3.2.4.1 专用系统
(1) 芳香物的回收 在诸如果汁、蔬菜汁、牛乳、咖啡这样的液体食品在蒸发浓缩时， 液体食品中挥发性芳香物部分地或全部地随二次蒸汽损失掉，而这些挥发性芳香物组成 了食品特定的风味，它是区分一种食品与另一种食品的特征，经常决定了食品质量与消费 者接受程度。为了强化风味，把液体食品浓缩液与其原液相混合以弥补浓缩时风味的损 失，这个方法广泛用于柑橘加工，此时果汁蒸发浓缩至62°Bx，然后与新鲜果汁混合稀释 至42°Bx。然而当需要高浓度果汁时，这个方法不合适。为了克服芳香物的损失，特别在 果汁蒸发浓缩中，广泛采用着芳香物回收技术。
液体食品芳香物是有着不同分 子结构、沸点和溶解度的有机物的复 杂混合物。酯、醛、酮、烃和各种酸是 果汁芳香物的组成。最近30年，芳 香物回收技术有相当发展。
果汁芳香物很复杂，它们在蒸发 时情况各不相同，但各种类型的果汁 却需蒸发到各自的特定程度，才能回 收几乎所有的芳香物。为了使芳香 物回收达到所期望的程度，果汁所必 需的蒸发百分率是设计芳香物回收 设备的基本数据。许多研究者经对 香蕉、菠萝、番石榴(guava)、芒果等 果汁进行了这方面的工作。图3- 46示出某些热带果汁芳香物分离的 动力学;表3-12提供了果汁的相对 挥发度数据和果汁、果浆回收90%总芳香物所需蒸发率的数据。
图3-46 某些热带水果中总芳香物分离动力学
1-香蕉汁 2-芒果汁 3-菠萝汁 4-番石榴汁
表3-12 某些果汁的相对挥发度和蒸发率
| 果汁、果浆 | 蒸发率/% | 相对挥发度 | 果汁、果浆 | 蒸发率/% | 相对挥发度 |
| 苹果 | 10 | 81 .00 | 香蕉 | 20 | 10.32 |
| 李子 | 32 | 5.97 | 芒果 | 67 | 4.43 |
| 葡萄(康科特) | 73 | 3.33 | 番石榴(Guava) | 68 | 4.24 |
| 草莓 | 82 | 1.34 | 菠萝 | 85 | 1 .59 |
注： 表中蒸发率是指分离90%芳香物时的值。
在芳香物回收过程中，挥发性的芳香物组分从果汁传递到另一相，这另一相可以是气 相(蒸发、汽提)、液相(溶剂萃取)或固相(吸附)。然后，将分离出来的芳香物提纯成富含 芳香物的溶液。最后，再将芳香物溶液加回到浓缩果汁中去，从而极大地改进了浓缩果汁 的风味。芳香物回收系统的流程型式很多，但大多数是按蒸发-精馏原理工作的，即是把芳香物的分离、回收和果汁蒸发浓缩单元结合为一体。图3-47是目前用得最多的典型 的带芳香物回收的单效蒸发流程图。图3-48是带芳香物回收的多效蒸发流程图，这种 流程比较适合于苹果、柑橘、梨等果汁及挥发性芳香物含量高的果汁的芳香物回收。在此 图中，含香果汁在第一效蒸发器中蒸发率为10%～30%，由此，二次蒸汽中含芳香物总量 的70%～90%。此二次蒸汽经精馏塔分离，塔底为无香水(也称果清液)，塔顶冷凝液为 芳香物，未被冷凝的二次蒸汽在洗涤塔中用冷的液态芳香物洗涤，以便从中回收可能包含 的任何有价值的芳香物。芳香物浓液大约为原果汁总量的0.5%～2.0%，最终产品为由 蒸发器出来的浓缩果汁与精馏塔出来的芳香物相混合的含香浓果汁。
