3.1　蒸馏法

3.1.1　概述

海洋受太阳辐射产生蒸发，水蒸气上升为云，机缘成熟落地为雨雪，这就是大自然的蒸馏淡化过程。它时时刻刻就在我们身边发生，百姓日用而不知。有心人提出蒸发海水为淡水的设想，其时间可远溯至2000年前。17世纪英国出现蒸馏海水淡化的专利，19世纪中期开始出现小规模的蒸馏淡化装置，20世纪50年代发明多级闪蒸，蒸馏淡化作为成熟技术开始在中东国家规模应用，之后多效蒸馏再度受到重视，大有取代多级闪蒸的趋势，热法技术与膜法技术共同成为海水淡化的主流技术。与膜法海水淡化技术相比，蒸馏法具有可利用电厂和其他工厂的低品位热、对原料海水水质要求低、装置的生产能力大、产水纯度高等特点，即使在污染严重、高生物活性的海水环境中也适用，是当前海水淡化的主流技术之一。基本的蒸馏过程见图3-1。

蒸馏是一个传热过程，其关键问题是找到非常经济地在大量水和蒸汽间传递热量的方法。标准大气压下，蒸发1kg水需要2256kJ的能量。如果每1000kJ的燃料成本为2美元，那么每小时蒸发1kg水的成本约为4.5美元。三种蒸馏过程可实现上述过程，包括多效蒸馏、压汽蒸馏、多级闪蒸。

3.1.2　蒸馏过程基本原理

本节介绍与热法淡化厂设计相关的热力学和动力学基本原理，具体如下。

3.1.2.1　温度

一般来说，蒸发温度越高越经济。提高蒸馏过程温度主要是扩大最高蒸发温度与进料水温度之间的总传热温差，亦即提高蒸发驱动力。总传热温差越大，设计过程中就可安排更多的蒸发器效数（MED）或级数（MSF）。对于单位能量输入而言，效数或级数越多，系统效率就越高，越能增加装置产水。但是增加效数或级数也增加装置的造价。

3.1.2.2　热力学第一、第二定律

热力学第一、第二定律是设计热法海水淡化厂的基础。第一定律指的是能量守恒，即进入系统的能量与离开系统能量的差值等于系统能量的增量（见图3-2）。而第二定律强调传热过程的方向、限度和条件。

单位质量的流体所含的全部热能称为“焓”（H），由质量流量（m）、定压比热容（Cp）和热力学温度（T）组成。

H=mCpT　　（3-1）

系统流体的能量是输入焓和输出焓的焓差：

ΔH=Hout-Hin=moutCpTout-minCpTin　　（3-2）

假定流出和流入的质量流量相等，忽略定压比热容随温度的变化，则推导出：

ΔH=mCp（Tout-Tin）=mCpΔT　　（3-3）

焓差也与系统增加的总能量相等：

Q+Pt=ΔH　　（3-4）

式中，Q为从外界吸收的热量；Pt为与环境交换的功。

大多数情况下，热法海水淡化厂可忽略外部能量（eex），但也有例外：对于热蒸汽压缩机，流体的流动能量起着重要的作用。对于一个有外部能量的稳态热力学第一定律描述如下：

Q+Pt=mouthout-minhin+mouteex，out-mineex，in　　（3-5）

外部能源Eex是运动能量和静止能量之和（这里的“H”是高度，不是焓）

当考虑了一定的外部能量：

第一定律则变为：

如果内外部能源的焓差为0（Hout-Hin=0，常见于蒸汽喷射器中），如下公式成立：

无相变时（即无蒸发或冷凝），焓差可用温差来代替。对于单个阶段来说，焓只能用产品水的定压比热容和温度来表示，焓随温度的变化见图3-3。在环境压力下，水的焓值在环境温度和100℃沸腾温度之间线性增加（定压比热容一定时），斜率是水的定压比热容。当水的温度到100℃时，沸腾过程开始了。输入系统的能量用于使水从液相变为汽相，此过程中温度恒定。蒸汽比沸腾的水焓值更高，焓差叫“蒸发焓”。如果蒸汽被进一步加热，焓值又线性增加，则此斜率为蒸汽的定压比热容。

温度T与环境温度T环境之间焓差计算如下：

ΔH=mCp.water（Tv-T环境）+mΔhv+mΔCp.vapour（T-Tv）　　（3-10）

在蒸发装置中，蒸汽被冷凝为蒸馏水排出系统，一定量海水蒸发所需最少能源如下：

ΔH=mbCp.water（Tv-T环境）+mbΔhv　　（3-11）

假设没有机械能输入系统，蒸发过程（图3-4）的热力学第一定律［式（3-4）］为

Q=mbCp.water（Tv-T环境）+mbΔhv　　（3-12）

蒸发过程中，从外界传递的热量是海水预热至蒸发温度和蒸发所需热量的总和。在一定情况下可忽略机械能，如整个热法海水淡化的能量平衡，如果只对海水取水过程（主要设备为水泵）或蒸汽喷射器过程建立平衡，则热力学第一定律的重要组成部分是机械能，可忽略热量的传递。

例如，海水取水，假设Q=0，热力学第一定律：

Pt=ΔH=mouthout-minhin　　（3-13）

热力学第二定律用图3-5来解释：假设均质流体的绝热盒子被放置在两个不同温度的容器内，当挡板被移除，流体会自动混合，混合过程完成后，盒子不同位置的温度均为平均温度，液体再也不会被重新分离，也就是说此过程是不可逆的。

不受外界影响的情况下，大多数的自然过程是朝一定方向运动的，因此是不可逆的。例如，前面提到的机械能转化为热能、热能传递至环境的制动过程，此传热过程在热力学第二定律中也有描述：热量只能从高温到低温传递，温差为此过程的驱动力。这点对多效蒸馏的设计和成本起着决定性的作用。

3.1.2.3　沸腾和沸点升［1］

我们平常说“水的沸点是100℃”，是指在一个大气压（标准大气压）下水沸腾的温度。水的沸点随着大气压强的变化而变化。在世界之巅的珠穆朗玛峰上烧水，只要烧到73.5℃，水就被烧“开”了。图3-6为蒸发压力曲线或沸点曲线，非线性沸点曲线可为多效蒸发装置设计提供依据。

a.随着温度升高，压力也升高，因此，高温工况的蒸发装置必须按照高的压力设计，需要大量高性能的材料，这样就会影响投资（温度从100℃提高到120℃，压力提高2倍；从100℃提高到180℃，压力提高10倍）；

b.温度不同，则压力不同，因此影响蒸发效之间的流量和液位。

克劳修斯方程中给出了压力、温度和蒸发焓之间的关系：

参数v'、v″是水和饱和蒸汽的比容，对于理想气体，假设v’相对于v″很小，可以忽略，于是得出

由于蒸汽温度与压力曲线在双对数图中是一条负斜率直线，斜率由蒸发焓和气体常数决定。图3-7给出了各种物质的蒸气压力曲线，包括水。氯化钠的蒸发压力很小，这就意味着即使单效也可将盐分从水中分离出来，但多效蒸发可有效降低能耗。

水和海水的蒸发不同，海水中所含盐分影响了蒸发过程：蒸发压力降低，沸点升高。沸点升BPE公式给出了两者沸点差。图3-8给出了沸点升随温度和盐度的变化曲线。

由上图可见，含盐量为40g/kg的海水，在压力为0.1MPa的情况下沸腾温度不是100℃，而是100.6℃。

3.1.2.4　传热

理论上讲，基本传热方式有三种：传导传热、对流传热、辐射传热。这里不讨论辐射传热，因为这种传热形式在热法海水淡化中的作用可以忽略，这不是说辐射传热在海水淡化中不重要，太阳能海水淡化的能源就来自太阳辐射。

图3-9给出了一个典型的交叉流换热器的对流传热过程。均质流体在壁面两侧流动，按照热力学第二定律，间接热传导是热量由壁面一侧的高温流体穿过壁面传到另一侧的低温流体中的过程。

热量从热流体传递给壁面，再由壁面传递给冷流体的过程称为对流换热，通过壁面传热称为导热。单位时间内通过单位面积的热量称为热流密度，记为qn。λ为热导率。

λ是指在稳定传热条件下，1m厚的材料，两侧表面的温差为1度（K，℃），在1s内，通过1m2面积传递的热量，单位为W/（m·K）（此处的K可用℃代替）。表3-1给出了不同材料的热导率。一般常把热导率小于0.1W/（m·K）的材料称为绝热材料，大于10W/（m·K）的材料称为导热材料，因此，依据不同用途，选择不同材料。

对于均质壁面，热导率为常数，壁面内温度曲线为线性，因此，每个表面的温度积分为：

根据公式（3-17），为了确定从流体1到壁面，从壁面到流体2的热流密度，必须得到表面的梯度

然而，壁面的温度梯度难以测定，但是流体的温度是容易测得的。系数α定义为简化系数，其与热导率的关系定义为

将其代入公式（3-20），得到

q″=α1Δθ1=α2Δθ2　　（3-22）

将式（3-22）和式（3-19）联立得到

式中的整体温度是可测和已知的。总传热系数k将热流密度与这些温度进行联系：

q″=k（θ1-θ2）　　（3-24）

通过归类转化和公式（3-23）的补充，最后确定公式包括

和

k为总传热系数，其倒数是各独立传热系数之和。流体1到流体2的传热为

Q=kA（θ1-θ2）　　（3-27）

因此，如果总传热系数是已知的，这个方程可以通过确定热通量、传热面积、温度或温度差的数值进行求解。

3.1.2.5　蒸馏过程结垢［2］

（1）结垢的影响　当固体物质沉积在固体表面上就会产生污垢，在淡化厂结垢的主要原因有三个：硫酸钙CaSO4、氢氧化镁Mg（OH）2、碳酸钙CaCO3。

换热面是淡化装置中重要的传热部分，结垢后的换热面的传热系数低于金属，结垢会大幅度降低总传热系数。

（2）硫酸钙垢　硫酸钙结垢通过清洗很难除去。因此，硫酸钙结垢必须通过控制操作温度或通过控制钙或硫酸根离子量来控制。

一般来说，随着溶液温度的增加，盐的溶解度增大。然而，某些盐，如硫酸钙，具有逆溶解度。即随着温度的升高，其溶解度下降。硫酸钙具有三种不同的结晶形式，这取决于晶体的水合度，包括：无水硫酸钙CaSO4、0.5水硫酸钙CaSO4·0.5H2O和二水硫酸钙CaSO4·2H2O（又称石膏）。其不同的溶解度如图3-10所示。

蒸馏过程中硫酸钙结垢是否发生，取决于浓水中硫酸钙达到的最大浓度。在某种程度上，这个最大的浓度可以通过添加药剂来提高。

（3）碳酸钙和氢氧化镁结垢　碳酸钙和氢氧化镁是碱性的软垢，可通过酸洗去除。通过预处理控制进料水的pH值和脱碳处理，可以防止结垢的形成。

3.1.2.6　蒸馏过程的腐蚀与侵蚀

淡化装置通常会受到腐蚀。影响腐蚀的因素有海水和浓水等，包括pH、温度、氯离子浓度、溶解氧等。产品水对金属和混凝土也有一定侵蚀性，产品水侵蚀的因素包括pH、温度、缺乏矿物质等。

进料水和浓水的过流部分使用耐腐蚀材料（如高性能不锈钢），通过适当的预处理措施，可有效降低腐蚀。

3.1.2.7　捕沫

无论对于何种蒸馏法海水淡化技术，都需要用到捕沫技术。对于蒸馏海水淡化过程，随着蒸发的进行，蒸汽从海水中蒸发出来。蒸汽的产生和流动，伴随着海水的流动和沸腾，会有部分雾沫随着蒸汽一起流动。如果不对蒸汽中的雾沫进行截留，它们将在蒸汽冷凝过程中混入蒸馏水，最终造成产品水含有一定的盐分。

捕沫技术就是把蒸汽中的大部分海水雾沫截留下来，保证最终冷凝的蒸汽中几乎没有盐分，使产品水的含盐量满足要求。

3.1.3　单效蒸馏

本节论述如下几项内容：

（1）单效蒸馏工艺过程数学建模；

（2）单效蒸馏过程的讨论和分析；

（3）总结不同形式蒸发器的特点。

3.1.3.1　单效蒸馏

单效蒸馏海水淡化系统的实际应用很有限，一般只用于船用海水淡化装置。这是因为单效蒸馏系统的造水比很低，通常小于1，即系统的产水量少于蒸馏过程所需加热蒸汽的量。然而，对于单效蒸馏过程的研究却十分必要，它是构成其他单效蒸汽压缩系统及多效蒸馏系统的基础。

（1）工艺介绍　图3-11为单效蒸馏系统的原理图，主要设备为蒸发器和进料水预热器（即冷凝器）。蒸发器内部包括蒸发/冷凝传热管束、蒸发室、抽不凝气管路、布水系统和捕沫装置。进料水预热器为管壳式结构，采用逆流进料方式，预热过程中，蒸汽冷凝所释放出的潜热被转移到原料水进水（包括进料水Mf和冷却水Mcw）中。

温度为Tcw、盐度为Xf的原料水进水（Mcw+Mf）在冷凝器中被加热至温度为Tf时，冷却水Mcw被直接排回大海。在冷凝器中，冷却水只是用来除去蒸发器内由加热蒸汽带入系统的多余热量，这说明蒸发器无法完全利用加热蒸汽所提供的热量。在冷凝器内对进料水Mf进行预热将其温度由Tcw升高至Tf对于提高系统的热力学性能至关重要，这部分热量则来自于蒸发器内二次蒸汽Md的冷凝。

蒸发器和冷凝器内的压力和蒸汽冷凝温度由以下因素决定：冷却水流量Mcw，冷却水初始温度Tcw，冷凝器有效换热面积Ac，冷凝器总换热系数Uc。

相应地，冷凝器拥有如下三方面功能：消除系统多余的热量；提高造水比；调整蒸发器的蒸发温度。

进料水Mf在进入蒸发器前经过化学处理和脱气处理。化学处理是为了防止蒸发器中的严重影响系统运行的发泡和结垢。进料水在Tf温度下由传热管束上部喷淋，以薄膜的形式沿传热管流动，温度升高至蒸发温度Tb，Tb的大小由阻垢剂等化学药剂的种类和加热蒸汽的状态决定。通过调整蒸发器中的蒸汽压力来对温度进行控制。蒸发产生的二次蒸汽流量为Md，由于沸点升（BPE），二次蒸汽的温度Tv小于蒸发温度Tb。由于捕沫装置、管路及蒸汽凝结引起了温度损失，所以蒸汽冷凝的温度Td低于海水蒸发的温度。单效蒸馏海水淡化工艺蒸发器和冷凝器中温度的变化见图3-12。

蒸发生成的二次蒸汽流过金属丝捕沫网以除去其中夹带的液滴，完全除去蒸汽中夹带的雾沫不仅可避免其对产品水造成污染，还可防止冷凝器中传热管与海水液滴接触所导致的结垢、腐蚀及传热速率降低的问题。此外，若蒸汽中有残余雾沫，则其流入蒸汽喷射器后，会对蒸汽喷嘴和扩散器造成腐蚀。由于蒸汽通过捕沫网时会产生摩擦压降，因此蒸汽的冷凝温度会低于Tv，其他发生在蒸汽自预热器向蒸发器传递以及蒸汽冷凝过程中的压降，也会使蒸汽的冷凝温度进一步降低。

（2）数学模型　必须去除冷凝器中的不凝气，避免影响冷凝器的换热性能。不凝气会浪费部分传热面积，影响冷凝，还会减小冷凝蒸汽的分压，从而导致蒸汽冷凝温度降低，传热净驱动力下降，系统产水效率降低，相应的进料水温度Tf也随之降低。当不凝气温度达到料液温度时，才能被脱除。料液温度是不凝气冷凝可能达到的最低温度，据此原则，可通过设计尽量避免可凝的蒸汽随不凝气被排出，从而尽量减小真空泵输送不凝气体积。此外，通过采用逆流冷凝器可使冷凝水与饱和蒸汽的冷凝温度保持3～5℃的温差，这将有效提高单效蒸馏的传热性能，减少冷却水用量。

单效蒸馏系统的数学模型由如下几部分组成：物料平衡、蒸发器和冷凝器能量守恒、沸点升和热动力损失、蒸发器和冷凝器的换热面积、系统性能参数归纳整理。

①物料平衡　假设蒸馏得到的淡水中盐分被完全脱除，则液体总质量和总含盐量保持平衡，可得如下两个平衡公式：

Mf=Md+Mb　　（3-28）

MfXf=MbXb　　（3-29）

式中，M为质量流量，X为盐度，下角标b、d和f分别代表排放的浓水、蒸馏水和进料水。将公式（3-28）代入公式（3-29）中可消去Mf从而得出Mb和Md之间的关系，由下列公式表示：

Mb=Md［Xf/（Xb-Xf）］　　（3-30）

同理，消去Mb可得到Mf和Md的关系式：

Mf=Md［Xb/（Xb-Xf）］　　（3-31）

②蒸发器和冷凝器能量守恒　蒸发器的能量平衡使得加热蒸汽、二次蒸汽、进料水和浓水之间的能量实现平衡。来自蒸汽锅炉的饱和蒸汽以Ms的流速进入蒸发器，在将进料水的温度从入口温度Tf加热至蒸发温度Tb的同时，蒸汽冷凝，蒸发的二次蒸汽Md所需的潜热为：

Qe=MfCp（Tb-Tf）+Mdλv=Msλs　　（3-32）

式中，Qe为蒸发器的总热量，Cp为海水的定压比热容，λs为海水的蒸发潜热，Tb为蒸发温度。比热容Cp是在平均温度（Tf+Tb）/2和进料水盐度Xf的条件下计算得到的。如方程（3-32）和图3-12所示，蒸汽温度达到Tv，低于由沸点升引起的蒸发温度。

蒸发器中的二次蒸汽Md进入冷凝器，在冷凝中所释放的潜热传递给了流量为（Mf+Mcw）的原料水。进料水Mf进入蒸发器，而冷却水直接排放。假设蒸汽温度达到Tv时饱和，则冷凝器的总热量可由下式表示：

Qc=（Mf+Mcw）Cp（Tf-Tcw）=Mdλv　　（3-33）

式中，Qc为冷凝器总热量，Cp为海水定压比热容，M为质量流量，T为温度，λ为蒸发潜热。下角标cw、f、d和v为分别代表冷却水、进料水、二次蒸汽和冷凝蒸汽。海水比热容Cp是在平均温度（Tf+Tcw）/2和进料水盐度Xf的条件下计算得出的。系统总能量平衡由以下公式给出：

Msλs=MbCp（Tb-Tcw）+MdCp（Tv-Tcw）+McwCp（Tf-Tcw）　　（3-34）

Tcw为公式（3-34）中的对比温度，比热容分别是在不同的平均温差和盐度条件下计算得到的。将公式（3-33）代入公式（3-34）中，可消去公式（3-34）右边最后一项，冷凝器能量平衡方程可简化为如下形式：

Msλs=MbCp（Tb-Tf）+MdCp（Tv-Tf）+Mdλv　　（3-35）

则冷凝蒸汽温度Tv可由蒸发温度和沸点升表示：

Tb=Tv+BPE　　（3-36）

将公式（3-36）代入公式（3-35），得到公式（3-37）：

Msλs=MbCp（Tv+BPE-Tf）+MdCp（Tv-Tf）+Mdλv　　（3-37）

整理公式（3-37）可得到如下形式：

Msλs=MbCp（Tv-Tf）+MbCpBPE+MdCp（Tv-Tf）+Mdλv　　（3.38）

将公式（3-30）代入公式3-38，可消去排出浓水的流量Mb，得到如下公式：

Msλs=MdCp（Tv-Tf）+Md［Xf/（Xb-Xf）］Cp（Tv-Tf）+Md［Xf/（Xb-Xf）］CpBPE+Mdλv　　（3-39）

公式（3-39）可被简化为如下形式：

Msλs=Md{［1+Xf/（Xb-Xf）］Cp（Tv-Tf）+［Xf/（Xb-Xf）］CpBPE+λv}　　（3-40）

整理公式（3-40），可得到由蒸馏水和加热蒸汽流量之比表示的形式，该比值称为造水比PR，如下式所示：

从公式（3-41）可知造水比是加热蒸汽温度、冷凝蒸汽温度、进料水盐度、浓水盐度、沸点升、海水蒸发潜热、冷凝蒸汽潜热和海水定压比热容的函数。

公式（3-33）可用于推导出比冷却水流量的表达式，具体推导过程如下：

McwCp（Tf-Tcw）=Mdλd-MfCp（Tf-Tcw）　　（3-42）

将公式（3-31）代入上式可将进料水质量流量Mf消去，得到如下形式的公式：

McwCp（Tf-Tcw）=Mdλd-Md［Xb/（Xb-Xf）］Cp（Tf-Tcw）　　（3-43）

进一步整理上式，可得比冷却水流量的表达式如下：

③蒸发器和冷凝器的换热面积　蒸发器有效换热面积Ae大小由下列因素决定：蒸发器总热量Qe、蒸发器总传热系数Ue、加热蒸汽温度Ts与海水蒸发温度Tb之间的温差。

关系式如下：

Ae=Qe/［Ue（Ts-Tb）］　　（3-45）

将公式（3-32）代入上式中，得到如下公式：

将公式（3-31）代入公式（3-46），消去公式（3-46）中进料水流量Mf，可得如下关系式：

整理公式（3-47），可得到蒸发器换热面积与蒸馏水流量之间的比值，即比换热面积，如下式所示：

公式（3-48）同样可以写成由沸点升表示的形式，如下所示：

由上式可知，BPE的升高会减少温差驱动力，使比换热面积增加，换言之，BPE代表了一个附加热阻。

不论是管内还是管外，蒸发器的换热面积Ae通常为与蒸发液体直接接触的面积。由传热管外表面积计算得到的蒸发器总传热系数Ue与蒸发器的各个热阻是相关的，由如下公式所示：

式中，h是对流换热系数，Rf是污垢热阻，kw是传热管材质的热导率，r为传热管半径。下角标i和o分别代表传热管的内部和外部。

冷凝器中冷凝蒸汽与进料水之间的换热与冷凝器总热量、冷凝器总换热系数Uc、冷凝器换热面积Ac和冷凝器对数平均温差（LMTD）c有关，由下式表示：

如图3-12所示，冷凝器对数平均温差（LMTD）c可表示如下：

则冷凝器比换热面积可由下式表示：

蒸发器和冷凝器的总换热系数均可由El-Dessouky［3］等人（1997）提出的关系式推导而来。

④系统性能参数归纳整理　单效蒸馏系统的性能已经在前节中介绍过，性能参数包括以下几部分：

—单位质量加热蒸汽生产的淡水量，即造水比PR，如公式（3-41）所示；

—比换热面积sA，如公式（3-48）、公式（3-54）所示；

—比冷却水流量sMcw，公式（3-44）所示。

造水比和比冷却水流量sMcw可以用来衡量系统的运行成本。系统能耗占据了单位造水成本的30％～50％，所以提高造水比可以降低系统的能耗。另一方面，比换热面积sA可用于衡量系统的投资成本。

