩机回至稀油站的润滑油压力为0bar(表压)、温度为50℃，由油站去至压缩机的润滑油压力为1.5bar(表压)，温度为40℃；稀油站的润滑油由冷却循环水冷却，进水温度≤32℃，出水温度≤38℃。润滑油的温度和压力压缩机的运转相连锁，当实际值偏离设定值时***将报警或者紧急停车。

5.6清洗单元

清洗单元主要包含清洗剂(稀酸)储罐及清水罐，稀酸配置体积浓度控制在0.5％，清洗剂输送泵组成，在蒸发***运行一段时间以后倘若出现蒸发量的下降或传热温差的增大或非故障停车时则需要将***清洗，此时将***内残料排出同时开启清洗泵将清洗液输送至***内，在***原有流程泵的配合下对***进行清洗，清洗完成后清洗剂再次返回至清洗剂储罐便于下次使用。

6、总体工艺参数

实施例2

本发明实施例1的方法和传统采用单效蒸发器的经济性比较

按照蒸发量为390kg/h，每吨水MVR压缩机电耗58.8kW·h，每年运行8000h。现与传统单效蒸发器进行能耗对比，结果如下。

本发明方法充分利用的二次蒸汽的潜热且不再需要冷却循环水。与单效蒸发器经济性对比可以看出，蒸发量为390kg/h时，使用本发明方法后每年可节约操作费用64.2万元。而本发明方法相比传统单效方法而言，仅多需一台蒸气压缩机，该投资可在1年之内回收成本。本发明方法具有极大的节能优势。

在本发明提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本发明的上述讲授内容之后，本领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。

Claims (10)

1.一种生产浓缩的D-阿洛酮糖的方法，其特征在于，包括步骤：

(1)对原料液进行分离，从而获得阿洛酮糖溶液，其中所述阿洛酮糖溶液中D-阿洛酮糖的纯度≥95％；

(2)对所述阿洛酮糖溶液进行预热，从而获得经预热的阿洛酮糖溶液；

(3)将所述经预热的阿洛酮糖溶液在第一蒸发器中进行蒸发处理，从而获得二次蒸汽和经浓缩的阿洛酮糖溶液；

(4)将来自第一蒸发器的二次蒸汽进行蒸汽压缩，并将所述经压缩的二次蒸汽送至第一换热器，其中，在所述第一换热器中，来自第一蒸发器的阿洛酮糖溶液与所述经压缩的二次蒸汽进行换热，并经换热后的阿洛酮糖溶液被输送回第一蒸发器，而经换热后的由所述二次蒸汽形成的二次蒸汽冷凝液被回收利用；和

(5)当位于所述第一蒸发器中的阿洛酮糖溶液达到预定的D-阿洛酮糖浓度时，从所述第一蒸发器中排出所述经浓缩的阿洛酮糖溶液。

2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中，预热前，所述阿洛酮糖溶液的温度为20～70℃；和/或，所述经预热的阿洛酮糖溶液的温度为60～80℃。

3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中，获得的所述二次蒸汽的温度为65～70℃，且压力为0.25～0.3bar；和/或

步骤(4)中，所述经压缩的二次蒸汽的温度为80～90℃，且压力为0.40～0.50bar。

4.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(3)中，蒸发处理的蒸发温度为60～80℃；和/或，

蒸发处理时，单位时间内蒸发量与所述经预热的阿洛酮糖溶液的质量比为(0.7～0.85):1。

5.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)中，所述阿洛酮糖溶液的流量为350～650kg/h；和/或

步骤(3)中，蒸发量为270～510kg/h。

6.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤(2)包括步骤：

(2.1)将所述的阿洛酮糖溶液进行第一次预热，从而获得初步预热的阿洛酮糖溶液；

(2.2)将所述初步预热的阿洛酮糖溶液进行第二次预热，从而获得经预热的阿洛酮糖溶液。

7.如权利要求6所述的方法，其特征在于，

步骤(2.1)中，所述第一次预热在凝水预热器中进行；其中，步骤(4)中所得的二次蒸汽冷凝液与阿洛酮糖溶液进行换热，并经换热得到所述初步预热的阿洛酮糖溶液和经换热的二次蒸汽冷凝液；其中，所述初步预热的阿洛酮糖溶液的温度为45～50℃；和/或

步骤(2.2)中，所述第二次预热蒸汽预热器中进行；其中，生蒸汽与步骤(2.1)中所述初步预热的阿洛酮糖溶液进行换热，并经换热得到经换热的生蒸汽和经预热的阿洛酮糖溶液。

8.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述第一次预热具有下述的一个或多个特征：

(i)所述初步预热的阿洛酮糖溶液的温度为47～49℃；

(ii)单位时间内，所述二次蒸汽冷凝液与所述阿洛酮糖溶液的用量比为(0.7～0.85):1；

(iii)所述二次蒸汽冷凝液的温度为78～83℃；和/或

(iv)所述经换热的二次蒸汽冷凝液的温度为50～55℃。

9.如权利要求7所述的方法，其特征在于，所述第二次预热具有下述的一个或多个特征：

(i)单位时间内，所述生蒸汽与所述初步预热的阿洛酮糖溶液的用量比为(0.04～0.12):1；和/或

(ii)所述生蒸汽的温度为140～145℃。

10.一种用于如权利要求1所述方法的MVR蒸发浓缩装置，其特征在于，所述装置包括：第一蒸发器、第一换热器、蒸汽压缩机，以及配套管道。