芳香物回收过程的操作压力可以有三种方式，大气压、真空及两者相结合。操作 于大气压下的芳香物回收系统基本上局限于苹果和只需少量蒸发(15%～20%)即可 分离较多芳香物的果汁。真空下的芳香物回收适宜于含芳香物较少的果汁，因为这种 果汁需要更高的蒸发率才能完全地分离芳香物。对这类果汁如果在大气压下进行会导 致热危险。另外，在低压下回收会使某些芳香物组分的恒沸点组成发生移动，以至可在 精馏塔顶部回收芳香物。当然，低压下高挥发性芳香物会从真空泵逃逸，为此完备的洗 涤与冷凝是必要的。
图3-47 带芳香物回收的单效蒸发流程
1-原汁泵 2-板式热交换器 3-蒸发器 4-分离器 5-浓汁泵 6-精馏塔 7-加热釜 8-冷凝器 9-再凝水 10-冷凝器 11-洗涤单元 12-不凝性气体
图3-48 带芳香物回收的多效蒸发流程
A-含香新鲜原料 B、F-新鲜 蒸汽 C、N-冷却水 D-抽空 E-去冷却塔的水 G-浓缩液 H-无香水 K-含香浓缩液 L-芳香物 M-排空
1-洗涤塔 2-精馏塔 3-蒸发器 4-热压泵 5-冷凝器 6-冷凝水泵 7-果汁泵 8-无香水泵 9-冷却分离器 10-芳香液泵
商业上，200倍浓度的芳香物浓缩液与浓缩果汁混合配成含香浓缩果汁。芳香物浓 缩液在环境条件下是不大稳定的，需要冷藏。在一定条件下，混合有果汁浓缩液的芳香物 浓缩液显示出比芳香物浓缩液单独储存时有更好的稳定性。
采用带有芳香物回收装置的果蔬汁蒸发浓缩设备，所得产品除浓缩果汁外，还可获得 果清液，果清液也有浓厚的果香味，加糖充气后可做成味美可口的碳酸饮料，甚至冷凝水 也可做成蒸馏水饮料，这样，能获得较多的经济效益。因此，在当今果蔬汁加工业中，带有 果蔬香回收装置的果蔬汁蒸发浓缩设备是很有发展前途的。
(2) 就地清洗(CIP) 食品设备因加工食品卫生的要求，对其清洗和消毒是不可缺 少的工作，设备使用过后不进行彻底清洗将会导致严重后果。例如，牛乳在未经适当清洗 过的蒸发器中进行蒸发浓缩，则牛乳不可避免地污染上污物和细菌，导致牛乳含菌超标， 造成经济损失。一般乳品厂中总作业时间的20%以上被繁杂的清洗工作所占用，其中设 备和管道的拆卸和重新组装占用清洗时间的40%，故近年来食品厂的蒸发设备大都采用 无拆卸的就地清洗(CIP，Cleaning In Place)。所谓就地清洗是指毋需像人工清洗那样拆 卸管道、管件、设备，而是利用清洗液(冲洗水，洗涤剂)通过管道、设备连接成一个循环的 清洗回路，高速流动的清洗液通过设备、管线的表面，产生一种除去沉淀污物的机械冲洗 力以及化学清洗液对污垢的化学清洗力，从而达到清洗目的。
就地清洗具有如下优点，设备与管道不用拆卸就可清洗，操作简便，工作无危险，劳动 强度低，工效高;清洗彻底并能达到消毒杀菌目的，利于产品质量提高;清洗管道化，占地 面积小;清洗剂可循环使用，蒸汽与水也节省;设备使用寿命延长，易损件费用小;清洗工 作可程序化与自动化。其主要缺点是如操作不当，容易将清洗剂混入物料中，影响制品质 量，因此设计时应注意采用专用切换装置。