上述系统参数由下列关系式表示：

和

公式（3-54）是造水比的近似计算公式，其中忽略了显热的影响，分母中的三项是按照其对造水比的影响程度排列的。当Cp为4kJ/（kg·℃）、Tv-Tf为5℃、Xb/（Xb-Xf）为2.5时，λv的数值大于2000kJ/kg，而第二项和第三项的数值则不超过50kJ/kg。因此，单效蒸馏的造水比可以忽略公式（3-54）分母中后两项的影响而简化为如下形式：

PR=λs/λv　　（3-57）

公式（3-57）通常用于核对模型计算结果。

⑤性能图表　单效蒸馏系统的性能参数均是蒸发温度Tb的函数。而其他系统变量包括海水温度和盐度则受设备安装地点和季节情况的影响。装置的性能主要体现在造水比PR、比换热面积sA和比冷却水流量sMcw三方面。在以下所有的计算中，均假设加热蒸汽的温度高于海水蒸发温度7℃，海水蒸发温度高于进料水温度5℃。

图3-13、图3-14、图3-15分别显示了造水比PR、比换热面积sA和比冷却水流量sMcw与进料水温度、海水蒸发温度之间的关系。如图3-13所示，系统造水比与冷却水初始温度Tcw无关（四条线重合），这是因为进料水温度是根据海水的蒸发温度Tb来确定的，因此，进料水温度的变化只会影响冷却水的流量和冷凝器的换热面积。图3-13还给出了另一个重要的结论，即系统造水比基本不受蒸发温度的影响。此外，在图示的蒸发温度变化下，加热蒸汽和二次蒸汽潜热的比值基本保持恒定。

图3-14表示原料水入口温度和蒸发温度对比传热面积sA的影响。由图可知，海水蒸发Tb温度的升高和冷却水初始温度的降低均会降低蒸发器和冷凝器的比换热面积sA，这是因为蒸发器中的换热系数得到了提高。当海水蒸发温度升高，蒸发器换热系数升高。由于海水沸腾温度的升高会导致冷凝器中蒸汽的冷凝温度升高，因此，冷凝器换热系数也随之增加。冷却水初始温度的降低会增加冷凝器换热驱动力，因此比换热面积降低。

图3-15所示为原料水温度和海水蒸发温度对比冷却水流量sMcw的影响。当海水蒸发温度升高时，单位流量进料水Mf吸收的热量也会随之增加，这就减少了冷凝器中需要除去的多余热量，减少了冷却水的用量。另外，提高海水蒸发温度，使二次蒸汽释放的潜热减少，会降低冷凝器的热负荷。不仅如此，冷却水初始温度降低，也会提高单位流量冷却水所吸收的热量。

图3-16～图3-18所示为系统性能参数与海水温度和盐度的关系。图中计算结果均是在海水蒸发温度Tb为75℃、浓水和进料水盐度比（Xb/Xf）为1.667的条件下得出的。而其他系统参数则与前述章节中保持一致。

如图3-16所示，系统造水比小于1，在前面的讨论中可知，造水比与海水温度的变化无关，由图可知，系统造水比与海水盐度的变化也无关。这是因为，造水比只与加热蒸汽和冷凝器蒸汽潜热的比值及Tb与Tf的温差有关，且该温差保持恒定不变。

图3-17和图3-18分别显示了比换热面积sA和比冷却水流量sMcw的变化情况。由图可知，sA和sMcw的设计及操作参数实际上均与海水盐度无关。海水盐度对系统性能的影响十分有限，只会影响沸点升的大小。当海水盐度升高时，沸点升的变化不会超过2℃。另一方面，sA和sMcw会因为海水温度变化所引发的冷凝器传热驱动力的改变而受到影响。

（3）小结　本节建立了单效蒸馏海水淡化工艺的数学模型，并进行了分析。尽管单效蒸馏海水淡化的工业化应用很有限，但是单效蒸馏是构成工业化海水淡化系统的基本元素。因此，对单效蒸馏系统进行建模和分析是十分必要的，它有助于我们更好地理解实际运行中淡化系统的基本原理和构成。本节研究了控制产水成本的各个因素（包括PR、sA和sMcw）与各个设计参数和操作变量（海水蒸发温度、海水初始温度和海水盐度）之间的关系。在前述计算结果和讨论的基础上得出以下结论。

①单效蒸馏海水淡化工艺的造水比始终小于1。

②单效蒸馏海水淡化工艺造水比始终小于1是由于大量的热量随着浓海水和产品水被排放出系统。

③系统造水比与海水蒸发温度和初始温度的变化无关。因为造水比只与加热蒸汽和二次蒸汽的潜热之比有关。由于加热蒸汽和二次蒸汽的温度会同时发生变化以保证两者之间的关系保持恒定，例如Ts=Tb+7℃，因此，当海水蒸发温度发生变化的时候，加热蒸汽和二次蒸汽的潜热之比变化很微小。

④海水蒸发温度和初始温度的变化会影响比换热面积sA和比冷却水流量sMcw。海水蒸发温度的升高和装置进水入口温度的降低会提高蒸发器和冷凝器的总传热系数，使传热速率提高；不仅如此，海水初始温度降低还会导致冷凝器的换热驱动力和单位流量冷却水换热量增加，因此sA和sMcw降低。

⑤系统性能参数与海水盐度的变化无关。海水盐度对系统性能的影响十分有限，受限于沸点升的变化。当海水温度和盐度升高时，沸点升的变化一般不会超过2℃。

在单效蒸馏海水淡化系统的研究中发现，系统能量利用率低是一个突出的问题，因此需要提高系统的能量利用效率。合理利用能源，将有助于提高系统造水比。而且单效蒸馏海水淡化系统更适宜在较高温度条件下进行操作，较高的蒸发温度会降低系统比换热面积和比冷却水流量，这将降低设备的建设成本，例如降低蒸发器、冷凝器和海水泵的加工制造成本。此外，冷却水流量减少，会使水泵运行能耗降低，从而降低了设备的运行成本。这些结论也同样适用于其他利用蒸汽压缩或者多效蒸馏的淡化系统。

3.1.3.2　带有蒸汽喷射器的单效蒸馏

本节重点介绍与蒸汽喷射器结合的单效蒸馏，主要包括淡化过程描述、模型建立、性能评估等。

带有蒸汽喷射器的单效蒸馏（SEE-TVC）的工业化应用非常有限，但它经常会与多效蒸发淡化装置（MEE）联用，被称为MEE-TVC。蒸汽压缩喷射器结构和操作简便、易于维护，因而用途广泛。对MEE装置和MEE与蒸汽喷射器的联用进行研究要以单效蒸发单元的建模、模拟和分析为基础。本节的内容包括：系统说明，SEE-TVC的数学模型、求解方法和用于设计装置的性能函数，其中用于描述过程的数学模型由El-Dessouky［3］于1997年提出。

（1）系统说明　SEE-TVC海水淡化系统如图3-19所示。装置主要包括：蒸发器、蒸汽喷射器、原料水换热器或冷凝器。蒸发器包括：蒸发、冷凝传热管，蒸发室和捕沫器。蒸汽喷射器包括：喷嘴、吸入室、混合喷嘴和喷雾器。原料水换热器是将进料水中不凝气脱离，通常采用表面逆流冷凝器，这样可以使不凝气在较低的温度下冷却，进而减少蒸汽损失，减小输入气体的体积。此外由于采用了逆流式冷凝器，出水口的温度可以保持在饱和蒸汽冷凝温度上下3～5℃左右，提高了装置的传热性能，降低了冷却水流量。

原料水进入冷凝器的管程，流量为Mcw+Mf、温度为Tcw、盐度为Xf，在冷凝器中其温度上升到Tf。流量Mcw的冷却水排放入海。冷凝器中的循环冷却水将驱动蒸汽喷射器的动力蒸汽的多余热量消耗掉。进料水Mf需从温度Tcw加热到Tf后蒸发，蒸汽压缩温度以及蒸发器和冷凝器的蒸汽压力由以下几个参数决定：冷却水流量Mcw；冷却水温度Tcw；冷凝器有效换热面积Ac；冷凝器总换热系数Uc。

总体来说，冷凝器有三个主要作用：消耗系统余热；提高系统的造水比（PR）；调整蒸发器中的蒸发温度。

进料水Mf在进入蒸发器前经过化学处理和脱气处理。化学处理是为了防止蒸发器中的发泡和结垢会影响系统的运行。进料水在Tf温度下喷淋到传热管束上部，以薄膜的形式沿传热管流动，温度升高至蒸发温度Tb，Tb的大小由阻垢剂等化学药剂的种类和加热蒸汽的状态决定，温度控制则通过调整蒸发器中的蒸汽压力来实现。蒸发的二次蒸汽流量为Md，由于沸点升（BPE）产生的蒸汽温度Tv小于蒸发温度Tb。产生的蒸汽随气流通过丝网捕沫器，去除夹带的盐雾液滴。如果蒸汽夹带水滴进入蒸汽喷射器，将会侵蚀喷射器射流喷嘴导致气流扩散。由于通过丝网捕沫器会产生摩擦损失，通过丝网后的饱和蒸汽温度小于Tv。蒸汽通过捕沫器进入冷凝器后被分为两个部分：一部分是在冷凝器管外凝结的Mc，另外部分吸入蒸汽喷射器。虽然图3-19中将两部分蒸汽分别表示，但是它们是经同一管路从蒸发器进入冷凝器的。由于不凝气会浪费部分传热面积，影响冷凝，为了避免冷凝器中蒸汽品位的降低而影响传热，必须将蒸发器内的不凝气去除。如果冷凝器的运行压力小于大气压，就需要类似于喷射器或真空泵的装置来去除装置中的气体。

蒸汽喷射器中吸入的蒸汽在喷射器中的速度、压力的相应状态点及变化见图3-20。喷射器将引射蒸汽Mev的压力从Pev提升至Ps。装置通过改变动力蒸汽Mm的压力将引射蒸汽压缩至所需压力。动力蒸汽的流量为Mm，通过喷嘴由状态1转化为状态2，其静压能转化为动能。喷嘴是收敛/发散模型，以超声速喷射蒸汽。需要正确布置吸入室中的喷嘴，以控制方向和保证喷射均匀。引射蒸汽Mev进入吸入室压力为Pev，并与动力蒸汽混合，两气流在文丘里扩散器的聚合面进行混合，混合气流通过文丘里扩散器的分流段自我压缩，横截面积增大，流速减小，混合动能转化为静压能。混合气流在Ps压力下由喷射器喷出，中间压力Pm，引射压力Pev。

（2）数学模型　SEE-TVC的数学模型由以下几个部分组成：性能参数、物料平衡、蒸发器和冷凝器能量平衡、沸点升和热力学损失、蒸发器和冷凝器的传热面积、蒸汽喷射器设计方程。

①性能参数　SEE-TVC性能由以下变量决定。造水比PR（单位质量的动力蒸汽产生的淡水量）、比换热面积sA、比冷却水流量sMcw。

参数存在如下关系：

式中，M为质量流量，下标c、cw、d、e和m分别表示冷凝器、冷却水、蒸馏水、蒸发器和动力蒸汽，变量Ae和Ac分别为蒸发器和冷凝器的换热面积。

②物料平衡　蒸馏水和浓水流量要通过求解整体质量和盐平衡来确定，两个平衡方程假设蒸馏水中不含盐：

Mf=Md+Mb　　（3-61）

式中，M为质量流量，X为盐度，下标b、d和f分别表示浓水、蒸馏水和进料水。

③蒸发器和冷凝器能量平衡　蒸发器中，饱和蒸汽从蒸汽喷射器喷嘴喷入蒸发器（Mm+Mev），将进料水Mf的温度从Tf加热到Tb。此外，提供蒸汽Md所需的蒸发潜热：

Qe=MfCp（Tb-Tf）+Mdλv=（Mm+Mev）λs　　（3-63）

式中，Qe是蒸发器总热量，Cp是盐水在恒定压力下的比热容，λs是海水的蒸发潜热。

冷凝器中，剩余的蒸发蒸汽Mc无法由蒸汽喷射器全部吸入，冷凝潜热转移到流量为Mf+Mcw的原水中。（部分进料水Mf被引入蒸发室，其余部分为Mcw作为冷却水排放入海。）原水温度接近25℃。假设冷凝温度为Tc，由于沸点升和热力学损失，Tc小于蒸发温度Tb。

冷凝器热负荷公式如下：

Qc=（Mf+Mcw）Cp（Tf-Tcw）=Mcλc　　（3-64）

式中，Qc为冷凝器总热量，下标cw和f分别表示冷凝器的冷却水和进料水。

④沸点升和热力学损失　二次蒸汽在蒸发器压力下达到饱和温度Tv，由于沸点升高了，Tv小于沸腾温度Tb：

Tb=Tv+BPE　　（3-65）

沸点升（BPE）是在一定压力下，由于盐溶解在水中造成沸点在一定范围内升高的现象。由于沸点升（BPE），通过捕沫网的温度损失（ΔTp），冷凝温度下降（ΔTc），冷凝器外管束的蒸汽冷凝温度Tc低于蒸发器中的蒸发温度Tb，这样：

Tc=Tb-（BPE+ΔTp+ΔTc）　　（3-66）

假设蒸汽在冷凝器管路中流动的压力损失极小，可以忽略不计。由于摩擦力造成流动减速，可以补偿一部分的压力损失，因此静压力损失和冷凝过程的饱和温度降低可以忽略。

⑤蒸发器和冷凝器的传热面积　蒸发器有效换热面积Ae与以下因素有关：蒸发器总热量Qe、蒸发器总传热系数Ue、加热蒸汽温度Ts和海水蒸发温度Tb差。

公式如下：

无论在管内蒸发还是管外蒸发，蒸发器换热面积Ae都与液体的蒸发相关。

冷凝器中冷凝蒸汽和原料水的热传递可以用总传热系数（Uc）、冷凝器传热面积（Ac）和对数平均温差（LMTD）c来表示：

（LMTD）c定义为：

式（3-68）和式（3-69）中的总传热系数与外传热面积和热阻有关：

式中，h表示传热面积，Rf表示污垢热阻，kw表示传热管热导率，r表示管径。下标i和o分别代表管的内、外表面。

⑥蒸汽喷射器设计方程　在SEE-TVC淡化装置建模过程中最关键的步骤是评估蒸汽喷射器的性能。需要的主要数据是单位质量的吸入蒸汽需要的动力蒸汽量（Mm）、动力蒸汽压力（Pm）、混合蒸汽压力（Ps）和引射蒸汽压力（Pev）。文献中记载的分析蒸汽喷射器的方法有限，而且需要冗长的计算程序。此外，大部分的方法都需要大量使用依赖于喷射器参数的修正因子。为此，Power在1994年建立了数据方法。Power认为其方法最简单，且在动力蒸汽压力为0.51MPa、压缩比小于4的条件下，相关的引射系数（Ra）是非常精确的，来源于众多数据计算的平均数据曲线与厂家的最佳范围数据误差在10％以内。El-Dessouky［3］在1997年提出了评估蒸汽喷射器性能的关系式，引射系数Ra表达为：

式中，Ra是引射系数，定义为单位质量的吸入蒸汽需要的动力蒸汽量。Pm、Ps和Pev分别代表动力蒸汽压力、混合气流压力和引射蒸汽压力，PCF为动力蒸汽压力校正系数，TCF是引射蒸汽温度校正系数。下式为PCF和TCF的计算公式：

PCF=3×10-7（Pm）2-0.0009（Pm）+1.6101　　（3-72）

TCF=2×10-8（Tev）2-0.0006（Tev）+1.0047　　（3-73）

式中，Pm的单位是kPa，Tev的单位是℃。该式只适用于喷射器的流体为蒸汽、吸入蒸汽是水蒸气的条件。其有效范围如下：Ra≤4，500℃≥Tev≥10℃，3500kPa≥Pm≥100kPa，Ps/Pev≥1.81。

设计中，有必要考虑热力损失，如沸点升（BPE）等。由于喷射器的能量需求，气液分离器的压力降造成的温度降低是增大的。这是因为，蒸汽被压缩不是简单地通过工作温度下降（Ts-Tb），而是通过工作温度下降加上热力损失，如{Ts-［Tb-（BPE+ΔTp）］}，或（Ts-Tev）。

（3）求解过程和参数

以下参数用来求解SEE-TVC模型：原水温度、进料水温度、原水盐度、浓水盐度、捕沫网厚度。

TVC数据模型求解流程如图3-21所示，初始设置如下：

—浓水和进料水的流量，Mb，Mf，产水流量Md经过公式（3-61）和公式（3-62）计算，定义为1kg/s。

—沸点温度升，BPE。

—饱和温度Tv由公式（3-65）计算，相关的饱和蒸汽压力Pv由饱和蒸汽表查得。

—捕沫网压力损失（ΔPp），数据用来计算通过捕沫网的蒸汽压力Pev=Pv-ΔPp。

—饱和蒸汽温度Tev，根据饱和蒸汽压力Pev求得。

—压缩蒸汽压力Ps通过压缩比Cr和引射蒸汽压力Pev求得。计算饱和温度Ts也通过其相应的饱和蒸汽压力Ps，根据饱和蒸汽表查得。

—蒸发器总热量Qe由公式（3-63）计算得到。

—蒸发器总传热系数Ue根据相关数据估算。

—冷凝器总传热系数根据相关数据估算。

—引射系数Ra由公式（3-71）～公式（3-73）计算得到。

—动力蒸汽和引射蒸汽的质量流量Ms和Mev，通过在公式（3-63）中带入引射系数Ra和蒸发器热负荷Qe计算得到。

—冷凝器总热量Qc和冷却水流量Mcw，通过冷凝器能量平衡公式（3-64）计算得到。

—蒸发器和冷凝器有效传热面积Ae和Ac，通过公式（3-67）和公式（3-68）计算得到。

—装置性能参数PR，sA和sMcw，通过公式（3-58）～公式（3-60）计算得到。

—捕沫网编织密度。

—蒸发温度。

—压缩比。

—动力蒸汽压力。

（4）小结　虽然SEE-TVC装置不会工业规模应用，但对其进行建模、设计和分析可为其他更加复杂的多效蒸发-蒸汽喷射器联用系统提供理论基础。SEE-TVC装置的数学计算包括蒸发器和冷凝器的物料和能量衡算。模型包括冷凝器和蒸发器的传热公式，以及蒸汽喷射器的经验公式。系统分析主要针对不同蒸发温度、动力蒸汽压力和压缩比所对应的造水比、比传热面积和比冷却水流量的函数变化。依据计算结果和讨论，可得如下结论。

①造水比随着蒸发温度和压缩比的升高而降低，因为蒸发温度和压缩比的升高会导致动力蒸汽消耗增加。

②动力蒸汽压力升高，造水比也随之增大，但是变化缓慢。因为在较高动力蒸汽压力下，引射蒸汽少量增加，同时动力蒸汽消耗减少。

③比传热面积和比冷却水流量对蒸发温度和压缩比的变化十分敏感。随着蒸发温度和压缩比的增加，这两个参数变小。这是由于蒸发器和冷凝器总传热系数的提高增强了传热速率。

④给定的比传热面积和比冷却水流量会限制动力蒸汽压变化的灵敏度。

总之，建议单效蒸汽喷射器淡化装置的蒸发温度取中间值，例如70～80℃，采用较低的压缩比（约为2）。

3.1.4　多效蒸馏

3.1.4.1　原理及技术特点

多效蒸馏又称多效蒸发，是一个典型的化工单元操作。因为一般蒸发过程的产品为浓缩液，而海水淡化的产品为蒸汽凝结成的淡水，类似从蒸馏塔顶获取有价值的轻馏分，因此多效蒸发在海水淡化领域习惯称多效蒸馏。其历史可追溯到制糖业兴起时对糖液的浓缩，要比多级闪蒸长得多。

（1）多效蒸馏的分类　多效蒸馏可根据流程和设备进行分类，分类的方法如下。

①按流程分类　按流程分，多效蒸馏可分为顺流、逆流和平流流程。详见3.1.4.2节。

②按蒸馏设备分类　蒸发设备的种类繁多，按海水淡化所采用的蒸发器形式可分类如下：

a.按蒸发物料流动的类型可以分为强制循环蒸发器、自然循环蒸发器和膜式蒸发器，在膜式蒸发器中，按流动方向又可分为升膜式和降膜式蒸发器。

b.在降膜蒸发器中，又可分为垂直管降膜蒸发器、水平管降膜蒸发器和板式蒸发器。

③按操作温度分类　按多效蒸馏的最高盐水沸腾温度TBT（top brine temperature），又可以分为低温多效蒸馏和高温多效蒸馏。其中低温多效蒸馏海水淡化技术避免和减缓了高温蒸馏设备的腐蚀和结垢问题。由于盐水的蒸发温度低，使得使用廉价传热材料成为可能。由于廉价传热材料的使用，使得同样的投资规模可以安排更多的传热面积，因此，即使在低温操作段也可以达到较高的造水比，可达到10左右。

（2）低温多效蒸馏海水淡化的原理　所谓低温多效蒸馏海水淡化技术是指盐水的最高蒸发温度TBT不超过70℃的海水淡化技术，其特征是将一系列的水平管降膜蒸发器或垂直管降膜蒸发器串联起来并被分成若干效组，用一定量的蒸汽输入通过多次的蒸发和冷凝，从而得到多倍于加热蒸汽量的蒸馏水的海水淡化技术。水平管低温多效蒸馏海水淡化工艺流程如图3-22所示。

海水首先进入冷凝器中预热、脱气，而后被分成两股物流，一股作为冷却水排回大海，另一股作为蒸馏过程的进料。进料水加入阻垢剂后被引入到蒸发器的后几效中。料液经喷嘴被均匀分布到蒸发器的顶排管上，然后沿顶排管以薄膜形式向下流动，部分水吸收管内冷凝蒸汽的潜热而蒸发。二次蒸汽在下一效中冷凝成产品水，剩余料液由泵输送到蒸发器的下一个效组中，该组的操作温度比上一组略高，在新的效组中重复喷淋、蒸发、冷凝过程。剩余的料液由泵往高温效组输送，最后在温度最高的效组中以浓缩液的形式离开装置。

生蒸汽被输入到第一效的蒸发管内并在管内冷凝，管外海水产生与冷凝量基本等量的二次蒸汽。由于第二效的操作压力要低于第一效，二次蒸汽在经过捕沫装置后，进入下一效传热管。蒸发、冷凝过程在各效重复，每效均产生基本等量的蒸馏水，最后一效的蒸汽在冷凝器中被海水冷凝。