为了有效地进行就地清洗，蒸发器的设计必须适合清洗线路并且容易清洗，清洗剂溶 液要容易到达所有应该清洗的表面，包括物料经过的表面和物料可能溅到的表面，后者如 蒸发器下管板的下表面、分离器或蒸发室上部内表面等。设备不应有死角，设备和管路安 装得能使清洗液排放干净，因为任何可能积聚洗液的凹部或部位都会给细菌繁殖提供机 会，会给产品再污染带来危险。
图3-49示出乳品工业用双效降膜蒸发器的就地清洗系统，清洗液(酸、碱)除对物料 流线路内与物料接触的表面进行清洗外，对物料可能溅到的表面，如蒸发器下管板的下表 面，分离器上部的内表面也要用清洗喷头喷出清洗液进行清洗。当然，正常操作时，连接 清洗接头管路的阀门是关闭的。
图3-49 降膜蒸发器的就地清洗
清洗喷头的结构和型式很多，有固定式与自转式两大类。自转式喷头是利用清洗液 从喷头喷出时的反作用力使喷头自动旋转，达到较好的清洗效果。
乳品厂牛乳蒸发器就地清洗的典型程序为： ①用温水预清洗8min; ②在操作温度 下用2%～3%浓度的碱液清洗剂循环清洗20min; ③用水洗掉附着的残留碱液; ④在 70～80℃下用1%～2%浓度的酸清洗液循环清洗15～20min; ⑤用80～90℃热水循环 清洗，直至排出清净水为止。
3.2.4.2 蒸发装置的热能再利用系统
(1) 蒸发器能量分布与节能途径 蒸发设备的选择，一般基于操作的可靠性、设备投 资费和水电汽等运行费。近二十年来，由于能源紧缺和能价上涨，使可靠的节能措施成为 选择设备的关键，也是回收投资的主要部分。
通常的蒸发器中输入的能量为原料液带入的焓(显热)以及加热蒸汽带入的焓(包括 潜热与显热)，输出的能量为浓缩液的焓(显热)、冷凝水的焓(显热)、二次蒸汽的焓(潜热 与显热)以及热损失。表3-13列出了蒸发器的能量分布与节能途径。
表3-13 蒸发器的能量分布与节能途径
| 能 量 分 布 | 节 能 途 径 | |
| 输入能量 | 原料液焓 | 原料液预热后进蒸发器 |
| 加热蒸汽焓 | 利用废热源、低温热源 | |
| 输出能量 | 二次蒸汽焓 | 多效蒸发 |
| 二次蒸汽再压缩蒸发 | ||
| 抽取额外蒸汽 | ||
| 冷凝水焓 | 利用其显热 | |
| 浓缩液焓 | 利用其显热 | |
| 热损失 | 减少热损失 | |
蒸发器工作时，一方面要输入能量，另一方面要输出能量，因此，如能把输出的能量尽 可能作为输入能量，这就大大节省能量，当然还需要补充热量。此外输出能量还可用于与 蒸发操作无直接关系的场合。因此蒸发器的节能就蒸发系统而言本身可有如下途径：原 料液被预热;由前一效二次蒸汽作本效加热蒸汽(多效蒸发);以冷凝水和浓缩液预热原料 液;抽除额外蒸汽等。当蒸发装置与其他能量装置联合时，还可有其他节能措施。例如， 蒸汽透平发电机组中蒸汽透平的乏汽作为蒸发装置的热源，即所谓热电联产，即为典型 例子。