第一效的冷凝液返回蒸汽发生器，其余效的冷凝液进入产品水罐，各效产品水罐相连。由于各效压力不同使产品水闪蒸，并将热量带回蒸发器。这样，产品水呈阶梯状流动并被逐级闪蒸冷却，回收的热量可提高系统的总效率。被冷却的产品水由产品水泵输送到产品水储罐。这样生产出来的产品水是平均含盐量小于5mg/L的纯水。

浓水从第一效呈阶梯状流入一系列的浓水闪蒸罐中，过热的浓水被闪蒸以回收其热量。经过闪蒸冷却之后的浓水最后经浓水泵排回大海。

不凝气在冷凝器富集，由真空泵抽出。

低温多效蒸馏因其技术优势及灵活的装置组合方式，可以利用各种形式的低位热源，可行的运行方式包括：与发电厂结合实现电水联产，利用柴油机的余热造水，与固体废物焚烧炉结合进行海水淡化，利用工业冷却水和工业废气造水，利用太阳能、地热造水。

（3）低温多效蒸馏技术特点　低温多效蒸馏可以用水平管，也可以是垂直管，蒸汽的冷凝和海水的蒸发分别在传热表面的两侧同步发生。低温多效蒸馏装置中蒸发器效数的选择受进料海水温度、效间温差和最高蒸发温度的限制，通常设计为8～16效，这可以保证系统有较高的造水比（每吨生蒸汽可生产的产品水吨数）。低温多效蒸馏过程操作温度较低，一定程度上减缓了设备的腐蚀及结垢问题，而且也使得使用廉价传热材料成为可能，同样的投资规模下可以安排更多的传热面积，以此提高系统的经济性。

低温多效蒸馏海水淡化技术主要有以下特点：

①多效蒸馏的传热过程是沸腾和冷凝换热，是双侧相变传热，因此传热系数很高，对于相同的温度范围，多效蒸馏所用的传热面积要比多级闪蒸少；

②进料海水预处理简单。海水进入低温多效装置前只需经过筛网过滤和加入少量阻垢剂即可，而多级闪蒸必须进行加酸脱气，反渗透对预处理的要求更高；

③多效蒸馏的操作弹性很大，负荷范围从110％到40％，皆可正常操作；

④低温多效蒸馏通常与蒸汽喷射器结合，将中间某一效的低品位蒸汽压缩后重新输入第一效蒸发器，以提高装置造水比；

⑤操作温度低，蒸发顶端温度为70℃，可避免或减缓设备的腐蚀和结垢，对材料要求较低；

⑥系统的热效率高，30余度的温差即可安排12以上的传热效数，从而达到较高的造水比；

⑦系统的操作安全可靠，在低温多效蒸馏系统中，发生的是管内蒸汽冷凝而管外液膜蒸发，即使传热管发生了腐蚀穿孔而泄漏，由于汽侧压力大于液膜侧压力，浓盐水不会流到产品水中，充其量只会影响造水量；

⑧水质好，产品水含盐量一般不超过5mg/L，反渗透淡化装置要达到相同的水质需要两级处理流程。

3.1.4.2　多效蒸馏常见进料工艺［4］

按流程分类，多效蒸馏的工艺流程主要有三种，顺流、逆流和平流。

①顺流　顺流是指料液和加热蒸汽都是按第一效到第二效再到第三效的次序进料。

②逆流　逆流是指进料流动的路线和加热蒸汽的流向相反。原料从真空度最高的末一效进入系统，逐步向前面各效流动，浓度越来越高。

③平流　平流是指各效都单独平行加料，不过加热蒸汽除第一效外，其余各效皆用的是二次蒸汽。按照各效浓水的流动方式，平流又分为平流/分组和平流/错流。

a.平流/分组　此流程是逆流与平流的结合，特征是将一系列蒸发器串联起来并被分成若干效组，进料水并行进入由两效或多效蒸发器组成的末组蒸发器中，被加热到沸点，部分海水汽化蒸发，剩余部分的浓水汇集进入下一组蒸发器内重复加热、汽化蒸发过程。各效中生成的淡水和最终浓水依靠压差逐效闪蒸。

b.平流/错流　此流程是指各效单独平行进料，前效产生的二次蒸汽进入下一效作为加热蒸汽，加热喷淋至传热管外的海水汽化蒸发。与平流/错流不同的是，前效产生的浓水进入下一效闪蒸，依次重复进行。

图3-23中为三种不同的加热蒸汽和蒸发盐水的流动方向，要依据盐溶解度的变化选择不同进料方式，而最高盐水温度和最大的盐水浓度决定了盐的溶解度。

图3-24显示了在硫酸钙的溶解度随浓度和温度的变化。该图给出了硫酸钙溶解度的上限，以及在三种多效蒸馏体系的温度-浓度分布的变化。这些数据和图表来源于海水和浓水，适用于系统预热器和蒸发器内海水流动状况。

（1）不带蒸汽喷射器的多效蒸馏平流进料工艺

①过程描述　不带蒸汽喷射器的多效蒸馏平流进料工艺流程示意见图3-25、图3-26，效数从左到右（蒸汽流动方向）编号为1到n，每效由传热管、蒸发室、喷淋系统、捕沫装置和其他部件组成，进料水由喷淋系统自上而下垂直喷淋到水平布置的传热管上。平流/错流进料系统如图3-26所示，浓水从第一效流向第二效，在第二效闪蒸并与二效浓水混合。每个系统均由蒸发器、闪蒸罐、冷凝器和抽真空系统组成。平流/分组和平流/错流进料系统包含n-1个淡水闪蒸罐，平流/错流进料系统浓水在第2至第n效内闪蒸。两个系统均采用水平管降膜蒸发，可利用大流量喷嘴使进料水在传热管表面分布，具有较高的润湿率和均匀性，避免传热管干壁，结垢倾向低，有利于蒸汽和不凝气的分离和排出，具有较高的传热系数。

在平流/错流系统中，第2效到第n效的蒸汽是通过传热管表面蒸发和淡水闪蒸罐闪蒸产生，蒸发器每效产生的蒸汽量均小于前一效的蒸汽产量。由于沸点升高和非平衡温升使得闪蒸的蒸汽温度低于该效内的蒸发温度。第i效的淡水在闪蒸罐中闪蒸得到少量蒸汽，由于非平衡温升使闪蒸的蒸汽温度同样低于浓水的温度，闪蒸罐的设置可回收浓水和产品水中的热量。在平流/错流系统中，i效产生的蒸汽在第i+1效的管内冷凝，最后一效形成的所有蒸汽在冷凝器的壳程冷凝。

两种进料形式中，排出每一效的浓水CaSO4的浓度接近于溶解极限，见图3-24（a），最后一效的浓水排入大海。

冷凝器具有脱气作用，首次启动和运行过程中由原料水或泄漏入系统的不凝气首先在冷凝器排出。不凝气的存在不仅影响传热，也降低了一定压力下蒸汽冷凝温度，为了减少蒸汽损失，通常采用从一效蒸发器到另一效蒸发器串联的抽气方式，利用真空泵将不凝气排入大气。

②数学模型　平流/错流系统的数学模型包括物料平衡方程、能量平衡方程、传热系数估算、热力学损失、压降和物理性质等，计算结果包括造水比、比传热面积、比冷却水流量和转化率。其他辅助数据包括各效温度、压力、流速和盐度。以下两部分详述了平流/分组和平流/错流系统的模型方程，模型中假设系统稳态，假设产品水不含盐，即忽略蒸汽中夹带的液滴。

数学模型包括：

—各效传热所需面积；

—利用传热方程计算每效蒸发器用于海水预热和蒸发的传热面积；

—效间沸点升高、蒸发器和闪蒸罐的非平衡温升、经捕沫器后压降对应的温度降低、蒸汽流动和冷凝过程热力学损失；

—蒸发温度、传热管材料、特定传热面积下管束几何排列形式的影响分析；

—盐水物理性质的变化；

—蒸发器和冷凝器中不凝气对传热系数的影响。

a.平流/分组低温多效蒸馏海水淡化的数学模型　平流/分组低温多效蒸馏数学模型包括物料平衡和能量平衡方程以及各效蒸发器、闪蒸罐和冷凝器的传热方程。该模型包括以下方程：

第i效总物料平衡

Fi=Di+Bi　　（3-74）

第i效的盐平衡

第i效的能量平衡

在式（3-76）中，第一项代表前一效蒸发器产生的二次蒸汽的热量（i≥2），因为第一效的热源来源于系统外部；第二项代表前一效闪蒸罐产生的蒸汽的热量（i≥3）；第三项代表用于进料水预热的热量，即从进料温度上升到蒸发温度的热量；最后一项表示效内用于产生蒸汽所需的热量。上述方程中，恒压下的热量取决于浓水的盐度和温度，潜热取决于蒸汽温度。

i效蒸汽温度：

式中，Tv指蒸汽温度。

蒸汽冷凝温度：

在方程（3-78）中，蒸汽冷凝温度低于浓水沸点温度Ti，这是由于浓水沸点升高、蒸汽经气液分离器压降造成的温度损失（ΔTp）、流动过程中的摩擦损失（ΔTt）和冷凝过程中损失（ΔTc）造成的。

闪蒸罐闪蒸的蒸汽量（）：

式中，（NEA）i为非平衡温升，，为淡水在闪蒸罐闪蒸冷却之后的温度［5］，第i效蒸发器传热面积：

式中，A1i是用于海水预热的换热面积；A2i是用于蒸发的换热面积；U1i、U2i是相应的传热系数；α是输入蒸汽热量消耗分数。

冷凝器的能量平衡和传热面积：

b.平流/错流低温多效蒸馏数学模型　平流/错流低温多效蒸馏系统数学模型与平流/分组系统相似，包括如下方程：

第i效总物料平衡

Fi+Bi-1=Di+Bi　　（3-87）

第i效的盐平衡

第i效的能量平衡

浓水闪蒸的蒸汽流量

式中，指浓水进入该效闪蒸冷却后的温度，由方程（3-90）可知，由于非平衡温升使得此温度低于效内浓水的温度。

第i效传热面积：

冷凝器的能量平衡和传热面积：

淡水闪蒸罐闪蒸的蒸汽流量方程、各效蒸发器和冷凝器对数平均温差方程与平流/分组低温多效蒸馏系统相同，方程（3-87）～方程（3-95）中各符号也与方程（3-74）～方程（3-86）相同。

求解算法：

两个系统模型方程是非线性的，因此需要利用迭代算法进行求解，求解前首先定义如下参数：

—效数为4、6、8或12；

—加热蒸汽温度范围为60～100℃；

—原海水温度（Tcw）为25℃；

—进料水温度（Tf）为35℃；

—最后一效蒸发温度（Tn）为40℃；

—原海水含盐量为34000mg/L或42000mg/L；

—传热管管壁和传热管内外的污垢热阻总量为731×10-6m2·℃/W；

—传热管外径（δo）为21.75mm，传热管内径（δi）为19.75mm。

利用牛顿迭代法计算两个系统的模型方程：

—各效进料水、浓水、产品水流量；

—蒸汽流量；

—第1效到第n-1效浓水温度；

—各效蒸发所需热量；

—各效预热和蒸发的传热面积。

根据牛顿法进行迭代，迭代误差为1×10-4，为便于求解，尽可能拆分每个方程，所有方程定义一个编号。例如，盐平衡方程为：

③系统性能　以上两个系统性能根据原海水盐度、蒸发器效数、浓水最高温度进行分析。性能参数包括造水比、比冷却水流量、比传热面积和海水转化率，同时提出在系统操作条件下预热和蒸发的传热面积的影响因素分析，最后与顺流进料MED数学模型进行对比分析。

图3-27所示为加热蒸汽温度和海水盐度变化时，平流/分组进料MED系统性能。在较高的加热蒸汽温度下，造水比降低的影响因素如下：将进料水温度加热至蒸发温度所需显热量增加，因为进料温度（Tf）保持35℃不变；转化率降低造成进料流量增大；在较高温度下加热蒸汽的潜热减小。

图3-27也给出了海水盐度对系统性能的影响。加热蒸汽温度较高时，系统造水比、比冷却水流量和转化率差别较大，这是受浓水排放盐度限制，降低了转化率，增大了进料水流量。结合公式（3-28）和公式（3-29）可见，在增加海水盐度的条件下各效蒸发器产生的蒸汽量减少，由此得到关系式，在恒定温度（不变）下增加会减少产生蒸汽量。如图3-27所示，传热面积随海水盐度变化不明显，仅仅取决于热负荷、加热蒸汽温度、效间温差和总的传热系数。

由图3-28可见，增加蒸发器效数可提高造水比，增加传热面积。因为加热蒸汽的温度和最后一效浓水的温度是一定的，传热驱动力的降低和传热温差减小，使传热面积增大，多效系统增加蒸汽循环利用次数后造水比增加。第一效中，蒸汽放热，加热进料水使其达到饱和温度，蒸发得到少于加热蒸汽量的蒸汽。以后各效重复此过程，效数越多，以后各效产生的蒸汽量减少，所需冷却水量减少。浓水排放含盐量受限，转化率降低。如图3-28所示，8效平流/分组进料系统最低加热蒸汽温度为70℃，加热蒸汽温度越低，第一效和最后一效浓水的温度带越窄。因此，在沸点升和传热温差降低共同影响下导致传热窄点的出现，即第i效的蒸汽温度低于i+1效浓水温度。

平流/分组系统传热面积的变化与加热蒸汽温度相关，也与蒸发器效数有一定关系。例如，一个四效系统，加热蒸汽温度为100℃，用于蒸发的传热面积从第一效到第四效分别占总传热面积的78％、92％、96％和98％；如果加热蒸汽为70℃，则变为95％～98％。增加蒸发器效数则增加传热面积的变化范围，例如，加热蒸汽为100℃的八效系统，用于蒸发的传热面积从第一效到第八效变化范围为68％～99％。综上所述，由于进料水温度达到饱和温度所需显热量增加，所以加热蒸汽温度越高，蒸发所需传热面积越小。

平流/分组MED和平流/错流MED系统中，转化率和比冷却水流量差别较大，造水比和比传热面积相差不多。如图3-29、图3-30所示，加热蒸汽温度增加，系统的转化率保持不变，但若进料水含盐量低，则转化率提高。因为离开系统最后一效浓水温度相同（40℃），转化率不随加热蒸汽温度改变。系统总的质量平衡和含盐量平衡关系式分别定义为MF=MB+MD和MFXF=MBXB，组合起来为MD/MF=（XB-XF）/XB。从公式可见，因为XB和XF与加热蒸汽温度无关，所以转化率不随加热蒸汽温度改变。图3-30显示转化率与蒸发器效数无关，同样结合上面的关系式可以得出，转化率只取决于XB和XF，就这一点而言，XB是最后一效浓水温度（40℃）的一个函数，XF是一个独立参数。在较高的加热蒸汽温度和海水含盐量下，提高系统转化率会使比冷却水流量稍有增加，这意味着系统造水比有了一定的增加。

图3-31的两组数据比较了4效平流/分组和平流/错流进料系统。第一组为海水浓缩到接近CaSO4组分溶解极限（即CaSO4最大溶解度的95％）时的数据，第二组为浓盐水达到最大含盐量70000mg/L的数据。由图可见，两个系统的造水比和比传热面积变化趋势相似，均随加热蒸汽温度提高而减小，其趋势与冷却水流量和转化率不同。浓水含盐量在70000mg/L的平流/错流系统比冷却水流量最低、造水比最高、比传热面积最小，海水浓缩程度接近CaSO4溶解极限的平流/错流系统转化率最高。

顺流和平流/错流进料系统对比如图3-32所示，顺流进料系统利用El-Dessouky［6］等人的数据。两个系统均为12效，进料水含盐量42000mg/L，排放浓水含盐量70000mg/L，原海水温度25℃，进料水温度35℃，排放浓水温度40℃。可以看出，平流/错流进料系统比顺流进料系统所需比传热面积大，尤其在浓水温度较低的情况下，这是因为平流/错流进料系统把每效进料水加热到蒸发温度的传热驱动力低。每个系统的造水比与加热蒸汽的温度无关，因为不需要将每效进料水都加热到最高的浓水排放温度，所以平流/错流系统的造水比很高。

④工业应用数据　表3-2为平流进料、顺流进料和传统多级闪蒸性能对比。如表所示，24级多级闪蒸系统的造水比为8，而8效MED系统造水比为4.9～5.8。12效系统造水比平均值为8，随着效数从8增加到12，MED系统的比传热面积在200～500m2/（kg/s）范围内变化，多级闪蒸的比传热面积为259m2/（kg/s）。需要注意的是，顺流进料MED系统未发现商业应用，这里提出的只是方案设计。

⑤小结　对不同结构系统进行性能分析表明平流/错流进料MED系统性能最好。平流/分组进料MED系统性能与平流/错流进料MED系统性能相差不多，在设计、建设和运行上也相似。两个系统都适宜高温操作，这样可以大幅减少传热面积，但是低温运行造水比高、比冷却水流量小。因此需要综合考虑优化选择效率高、造价低的系统和操作运行条件。

（2）带有蒸汽喷射器的多效蒸馏平流进料工艺　多效蒸馏海水淡化工业生产常采用平流进料工艺，平流进料具有布置简单、操作范围宽等特点，分为MEE-TVC（耦合蒸汽喷射器）、MEE-MVC（耦合机械压缩机）系统。MEE-MVC的市场份额低于1％，MEE-TVC具有较高的市场份额。下面以MEE-TVC为例，介绍带有蒸汽喷射器的多效蒸馏平流进料工艺。

①流程描述　图3-33给出了MEE-P/TVC的工艺流程。如图所示，系统包括n效蒸发器和n-1效闪蒸罐。每效包括蒸发室、捕沫器、冷凝器/蒸发器传热管、喷嘴。效数从左侧到右侧（热流方向）编号为1到n。蒸汽流向从左至右，也是压力下降的方向，海水在垂直的方向进入。压缩蒸汽流入首效的传热管进汽侧，同时进料水喷淋在壳程的传热管顶部，形成一层液膜。首效海水降膜喷淋吸收压缩蒸汽的潜热，海水温度上升到饱和温度，开始进行蒸发并产生少量蒸汽，这些蒸汽进入下一效传热管内进行冷凝，释放潜热给传热管外的海水，此过程不断重复进行，直至第n效。第2效到第n效的淡水流入相连的闪蒸罐内，其中淡水闪蒸产生少量的蒸汽后温度降低。闪蒸蒸汽和前一效的二次蒸汽一起进入下效的传热管进汽侧。末效产生的蒸汽进入冷凝器，冷却海水喷淋到传热管上冷凝末效产生的部分蒸汽。蒸汽喷射器引射剩余部分的蒸汽，并压缩到需要的压力和温度。从冷凝器出来的加热海水分成两部分：一部分作为进料水，分布到各效蒸发器；另一部分作为冷却海水排回大海。蒸汽喷射器内一定压力的蒸汽通过拉伐尔喷嘴以超声速射出，由压力能转化为速度能。在喷嘴出口处由于高速气流的引射作用形成低压，工作蒸汽与被抽气流在混合室进行混合，并进行能量交换，混合气流在扩压管内得到减速增压。

②数学模型　下面讨论MEE-PC（平流/分组多效蒸馏）系统中各部分的模型方程，假设各模型稳态运行、每效换热面积相同、环境的热损失忽略不计、淡水中不含盐。图3-34给出了第i效蒸发器和相关的闪蒸罐的系统变量原理图，图中包括各效进入和流出蒸发器和闪蒸罐的流量、含盐量和各流体的温度。

a.各效平衡方程　每效的数学模型包括物料和能量平衡方程以及热传导方程。该模型包括如下方程：

Fi+Bi-1=Di+Bi　　（3-97）

第i效盐度平衡：

方程（3-97）和方程（3-98）中，B、D和F分别指浓水的流量、淡水流量和进水流量，X是含盐量，下标B、F和i指的是浓水、进料水和效数。

排出的浓水含盐量：

该公式用于计算各效排出浓水的含盐量，浓水温度是其中的一个函数，通过含盐量/温度拟合的性能曲线得出，其中CaSO4的溶解度为90％，排出的浓水含盐量的上限设定为70000mg/L。

第i效的能量方程：

在上述公式中，d是i-1效产生的蒸汽量，是闪蒸罐闪蒸出的蒸汽量，X是潜热，Cp是在常压下的比热容。Ti是浓水沸腾的温度，Tf是海水进料温度。

式（3-100）中的第一项对应的是前一效二次蒸汽在该效冷凝所产生的热量，这仅适用于第2效到第n效，因为首效引入外部热源的加热蒸汽来驱动系统。第3效到第n效中，式（3-100）第二项定义了在前一效浓水闪蒸形成的蒸汽冷凝所产生的热量。

式中第三项，仅适用于第3效到第n效，页是指前一效相连的闪蒸罐里蒸馏水闪蒸的蒸汽加入到该效内冷凝产生的热量。方程（3-100）第四项是进料流量，它的温度从进入该效的海水温度升高到蒸发温度。最后一项是该效热量消耗量。在上面的公式中，常压下的比热容取决于浓水的含盐量和温度，潜热取决于蒸汽的温度。

第i效蒸汽温度：

式中，BPE指沸点升，Tv指蒸汽温度。

方程（3-101）里，冷凝温度低于浓水蒸发温度Ti，由沸点升和捕沫器的压降所引起的温差ΔTp，流动过程的温差ΔTt和冷凝温差ΔTi计算得出。

该效浓水产生的蒸汽量：

和

公式（3-103）中，T’是指浓水冷却后进入该效的温度。潜热λi由该效蒸汽的温度Tvi计算得出。NEAi是指非平衡公差（余量），由Miyatake［5］（1973）得出的关联式计算得出。