把二次蒸汽再压缩，提高其温度与压力，使之达到加热蒸汽的程度而再用作加热蒸 汽，则回收了二次蒸汽的潜热，也节省了冷凝二次蒸汽所需的冷却水，此即为二次蒸汽再 压缩蒸发。如果用高压工作蒸汽对二次蒸汽进行压缩，称为热力式蒸汽再压缩(TVR， Thermal Vapor Recompression)，所用设备为热力压缩式热泵，亦称热压泵，即蒸汽喷射 泵。如果用机械方法对二次蒸汽进行压缩，则称机械式蒸汽再压缩(MVR，Mechanical Vapor Recompression)，所用设备为机械压缩式热泵，亦称热压机，为离心式、活塞式、罗茨 式压缩机。
逐级把原料液预热到沸点温度，然后进入蒸发器，这可减少蒸发器传热面积和加热蒸 汽消耗量，有时也是生产工艺(乳品工业中乳液如不逐级预热，而是一次性直接达到杀菌 温度的话，这会导致结焦)和蒸发器性能(降膜式蒸发器和刮板薄膜蒸发器要求沸点进料 或过沸点进料)所要求。预热料液一般不直接用新鲜蒸汽，首选的方法是用蒸发器出来的 浓缩液与冷凝水来预热进料，抽取额外蒸汽也可作为预热料液的方法。
原料液的预热程度与加热介质(如浓缩液、冷凝水)的温度有关，在加热介质温度一定 情况下，若想尽可能提高原料液预热程度，势必减小传热温差，则预热器所需传热面积增 大，设备投资上升，所以应权衡提高原料液预热程度与辅助设备费上升之间的利弊。
浓缩液的显热是可以利用的，尤其多效蒸发逆流流程时其温度较高，如前所述，通常 用于预热原料液以使之热进料。除用间壁式换热器来预热原料液外，还可采用减压闪蒸 的方法，使闪蒸蒸汽加以利用，而浓缩液由于闪蒸，水分减少而进一步浓缩，提高了排出 浓度。
冷凝水显热也要充分利用，多效蒸发中冷凝水除可用于预热原料液外，食品工业中常 用的办法是把冷凝水减压到本效二次蒸汽压力，使其闪蒸汽补充到本效二次蒸汽系统中， 作为下一效的加热蒸汽。
(2) 抽取额外蒸汽 多效蒸发中，二次蒸汽除作为下一效加热蒸汽用之外，还常从二 次蒸汽中额外抽出一部分蒸汽作为其他加热设备的热源或用于原料液的预热，这也是蒸 发装置的节能措施。图3-49示出从第一效中抽取部分额外蒸汽用于原料液的第二级 预热。
为使问题简化，略去不同压力下蒸发潜热的差别、自蒸发的影响和热损失等次要 因素，并按沸点进料考虑，则可认为1kg加热蒸汽可蒸发1kg水，以三效为例，有以下 关系：
qm，w1＝qm，D1
qm，w2＝qm，w1-qm，E1＝qm，D1-qm，E1
qm，w3＝qm，w2-qm，E2＝qm，D1-qm，E1-qm，E2
水的总蒸发量：
qm，W＝qw，w1+qm，w2+qm，w3＝3qm，D1-2qm，E1-qm，E2
则加热蒸汽消耗量为：
推广至n效，则有：
(3-67)
式中 qm，E1、…，qm，Ei，…qm，En-1–分别为第1、i、n-1效中抽取的额外蒸汽(kg/h)， 如果没有额外蒸汽引出，即qm，E1＝qm，E2＝……=qm，En-1＝0，则由式(3-67)可得：
(3-67a)
式中 D10–无额外蒸汽引出时的新鲜蒸汽消耗量，kg/h
比较上两式可见，抽取额外蒸汽时，新鲜蒸汽消耗量qm，D1虽然大于不抽取额外蒸汽 时新鲜蒸汽消耗量D10，但所增加的新鲜蒸汽量(D1-D10)必小于抽取的额外蒸汽总量
，因此从总体说，新鲜蒸汽的经济性还是提高了。从式(3-67)还可看出，越从后 面效抽取额外蒸汽，则新鲜蒸汽经济性越高。例如，从第i效抽取额外蒸汽，只需增加