淡水闪蒸罐闪蒸的蒸汽量：

和

式中，（NEAi）指非平衡温升，相当于，指冷凝蒸汽冷却后进入闪蒸罐内的温度。

第i效的换热面积

式中，A1i是指每效进料水温度加热到蒸发温度时所需要的换热面积，A2i指进行蒸发的换热面积，U1i和U2i是关联的总传热系数，LMTD是换热系数的对数，α是小部分蒸汽生成所消耗的热量。

b.冷凝器平衡方程　冷凝器平衡方程包括能量平衡方程和换热速率方程。

冷凝器能量平衡方程：

冷凝器换热速率方程：

（LMTD）c=（Tf-Tcw）/ln［（Tvn-Tcw）/（Tcn-Tf）］　　（3-113）

式中，Ac、Uc和（LMTD）c分别指传热面积、总传热系数和对数平均温差。

在有蒸汽喷射器的情况下，冷凝器的热负荷相对较低，这是因为在最后一效和相连的闪蒸罐产生的蒸汽一部分被蒸汽喷射器抽走。因此，最后一效产生的蒸汽由下式决定：

式中，Mev和Mc分别指的是引射和未被引射的蒸汽量。蒸汽喷射器模型及设计过程详见3.1.3.2节，引射蒸汽的流速由喷射器的引射系数确定。

c.求解算法　使用迭代法计算，该算法首先对以下参数进行设定：

—效数在4～12范围内变化；

—加热蒸汽温度变化范围为60～100℃；

—海水温度（Tcw）为25℃；

—海水含盐量为34000mg/L或42000mg/L；

—冷却水温度或海水进料水（Tf）低于冷凝蒸汽温度（Tcn）5℃；

—末效蒸发温度（Tn）为40℃；

—蒸汽恒压比热容Cpv为1.884kJ/（kg·℃）。

图3-35为带蒸汽喷射器多效蒸馏系统的求解算法。如图所示，模型方程同时采用牛顿迭代法求解，计算如下：

—每效进料水、浓水和蒸馏水的流速、含盐量和温度；

—每效传热面积和蒸发显热；

—各效蒸发耗热量。

上述结果也可用于计算：

—冷凝器传热面积；

—冷却海水流量；

—蒸汽喷射器引射系数；

—动力蒸汽量。

③系统性能　加热蒸汽温度是蒸汽喷射器系统的一个重要参数。图3-36为8效MEE-P/TVC（平流/分组进料的蒸汽喷射器多效蒸馏工艺）和MEE-PC/TVC（平流/错流进料的蒸汽喷射器多效蒸馏工艺）的热效率变化，动力蒸汽压力为1500kPa，压缩比为4。如图所示，随盐水顶温的提高，造水比逐渐降低。同时，在盐水顶温较低时，带有蒸汽喷射器淡化系统的造水比比不带蒸汽喷射器的系统提升近75％～100％。例如盐水顶温为60℃时，用蒸汽喷射器造水比达到12.2，而不带蒸汽喷射器的系统造水比为7.3。

蒸汽温度升高，系统造水比降低，这是因为：a.用于提供系统加热的压缩蒸汽潜热减少，如60℃蒸汽潜热为2470kJ/kg，110℃为2105kJ/kg；b.进料水预热所需热量增加，因为进料温度为35℃且保持不变；c.引射蒸汽温度一直低于40℃，蒸汽压缩所需动力蒸汽量增加。

图3-37所示为MEE-P/TVC和MEE-PC/TVC系统的换热面积变化曲线，如图所示，加热蒸汽温度提高，换热面积迅速减小。这是因为：a.总传热系数的增加使得浓水和冷凝蒸汽的物理性质变化，使其具有更高的热焓，从而提高流体的传热速率；b.蒸发器效数不变，则每效的传热温差增大。

如图3-38所示，MEE-PC/TVC系统的转化率与最高盐水温度无关。而MEE-P/TVC的转化率随盐水顶温提高而降低。MEE-PC/TVC系统进料水含盐量恒定为42000mg/L，最大浓水含盐量为70000mg/L。MEE-P/TVC系统随加热蒸汽温度增加，转化率逐渐降低。

图3-39给出了两个系统中比冷却水流量的变化，如图所示，MEE-PC/TVC系统中盐水顶温增加，比冷却水流量逐渐增大。这是因为：一定热负荷的增加或造水比的降低；恒定的转化率或恒定的进料量，这两种情况都需要增加冷却水量。在MEE-P/TVC系统中，盐水顶温较高时，转化率降低或进料水量增加也会导致比冷却水流量降低。

④与淡化厂数据比较　表3-3比较了4效、6效和12效多效蒸汽喷射器系统的模型预测和实际数据，建立的预测模型与实际淡化厂结果类似。表3-3中的结果表明，预测能耗值与实际能耗基本一致，相对误差小于9％。因无法得到淡化厂实际传热面积，故未比较传热面积。

末效加热蒸汽的温度、进料水量等参数都是预先设定的，其他设定参数包括进料水和排放浓水含盐量，该模型用以计算比传热面积、比冷却水流量和造水比。如图所示，该模型的预测与工业数据比较相符。模型预测与工业数据的相对误差值低于15％。

⑤小结　本节系统分析了两种平流进料蒸汽喷射器多效蒸发体系，得出如下结论：

a.MEE-P/TVC和MEE-PC/TVC系统的造水比较高，尤其在较低的盐水顶温下，比不带蒸汽喷射器系统提高50％～100％；

b.较高的盐水顶温，由于传热驱动力增加，比传热面积大大减小；

c.系统能耗取决于进料温度与蒸发温度差、压缩蒸汽以及盐水温度等。

以上对平行/分组进料的建模和计算是针对多效蒸馏海水淡化系统中的一组蒸发器（包括若干效蒸发器）进行的，通常MED系统由若干组蒸发器组成，组间用效间泵及管路连接，海水平行进入组内各效蒸发器喷淋蒸发，剩余的浓水汇总，经效间泵打入下一个蒸发组，依此类推，每组建模计算过程同上。

3.1.4.3　多效蒸馏工艺设计

低温多效蒸馏海水淡化工程设计要根据拟建工程所处地理位置、气候条件、海水水质、海水水温、电力价格、热源品质、热源价格、产品水用途、产品水水质要求等条件综合确定工程的最佳工艺方案。

（1）取水设计　大规模的蒸馏法海水淡化一般和火电厂、核电厂或石化厂、化工厂等结合，由于具备海水取水条件，这些工厂一般都采用海水冷却，因此海水淡化厂的取水可以和这些厂的冷却水取水一并考虑，从冷却水母管上引出一个分支管线即可。管路的管径由海水取水量决定，海水取水管内的流速一般取1.5～2.5m/s，管材一般使用非金属材质。

如果无海水取水设施可利用，则需设计单独的海水取水设施，取水方式有开放式取水、沙滩沉井取水等。

（2）海水的预处理　多效蒸馏对进料水水质要求不是太高，允许进料水的浊度不大于20度、游离油浓度不大于1mg/L、游离氯浓度不大于1mg/L。在低温多效的进料管路上安装网状过滤器，以除去有可能夹带进入设备的沙粒，管道过滤器的大小根据工程的取水量设计，可采用一用一备式，以方便过滤器的清洗。为了防止海生物进入蒸发器内在传热管上结垢，需要在海水取水管上设计海生物杀除装置，一般采用次氯酸钠发生器或加液态氯的方式，加氯的剂量保持在2～3mg/L为宜。

（3）低温多效蒸馏流程设计　低温多效蒸馏的流程有多种变化形式，流程的变化主要体现在海水的进料方式、流动方式及各效蒸发器的组合方式上，典型流程如下。

①分组进料，用闪蒸罐闪蒸　此种流程具体蒸发过程如3.1.4.2节所述（图3-25），只是蒸发器分为若干个蒸发组（一般为2～3组），原料水分组进料喷淋，原料海水首先进入到最后的蒸发组，平行进入到此组的各效蒸发器喷淋蒸发；此组蒸发器剩余的浓水汇总，经效间泵打入下一个蒸发组，依此类推。

此过程中所产生的产品水和浓水分别流入一系列的闪蒸罐中，每一个闪蒸罐连接到下一低温效的冷凝侧，这样产品水和浓水呈阶梯状流动并逐级闪蒸冷却，放出的热量提高了系统的总效率。被冷却的产品水和浓水最后分别用相应的水泵抽出。

②平流进料，蒸发器室内闪蒸，设加热器逐级加热进料水　此种流程具体蒸发过程如3.1.4.2节所述，只是海水被冷凝器预热后，原料海水平行进入各效。在原料海水进入各效之前，海水在加热器中被该效的二次蒸汽预热，部分海水进入该效，剩余的海水再进入下一效预热后进入相应蒸发器，依此类推。

高温效的产品水和浓水分别流入低温效的管程和壳程进行闪蒸，用以提高系统的总效率，产生的蒸汽与该效二次蒸汽混合，一部分进入加热器预热上一高温效的进料水，另一部分进入下一低温效作为加热蒸汽。被冷却的产品水和浓水最后分别用相应的水泵抽出。

以上两种流程各有其优缺点，第一种分组进料与第二种的平流进料相比，由于对原料海水进行了重复利用，可降低原料水进料泵的耗电量，从而降低整套装置的电耗；但第一种流程进入每一组的各效蒸发器海水的温度与该效的蒸发温度温差不同，最高的可达13℃左右，第二种平行进料由于每效都设有加热器，所以进料水温度与蒸发温度温差每效均为4℃左右。

（4）低温多效蒸馏海水淡化工艺设计

①海水进料量的计算　对低温多效海水淡化而言，浓缩倍数一般控制在1.5～2.5倍之间，主要根据海水的成分和总含盐量确定，浓缩后浓水的TDS至少应控制在70000mg/L以内。

以浓缩倍数为β倍计，则蒸馏装置的海水需要量为：

Mf=βMd/（β-1）　　（3-115）

式中，Mf为海水进料流量，kg/h；Md为装置的淡水生产能力，kg/h。

夏季运行时，由于进料海水的温度较高，为了将最末效蒸发器产生的蒸汽完全冷凝下来，所需的水量会大于蒸发过程的进料量，大于进料部分称为冷却水量Mcw。

如果系统抽真空装置采用蒸汽喷射式真空泵或水射式真空泵，真空泵还需要消耗一部分海水作为冷却水或动力水。

从上面的分析可知，对多效蒸馏淡化装置而言，所需的海水进料量是随着季节的变化而变化的，因此大型多效蒸馏海水淡化工程应考虑季节余量并尽可能采用变频水泵以节省动力消耗。

②造水比的选定　所谓造水比就是每吨加热蒸汽可生产的淡水量，用PR来表示。装置的造水比和装置的蒸发器效数及喷射器有关，造水比是根据工程的具体情况选定的，多效蒸馏可达到的造水比为8～15。在有喷射器的情况下低温多效蒸馏的造水比一般在9～15左右，主要看提供给多效蒸馏装置的加热蒸汽压力，压力高时造水比亦高。在没有喷射器的情况下一般在5～10左右。装置的实际造水比应根据最终的设计计算数据确定。

③多效蒸馏淡化设备效数的确定　蒸发效数需根据装置要求的造水比来确定，对于多效蒸馏系统，如使用汽轮机排出的废热，装置产水量是各效产生蒸馏水量的总和。单从节能角度，应尽可能提高装置的效数以有效降低能量消耗。但增加装置效数带来的投资增加基本是线性的，从而抵消降低能耗的收益。多效蒸馏装置的单位能耗是效数的双曲线函数，当效数从一效增加到两效时，节能幅度最大。如选定造水比为8，在没有蒸汽喷射器的前提下，多效蒸馏装置可设计为11效，如有蒸汽喷射器则设计为6～7效即可。

④加热蒸汽量的计算　在不带喷射器的情况下，装置加热蒸汽量就是进入第一效的蒸汽量，需要的加热蒸汽量为：

Mm=Ms=Md/PR　　（3-116）

式中，Mm为加热蒸汽量，kg/h；Ms为首效加热蒸汽量，kg/h；Md为产品水量，kg/h；PR为装置的造水比。

如果带蒸汽喷射器，则进入第一效的加热蒸汽量大于装置的动力蒸汽量，因为喷射器可提高第一效的加热蒸汽量，计算如下：

假设一个9效的多效蒸馏设备，6～9效海水蒸发量相等，为Md6，1～5效海水蒸发量相等，为Md1，5效蒸汽部分循环，循环量为Mev，加热蒸汽为Mm，则

5×Md1+4×Md6=Md　　（3-117）

Md1-Md6=Mev　　（3-118）

假设Mev/Mm=0.5，取Md/Mm=PR，则：

Mm=Md/PR　　（3-119）

Mev=0.5Md/PR　　（3-120）

Md6=（PR-2.5）×Mm/9　　（3-121）

Md1=（PR-2）×Mm/9　　（3-122）

Mm≈Md1=（PR-2）×Mm/9　　（3-123）

⑤各效温度分布和传热系数　为了计算方便，可设定各效的温度分布，一般取各效的传热温差为3～5℃，具体根据装置的最高操作温度、最低操作温度和效数来确定。传热温差越大、总传热系数越高，所需传热面积就越小。但是，传热温差过大容易造成海水内的盐类（碳酸钙、硫酸钙等）结晶，形成垢层影响传热。蒸发器内部传热温差和总传热系数是决定MED装置淡化效率的重要指标。

传热系数的选取通常根据大量蒸馏海水淡化传热实验平台（图3-40）及中试平台上的实验结果确定。一般情况下，蒸发温度不同，设计所采用的传热系数也不同。

⑥各效蒸发量及盐水浓度的计算　在上述计算公式的基础上可初步计算出各效盐水的进料量、蒸发量、进料浓度、浓水浓度及各效的温度，然后根据物料平衡方程、溶液的沸点升计算公式对整个流程进行详细计算，经过几次迭代后可将各效的温度、压力分布，各效的进料浓度和浓水浓度，各效的蒸发量，冷凝器的冷却水量，海水的总需求量等参数一一计算出来。

⑦各效传热面积的计算　传热面积的确定有两种惯例，一种是按等面积设计各效蒸发器，另一种是按设定温度分布来确定各蒸发器面积。第一种惯例比较适合不带喷射器的情况，第二种比较适合带喷射器的情况。

按第一种惯例设计，传热面积可按各效最大的传热面积确定，然后再返回“⑤各效温度分布”进行迭代计算。

按第二种惯例设计，可参照3.1.5.2节计算各效的传热面积。

各效的传热系数应根据实验数据或经验数据来确定，对水平管降膜低温多效蒸发而言，Ui在1500～3500W/（m2·K）之间。

⑧蒸发器筒体直径的确定　首先根据多效蒸馏淡化工程的场地情况确定每效蒸发器的长度和传热管参数，一般筒体长度为3～9m，传热管管径一般采用ф19mm、ф25mm、ф45mm等几种规格，然后根据上面计算出的各效传热面积，选面积最大的一效计算传热管数量。根据该效的传热管数量确定管束的尺寸，进一步确定筒体的直径，该效的筒体直径可作为整个蒸馏设备的筒体直径。调整各效传热管长度和数量以满足各效传热面积需要。

（5）真空泵的选型　多效蒸发的真空泵选用蒸汽喷射器、水喷射器、水环式真空泵、往复式真空泵等均可。对大型多效蒸馏设备而言，蒸汽喷射式真空泵和水喷射式真空泵是较好的选择。

装置的不凝气量按下式估算：

Vg=Va+Vb　　（3-124）

式中，Vg为装置的不凝气总量，kg/h；Va为进料水带进的不凝气总量，kg/h；Vb为装置的不凝气漏入量，kg/h。

可分别查表得到常温常压下海水的溶解空气含量和装置操作温度及真空度下溶解空气含量，两者相减得Va；Vb可根据文献［8］估算。

计算出装置所需的不凝气排放量后即可选择真空泵的种类及型号。

（6）水泵阀门的选型　水泵的流量根据主体设备设计中计算所得的工艺流量参数确定，保留合理的余量。泵的扬程也根据工艺要求确定。水泵的选型要考虑到装置所需的最大流量和最高扬程。由于季节的变化，海水的进料温度在不断变化，因此大流量的水泵如海水进料泵、冷却水排放泵等应尽可能设计成变频水泵，以适应季节变化。

水泵的选型必须考虑到海水的腐蚀性，常温下工作的水泵可选用SS316L、铝黄铜等。在40℃以上工作的海水水泵可选用SS316L或双相不锈钢SS2205。

阀门的选型，在常温时根据所用管路材质可选用PVC、UPVC、FRPP等，温度较高时可选用SS316L或SS2205。

（7）工艺管道设计　流体管道取决于流经介质种类、温度、压力、流量等，工艺管道设计计算依据如下：泵的进口流速1.0～2.0m/s，出口流速2.0～3.0m/s；过热蒸汽流速30～50m/s；饱和蒸汽流速20～30m/s；液体自流速度0.5m/s；真空效气体流速≤10m/s。

（8）产品水的处理　多效蒸馏所获得的产品水水质很好，含盐量可低于5mg/L，如果产品水用于提供锅炉补给水，经过一级混床即可作为电厂的锅炉补给水。如作为生活饮用水，则应经过一级活性炭过滤并在产品水中加氯以保证供水水质；也可根据用户的要求，往产品水中加入一定的矿物质。

（9）工艺控制与电气系统设计要求　过程控制基础是维持进到蒸发器装置中的料液及蒸汽保持物料平衡，使海水进料、浓水、冷却水、产品水等工艺过程维持平衡条件，实现自动运行。

低温多效海水淡化装置的用电设备主要为各类流程水泵，电气系统设计需保证在所有的操作设备上和条件下设备的手/自动操作控制。

3.1.4.4　主要部件设计

（1）蒸发器设计　本节针对低温多效蒸馏常用的水平管降膜蒸发器的设计作详细说明。

图3-41为水平管降膜蒸发MED装置传热条件图，海水在管外流动，蒸汽在管内冷凝。蒸汽冷凝放出的热量通过管壁传递到管外的液膜中，并使液膜部分蒸发为蒸汽。

蒸汽在传热管内的冷凝现象与在管外的冷凝现象接近，除非管径很小，用于垂直平板或垂直管的努塞特液膜传热公式（Nusselt water skin theory），也是适用的。

引入x坐标（管中心线）和管子内径di，可得出以下结果：

式中，为垂直冷凝传热系数，W/（m2·K）；ρFilm为液膜密度，kg/m3；λFilm为热导率，W/（m·K）；ηFilm为黏度，kg/（s·m）；g为重力加速度，m/s2；ΔT为传热温差，K；x为坐标位置，m；为水平冷凝传热系数，W/（m2·K）；ф为未被冷凝水覆盖角度；β为校正系数。

由于流动距离很短，液膜表面的扰动很小，可以忽略。蒸汽在管内流动造成的剪切力使管内冷凝水液膜变薄，但实际过程过于复杂，难于用数学方法表示。一般情况下，以上式作为传热计算的基础已经可以满足需求了。

另外，应考虑对冷凝液流向管底并向管外排放的影响。可假设在冷凝水覆盖的区域，没有传热发生，基于公式（3-127），对传热公式修正如下：

上式没有考虑不凝气的影响。对于不凝气的影响，管内冷凝与管外蒸发是基本相同的。一般情况下，认为不凝性气体不会在管内聚集。在传热管的末端，蒸汽的流速不会等于零，一部分蒸汽会流出传热管，如流向冷凝器或不凝气抽出系统。从这个角度看，肯定有蒸汽损失问题，应仔细设置蒸汽流动的路径。

蒸发过程发生在管外。下面介绍一下传热温差对传热系数的影响。如图3-42所示，图中的曲线可分为三部分。a～b表示随着热流密度的增加，传热系数是线性增加的，传热方式主要是热传导，即热量通过液膜，蒸发发生在液膜外表面。

如果传热温差增加，即热流密度增加，传热系数将快速增加（b～c）。此时可以看到小气泡在传热管表面产生，并溢出液膜表面，从而对液膜形成扰动，增加传热系数。这也就是所说的泡核沸腾。

在c～d段，传热系数快速下降。此时气泡在传热管表面不能及时溢出，形成一个绝热的气泡层。此阶段也被称作膜状沸腾。

图3-42对海水淡化装置的设计有明显的指导意义。首先为提高经济性，应尽量提高传热系数，从而降低所需传热面积，也就是说应利用泡核沸腾阶段。但海水不是纯水，溶解有大量盐类，超过溶度积后，可能以晶体形式沉淀。

上述沉淀过程可能发生在传热管表面：在气泡边沿，盐类可能是过饱和的，并可能结晶沉淀。此现象经常会发生在生活中，如热水壶、电水壶、加湿器等，使用一段时间后，内部由于泡核沸腾会出现水垢。为避免结垢，对于海水淡化，泡核沸腾阶段不能利用，并应避开。也就是说，在蒸发/冷凝器的蒸发侧，传热温差不得超过7K。为了保证安全，一般设计传热温差取值不会超过5K。

蒸发器中蒸发传热过程是液膜中的热传导。因此，为计算传热系数，应首先考虑液膜厚度。蒸发过程中溢出的不凝性气体，不会聚集，会随着水蒸气离开液膜。水蒸气和不凝气的混合物进入下一效（不凝气可能对下一效的冷凝造成不利影响）。

图3-43中左图为垂直平板蒸发示意图。与管内冷凝相区别的是，传热表面被分布一层海水（通常使用喷头将海水分布到传热管表面）。液膜必须有足够的厚度，保证传热表面是完全润湿的，而且液膜流动状态是稳定的。忽略蒸发损失的淡水，可假定在x方向，液膜厚度是不变的。

根据努赛尔水膜理论（Nusselt water skin theory）：

为便于说明问题，下面引入润湿率（Γ）概念，即单位宽度上的流量，如下式：

对于水平管，接受喷淋的海水后，海水在重力的作用下，从管子的两侧流下，在此工况下润湿率可用下式表示：

将润湿率代入式（3-130），可得到液膜厚度：

因此传热系数可用下式表示：

对于海水，上式中唯一的变量是润湿率。

下面引入两个无量纲数：努塞尔数和雷诺数，定义分别如下：

dh为水力直径：4倍的截面积除以湿周，如下式：

对于平板流动，有下式：

引入湿周和润湿率概念，雷诺数的定义式可改写成：

式（3-134）可改写成：

项的量纲是［m］，可为认为是“特征长度”。

图3-44中表示了依据式（3-142）做出的努塞尔数和雷诺数的关系。当雷诺数较小时，可认为液膜是层流的，依据努塞尔液膜理论，两者的关系可用直线表示。当雷诺数增加时，流动状态将转变为层流/紊流（过渡态），最终转变为紊流。在层流区域，随着液膜厚度增加，努塞尔数下降，传热系数减小。随着雷诺数增加，液膜中扰动加强，传热系数增加。进一步的分析可引入普朗特数（Prandtl number），用于表示传热过程物理特性的影响。

虽然紊流有助于传热，但实际操作中，液膜一般都处于层流状态，具体原因如下：

a.如在紊流状态下运行，则需要使大量海水分布到传热管表面，从而需要取用大量的海水，并进行相应的预处理，导致费用增加。

b.如果使海水循环保持液膜厚度，需要额外安装效间泵，从而增加投资和运行费用（能耗、维护、修理）。

确定在层流下操作后，还需要解决最小液膜厚度问题。亚琛理工大学开展了管外布液实验。此实验并不是要寻找保持管子表面完全润湿（没有干点出现）的最小液膜厚度，而是寻找一个安全的运行条件。在一系列试验中，对不同液体（包括水、甘油），根据对流动形态的观察，测试出满足安全润湿条件的雷诺数，并绘制出雷诺数、Kapitza数关系图，结果见图3-45。

Kapitza数只包含物理特性值，尤其包含有黏度和表面张力。下面使用的雷诺数与式（3-141）不同，不包括常数“4”。

利用上述计算方法，就可以进行多效装置的设计。

应首先计算蒸发器管束表面接受的喷淋量，然后可以计算出顶端传热管的润湿率。之后，根据质量平衡（浓水量等于进料水量减去蒸发量），可得到底部传热管的润湿率，再使用每效的温度、含盐量等操作参数和物性参数，可计算出雷诺数和Kapitza数。