的新鲜蒸汽量。由于末效二次蒸汽温度过低，不宜作加热蒸汽，故一般不把末 效二次蒸汽作额外蒸汽抽取。必须指出，多效蒸发中抽取的额外蒸汽量大于由此所增加 的新鲜蒸汽量，但额外蒸汽的品位低于新鲜蒸汽，所以，这时的新鲜蒸汽既在蒸发器中浓 缩了液体食品，又以额外蒸汽形式提供了低压蒸汽，蒸发器犹如低压蒸汽发生器。
(3)热力式蒸汽再压缩蒸发 热力式蒸汽再压缩蒸发是在二次蒸汽出口管处装一热 压泵，用高压工作蒸汽作为动力，对低压的二次蒸汽进行热力压缩，提高混合蒸汽的热力 学参数后再作加热蒸汽用。
图3-50为带热压泵的单效降膜蒸发器流程图，其分离器出来的二次蒸汽一部分在 热压泵中被高压工作蒸汽抽吸并被压缩至加热蒸汽压力后，作为加热蒸汽通入蒸发器加 热室的壳方，未被抽吸的二次蒸汽通入冷凝器冷凝，所以热力式蒸汽再压缩蒸发中二次蒸 汽不能全部被抽吸再利用，总有部分被冷凝掉。此流程中75℃原料液吸入分离室闪蒸后 由泵6打入蒸发器第一程，然后料液由泵7打至第二程，浓缩液由泵8送至下一工序，两 管程蒸发出来的二次蒸汽除热压泵吸收部分外，进入冷凝器由冷却水冷凝，加热蒸汽冷凝 水与二次蒸汽冷凝水合并后由泵9排走。
图3-50 带热压泵的单效降膜蒸发器流程图
1-冷凝器 2-加热器 3-热压泵 4-分离室 5-储料罐 6、7-物料泵 8-浓液泵 9-冷凝水泵 10-真空泵
图3-49是带热压泵的双效降膜蒸发器，其热压泵装在第一效，第一效二次蒸汽部分 被热压泵抽吸压缩后作第一效加热蒸汽用。此流程中，第二效加热室是双程的，原料液经 三级预热再经杀菌保温后进入第一效蒸发，第二级与第三级预热都是用了额外蒸汽，不过 第二级、第三级加热用放置在加热室中的盘管。
热压泵主要由喷嘴、混合室和扩散管三部 分组成(图3-51)。工作时，高压工作蒸汽从 喷嘴高速喷出，在出口处静压能转换为动能，速 度提高，压力降低，将二次蒸汽吸入混合室并与 工作蒸汽混合，再以高速进入扩散管，在此动能 逐渐转变为压能，达到蒸发器加热蒸汽所需压 力后由出口排出进入蒸发器加热室。
图3-51 热压泵结构简图
1-喷嘴 2-混合室 3-扩散管
热压泵内蒸汽热力过程见图3-52的焓熵图。图中点1为高压工作蒸汽状态，它具 有压力p0。线1-2表示工作蒸汽在喷嘴中由p0压力绝热膨胀至吸入压力p1，吸入压 力p1稍小于或等于蒸发器二次蒸汽压力。点3为二次蒸汽状态。点4为混合室中膨胀 后的工作蒸汽2与吸入的二次蒸汽3混合后的状态， 即混合蒸汽状态。实际混合时有各种损失，焓值与熵 值都会增加，所以实际混合状态为点5。线5-6表示 混合蒸汽在扩散管中的绝对压缩过程，把蒸汽压缩至 排汽压力，即蒸发器加热蒸汽压力p2。点6为排出蒸 汽即蒸发器加热蒸汽状态。
图3-52 热压泵工作过程
热压泵的设计计算包括如下几方面：
① 抽汽系数： 它为吸入的二次蒸汽量qm，Gm与 高压工作蒸汽量qm，G0之比，表示1kg高压工作蒸汽抽吸的二次蒸汽量：
(3-68)
式中 μ–热压泵抽汽系数
qm，Gm–吸取的二次蒸汽量，kg/h
qm，G0–高压工作蒸汽量，kg/h
抽汽系数与高压工作蒸汽压力、吸入蒸汽及排出蒸汽压力有关，工业上，μ的数值通 常由压缩比K和膨胀比E从抽汽系数图图3-53中查得。图中：