图3-46为一种工况的计算结果图。使用进料水计算出来的顶部传热管计算结果和使用浓水计算出来的底部传热管计算结果均在图中画出。尽管浓水的计算结果在曲线下面，但实际上没有干壁的风险，曲线不是表示最小液膜厚度，而是一个安全运行条件。

上述计算过程应根据管束的布置方式进行，如润湿率的计算需要知道接受海水传热管的总长度。因此需要特别注意管束的布置方式：矩形布置（90°）还是三角形布置（45°或60°），需要根据不同的布置方式计算接受海水的管数。

如果传热面积已被确定，管束的布置形状改变（从竖条状改为扁平状），润湿率和液膜的流动状态会相应改变。图3-47是另一种工况的雷诺数与Kapitza的关系。可以看到，数据点都落到了曲线以下，液膜厚度不足，可能不稳定。在实际工程中，应避免出现此种情况。

确定润湿率后，传热系数可直接计算出来。

表3-4列出了顶端传热管和底端传热管的液膜厚度和相应的传热系数：液膜厚度约为0.2mm，传热系数在3200～2500W/（m2·K）之间。

注：参数列下标F，i表示第i效的喷淋料液；B，i表示第i效的浓盐水。

上述介绍，对于工艺计算，还存在一个实际问题：如何得到准确的传热面积？计算传热系数时需要知道润湿率，但是润湿率的计算又需要知道管束的几何数据。因此，需要使用迭代算法。

第一步：为每一效假定一个总传热系数。

第二步：利用热力学方法计算换热面积。

第三步：计算Kapitza数和雷诺数，核查润湿率是否安全。

第四步：利用式（3-142）或其他关系式计算传热系数。

第五步：对管材、管径、壁厚进行假定，计算总传热系数。

第六步：核查计算得出的传热系数，如果与第一步使用的不同，重复第二～五步。如果基本一致，进入下一步。

第七步：假定管束的排布方式（管长、水平和竖直方向的管数）。

第八步：用式（3-146）计算蒸发器进料量：

mFeed，i=2nrLΓi　　（3-146）

出于制造便利和经济效益的考虑，装置中的所有管束一般会采用相同设计。在此条件下，所有管束需要的润湿水量是相同的。实现此目的最简单的方式是：所有效水平放置，依次连接，并平行进料（图3-48）。此种方式下，在产水量一定的前提下，浓缩倍数是固定的，如下式所示：

mFeed=NmFeed，i　　（3-147）

mFeedxFeed=mBrinexBrine　　（3-148）

式中，xFeed为进料水浓度，％；xBrine为浓盐水浓度，％；mFeed为进料水流量，kg/h；mFeed，i—第i效进料水流量，kg/h；mBrine—浓盐水流量，kg/h；mDist—淡水流量，kg/h；CF—浓缩因子。

如果需要调节浓缩倍数、调整润湿率，可采用浓水循环的方式，但需要增加动力消耗，增加平均蒸发浓度，从而会带来一系列问题（沸点升增加、结垢风险增大）。因此MED装置一般不采取浓水循环的方式。对于MVC装置，通常设置浓水循环。

蒸发器进料水的流量确定后，需要使用喷淋装置布液，常用的布液方式是使用喷头喷淋。如果蒸发器传热不采用水平管束，布液装置的方式也需要相应改变。尤其是用板式蒸发器代替管式蒸发器。

（2）蒸汽喷射器设计　如果蒸汽源的温度压力较高，可使用蒸汽喷射器（TVC）装置提高多效蒸馏装置的热效率。在动力蒸汽的作用下，蒸汽喷射器从多效蒸馏装置的最后一效或中间某效抽取蒸汽，混合后输送到装置的第一效作为加热蒸汽。一般情况下，动力蒸汽由外界的蒸汽发生装置（如锅炉或汽轮机，以下统称锅炉）提供，冷凝后应返回锅炉。

蒸汽喷射器多效蒸馏装置的质量和热量平衡方程参见3.1.3.2节。

如果已知引射系数和装置的效数，蒸汽喷射器所需要的动力蒸汽可由3.1.3.2节中的公式（3-63）计算得出。动力蒸汽和引射蒸汽的质量流量Ms和Mev，通过在公式（3-63）中代入引射系数Ra和蒸发器负荷Qe计算得到。动力蒸汽是由锅炉提供的，动力蒸汽的热量也就是蒸汽喷射器多效蒸馏装置所需求的热量。

蒸汽发生装置提供的动力蒸汽在蒸汽喷射器中与吸入蒸汽混合后，进入第一效蒸发器被冷凝为蒸馏水。第一效蒸发器凝结的蒸馏水的一部分返回锅炉，剩余部分进入后续效，最终作为“产品”水。锅炉进料水中添加的化学药品可能会进入产品水中，如果化学药品可能对人体健康造成不利影响，则最终的产品水就不适合饮用。如果存在上述情况，第一效的产品水就不能进入后续效，而应单独输送和利用。

通过文献或制造商的数据图，可得到给定压力条件下蒸汽喷射器的引射系数。图3-49就是一个TVC装置的性能曲线。

为了解释计算过程，举例计算如下。

计算条件：动力蒸汽压力Pm=10bar，饱和蒸汽；吸入蒸汽压力Pev=0.074bar，Tev=40℃；排放蒸汽压力Ps=0.2bar，Ts=60℃。

对于举例计算的数据：

从图3-49可以得到：

Ra=0.8

喷射器工艺参数的计算也可根据相关文献进行，如《石油化工蒸汽喷射式抽空器设计规范》（SH/T 3118—2000）［9］，该规范给出了喷射器引射系数、喷嘴喉径和扩压室喉径等喷射器关键设计参数的计算方法。

（3）闪蒸罐设计　为了提高淡化系统的总效率，系统设计通常采用浓水和蒸馏水闪蒸的方式，使二者闪蒸出的蒸汽作为蒸发器加热蒸汽的一部分。从质量平衡角度，闪蒸蒸汽的作用是微不足道的，但是从能量平衡角度，却是非常关键的。

闪蒸罐的直径和长度的初步确定可采用Fluent软件数值模拟方法，最终尺寸结合闪蒸罐设备的布置确定。Fluent软件中的多相流模型包括Eulerian模型、Mixture模型以及VOF（volume of fluid）模型。计算以VOF模型为基础，采用UDF方法对Fluent进行了二次开发与自定义，使其满足闪蒸罐内闪蒸过程的数值计算要求。其中，汽液两相流动采用连续性方程和N-S方程描述，并且采用精度较高的k-ε湍流模型进行封闭。

①基本方程　流体在闪蒸罐内流动遵循的基本方程组，包括动量、质量和能量守恒方程和雷诺方程，以及为封闭雷诺方程提出的各种湍流模型等。通过对一定区域内基本方程组进行分析，就可以得到在特定情况下流体流动的规律。其通用形式：

式中，Φ为控制方程中的主要变量，它是广义变量（如速度，温度，浓度等）；为速度矢量；ΓΦ为相应于Φ的广义扩散系数；SΦ为广义源项。当Φ、Γ及SΦ取不同的值时，可分别得到下列方程：

Φ=1，ΓΦ=0，SΦ=0，得出连续性方程；

Φ=ui，ΓΦ=ρν，，得出动量方程；

Φ=，ΓΦ=ρνeff，，得出雷诺方程；

Φ=T，，SΦ=0，得出对流传热方程。

以上为流体流动所遵循的基本方程组，但是对于闪蒸罐中并非只存在单一相，而是存在气液两相，即流动的液相和闪蒸生成的蒸汽，要想同时描述气液两相的流动情况，必须要将上述基本方程组改造为能够同时描述汽液两相流动的方程组。

采用模拟两相流通用的VOF方法来追踪气液相界面，设αq为计算单元内第q相的体积分率，则气液两相界面可用体积分率αq的连续方程式求算，基准相（气相）的体积分率由下式计算得到。

式中，Sαq为源项，其默认值为0。和分别代表从p相到q相和从q相到p相的质量传输。对于不可压缩流体，ρq为常数。以上所有方程中的物性参数由系统的各相确定，如气液两相流中的ρ和μ可用式（3-153）和式（3-154）表示。

ρ=αLρL+（1-αL）ρG　　（3-153）

μ=αLμL+（1-αL）μG　　（3-154）

对于闪蒸罐中液相的闪蒸过程，采用质量传递方程描述：水降压闪蒸汽化，产生二次蒸汽，所以闪蒸罐中气液两相传递模型如下式所示：

式中，SLG表示气液相间的传质源项。

采用有限体积法离散上述方程，利用压力耦合算法SIMPLE求解上述方程组。

②模型建立与网格划分　闪蒸罐的结构示意见图3-50。以淡水为例，淡水自进水口以一定速度流入闪蒸罐，闪蒸出的蒸汽由蒸汽出口回到淡化系统，闪蒸后淡水由出水口流出，进入下一效闪蒸罐继续上述过程。此处采用一套真实的海水淡化设备的某效淡水闪蒸罐作为研究对象，对其实际尺寸建立模型并划分网格，选择结构化网格对计算域进行网格划分，网格总数为643170个。

③边界条件　以某一效淡水闪蒸罐为例，对其实际尺寸建立模型并划分网格，输入边界条件如下：罐体内压力24.4kPa（绝压）；进料流量78.3kg/s；淡水进口温度67℃；淡水出口温度64.5℃；蒸汽出口温度64.5℃。

该条件下模拟计算所得闪蒸罐的闪蒸量为0.457kg/s，而理论闪蒸量为0.486kg/s，闪蒸效率为94.9％。图3-51为罐内相含率分布图，蓝色（图中显示为深色）代表闪蒸生成的蒸汽，红色（图中显示为浅色）代表闪蒸罐内的淡水。图3-52为闪蒸罐内汽液温度分布图。

浓水和蒸馏水闪蒸可使能量重复利用，有效提高了系统造水比。虽然闪蒸罐的设置会增加设备造价，但可提高系统产水量，另外闪蒸罐材质可采用廉价的耐腐蚀玻璃钢以降低造价。

（4）喷淋系统设计　根据工艺计算的海水给水流量、喷头排布方式和空间距离，确定喷淋管路的直径和长度，以及在管路上的喷头开孔间距和螺纹形式。由于喷淋管路的长度一般较长，因此在大型蒸发器中还需根据喷头的安装位置，合理安排喷淋管路的吊架。为了使传热管的液膜分布均匀，通常要求喷淋装置中各个喷头的流量和压力保持相同。

蒸发器内部总传热系数是决定MED装置淡化效率的重要指标。而管外液膜厚度是影响降膜蒸发过程总传热系数的重要因素之一。液膜厚度主要受喷淋密度影响，喷淋密度增大，将使传热管表面液膜厚度增加，从而增大传热阻力，降低蒸发效率；流量太小又会使传热管表面难以形成连续液膜，从而造成局部“干壁”，喷淋系统设计对于提高海水淡化系统的蒸发和产水性能有着重要的意义。

根据大量试验验证，喷淋密度设计为250～350L/（m·h）时，可保证达到设计传热系数、减小泵耗和缓解传热管表面结垢的目的。目前，国内外MED海水淡化装置的布液方式主要有两种——布液盘式和喷头布液。相对前者，喷头布液方式简单可靠，液孔不易堵塞，是大型MED海水淡化装置的首选布液方式。图3-53为喷淋试验平台，既能测量单个喷嘴的喷淋性能，也可进行不同喷嘴组合方式下的布液性能研究。图3-54为国内自行研制的F型喷嘴喷淋效果，均匀性较好。

（5）捕沫装置设计　捕沫的方法很多，如撞击分离、重力沉降、离心分离（旋风分离，旋流板捕沫）、文丘里捕沫、电力沉降等，分别适用于不同的粒径范围。根据雾沫粒度分布，蒸馏淡化最常采用的是撞击分离的挡板、丝网捕沫器。各种捕沫器的操作原理不尽相同，但又有其共同点，从理论上讲无论研究哪一种捕沫方法，归根结底是研究粒子在气流中诸力作用下的平衡和运动规律，如重力沉降是研究粒子在重力、浮力和曳力作用下的平衡和运动规律［10，11］。

蒸馏淡化设备中，由于工艺过程的差别，液滴的粒度分布是很广的，不少研究者对此进行了研究，但关于其分类和命名至今尚无统一标准。Perry等的名著《化学工程师手册》中，以10μm为界线，分成2类：雾沫（小于10μm）；喷雾（大于10μm）。

①撞击式捕沫器　撞击式捕沫器是化工生产中使用最广泛的捕沫器，它有挡板、丝网、纤维3种，分别适用于不同的粒径分布范围。

现以携带液滴的气流横向绕流一根纤维柱（又称撞击目标）时的情形（图3-55）来说明撞击捕沫的原理，若忽略气体绕目标流动时的涡流运动，则可认为速度越大，流线越贴近柱体表面。在撞击式捕沫器中，液滴被目标所捕捉是通过惯性碰撞、直接拦截、扩散3种机理完成的。对于某一特定情况，究竟何种机理占优势可用无因次分离数Ns进行判断。

a.惯性碰撞　惯性碰撞是由于气流所夹带的液滴拥有足够的动量，足以使其脱离开气体流线，径直地撞击到目标表面而被捕捉［图3-55（a）］。表征这一机理的无因次分离数为：

式中，Ku为Stokes-Cunningham关联数，当dp值远大于15μm时，取1.0；ρL为液滴密度，kg/m3；dp为液滴直径，m；u为气体流速，m/s；μ为气体黏度，Pa·s；db为目标直径，m。

由式（3-157）可见，分离数随液滴直径、密度和气流速度的增大而增大，其中dp为二次方的关系；随气体黏度、目标直径的增大而减小。分离数愈大，捕沫效果愈好。

b.直接拦截　当液滴直径较小时，因其没有足够大的动量，故会随气流绕目标流动，只有当液滴和目标的中心线间的距离小于液滴半径时，它才会被捕捉［图3-55（b）］，表征这一过程的分离数为：

式中，dp、db含义同上。从式（3-158）易于看出分离数的变化规律，策划有效的捕捉对策。

c.扩散　对于粒径非常小（通常指小于1μm）的液滴，由于粒子和气体分子间的相互碰撞，它会显示出随机的布朗运动特性，即使气流处于静止状态，液滴的随机脉动也不会停止。依靠这种脉动产生液滴和目标间的碰撞，进而被捕捉［图3-55（c）］，该机理的无因次分离数为：

式中，Dv为液滴在气体中的扩散系数，m2/s；u、db含义同上。

式（3-159）表明提高气流速度将增大这类粒子的捕捉难度，就是说会降低设备的捕沫效率，这一规律和惯性碰撞正相反。

以上均是针对液滴同单根碰撞目标而言，不过它的原理对各种碰撞型捕沫器也同样适用，碰撞目标可以是平板表面、丝网床层、纤维床层等。

碰撞型捕沫器的计算和选型可参照相关标准，如《抽屉式丝网除沫器》（HG/T 21586—1998）来进行。

②挡板捕沫器　挡板捕沫器的基本型式有固定百叶窗式、叶片式。无论哪一种型式，捕沫机理均以惯性碰撞占优势，气体在曲折的倾斜通道中以一定的速度向前流出，由于流向多次被改变，致使液滴在惯性力作用下，撞击在挡板表面而被捕捉，并受重力作用，逐渐向下聚集到挡板底段并流出。

叶片式是由一定数量的锯齿形叶片平行排列而成。叶片有各种形状：之字形、正弦曲线形、翼形和之字形的各种变形，详见图3-56，叶片参数见图3-57。

按气体在挡板通道中的流动方向划分，叶片式捕沫器有：垂直向上流动和水平流动两种。它们的捕沫机理是相同的，差别在于液流方向：前者气、液呈总体上的逆流，被叶片捕捉到的液滴，逐渐向下聚集到底段后返回浓水收集器；后者气、液呈错流。在叶片拐弯处设有集液沟，收集板面上的液滴后沿沟向下流出，从而防止了板面上液滴被气流再次带出。

挡板式捕沫器具有压降低、处理量大、抗堵塞能力强等优点，但其捕沫效率随雾滴直径的减小而明显下降。

表示该捕沫器的技术性能指标有：气流速度、操作压降、捕沫效率、防堵性能等。下面就这些指标的确定方法、变化规律和它们间的相互关系作简要介绍。

a.气流速度　气流速度以空床气速u表示。也有用空床气体动能因子F（F=0.5uρG）表示的。它是一个重要的技术参数，其取值大小会直接影响到设备的捕沫效率和压降损失，也是设备设计或核算生产能力的重要依据。

合适的气速范围由实验确定，并用Souders-Brown方程关联：

式中，K为Souders-Brown系数，m/s，对每一种几何结构的叶片通过实验测得，其值一般在0.09～0.3m/s范围，气体水平流动时可取更大值；ρL、ρG为液体、气体密度，kg/m3。

在临界流速（uc）以下，效率随气速的减小而下降；超过临界值、气速增大，效率急剧下降。临界点的出现，是由于产生了雾沫的二次夹带所致，即分离下来的雾沫再次被气流带走。其原因大致是：撞在叶片上的液滴由于自身动量过大而破裂、飞溅；气流冲刷叶片表面上的液膜，将其卷起、带走。

因此，为达到一定的捕沫效果，必须控制气速在一合适范围：最高速度不能超过临界气速；最低速度要确保能达到所要求的最低捕沫效率。此外，粒径与效率间存在关系，在同一流速下，效率随粒径的增大而提高。

气速一旦确定。即可根据捕沫器的截面积计算其生产能力，或从给定的生产条件，计算所需的截面积大小。

b.操作压降　气体在叶片间通道的流动为高度湍流，故压降与流速的平方成正比。McNulty和Monat推荐的压降计算式［12］如下。

干压降：

式中　Eu——欧拉数，无因次，与叶片特性参数有关，根据上式从实验测定；

ρG——气体密度，kg/m3；

u——空床气体流速，m/s；

F——空床气体动能因子，m/s·（kg/m3）0.5。

低于载点（F≤3.1）时，湿压降：

式中　R——湿、干压降比，按下式计算：

式中　δ——叶片上液层厚度，mm；

b——叶片间距，mm。

高于载点（F>3.1），压降根据载点压降和产生二次夹带后的压降，采用线性内插法计算：

式中　Fc——空床临界点动能因子，m/s·（kg/m3）0.5；

ΔPc——临界点压降，Pa。

c.捕沫效率　捕沫效率有2种表示方法，即总效率ηt和粒级效率η（dp）。总效率是指被除下的颗粒占气体进口颗粒总数的质量分数；粒级效率是针对于某一粒度范围颗粒而言。它们间的关系为：

式中　dw——液滴在给定粒度范围所占的质量；

W——液滴的总质量。

对于气体向上流动，忽略了重力影响并作某些简化假定后，从牛顿第一定律导出粒级效率计算式：

式中　η（dp）——直径dp颗粒的粒级捕沫效率，以分率表示；

ρp——颗粒密度，g/cm3；

u——空床气体速度，cm/s；

n——叶片流程数；

θ——叶片倾角，（°）；

μg——气体黏度，g/（cm·s）；

b——叶片间距，cm。

从式（3-166）不难分析粒级效率随有关参数的变化规律。

表示捕沫效率的另一方法是液滴的渗过率，即未被分离的液滴占进口液滴的质量分率，数值上等于1减去捕沫效率。

3.1.4.5　材质的选择

目前，广泛采用的耐海水腐蚀材料有铜合金、钛、特种不锈钢以及非金属材料（如聚四氟乙烯、CPVC、玻璃钢）等。为了降低装置的制造成本，也可选用普通的廉价金属材料如Q235等，但需进行可靠的防腐处理。

多效蒸馏海水淡化装置主要包括蒸发器、蒸汽喷射器、真空泵、工艺泵、管路系统、闪蒸罐、鞍座和支架。其中，蒸发器为装置的主体，主要由壳体、传热管、管板、布液系统、支撑构件以及淡水箱构成。

（1）蒸发器壳体　蒸发器壳体是低温多效蒸馏海水淡化装置的主要组成部分，也是海水与蒸汽进行相变传热的主要场所，其内部容易发生腐蚀、结垢等问题，所以它的选材至关重要。目前，对于规模化的低温多效蒸馏海水淡化装置，其蒸发器壳体的制造材料主要为两种：一种为耐海水腐蚀的316L不锈钢等材料；另一种为可喷涂防腐层的碳钢材料。

由于不锈钢的价格远高于碳钢，因此从经济性角度考虑，对于蒸发器壳体可选用防腐涂层碳钢来替换。为了提高碳钢的耐腐蚀性，目前广泛采用的做法是碳钢表面喷涂防腐蚀涂料。国内研发的溶剂型THD防腐涂料已成功地应用于山东黄岛电厂3000t/d低温多效蒸馏海水淡化装置中，效果好于预期。若壳体采用防腐涂层的碳钢，需在蒸发器内部另外增设阴极保护装置，以达到协同防腐的目的。

（2）传热管　传热管是低温多效蒸馏海水淡化装置的核心部件，它对装置性能起着决定性作用，对装置成本有着重要影响。综合考虑技术条件、产品设计寿命和经济性等因素，蒸发器顶上三排传热管选用钛管，以防海水冲刷腐蚀，其他采用白铜、铝黄铜管或者耐蚀铝管。

（3）捕沫组件及管板　捕沫组件可以截留住蒸汽所夹带的海水液滴，起气液分离以保证产品水水质的作用。其形式主要有金属丝网和折流板式两种，材料一般采用不锈钢或工程塑料。

（4）喷嘴　喷嘴可采用不锈钢、铜合金或聚乙烯等材料。

（5）管路系统　蒸汽管道、抽不凝气管道及冷凝水排放管道不直接接触海水，但通过介质为蒸汽且温度较高，具有一定的腐蚀性，考虑成本及设计寿命等因素，蒸汽管道、抽不凝气管道的材料一般采用304不锈钢，其他介质的管道采用316L不锈钢或玻璃钢。

（6）鞍座及支架　装置鞍座及支架由于不直接接触海水及海水蒸汽，一般选用碳钢材料，考虑到海边空气中湿度和盐度一般较高，需在碳钢表面喷砂并涂覆防锈漆。

（7）蒸汽喷射器　蒸汽喷射器材质通常采用304不锈钢。

（8）闪蒸罐及加药系统　闪蒸罐主要分为浓水闪蒸罐和淡水闪蒸罐。闪蒸罐要求具有较高的抗腐蚀性和一定的机械强度，通常可选择不锈钢、玻璃钢或碳钢加防腐涂层来加以制造。药液储罐材质通常为PE。