E–膨胀比，
K–压缩比，
式中 P0–工作蒸汽压力(绝压)，MPa
p1–二次蒸汽(即吸入蒸汽)压力(绝压)，MPa
p2–加热蒸汽(即排出蒸汽)压力(绝压)，MPa
从图3-53可见，抽汽系数随E的增 大、K的减小而增大，亦即提高工作蒸汽压 力，能使抽汽系数提高;提高抽汽压力，也能 使抽汽系数提高。亦即，可用较高压力的工 作蒸汽，对二次蒸汽作不大的升压，可耗费较 少的工作蒸汽而抽取较多的二次蒸汽，这时 的抽汽系数大。工业上，一般工作蒸汽压力 通常都在0.5～0.7MPa以上。压缩比理论上 可在1～10之间，但实际使用中经济压缩比 约在1～6之间。
② 结构尺寸：
a. 喷嘴、扩散管和混合室的尺寸参照图 3-54按表3-14及表3-15计算。
图3-53 抽汽系数
图3-54 热压泵结构尺寸
表3-14 热压泵结构尺寸计算公式
表中：
qm，G0–工作蒸汽量，
qm，Gm–吸入气体量，qm，Gm＝qm，G1+qm，Gn，kg/h
qm，Gl–吸入气体中的空气量，kg/h
qm，Gn–吸入气体中的蒸汽量，kg/h
p0–工作蒸汽压力(绝压)，MPa
p1–吸入蒸汽压力(绝压)，MPa
p2–排出蒸汽压力(绝压)，MPa
C–与膨胀比E有关的系数，C=0.54×2.64lgE
表3-15 热压泵尺寸D0 单位：mm
| D | D0 | D | D0 |
| <20 | φ89×4 | 100～150 | φ325×8 |
| 20～40 | φ133×4 | 150～200 | φ426×9 |
| 40～100 | φ210×6 | >200 | φ529×9 |
b. 喷嘴出口处到扩散管入口处的距离A查表3-16，表中d2、D和L1见表3-14。
表3-16 热压泵尺寸A的计算公式 单位： mm
一台带有热压泵的单效蒸发器，其加热蒸汽量为qm，Dkg/h，工作蒸汽量为qm，D0kg/h，抽 吸的二次蒸汽量为qm，G，蒸发量为W，则抽吸系数式为
，并且qm，G+qm，D0＝ qm，D，从而工作蒸汽量qm，D0与加热蒸汽量qm，D之间有如下关系式：
(3-69)
这说明工作蒸汽量qm，D0比加热蒸汽量qm，D少，减少的程度与μ有关，而μ与工作 蒸汽压力、加热蒸汽压力、二次蒸汽压力有关，所以热力式蒸汽再压缩蒸发的节能程度与 操作条件有关。例如取μ=1(这在生产中是可以遇见的，见图3-53)，则
即节省一半蒸汽，亦即带热压泵的单效蒸发器在节能上相当于不带热压泵的双效蒸发器， 也可依此类推。带热压泵的双效蒸发器节能上相当于不带热压泵的三效蒸发器。由于热 压泵抽吸二次蒸汽后剩余的二次蒸汽少了，随之冷凝所需的冷却水也减少了，所以从节能 上来看，不论单效与多效，设置热压泵的蒸发器大致相当于增加一效蒸发器。
一台蒸发器设置热压泵，是可以节省蒸汽、冷却水等操作费用，而增加一台热压泵，在 设备费用上并不增加很多，因而经济性显著，在食品工业中应用很广泛。
设置热压泵的蒸发器，在开车启动时，需向蒸发器加热室引入新鲜蒸汽，当蒸发室产 生二次蒸汽后，往热压泵通入工作蒸汽，对二次蒸汽进行再压缩，把此再压缩蒸汽取代新 鲜蒸汽，切断新鲜蒸汽对加热室的直接供应。正常操作时，必须保证工作蒸汽的压力，如 果工作蒸汽压力波动，则会影响正常工作。