3.1.4.6　系统的三维设计

多效蒸馏海水淡化工程的设计内容涉及面广，涵盖了工艺、设备、土建、结构、给排水、电气、仪表、自控等专业。设计人员采用二维设计软件时，需要利用自己的三维空间想象力进行设备布置、土建、配管、钢结构、电缆桥架、给排水等设计，不仅绘图工作量比较大，设计质量和工作效率还易受到影响。因此，三维设计软件以其更直观、更准确、更高效的特点而越来越多地应用于海水淡化工程设计领域。

目前市场上的三维设计软件较多，如Pro/Engineer、UG、SolidWorks、Inventor等，多用于电子、模具、机械产品的设计，即使具有三维布管功能，应用起来也比较麻烦。而PDMS（Plant Design Management System）是以管道设计为主的三维工厂设计管理系统软件，用在低温多效蒸馏海水淡化工程设计中，具有直观、强大的碰撞检查功能、单一数据源以保证数据准确等优点。PDMS软件针对专业特点，划分了多个模块，主要模块包括：ADMINISTRATION项目管理、PARAGON元件库和等级库维护、DESIGN三维设计、DRAFT平竖面图生成、ISODRAFT轴测图生成、SPOOLER管段预制图。其中DESIGN三维设计包括：Equipment设备建模、Pipework管道建模、Structure结构建模、Cable trays桥架建模、HVAC暖通建模、Hanger & Support支吊架建模。下面以25000t/d低温多效海水淡化装置为例，详述设计流程，如图3-58所示。

（1）创建项目　根据软件需求应先建立项目，在服务器中创建项目存放目录，按软件的规则在不同的子目录下放置各数据库文件，并输入项目信息。然后，进入项目管理模块（Admin），生成组（Team）和用户列表（User），通过Team来控制User的权限。最后根据需求，生成数据库（DB）和建立工作区（MDB），也可以拷贝和引用外部数据库。

（2）建立管道元件库和管道等级　管道元件库和等级在软件的Paragon模块中建立完成。管道元件库是创建三维管道模型的基础。软件原有的管道元件采用的标准为ANSI（美国国家标准）、BS（英国标准）及DIN（德国标准），且管材及管件的材质为碳钢、不锈钢、UPVC（硬聚氯乙烯）和FRP（玻璃钢）等。根据具体项目，在使用原有的元件库的同时，还需要建立自己的管道元件库。

管道等级是联系元件库和设计数据库的纽带，将生成的元件在元件库中定义生成等级并放在等级库中，才能在设计时从庞大的元件库中方便准确地选择管道元件，从而提高工作效率。

（3）建立各个专业设计模型

①建筑设计建模　前期准备工作完成后，开始进行设计工作。首先要进行车间建筑模型的创建。选Structure模块下的Walls & Floors子模块，创建车间地面、门窗、房间墙壁、排水沟等。

②设备设计建模　进入项目Design模块后选择Equipment子模块，创建设备模型。对于泵、水箱设备采用了参数化设备模板（Parametric Equipment template）建模，也可以采用基本设备模板（Basic Equipment template）建模，但此方式生成模型后设备参数不可以修改。对于设备模板中没有的非标准化设备，如蒸发器、冷凝器、蒸汽喷射器、闪蒸罐等，通过搭积木方式（Primitive），将多个基本体组合起来生成设备模型。在设备建模过程中，考虑到设备的维修更换，可以定义设备保护空间。另外，设备的基础通过建立基本体来生成。设备建模完成后，依据工艺流程、各设备的特性及相关规范要求，将设备模型放置在合适的位置。

③结构设计建模　在项目Structure模块下的Beams & Columns子模块，创建设备支架。在设计中既要考虑设备也要考虑管路的固定和支撑。

④管道设计建模　进入Design后选择Pipework模块，以工艺流程图中的管段号命名管路名称，根据管道中介质的流向定义管路的头尾，并输入管径、保温参数、管道等级、碰撞空间等参数后会自动生成管路的第一个分支。在软件中每条管路都默认由若干分支组成，可以通过点击Modify Pipe界面下的New Branch来创建分支。分支建立后，从管件列表中添加管路上的各元件（管件、阀门、仪表等）。在设计中相似的管路还可以利用拷贝命令创建，利用Model Edit功能和Drag命令来移动、旋转、定位管路。

（4）设计检查　在整套蒸馏海水淡化装置的三维模型建立完成后，对照工艺流程图，可以很方便地进行设计检查。首先检查设计内容是否完整；其次要对装置的设备布置和管道布置进行校审，判断是否满足设计要求；最后使用软件的一些功能进行详细设计检查，检查内容包括数据一致性检查、碰撞检查和ISO图检查。

①数据一致性检查　进入Design模块中的Pipework子模块下，在菜单中选Utilities>Data Consistency，可以为任何一部分管道生成一份数据一致性检查报告，通过报告内容进行必要的修改。数据一致性检查内容包括：邻近管件之间的连接是否存在不可加工的间隙；连接类型是否匹配；连接管件是否处在同一方向；分支的头尾连接是否正确；管段长度是否小于预定义的最小值；弯管或弯头的角度是否在预定义的角度值之内等。一般每天工作结束前进行检查，每次检查一个管路，修改错误后再检查另一个。

②碰撞检查　在Design模块下，首先设置碰撞检查所需的接触间隙值、重叠值和误差值，然后设置碰撞检查范围，最后运行碰撞检查。碰撞检查可以检查出管道与设备（仪表）之间、管道与管道之间、管道与土建结构之间、阀门保温及检修空间与设备之间等的各种碰撞，以便及时更正出现的错误。

③ISO图检查　进入Design模块中的Pipework子模块下，在菜单中选Utilities>Pipe Isometric，进行ISO图检查。如果管道连接有错误，在生成的图纸左上角会出现“FAIL”标示出图失败，此时就必须重新检查该管路并进行修改。

（5）生成施工图　进入Draft模块，定义线型、颜色、图框、出图内容、比例、标注标签等，生成不同专业需要的平竖面图或局部图，示例见图3-59。

3.1.5　压汽蒸馏

压汽蒸馏（MVC）是将蒸发过程所产生的二次蒸汽，经压缩提高温度，再作为加热蒸汽使用的淡化过程，其主要目的是充分利用二次蒸汽中的焓值。

蒸发过程所产生的二次蒸汽具有较高的焓值，如果将其轻易地冷凝或排弃，将是能量的极大浪费。用机械压缩机将其稍加压缩，提高其压力后再输入到系统中去，蒸汽压力提高之后其饱和温度也随之相应提高，因此输入系统后可以作为加热热源使用，从而构成一个闭路循环，大量的热量在系统内循环，与蒸汽喷射器不同的是，MVC不需外部提供热源，仅消耗电能，不需冷凝器和冷却水，因而适合在有电网的偏远地区使用。

人们在20世纪末预测的MVC，比能耗与反渗透相当，但事实上反渗透技术由于膜性能提高很快以及能量回收技术的完善，其比能耗已经远低于MVC，使MVC在海水淡化领域的应用受到极大的制约，未来MVC的应用领域主要集中于废水零排放处理。

3.1.5.1　单效压汽蒸馏（SEE-MVC）

（1）工艺介绍　SEE-MVC主要包括5部分，即蒸汽压缩机、蒸发器、原料水预热器、浓水和蒸馏水泵以及真空系统，图3-60为MVC工艺示意图。图中给出单效MVC装置，蒸发器中包含水平降膜传热管、喷嘴以及丝网捕沫器；原料水预热器为板式换热器。

原料水进入蒸发器时的流量为Mf，温度为Tf。原料水喷淋至水平管上降膜蒸发，薄膜蒸发提高了传热系数。蒸发前海水温度由Tf预热到Tb，产生温度为Tb的二次蒸汽（Md）。二次蒸汽通过蒸汽管道后经丝网捕沫装置进入压缩机，捕沫装置可去除二次蒸汽中夹带的雾沫，否则会损害压缩机叶片。蒸汽通过捕沫装置后温度稍有降低并沿切向进入压缩机，温度由Tb升高到Ts。压缩后的二次蒸汽为过热蒸汽，通过减温器将温度由Ts降至饱和温度Td，然后进入蒸发器水平传热管内，蒸汽在温度Td冷凝，释放的潜热传递给传热管外的液膜。温差Ts-Tb决定了压缩机能耗。

用原料水换热器来回收从蒸发器排放的浓盐水和蒸馏水的热量，以此实现MVC的能量平衡。进入预热器的原料水温度Tcw比较低，流量为Mf。蒸发器排放的浓水和蒸馏水的温度比较高，分别为Tb和Td。热量在三股流体之间进行交换，原料水温度升至Tf，而蒸发器排放的浓水和蒸馏水的温度降至To。

图3-61为MVC的温度分布图。在预热器中，原料水的温度由Tcw升至Tf。同时，蒸发器排放浓水和蒸馏水的温度分别从Tb和Td降至To。在蒸发器内，原料水的温度由Tf升高至沸点Tb。因为沸点升Tb-Tv的原因，二次蒸汽比相同压力下的饱和蒸汽温度Tv高。

各股流体的温度变化范围如下：

—Ts-Td的范围为4～10℃；

—Tb-Tf的范围为1～5℃；

—Td-Tb的范围为1～5℃；

—To-Tcw的范围为1～5℃。

各温度变化维持在以上范围内，可实现：

—压缩机的能耗维持在实际可接受的范围之内；

—避免过多地增加蒸发器传热面积；

—预热器在合理的LMTD值下运行使传热面积最小。

（2）工艺模型　本节提出两种MVC模型：第一种模型包括若干简化假设，得到封闭形式的解，不使用迭代方法，这种模型应用简单，可用于设计和运行数据的快速评估；第二种模型取消了第一种模型中的假设，方程为非线性，需要通过迭代方法来得到性能参数。

①简化MVC模型

a.模型假设　该模型的假设如下：

—两台预热器的传热面积不同；

—蒸发器和预热器的总传热系数都是常数，但不相等；

—从两台预热器中出来后两股被加热流体的温度相同；

—所有流体的比热容都是常数，即4.2kJ/（kg·℃）；

—二次蒸汽和冷凝蒸汽的潜热与温度有关；

—忽略沸点升的影响；

—蒸馏水中不含盐分；

—蒸发器中的传热驱动力为常数，且在数值上等于蒸汽冷凝温度与浓水蒸发温度的差值。

b.模型方程　该模型分为4部分，包括：物料守恒；蒸发器、进料预热器的能量守恒；蒸发器和预热器的传热面积；性能参数。

（a）物料守恒　总质量和盐分守恒方程同3.1.3.1节中的方程（3-28）～方程（3-31）。

（b）蒸发器、进料预热器的能量守恒　为使进料水的温度由Tcw升至Tf，使用了两台预热器。原料水被分成两部分，即αMf和（1-α）Mf。在第一台预热器中，原料水的αMf部分与蒸馏水进行换热；在第二台预热器中，原料水的（1-α）Mf部分与蒸发器排放的浓水进行换热。

两台预热器的热负荷用进料水来表示的形式为

Qh=MfCp（Tf-Tcw）　　（3-167）

将式（3-31）中的进料水流量代入式（3-167）中，则有

Qh=MdCp［Xb/（Xb-Xf）］（Tf-Tcw）　　（3-168）

式（3-167）也可以用蒸发器排放的蒸馏水和浓水的热负荷来表示，则为

Qh=MdCp（Td-To）+MbCp（Tb-To）　　（3-169）

把式（3-30）中的浓水流量代入式（3-169）中，则式（3-169）变为

Qh=MdCp（Td-To）+Md［Xf/（Xb-Xf）］Cp（Tb-To）　　（3-170）

由式（3-168）和式（3-170）得

MdCp（Td-To）+Md［Xf/（Xb-Xf）］Cp（Tb-To）=MdCp［Xb/（Xb-Xf）］（Tf-Tcw）　　（3-171）

对式（3-171）进行简化，得到预热器中加热流体的出口温度To，即

To=（Tcw-Tf）+（Xf/Xb）Tb+［（Xb-Xf）/Xb］Td　　（3-172）

在蒸发器中，热量被传递给进料水，进料水温度由Tf升至Tb，并且潜热被温度为Tb的二次蒸汽所吸收。这些热量是由温度为Td的压缩蒸汽冷凝释放的潜热以及压缩蒸汽的过热度（Ts-Td）所提供。蒸发器的热负荷为

Qe=MfCp（Td-Tf）+Mdλb=Mdλd+MdCpv（Ts-Td）　　（3-173）

式中，λb为二次蒸汽在Tb时的汽化潜热，λd蒸汽在Td时的汽化潜热。

将式（3-31）中的进料水流量代入式（3-173）中，得

Md［Xb/（Xb-Xf）］Cp（Tb-Tf）+Mdλb=Mdλd+MdCpv（Ts-Td）　　（3-174）

对式（3-174）进行简化，得到进料水的温度Tf，即

Tf=［（Xb-Xf）/Xb］［（λb-λd）/Cp-（Cpv/Cp）（Ts-Td）］+Tb　　（3-175）

（c）蒸发器和预热器的传热面积　蒸发器的传热面积由热负荷、传热驱动力以及总传热系数来确定。蒸发器的热负荷等于温度为Tb的二次蒸汽吸收的潜热与进料水由Tf升至Tb所吸收热量的总和。传热驱动力等于蒸汽冷凝温度与海水蒸发温度的差值（Td-Tb）。

蒸发器的传热面积为

尽管预热器传热面积的计算方法与蒸发器类似，但是预热器两端传热的驱动力为冷热流体的对数传热温差，相应的方程为

（LMTD）d为

（LMTD）b为

（d）性能参数　MVC的运行性能由以下物理量来确定：比能耗，kW·h/m3；比传热面积sA。

压缩机的比能耗为

式中，W为比能耗，p为压力，V为比体积，η为压缩机效率，γ为等熵效率。需要注意的是，压缩机进口压力pv等于温度为Tb的二次蒸汽的压力，而压缩机出口压力ps为温度为Ts的压缩蒸汽的压力。

比传热面积通过将式（3-176）、式（3-177）、式（3-178）三者求和，然后除以Md得到，即

c.简化MVC模型的求解　简化MVC模型的求解是连续的，不需要迭代。求解过程如下：

—由式（3-166）、式（3-167）计算得到蒸发器排放浓水的流量Mb和进料水的流量Mf；

—由式（3-175）计算得到进料水进入蒸发器时的温度Tf；

—由式（3-172）计算得到加热流体流出预热器时的温度To；

—由式（3-176）、式（3-177）、式（3-178）计算得到蒸发器和预热器的传热面积；

—由式（3-181）计算得到比能耗W；

—由式（3-182）计算得到比传热面积sA。

②复杂MVC模型

a.模型假设　该模型的假设如下：

—两台预热器的传热面积不同；

—从两台预热器中出来后两股加热流体的温度相同；

—浓水比热与温度和浓度有关；

—两台预热器的总传热系数都是常数，但不相等；

—二次蒸汽、冷凝蒸汽的汽化潜热与温度有关；

—蒸汽的比热容是常数；

—计算中包含沸点升的影响；

—蒸馏水中不含盐分；

—蒸发器中的传热驱动力为常数，在数值上等于蒸汽冷凝温度和海水蒸发温度的差值。

b.模型方程　复杂MVC模型的基本方程与简化MVC模型类似，但复杂MVC模型的方程是非线性的，故能量守恒方程无法得到解析解。复杂MVC模型的方程如下。

（a）物料和盐分守恒

Mb=Md［Xf/（Xb-Xf）］　　（3-183）

Mf=Md+Mb　　（3-184）

（b）预热器能量守恒

MfCp（Tf-Tcw）=MdCp（Tb-To）+MbCp（Tb-To）　　（3-185）

（c）蒸发器能量守恒

MfCp（Tb-Tf）+Mdλv=Mdλd+MdCpv（Ts-Td）　　（3-186）

（d）蒸发器传热面积

（e）蒸馏水/进料预热器传热面积

（f）浓水/进料预热器传热面积

（g）性能参数

c.复杂MVC模型的求解　复杂MVC模型的求解过程如下：

—由式（3-183）、式（3-184）计算蒸发器排放浓水的流量Mb和进料水的流量Mf；

—由式（3-185）、式（3-186）计算进料水进入蒸发器时的温度Tf、加热流体流出预热器时的温度To；

—由式（3-187）、式（3-188）、式（3-190）计算蒸发器和预热器的传热面积；

—由式（3-192）计算比能耗W；

—由式（3-193）计算比传热面积sA。

（3）MVC运行性能　浓水的蒸发温度Tb在60～105℃之间变化，温差（Td-Tb）在1～4℃之间变化。当蒸馏水流量为1kg/s，压缩蒸汽与冷凝蒸汽的温差（Ts-Td）为3℃时，用复杂模型计算比能耗、蒸发器和两台预热器的比传热面积，结果如下。

MVC比能耗的变化曲线如图3-62所示。在较低的蒸发温度时，比能耗随着冷凝蒸汽和蒸发浓水的温差的增加而增加。在较高的蒸发温度时，蒸汽比体积减小，比能耗降低。冷凝蒸汽与二次蒸汽的温差增加，压缩比增大。MVC比能耗在10～25kW·h/m3之间变化。在实际工程中，蒸发温度为60℃时，MVC的比能耗接近15kW·h/m3，将该数值与图3-62中的数据进行比较可以推断出，此MVC装置运行在3℃的（Ts-Td）以及1～2℃的（Td-Tb）温差的条件下。

蒸发器比传热面积的变化曲线见图3-63。在较高的蒸发温度时，比传热面积减小，且随着冷凝蒸汽与沸腾浓水的温差的减小而增加。较高的蒸发温度提高了传热速率，是因为液体密度和黏度减小，液体和金属壁面的传热系数增大。因总传热系数增加，所以比传热面积减小。冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差是蒸发器传热管两侧的传热驱动力。降低冷凝蒸汽与沸腾浓水的温差使得传热驱动力减小，传热面积增加。蒸发器比传热面积对冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差更加敏感，如图3-63所示，当浓水蒸发温度从60℃增加至105℃时，蒸发器比传热面积的变化在8％之内。另一方面，当冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差由1℃增加至4℃时，蒸发器比传热面积减至1/4。在实际工程中，蒸发温度为60℃时，蒸发器比传热面积在400～600m2/（kg/s）之间变化。将该数据与图3-63中的数据进行比较可以推断出，冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差为2℃。此结果跟前述图3-62数据对比得出的结论一致。

蒸馏水/进料预热器的比传热面积变化曲线如图3-64所示。沸点温度越高Tb或管内外传热温差（Td-Tb）越小，换热器比传热面积就越大。预热器热负荷通过传热温差（Td-Tb）来反映。在更高的蒸发温度Tb时，该传热温差是增大的，因为Td总比Tb高1～4℃。冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差降低会导致进料水温度Tf降低。这种降低是有必要的，可以为蒸发器提供更少量的能量，使凝结蒸汽与二次蒸汽之间所需的焓差更小。人们希望Tf的降低使（LMTD）d的值增加，然而，Tf降低的同时伴随着Td更大幅度的增加。结果，当冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差降低时，（LMTD）d的值也降低，以致预热器比传热面积增大。

浓水/进料预热器的比传热面积变化曲线如图3-65所示。比传热面积随着浓水蒸发温度Tb的增加而增加，随着冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差（Td-Tb）的增加而增加。预热器的热负荷是温差（Td-Tb）的函数。浓水蒸发温度升高导致预热器热负荷增加。预热器比传热面积随着冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差的增加而增加，这是由（LMTD）b值的降低引起的。如前所述，在Tb一定的条件下，（Td-Tb）增加导致进料水的温度Tf升高。因为浓水温度仍是常数，所以Tf升高导致预热器高温端的温差降低，预热器高温端的温差降低使得（LMTD）b的值减小，比传热面积增加。

通过两台预热器比传热面积的对比，表明浓水/进料预热器的比传热面积比蒸馏水/进料预热器的大3～5倍。这是因为浓水/进料预热器的热负荷大，浓水流量Mb为1.5kg/s，而蒸馏水的流量仅为1kg/s。预热器的比传热面积是冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差的函数。在较小的冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差下，蒸馏水/进料预热器的比传热面积增加，而浓水/进料预热器的比传热面积减小。结果表明，在选择冷凝蒸汽与沸腾浓水的温差时需要进行优化，以使两台换热器的比传热面积、蒸发器预热器和蒸发器能耗最小。

MVC比传热面积的变化曲线如图3-66所示。比传热面积随着浓水蒸发温度、冷凝蒸汽与蒸发浓水的温差的增加而增加。因为蒸发器比传热面积比两台预热器的比传热面积大，所以蒸发器的比传热面积是主导因素。

（4）工程数据和实践　有关单效MVC运行特性的文献数据、工程技术报告有限，大部分文献关注的是产量、工厂设备利用率、比能耗等，鲜有传热面积、各股流体的温度等特性参数报道。

表3-5是关于单效MVC的文献数据的汇总。表格的最后一列为复杂MVC模型的估算值，模型估算时的浓水蒸发温度为60℃，与实际工程一致。当温差（Ts-Td）为3℃时，模型估算的比能耗为10.24kW·h/m3，与文献中的数据一致；当温差（Td-Tb）为2℃时，蒸发器的比传热面积与1995年Veza公布的数值一致，但小于1985年Lucas和Tabourier公布的数据。然而，未有文献记录进料预热器的比传热面积数据。

（5）小结　本节对MVC的运行性能进行数学建模分析，表明模型估算值与工程实际数据一致。比能耗的变化范围近似，浓水蒸发温度为60℃时的变化范围为9～17kW·h/m3。此外，数学模型估算的蒸发器比传热面积接近工程实际值，浓水蒸发温度为60℃时的变化范围为400～600m2/（kg/s）。数学模型估算的温度数值也与公布的工程实际数据一致。

3.1.5.2　压汽蒸馏装置工艺计算

图3-67是机械蒸汽压缩装置的运行焓熵图。

喷淋到蒸发器的海水被部分蒸发（1→2），蒸发出来的蒸汽压力为对应的饱和压力。压缩机将蒸汽吸入，提高其温度、压力后排出（2→3）。在焓熵图中，压缩后蒸汽（状态3）是过热的。

通过喷洒少量蒸馏水，蒸汽被消除过热，达到饱和状态（3→4）。此时蒸汽压力的饱和温度比蒸发器传热管外表面的温度高，从而蒸发出二次蒸汽。进入传热管内表面的蒸汽被冷凝（4→5）。

根据能量平衡，在蒸发器中，传热管内表面每凝结1kg淡水，在外表面上就会蒸发出约1kg蒸汽。另外，运行过程中，需要对海水进行预热。首先，通过设置换热器，用蒸馏水和浓盐水对原海水进行预热。考虑到换热器的传热端差，蒸馏水和浓盐水不足以将原海水加热到蒸发温度，因此还需要使用辅助电加热器对原料水进行加热。辅助电加热器也需要提供装置散热损失的热量，此部分热量大约为蒸发热的1％。

一般情况下，需要对原料水进行循环使用。一方面可以节约换热器的传热面积，降低辅助加热器的能耗；另一方面可以保证传热管束的润湿。如果传热管表面没有被液膜完全覆盖，容易出现结垢现象，从而降低传热效率，甚至堵塞传热管的间隙。

机械蒸汽压缩机输入系统的能量如下：

Pt=mD（h3-h2）　　（3-194）

假定压缩机中蒸汽为多变变化状态，对于压缩机进出口蒸汽的温度和压力，下式成立。

多变变化状态：

PVn=cons.t

式中，n为多变指数。

对于理想气体：

PV=RT

对于单级MVC系统，存在以下关系：

T2（压缩机进口温度）=Tv（蒸发温度）

P2（压缩机进口压力）=Pv（蒸发压力）

P3（蒸发器出口压力）=Pc（冷凝压力）

冷凝压力由冷凝温度对应的饱和压力确定。冷凝温度可以分为两部分：蒸发温度和传热温差。

Tc=Tv+ΔTHT　　（3-196）

在稳态情况下，根据热力学第一定律，压缩机所做的功如下：

式中，w123为压缩机做功，kJ/kg；wfriction，23为克服摩擦做功，kJ/kg；eout1、eout2为单位质量内能，kJ/kg。

如摩擦和外能变化相比，积分式是上式的主体，根据式（3-197），多变状态的积分可用下式表示：

结合式（3-195）：

多变系数可用下式确定：

式中，k为多变系数（T<100℃时，对于水，k=1.326）；ηvc为压缩机效率。

因此式（3-199）可改写为：

将摩擦损失计入压缩机效率，忽略外能变化，可以用下式计算压缩机能耗：

Pt=mD（h3-h2）

根据以上公式及3.1.3节给出的公式，确定装置产量和蒸发/冷凝过程的操作温度、压力，就可以计算装置的能耗、传热面积、淡水产量等。

3.1.6　多级闪蒸

多级闪蒸是目前最常用的海水淡化方法之一，它是通过加热至一定温度的海水依次在一系列压力逐渐降低的容器中实现闪蒸汽化，然后再将蒸汽冷凝后得到淡水的过程［13］。它技术上成熟可靠，成本适中，适合大规模的海水淡化应用，在未来的海水淡化领域中仍将继续发挥重要的作用。

3.1.6.1　多级闪蒸原理与流程

多级闪蒸（multi-stage flash distillation，MSF）技术起步于20世纪50年代末，是针对最早的多效蒸发传热管结垢严重的缺点而发展起来的。该过程中原料海水先被加热，然后引入闪蒸室进行闪蒸，闪蒸室的压力控制在低于进料海水温度对应的饱和蒸气压下，当热海水进入闪蒸室后由于过热而急速部分汽化，从而使热海水温度降低，产生的蒸汽冷凝后即为淡水。多级闪蒸过程中加热面和蒸发面分开，这样使得传热面上的结垢减少，垢层的积累变得缓慢。因此，该技术开发出来后迅速替代了传统多效蒸馏，在中东产油国得到了广泛应用。

图3-68是多级闪蒸淡化工艺流程图。多级闪蒸装置主要由加热段、热回收段和排热段组成。图中的排热段一共有两级，实际工程中通常为两级或三级。而实际工程的热回收段级数通常较多，一般为10～50级。

海水首先进入排热段作为冷却水，利用冷凝过程中释放出来的热来预热进料海水，同时和辅助冷凝系统的水交换热量。为了有效利用热量，减少预处理原料海水量，一般将末级部分浓盐水与经预处理的原料海水混合后，一起进入排热段。

在排热段，盐水依次流经闪蒸室中传热管的管程，与各室闪蒸出来的蒸汽交换热量而得到进一步的加热，同时使蒸汽冷凝下来。换句话说，蒸汽冷凝释放出来的潜热用于加热盐水。

最后，从第一级闪蒸室（操作温度最高的闪蒸室）出来的盐水进入盐水加热器。在那里通过与锅炉提供的蒸汽换热，盐水的温度被提升到最高盐水温度（TBT）。

加热后的盐水进入热回收段的第一级闪蒸室。此时，由于盐水是过热的（其饱和蒸气压大于该闪蒸室的压力），一部分盐水发生闪蒸，产生的蒸汽经除沫器除掉夹带的少量液滴后，与闪蒸室上方冷却管接触被冷凝成蒸馏水。上一级闪蒸室出来的盐水和蒸汽都将进入下一级闪蒸室，在更低的压力下重复以上的过程。

图3-69是多级闪蒸中一个单级的剖面示意图。从图中可以清楚地看到，盐水在每一级的底部闪蒸，闪蒸的蒸气经过捕沫器除掉夹带的盐水后进入该级顶部的预热器冷凝同时加热管内的盐水，闪蒸蒸汽的冷凝水汇集到淡水盘上而后流到下一级。

多级闪蒸海水淡化工艺较适用于大型海水淡化工程，在中东地区的市场占有率很高。沙特阿拉伯在Shuwaihat建设的多级闪蒸海水淡化工程单机产量为75850m3/d，是世界上单机最大的多级闪蒸海水淡化工程。对于多级闪蒸海水淡化工艺，较大的单机容量有助于降低工程的单位造价与运行成本。近年有望出现单机产量大于90000m3/d的多级闪蒸淡化装置。

3.1.6.2　技术特点和发展趋势

多级闪蒸技术有如下特点：

①对原海水要求低，预处理简单。不易受海水初始浓度影响，也不易受海水中悬浮颗粒影响，简单的筛网过滤，添加酸或阻垢剂可以控制结垢沉淀。

②不容易结垢，水垢发生在闪蒸室而不是传热管表面。

③对设备耐腐蚀性要求较高，必须采用价格昂贵的铜合金、特种不锈钢及钛材来防止腐蚀，设备造价高。

④操作温度高，顶端盐水温度可达110℃。

⑤能耗高，生产1t淡水的动力设备电耗约为3.5kW·h。

多级闪蒸操作温度高，动力消耗大，因此其装置投资和能耗均较高，目前主要集中在中东能源富裕国家使用。虽然近年来新装机容量呈下降趋势，但其保有量大，在20～30年之内不会被取代。未来MSF技术将会朝装置的大型化、低能耗发展。

3.1.7　蒸馏淡化装备

3.1.7.1　低温多效蒸馏海水淡化装备

低温多效蒸馏（简称低温多效）海水淡化装备主要由各效蒸发器和末端的冷凝器组成。常规装备是圆筒形结构，也有些企业，例如法国Sidem和韩国斗山重工将其装备设计成为矩形结构。蒸发器主要由筒体、传热管、管板、淡水箱及其支撑组件、喷淋系统、捕沫装置等部件组成。外部构件主要包括封头、加强筋、鞍座、接管等。其他辅助部件包括装置支架、平台、人孔、视镜、爬梯、扶手等。低温多效海水淡化装置部件示意见图3-70。低温多效海水淡化装备属于负压容器，在真空状态下运行，设计压力为-0.1MPa（表压），设计温度为100℃。我国根据GB 150—2011《压力容器》的外压容器设计要求，进行壳体和蒸汽管道的稳定性计算确定容器加强方式。国外公司大都采用美国AMSE标准进行设计。

蒸发器内部的核心部件是传热管，其数量及布置方式需根据工艺的设计要求确定，根据GB 151—1999《管壳式换热器》对管板的厚度进行计算，确定管板的支撑形式及传热管的安装方式。传热管与管板的连接方式主要有胀接、焊接、胀焊、弹性胶圈连接等，不同的连接方式适用于不同的工况。装置的规模越大，单效所需传热管的长度越长，因此需要在蒸发器内设置中间支撑管板防止传热管的挠度变形。喷淋系统的支撑结构则需根据工艺确定的喷头布置进行设计。捕沫装置结构有整体式和分块式两种形式，其捕沫板的结构也有多种形式（包括V型、W型等）。低温多效装置关键技术在于保证蒸发器的密封性能以保持运行真空度，相邻效蒸发器采用筒体法兰或焊接方式进行连接，采用法兰连接需设计相应结构的橡胶密封圈。

（1）低温多效海水淡化装置主体结构设计　首先确定壳体材料，然后选取壳体的设计参数，主要包括设计压力、设计温度、厚度及附加量、焊接接头系数和许用应力，然后进行强度和稳定性计算校核，最终确定壳体的厚度。

①设计参数选取

a.材料　壳体材料可使用不锈钢，如SS316L。为了降低蒸发器壳体的制造成本，蒸发器的壳体、封头以及各类接管的制造材料可选用Q235，通过涂敷防腐涂料来防止内部的海水腐蚀问题。

b.设计压力　对于低温蒸馏海水淡化装置，其最高设计压力一般定为-0.1MPa（表压）。

c.设计温度　一般低温多效海水淡化蒸发器的温度不超过70℃，设计时选取100℃作为其设计温度。

d.设计厚度　壳体的厚度关系如图3-71所示。首先根据标准所规定的公式得到壳体的计算厚度。因钢材按照一定规格厚度生产，所以厚度加上钢材厚度负偏差后向上圆整至钢材标准规格厚度，即名义厚度。筒体或封头等部件在成形制造过程中，会有一定的加工减薄量，为确保封头和壳体成形后的厚度，还需考虑一定的加工裕量。加工裕量要根据具体制造工艺和板材的实际厚度，由设计者根据经验确定或与制造厂协商确定。此外，由于壳体要承受海水的腐蚀，壳体厚度还要增加一部分腐蚀裕量，对于碳钢和低合金钢压力容器该裕量一般不小于1mm。

e.设计载荷　根据低温多效蒸馏海水淡化的工况，壳体的设计载荷应考虑以下工况：

（a）内外压差；

（b）容器内液体自重；

（c）容器自重；

（d）内部构件、管道等的重力载荷；

（e）鞍座、支耳等支撑件的反作用力；

（f）运输或吊装时的作用力。

f.安全系数　安全系数是考虑多种因素而确定的，需与规定的标准选择、计算方法、制造、检验等方面相适应。对于低温多效蒸发器的壳体安全系数通常可取2.5～3。取值大小与以下因素有关：

（a）材料性能及其规定的检验项目和检验批量；

（b）考虑的载荷及载荷附加裕度；

（c）设计计算方法的精确程度；

（d）制造工艺装备和检验手段的水平；

（e）操作经验。

g.焊接接头系数　在壳体的制造过程中，焊接是一项重要工艺，在焊接过程中会产生一些缺陷，如未焊透、裂纹、夹渣、咬边等，这些都会引起应力集中，往往会成为容器强度比较薄弱的环节。为弥补焊缝对容器整体强度的削弱，在强度计算中要引入焊接接头系数（Φ）。

（a）双面焊对接接头：

100％无损检测　Ф=1.00

局部无损检测　Ф=0.85

（b）单面焊对接接头：

100％无损检测　Ф=0.9

局部无损检测　Ф=0.8

②圆筒形蒸发器结构设计

a.外压圆筒计算　蒸发器筒体内部压力小于大气压力，即在真空条件下工作，因此筒体承受外压，壳体内壁承受压应力，外壁承受拉应力。对于外压筒体往往其压应力尚未达到屈服时就会出现扁塌现象而失效，因此在考虑筒体厚度时应按照外压弹性失稳计算。

圆筒弹性失稳的临界压力和失稳波数与圆筒直径、长度和厚度以及材料弹性模量和泊松比有关。根据壳体的刚性程度，即壳体厚度（δ）相对于直径（D0）的大小，将的圆筒称为刚性圆筒，相对应的圆筒称为弹性圆筒。当时，不能完全用薄壁圆筒来考虑，既要考虑它的稳定性，又要考虑的它的强度问题。MED装置一般属于弹性圆筒，即，其弹性失稳通常按照经典的Mise公式来表示。对于长圆筒的两波失稳，通常是由Bress公式来表示。在工程计算中，外压圆筒的临界压力都可以用以下简化公式计算：

式中，K值与和有关，可参考GB 150—2011的标准规定；E为材料的弹性模量。

临界应力表示为：

b.加强圈设计　为了在降低筒体材料厚度的同时保证筒体的结构强度，需要在筒体外部设置加强圈。

外压圆筒加强圈的设计，首先是将加强圈两侧圆筒计算长度之和的一半的距离内所承受的外压载荷作为加强圈所需承受的外压。根据GB 150的公式计算出加强圈与圆筒组合段所需的惯性矩I。根据设计的加强圈，用一般的力学方法，计算出加强圈与圆筒组合段所需的惯性矩Is，需满足Is≥I。在外压筒体加强圈设计时，应注意以下几点：

（a）加强圈的截面可以是工字钢、槽钢、角钢、T型钢和扁钢等，根据需要选用，在可能的情况下首先选择截面简单的为好；

（b）加强圈一般设计在筒体的外侧，在布置加强圈时要考虑筒体上的开孔位置；

（c）加强圈因结构需要局部留有与壳体不贴和的区域间隙，其允许弧长应满足GB 150要求；

（d）加强圈与壳体焊接时，为减少焊接收缩，通常采用间断焊，加强圈两侧的间断焊缝可以错开也可以并排。不焊接的最大间距为8δn，δn为筒体的名义厚度。间断焊接部分的每段长度大于或等于此最大间距。

c.开孔接管及补强　根据低温多效蒸馏海水淡化的工艺要求，筒体上一般要开设海水给水接口、浓海水排出口、淡水出口、淡水闪蒸蒸汽入口、浓盐水闪蒸蒸汽入口、蒸汽入口（抽汽口）、人孔以及视镜等。

外压壳体开孔接管后，在开孔边缘一般存在着应力和应力集中的现象，使开孔附近区域的承压强度下降。对于外压筒体，开孔补强是为了防止失稳，即开孔截面要有足够的抗弯承载能力。按照GB 150，壳体开孔如果满足以下全部要求，可不另行补强。

（a）设计压力小于或等于2.5MPa；

（b）两相邻开孔中心的间距应不小于两孔直径之和的两倍；

（c）接管公称直径之和小于或等于89mm；

（d）接管最小壁厚应满足表3-6的要求。

对不能满足上述要求的筒体开孔，按照GB 150的规定要进行补强，开孔补强采用等面积补强法。在工程上，为保持开孔处的稳定，在孔边有效补偿范围内以及其一半的面积进行补强。

等面积的计算方法是补强的金属面积大于或等于所需的补强面积，可按下面的公式计算：

A=dδ+2δδet（1-fr）　　（3-203）

式中，A为开孔削弱需补强的面积；d为开孔计算直径，为接管内直径加2倍接管壁厚；δ为开孔处壳体的计算厚度；2δδet表示部分接管材料作为壳体材料面积使用；fr为接管材料与壳体材料需用应力之比，也称为强度削弱系数。

对于封头上的开孔补强，椭圆形和蝶形封头厚度应根据最大应力在过渡区而计算得到，因此在过渡区部分开孔补强所需面积计算时，应按封头计算厚度计入。但当开孔在中心部位，在椭圆封头的0.8Di范围内或蝶形封头的球面范围内时，补强所需的计算厚度应以中心部位球壳的计算厚度代入，对于标准椭圆封头以0.9倍当量球壳半径来计算。

筒体上的蒸汽接口往往尺寸较大，等面积开孔补强不再适用。大开孔补强，按GB 150的规定，应该采用应力分析的方法。对于大开孔补强，除采用应力分析法以外，也可参考国外的大开孔补强方法。例如，日本JIS B8243在大开孔采用等面积补强时，将所需补强面积增加20％，而将2/3的补强面积集中在离孔边d/4的范围内。德国采用压力面积法进行补强计算，其计算公式为：

式中，Ap为受压面积；A0为承载面积；K为材料的屈服点；S为安全系数，S≥1.5。

d.筒体法兰和管法兰　筒体法兰连接系统是由法兰、垫片和连接螺栓三部分组成的一个部件。法兰设计必须与垫片和螺栓设计相关联。为此，法兰选用原则大致可按以下要求进行：

（a）首先根据低温多效蒸馏海水淡化的运行条件（压力、温度、物料），筒体法兰和管法兰宜优先选用JB/T 4700～4707《压力容器法兰》和HG 20592～20635《钢制管法兰、垫片、紧固件》中规定的标准法兰；

（b）容器标准法兰JB/T 4700～4707中甲型平焊法兰、乙型平焊法兰和长颈对焊法兰的垫片、螺柱、螺母材料的选择及工作温度范围应符合JB/T 4700中的规定；

（c）法兰标准HG 20592～20635中法兰垫片、紧固件选配按标准HG 20614和HG 20615选取；

（d）真空容器的真空度小于600mmHg，法兰的设计压力应不低于0.6MPa；真空度为600～760mmHg，法兰的设计压力应不低于1MPa；

（e）筒体法兰的密封面型式选择一般可参照标准HG 20583选用；

（f）考虑满足筒体法兰静密封的要求，应控制螺栓预紧或操作工况下不产生过大的变形而导致密封泄漏，应给予法兰较大的安全系数（2.5～3）。

此外，由于低温多效海水淡化装置为负压操作，采用具有良好的自密封性能的密封垫片可有效降低蒸发器法兰的厚度，降低法兰加工难度和制造成本。

③矩形蒸发器结构设计　一般大型矩形容器的设计采用钢板焊接成壳体，中间焊接钢板将壳体分割成不同的腔室，在壳体外部焊接加强圈以增加装置的刚性和稳定性。当尺寸很大，高度又相对较高时，还需要在容器内部采取相应的加强措施，如斜拉撑、加强筋等。

对于矩形截面容器的设计，GB 150中仅规定了受内压载荷的计算方法，NB/T 47003.1—2009《钢制焊接常压容器》中的规定仅适用于直接与大气连通（或敞开式）且仅承受液体静压的矩形容器，对于外压载荷的计算，ASME Ⅷ第二册《压力容器建造另一规则》中规定了其设计准则。外压矩形截面蒸发器的设计包括壳体和承受压力应力的包括加强筋、加强件和拉撑件在内的容器零件。

a.外压壳体计算　各壳体可以有不同的壁厚。对于矩形截面蒸发器的设计，首先初步确定蒸发器图形和壁厚，在计算横截面上各位置的应力并将它和许用值相比较时，需要用迭代法进行。如超过许用值，则要改变图形和/或壁厚，并重新计算应力，直至得到所有许用应力要求都予以满足为止。

对截面上各处的薄膜和弯曲应力都进行计算。将薄膜应力用代数法叠加于弯曲应力之上，可得到在壳体或加强筋的最外表面和最内表面两个总应力值，在该截面上的总应力值应和许用应力相比较。

矩形蒸发器外部都带有加强筋，当加强筋和壳体许用应力相同时，应确定该组合截面内表面和外表面的总应力。在内表面和外表面处的总应力应和许用应力相比较，当加强筋和壳体许用应力不同时，应对组合截面中每一元件的内表面和外表面确定其总应力。

在中性轴以下的应力位置，用于计算应力的弯曲公式应看作作用于内表面处的应力公式；在中性轴以上的应力位置，用于计算应力的弯曲公式应看作作用于外表面处的应力公式。

b.加强筋设计　加强筋置于蒸发器外侧，采用在加强筋每侧焊于蒸发器侧板的方法连接，见图3-72。对于连续的加强筋，焊接可以是连续焊或间断焊。在加强筋上每一侧中断焊缝的总长度应不小于在壳体上要加强长度的一半。在加强筋两对向的焊缝可以是间隔相互交叉，也可以是间隔并排，在中断焊缝之间的距离应不大于所加强侧板厚度的8倍。为确信组合截面的性能，对非连续的加强筋，其焊缝必须能承受所引起的剪切。

（a）加强筋之间的最大距离计算。公式（3-205）列出了任何两加强筋中心线之间的最大距离。该式用于计算经加强的矩形截面容器应力的节距p值，取值应为在每一侧至下一加强筋距离总和的一半。

p=min（p1，p2）　　（3-205）

其中

β1max=min［max（β1，β2），4.0］　　（3-210）

以上各式中，t1为短边侧板厚度；t2为长边侧板厚度；S为设计温度时的许用应力；P为设计内压力；J1和J2为应力参数，均为常数；H为矩形截面容器短边的内侧长度；h为矩形截面容器长边的内侧长度。

（b）壳体侧板的许用宽度w1和w2应既不大于由式（3-215）或式（3-216）所得之值，如果实际的p值小于由（a）节计算所得的值，则实际不大于p值。w值的一半应看作加强筋中心线每侧都能和加强筋一起承受应力，但此有效宽度不应重叠，有效宽度不应大于所用的实际宽度。

w1=min（wmax，p1）　　（3-215）

w2=min（wmax，p2）　　（3-216）

式中，w为对加强横截惯性矩计算中所包括的板宽；Sy为设计温度时屈服应力；Ey为设计温度时的弹性模量；Eya为室温时的弹性模量；Δ为有效宽度系数。

（c）在转角区以外处，壳体侧板受拉伸，组合截面（加强筋和壳体侧板共同起作用）的有效惯性I11和I22应按在（b）节中所计算的w1和w2计算。在（b）节中的公式并未包括局部高应力的影响。在图3-72结构的转角区，局部高应力明显超过计算得到的应力。在转角区，能够和组合截面一起起作用的壳体宽度仅是很小一部分，在该区的局部应力应采用ASME Ⅷ第二册《压力容器建造另一规则》第5篇或者JB 4732—1995《钢制压力容器　分析设计标准》中应力计算的方法进行计算和校核。

c.开孔补强和焊接接头系数　对于矩形蒸发器上的开孔补偿必须计及孔边的弯曲强度和薄膜强度，此外，开孔可以显著地影响相邻侧板的应力。通常采用ASME Ⅷ第二册《压力容器建造另一规则》第5篇或者JB 4732—1995《钢制压力容器　分析设计标准》中应力计算的方法进行开孔补强计算和校核。

蒸发器应力计算应包括焊接接头系数和开孔所在处的孔排削弱系数。在计算中采用Em和Eb两个系数以分别计及用于薄膜和弯曲应力的焊接接头系数和孔排削弱系数。其计算方法按照ASME Ⅷ第二册《压力容器建造另一规则》中4.12.6进行计算。

d.应力计算准则　见表3-7。

e.设计计算程序

第一步：确定设计压力和设计温度。

第二步：确定初始的结构形状（即宽度、高度、长度）以及承压侧板的厚度。

第三步：确定加强筋的型式、间距和尺寸。

第四步：确定由内表面和外表面起的中性轴的位置。

如所计算的截面有加强筋，则采用材料力学的概念由组合板的横截面积和加强筋的横截面积确定ci和co。

如所计算的截面有阶梯孔则按开孔补强计算中的方法确定ci和co。

如所计算的截面并无加强筋，也无开孔，或开有等直径孔，则ci=co=t/2，此处t是侧板的厚度。

第五步：确定焊接接头系数和孔排削弱系数，并确定系数Em或Eb。

第六步：对蒸发器完成应力计算，并校核合格准则。如果准则都予满足，则设计完成。

如准则不满足，则修改板厚和/或加强筋尺寸并转入第二步重新计算，将此计算继续进行直至达到满足合格准则的设计为止。

（2）蒸发器内部构件设计

①传热管

a.排列方式　传热管的排列有以下4种形式，如图3-73所示：

在低温多效蒸馏海水淡化装置中，特别是目前普遍采用的水平管蒸发器，传热管多采用正三角形或转角正方形排布，这样可保证料液全部喷淋到传热管上。

b.安装　由于低温多效淡化工艺的要求，管板的换热管端（管头）须与管板平面平行，而管头在伸出管板平面后很难保证一致，因此就必须在换热器安装完成后，对管头平面进行后续加工，同时对管内外壁的毛刺进行清理，如图3-74所示。