热力式蒸汽再压缩蒸发具有如下特点：
① 热压泵以工作蒸汽作动力，新鲜蒸汽需不断充入系统，蒸发器的二次蒸汽只能一 部分经再压缩回用，总有部分剩余二次蒸汽需由冷却水冷凝，剩余二次蒸汽数量与工作蒸 汽数量接近。
② 热压泵对二次蒸汽的压缩比愈高，即二次蒸汽的升温愈高，则对工作蒸汽的要求 (压力、数量)也愈高，从降低对工作蒸汽要求而言，希望料液的沸点升高不要大，不然二次 蒸汽升高的温度大部分耗费在沸点升高上了。一般说，液体食品的沸点升高都不太大。
③ 蒸发传热的推动力是加热蒸汽温度与溶液沸腾温度之差，这是靠高压工作蒸汽对 二次蒸汽再压缩升温所致，为使热压泵升压不致太大起见，应使用宜于低温差的蒸发器， 降膜蒸发器应在低温差下操作，广泛应用于食品工业的降膜蒸发器经常配有热压泵。
④ 热压泵的结构简单，没有运动部件，维修方便，造价低廉;但运行噪音较大，喷嘴磨 损也较严重，喷嘴得用耐磨材料。
⑤ 二次蒸汽吸入量一般为300～5000kg/h，因而热力式蒸发再压缩蒸发器宜于中小 型蒸发器。
⑥ 热压泵的热力学效率较低，约为25%～30%，当操作条件(如工作蒸汽压力、吸入蒸 汽压力)变动时，效率急剧下降。工作蒸汽带有液滴时，容易使喷嘴堵塞，效率更为下降。
(4) 机械式蒸汽再压缩蒸发 机械式蒸汽再压缩蒸发是将蒸发器的中间产物二次蒸 汽，在机械式压缩机内压缩成为过热蒸汽，提高二次蒸汽的压力与温度，增加焓值，再消除 过热成为饱和蒸汽，把此饱和蒸汽通入蒸发器加热室作为加热蒸汽用。在连续操作中，除 开车时需对加热室供给新鲜蒸汽外，正常操作时几乎不需要，甚至也不需要冷却用水。
图3-55 为机械式蒸汽再压缩蒸发器，从分 离器出来的压力为p1的二次蒸汽进入压缩机， 经绝热压缩成为压力为p2的过热蒸汽，由于过 热蒸汽的传热分系数很小，故需喷水使其成为饱 和蒸汽，此部分称为饱和器。然后将此饱和蒸汽 作为加热蒸汽通入蒸发器的加热室中对料液进行 加热，此即为二次蒸汽的机械式再压缩。
二次蒸汽压缩机可为罗茨式、往复式与离心 式，其驱动设备可为电动机、蒸汽透平和内燃机。 如果是蒸汽透平驱动，透平排出的低压蒸汽用作 多效蒸发的加热蒸汽，其功率由输出用以压缩二 次蒸汽，两者得兼，有很大经济意义。
机械式蒸汽再压缩蒸发器的最大优点是节 能，在蒸发器传热温差小时，能耗小，如配以多效 蒸发，则节能更显著。图3-56表示机械式蒸汽再压缩蒸发时效数、传热温差与蒸发1t 水所需的电能(单位电耗)间的关系。此图表明，适宜条件下，蒸发1t水的耗电能仅为8～ 12kW·h/t水。此外，这种蒸发操作能把全部二次蒸汽压缩后利用，以至只需少量生蒸汽 与冷却水供热平衡及蒸发器启动，设备效率高，有一定的操作弹性。但是，当蒸发器传热 温差较小时，其传热面积要加大，加之压缩机的价格，使机械式蒸汽再压缩蒸发器的设备 投资费较高。但随着能价的不断上涨，机械式蒸汽再压缩蒸发器的较高投资有可能在愈 来愈短的周期内回收。
图3-55 机械式蒸汽再压缩蒸发器
1-蒸发器 2-分离器 3-压缩机 4-电动机 5-饱和器
图3-56 机械压缩式蒸发器的单位能耗
A-高容器风机区 B-透平压缩机区
图3-57 机械式蒸汽再压缩蒸发器工作循环(温熵图)
图3-57示出温-熵图上表示的机械式蒸汽再压缩蒸发器工作循环(对照图3- 55)，D点为预热到沸点的饱和液体，A点为饱和二次蒸汽，料液在蒸发压力p1和蒸发温 度t1下蒸发，DA线表示料液中水分蒸 发汽化过程;p2为加热蒸汽压力，B′为 过热蒸汽，AB′线表示压缩机中二次蒸 汽的实际绝热压缩过程，AB″表示绝热 等熵压缩过程(图3-58);压缩后的过 热蒸汽B′消除过热至B点，B点为饱 和加热蒸汽，BB′线为等压(p2压力)下 过热消除过程;加热蒸汽在加热蒸汽压 p2和加热温度t2下冷凝放热并使料液 蒸发，C点为加热蒸汽冷凝液，BC线表 示加热蒸汽冷凝过程。△t=t2-t1为 传热温差。R=p2/p1为压缩机蒸汽出口压力与进口压力之比，称压缩机的压缩比。△H= HB″-HA为等熵压缩后二次蒸汽的焓增值，也是压缩机所消耗的机械能。显然，压缩比 愈大，则传热温差愈大，但压缩机消耗的机械能也愈多。
图3-58 机械式蒸汽再压缩过程
加热蒸汽放出的热量φ与压缩机绝热等熵压缩所消耗的能量W0之比称为理论致热 系数，即
(3-70)
式中 φt–理论致热系数
φ–加热蒸汽放出的热量，kW
E0–压缩机等熵压缩二次蒸汽所消耗的能量，kW
hB″–等熵压缩后过热蒸汽的焓，kJ/kg
hc–加热蒸汽饱和冷凝水的焓，kJ/kg
hA–进压缩机前二次蒸汽的焓，kJ/kg
理论致热系数φ1表示压缩机消耗单位外能时，理论上可获得的高温位热能的数量，亦表 示系统以机械能换取热能的增大倍数。显然，φ1愈大，表示系统愈是节能。
实际应考虑电动机效率(如果是电动机驱动)、压缩机机械损失以及压缩过程的不可 逆性，对实际致热系数φe还应引入压缩机效率ηc与电动机效率ηe：
φe＝φtηcηe (3-71)
式中 φe–实际致热系数
ηc–压缩机总效率，ηc＝0.75～0.8
ηe–电动机效率，ηe＝0.95
电力驱动的压缩机，消耗的为高质能(电能)，而压缩蒸汽所获得的为低质能(热能)， 高质能价(电价)与低质能价(汽价)的比值会影响机械式蒸汽再压缩蒸发使用的经济可行 性，相同能值的电价与汽价的比值称电汽比价Z：
(3-72)
显然，我国南方与北方的煤价不同，火电与水电的电价不同，不同地区的电汽比价也 就不同。
考虑电汽比价Z之后的实际致热系数称可比致热系数φr：
(3-73)
可比致热系数表示机械式蒸汽再压缩蒸发器以高质电能的费用换取低质热能经济收 益的增大倍数。从式(3-73)可见，电汽比价高的地区，采用机械式蒸汽再压缩蒸发器经 济上未必合算。
显然，在使用机械式蒸汽再压缩蒸发器时，实际致热系数φ1，就可节能，且φe愈 大，节能就愈多。从经济效益看，只有可比致热系数φr>1，才有经济效益，φr愈大，经济 效益愈高。 φe>1而φr<1即节能而无经济效益的情况，是不可取的。 但即使φe>1，φr>1的情况，还得看经济效益程度，因为机械式蒸汽再压缩蒸发器的设备投资费较大，在 较短的回收期内把投资费回收才有现实意义。