②管板　低温多效蒸馏海水淡化装置一般多采用整体式管板，根据工艺计算的传热管数量和间距，确定管板的整体尺寸（长×宽），其厚度则要根据GB 151规定的管板公式计算确定。一般来说，影响管板强度的因素很多，正确地对管板进行强度分析，合理选择管板的材料和设计厚度，对于减少管板加工制造的难度具有重要的意义。在计算过程中，对影响管板应力的实际因素可作以下几方面的考虑和简化。

a.管束对管板的支撑作用　管束对管板在外载荷作用下的挠度和转角都有约束作用，管束的约束作用可以减少管板中的应力。如果管板的直径与管子直径相比足够大，而管子的数量又足够多，则离散的各个管子的支撑作用可以简化为均匀连续支撑管板的弹性基础。

b.管孔对管板的削弱作用　实际在管板上密布着离散的管孔，管孔对管板的削弱作用有以下两个方面：

（a）对于管板整体的削弱作用，使管板整体的刚度与强度都减小了；

（b）管孔边缘有局部的应力集中。

c.管板周边不布管区的折算方法　在管板周边部分，存在着一个较窄的不布管区，该区域一般是一个多边形而不是圆形的区域。该区域的存在使管板边缘的应力下降。为计算该区域对管板应力的影响，要将该不布管区按其面积简化为圆环形实心板，根据GB 151的计算方法进行计算。

在大型低温多效海水淡化装置中，管板与传热管可通过橡胶管圈的方式实现弹性连接，无需进行焊接或胀接工艺，所以可在一定程度上降低管板的厚度，见图3-75。

管孔与换热管径向间隙的大小是影响管板与换热器管连接接头质量的关键性指标，而管口的尺寸及允许差又直接受控于换热管的精度。具体管孔的精度要依据传热管的材质确定。对于低温多效海水淡化装置一般多采用铝管、铜管和钛管，对于不同材质的传热管在确定管孔尺寸时应遵循如下原则：

（a）铝管外径的偏差与GB 151规定的高精度钢管相同，所以一般可采用钢管Ⅰ级的配合，铝管管径上的偏差稍严一些（小于0.07mm）；

（b）GB/T 8890—2007铜管都呈负偏差，管孔的名义尺寸及允许偏差一般要比钢的Ⅰ级更小；

（c）由于钛材较为昂贵，换热管壁厚薄，GB/T 3625钛管外径、壁厚偏差都比高精度的钢管小，所以钛管的管孔与管的间隙比Ⅰ级钢管的要小。

为了便于参考不同传热管材质的管孔尺寸，表3-8列举了GB 151规定的国内Ⅰ级Ф19碳钢的管孔尺寸。

管板在打孔之前，须对管板的表面进行机加工处理，以保证其表面的平整度，防止打孔时跑偏。在加工管板平面时，要根据管板表面本身的尺寸精度和粗糙度，选择合适的加工机床，一般不能一次加工到规定的尺寸，而要划分阶段逐步进行，以消除或减小粗加工时因切削力和切削热等因素所引起的变形，从而保证管板的加工精度。为了与传热管弹性连接的安装方便，管板在钻孔后需进行倒角处理。

对于大型低温多效海水淡化装置，由于所使用的管板数量较多，因此可考虑采用大型加工设备如坐地镗床、铣床以及龙门刨床，对大批量的管板进行一次装夹，整体加工，可提高其加工效率，缩短加工周期。

③传热管支撑板　在大型低温多效蒸馏海水淡化装置中，各效传热管的长度往往不等，在前几效蒸发器中，由于蒸发的水量较大，换热管的长度较长，一般可在8m以上。为了避免传热管的挠度过大，影响布液的均匀性，同时防止管束的振动，增加其连接的刚性，需要在蒸发器两端蒸汽进气侧管板和淡水冷凝侧管板之间设置中间支撑板。

中间支撑板的间距需要根据传热管挠度的计算结果合理划分，同时还要兼顾喷淋系统的布液要求，尽量与喷头之间保持足够的距离，以减少对喷淋的影响。

（3）封头　蒸发器筒体的封头可选用球形、椭圆形、蝶形、球冠形、锥形和平盖形几种形式。一般来讲，球形、椭圆形等形式的封头承压效果好，且节省材料。但由于封头的直径较大，如果考虑到加工成本的因素，采用圆形平盖上加加强筋的方式往往会更加经济。带加强筋的圆形平盖可按HG/T 20582—2011《钢制化工容器强度计算规定》中的有关公式进行设计计算。加强筋需要有一定的刚性，计算加强筋与平板有效宽度内组合截面的惯性矩或抗弯截面系数，然后进行应力校核。

（4）鞍座　低温多效蒸发器的支座多采用鞍式支座，如图3-76所示。JB/T 4731—2005《钢制卧式容器》主要对双鞍座对称布置情况进行规定。对于长径比较大的蒸发器筒体，尤其是首效蒸发器筒体一般较长，传热管数量较多，为避免支座跨距过大而导致圆筒体产生严重变形及应力过大，可以考虑设置三个支座。但三个以上支座有可能因支座高度偏差及基础的不均匀沉降而产生支座处的附加弯矩和附加支座反力，因此应尽量避免使用两个以上鞍座。鞍座在安装时一般要求一端为固定式支座，其余为滑动式支座，以减少圆筒体因热涨、冷缩或圆筒体及物料质量引起的对支座产生的附加载荷。鞍座的位置应尽量靠近蒸发器内部管板的支撑处，以将内部载荷直接传递给鞍座，减少筒体的变形量。

置于对称分布的鞍座上蒸发器所受的外力主要包括设计载荷和支座反力。设计载荷主要是蒸发器的重量（包括筒体自重、内部附件和保温层重等）、内部物料以及水压试验充水重量。筒体受重力作用时，双鞍座蒸发器可以近似看作支撑在两个铰支点上受均布载荷的外伸简支梁。

（5）保温设计　为了减少蒸发器向外界环境散热的热损失，蒸发器筒体外部一般还要进行保温处理。常见的保温材料有岩棉、矿渣棉、玻璃棉、硅酸铝棉、复合硅酸铝镁等。在进行保温材料的选择时，应综合考虑材料的温度、热导率、强度、价格、不燃性、容量密度、吸水率、腐蚀、美观以及寿命等各个因素。目前普遍选用岩棉作为低温多效蒸馏海水淡化装置的保温材料。保温厚度的计算按经济厚度方法计算［14］。

a.平面保温层厚度计算公式

式中　δ——保温层厚度，m；

fn——热价，元/GJ；

λ——保温材料热导率，对于软质材料应取安装密度下的热导率，W/（m·K）；

τ——年运行时间，h；

T——设备的外表面温度，K或℃；

Ta——环境温度，K或℃；

Pi——保温结构单位造价，元/m3；

S——保温工程投资贷款年分摊率，按复利计息：；

i——年利率（复利率）；

n——计息年数；

α——保温层外表面与大气的换热系数，W/（m·K）。

b.圆筒面保温层厚度计算公式

式中　Do——保温层外径，m；

Di——保温层内径，m。

对于圆筒外径大于1000mm时，按平面保温层厚度计算公式计算。

为了便于现场安装，保温材料通常都已制成各种型材和板材，不仅方便施工，而且还可加快安装进度。安装保温材料时可考虑使用自锁紧板、保稳钉、支撑环和捆扎或上述组合方式。如果装置与周边环境温差较大，在绝热结构中还应考虑在轴向设有伸缩缝，在径向设有弹性连接板以克服热胀冷缩现象的发生。

（6）支架　支架的设计与低温多效淡化工程中的工艺、设备和土建有着密切的关系，支架外形的几何尺寸通常是根据工艺、设备的要求确定，而支架的结构往往是由场址条件确定。此外，支架设计还应满足经济、安全的要求。

3.1.7.2　压汽蒸馏海水淡化装备

压汽蒸馏海水淡化装置主要由以下系统和部件组成：蒸发器、抽真空系统、进料水换热器、辅助冷凝器、压缩机系统以及支座、支架、平台。

蒸汽压缩机是压汽蒸馏海水淡化工艺回收冷凝潜热的驱动设备，压汽蒸馏海水淡化装置所需的能量基本上是从蒸汽压缩机压缩功获得，通常只需提供很少的补充热量。常用机械压缩机有离心式、轴流式、罗茨式以及螺杆式等。

其中离心式和轴流式均属于透平式压缩机，透平式压缩机主要由转子和定子两大部分组成。转子由叶轮、主轴、联轴器等零部件组成，构成转动部分。运行时，驱动机输入的机械能由转子传递给蒸汽。定子由机壳上的蜗壳及机壳所包含的静止零部件组成。定子的作用是导流汽流，使汽流按一定规律进入叶轮并从叶轮流出，定子在导流过程中，使汽流在压缩机内的一部分动能转变成压力能，进一步提高蒸汽压力。

罗茨式和螺杆式均属于容积式压缩机，工作时其转子在汽缸内作回转运动，周期性地改变转子与汽缸的相对位置，即改变其所包容的蒸汽体积。这两种容积式压缩机都是利用机械能，以改变机器内腔容积的方式，实现连续的吸气、压缩、排气、膨胀的过程。

3.1.7.3　多级闪蒸海水淡化装备

（1）多级闪蒸海水淡化装备组成　多级闪蒸海水淡化装置主要由加热段、热回收段和热排放段三个部分组成。热回收和热排放在相互串联的多个闪蒸室内完成。大型多级闪蒸装置大都设计成整体的方形设备，形如平顶房屋，见图3-77，也有做成二层甚至三层的。图3-78为一日产淡水近10000m3的双层多级闪蒸装置外形示意。该双层闪蒸装置总长约24m，宽8.4m，总高6.36m。又如20世纪70年代建设的香港海水淡化厂，单机日产30000m3，也是双层多级闪蒸装置，外廓尺寸为44.12m×16.85m×8.42m（长×宽×高）。

装置主要组成部分介绍如下。

①盐水加热器　盐水加热器通常为1台双回路列管式热交换器，用来加热循环盐水。其组成包括碳钢壳体，316L不锈钢支撑管板；管板为整体带法兰式，采用复合钢板；管子为无缝管；管与管板的连接采用胀接密封焊接工艺。盐水加热器管内为循环盐水，壳侧为汽轮机低压抽汽。

②热回收段闪蒸室　闪蒸室是多级闪蒸装置的核心设备，从多级闪蒸的原理可知，闪蒸室的基本结构分为上、下两部分。下部为闪蒸，上部为冷凝。闪蒸室由壳体、冷凝管束、捕沫网、抽不凝气管路、淡水盘、节流孔等组成。

a.闪蒸室壳体结构　闪蒸室的壳体，大都采用矩形结构，每级的长、宽、高根据其蒸发量、海水流量、冷却海水流速等因素确定，其值分别为数米。矩形壳体的优点是海水分布均匀，缺点是强度较差，相同操作条件下，箱形壳体比圆形壳体要厚，因此为减少壳体壁厚，在壳体的外部设置加强筋，以增强其强度和稳定性。

b.冷凝管束　管子在管板上通常按正三角形排列，管束截面为长方形或圆形，冷凝管材质均为昂贵的耐蚀合金，如钛、铜-镍合金、铝黄铜等，管束投资约占总投资的30％～50％。钛的防腐性能最好，但比较昂贵，只用在腐蚀最为严重的某些部位，如排热段列管。因排热段的冷却海水未经处理，含有气体及固体颗粒，固体颗粒冲刷管壁，腐蚀严重。而热回收段管束，大部分采用铜-镍合金或铝黄铜。

冷凝管束按其长度和安排的方向来分，又分为短管式、长管式和竖管式。其中短管式和长管式在国内外都有成功使用。

（a）短管式结构　短管式是各闪蒸室冷凝器分别独立，每级有单独一组管束，管束长度只有数米，管束与闪蒸海水的流向垂直，其结构如图3-79所示。

短管式结构的优点是制造、安装、维修、更换均较方便，缺点是级与级之间需连接管道、水室等，当级数增多时，由于扩大、缩小、改变流向等造成较大的流体压头损失。同时各级冷凝器彼此隔离，设备费用较高，从而妨碍了级数的增加和设备的大型化，因此，对于大型装置目前多考虑设计成长管式结构。

（b）长管式结构　长管式指同一管束连续贯穿许多级，管束与闪蒸海水流向平行，盐水不走S形。这样长管式中盐水的阻力损失大大降低，有利于降低造水电耗，对于大型装置，整个装置可以分成几个组，每一组设置一个长管束。长管式冷凝器结构见图3-80。

长管式冷凝器制造、安装、维修、更换均较复杂，通过各级隔板处要求密封，技术要求高，存在如级与级间漏气量不易控制、传热管如发生穿漏或堵管后影响较大等缺点。

（c）竖管式结构　原理与短管式相同，各级分别设短管束，只是管束为竖直安装。这种结构有利于使用新型强化传热管（沟槽管、螺纹管等），设备紧凑，适用于中小型规模。

c.捕沫网　用于分离闪蒸汽化的蒸汽所夹带的雾沫，以保证淡水的质量。捕沫网通常用金属丝编织成网，再将编织网压成一定形状叠成网堆，网堆高度约120～200mm。因低温段蒸汽比容大，捕沫网负荷比高温段大，故捕沫网面积低温段应比高温段大。

网状捕沫网具有重量轻、制造简易、阻力损失较小等优点，被目前多级闪蒸装置普遍采用。

d.抽不凝气管路　在每一级闪蒸室内都设有抽不凝气管路，并在管路出口处设置挡汽板，以防止大量的蒸汽被抽气管路抽走。

e.淡水盘　淡水盘用来收集闪蒸室里冷凝管束冷凝下来的蒸馏水，固定于冷凝管束的下方、闪蒸室中部。各级闪蒸室的淡水逐级进行汇聚，并在最后一级由淡水管抽出。

f.节流孔　多级闪蒸装置中，前一级的闪蒸室和下一级的闪蒸室之间既要保持温度、压力差，又要使大量的盐水顺利流过，因此级和级之间盐水通道（节流孔）的设计至关重要。节流孔的开度大小与节流孔的型式、尺寸、盐水水位及孔口两侧压力有关。常见节流孔的形状如图3-81所示。

对于节流孔的研究，尚处于半经验半理论阶段，节流孔的大小一般是根据操作经验进行调节。高流速海水通过节流孔时，由于流速和流向的骤然改变，压头损失很大，若孔道过小，有可能使水流不畅，造成壅积，使前级液面升高，从而破坏稳定操作。一般认为，节流孔稍大些为好。闪蒸室内闪蒸海水深度一般约数十厘米。

③热排放段闪蒸室　一般只设一段排热闪蒸室，每段容器分若干个闪蒸级，其他结构与热回收段闪蒸室相同。除具有同回收段一样产水的作用外，热排放段闪蒸室在一定的外来海水温度范围内，还可根据入口海水温度调整海水流量，给循环盐水补充温度稳定的海水，以利于设备的稳定运行。

（2）船用多级闪蒸装置　船用大容量蒸馏海水淡化装置常采用多级闪蒸工艺，产量基本在日产百吨以上，一般用于大型邮轮、巡洋舰等。

图3-82为船用多级闪蒸海水淡化工艺流程，在该装置中海水从末级冷凝器起，依次进入各级冷凝器，通过吸收蒸汽冷凝的潜热，海水温度逐渐上升。最后经过首级冷凝器之后，海水再由柴油机缸套中的循环冷却水或废热蒸汽进一步加热，使海水的最高温度达到80℃左右。当海水进入第一级闪蒸室时，由于其腔内的真空压力低于海水此时的饱和蒸气压，因此海水迅速闪蒸形成蒸汽。由于装置后一级闪蒸室的压力和蒸发温度均低于前一级，因此海水可重复首级中的闪蒸过程实现逐级蒸发。最终，蒸发后的浓盐水通过浓水泵从末级闪蒸室中排出，各级中的不凝气通过喷射真空泵排出。

图3-83为船舶或海岛用多级闪蒸海水淡化设备，主要面向大型邮轮、巡洋舰或岛屿，产水量为50～1000t/d。

3.1.8　蒸馏淡化共性技术

3.1.8.1　电气、控制与仪表

（1）设计原则　蒸馏法海水淡化工程的电气、控制及仪表系统设计一般应遵循以下原则：

①综合考虑工艺特点、工况条件、操作要求和自动化水平等因素，最大限度地满足生产机械和工艺过程对电气控制系统的要求；

②根据用电设备的布置情况合理规划电力系统布线图，并根据工艺总体控制要求设计系统的输入输出控制点、控制器、控制柜及配线图；

③根据工艺要求设计总体控制方案，力求简单、经济，便于操作和维修，应保证系统通用性和可扩充性，满足今后产能增加和工艺改进的需要；

④控制系统应根据工艺操作要求设计全面的连锁保护功能，防止因突发情况或操作人员误操作造成的装置损坏；

⑤仪表选型品种规格力求统一，同时兼顾可靠性、便利性和经济性；

⑥配电、控制及仪表设备的防护等级根据现行有关规定执行。

（2）电气系统设计

①负荷计算　负荷计算是供配电系统设计的前提和关键，涉及到变压器优选、电气设备选型、电缆导线截面选择和继电保护整定设计等许多方面。计算负荷通过统计计算求出，用来按发热条件选择供配电系统中各元件的负荷值，通常取半小时平均最大负荷作为“计算负荷”。负荷计算方法主要有需要系数法、利用系数法、二项式系数法、单位面积功率计算法、单位产品功率计算法等，我国目前普遍采用需要系数法和二项式系数法。

②配电设计　低压配电设计包括供电电源选择、配电电压和接线方式确定以及电缆截面的优选等工作。设计过程中应根据海水淡化的用电负荷大小、供电线路长短等因素，确定供电回路、电压等级和供电方式。我国常用的电压等级分为220V、380V、6kV、10kV、35kV、110kV等。通常将35kV及以上的电压线路称为送电线路，10kV及以下的电压线路称为配电线路；将额定电压在1kV以上的电压称为高电压，额定电压在1kV以下的电压称为低电压。

在海水淡化工程配电系统设计时，要求在保证电动机运行性能的前提下，达到节约能源和节省投资的目的。因此，蒸馏法海水淡化的流程泵通常采用变频器进行驱动和调节。但对于不同功率的电动机，还存在电压等级的合理选择问题。由于我国三相异步电动机常用的电压等级分为220V/380V和6kV/10kV等几种，故海水淡化工程的电气设计中，对于额定功率小于160kW的电动机一般采用220V/380V进行供电，而额定功率大于160kW的电动机则采用6kV或10kV进行供电。

③电线电缆选择及敷设　在选用电线电缆型号时，一般要考虑用途、敷设条件及安全性要求等方面。

a.根据用途的不同，可选用电力电缆、架空绝缘电缆、控制电缆等；

b.根据敷设条件的不同，可选用塑料绝缘电缆、铠装电缆、防腐电缆等；

c.根据安全性要求，可选用不延燃电缆、阻燃电缆、无卤阻燃电缆等。

在确定电线电缆的使用规格（导体截面）时，一般应考虑发热、电压损失、经济电流密度、机械强度等综合指标。

a.低压动力线因其负荷电流较大，一般先按发热条件选择截面，然后验算其电压损失和机械强度；

b.低压照明线因其对电压水平要求较高，可先按允许电压损失条件选择截面，再验算发热条件和机械强度；

c.对高压线路，则先按经济电流密度选择截面，然后验算其发热条件和允许电压损失；对于高压架空线路，还应验算其机械强度。

电线电缆敷设安装的设计和施工应按《电力工程电缆设计规范》（GB 50217—2007）等有关规定进行，并采用必要的电缆附件。供电系统运行质量、安全性和可靠性不仅与电线电缆本身质量有关，还与电缆附件和线路的施工质量有关。

④防雷与接地　除另有规定外，不同用途和不同电压的电力设备应使用一个总的接地体。凡规程中要求接地的设备和设施均应就近可靠接地，接地体材质、位置、焊接质量等均应符合施工规范要求，交流工作接地、直流工作接地、信号接地、安全保护接地及防雷保护接地宜共用一组接地装置，接地电阻应符合国家相关规定的最小值要求。接地电阻应及时进行测试，当利用自然接地体作为接地装置时，应在底板钢筋绑扎完毕后进行测试；当利用人工接地体作为接地装置时，应在回填土之前进行测试；若阻值达不到设计、规范要求时，应补做人工接地极。

（3）控制系统设计

①控制方式选择　海水淡化控制系统一般采用就地手动操作和上位机自动控制相结合的两级控制模式，用于满足单体调试、设备检修及正常生产等不同阶段控制要求，并能实现无扰切换。现场设有单体设备启停、急停等操作按钮，在中央控制室监控计算机上设有自动/手动操作界面。在手动方式下，现场人员可根据操作人员的指令对现场设备进行单体启/停。在自动方式下，系统完全根据程序逻辑完成设备的启动、停止、调节以及保护，还可以根据运行状况对系统运行参数进行人工干预控制，满足整个海水淡化系统的变工况运行要求。

②网络结构设计　网络结构又称网络拓扑，是指网络结点的互连方式。在控制系统中常用的网络结构又分为星型、环型和总线型三种，如图3-84（a）、（b）、（c）所示。其中，星型网络以星的中心为主结点，其他为从结点，网上各从站间交换信息都要通过主站。环型网络通过点对点链路连接构成封闭环，数据沿环单向或双向传输。总线型网络结构依靠公共传送介质（称为总线）实现各站点的连接，所有站点通过硬件接口与总线连接。现场总线的突出特点在于它把集中与分散相结合的DCS集散控制结构，变成新型的全分布式结构，把控制功能彻底下放到现场，依靠现场智能设备本身实现基本控制功能。

目前，大型蒸馏法海水淡化工程普遍采用国际流行的总线型开放式结构，充分体现分布控制和集中管理的现代理念，并在中央集控室与各现场控制站、远程I/O站之间优先选用Profibus、Modus、ControlNet以及工业以太网等成熟可靠的工业标准通信协议，以数字信号完全取代传统DCS的4～20mA模拟信号，且双向传输信号，具有结构简单、易于扩展且安装布线成本低等优点。同时，通信总线延伸到现场传感器、变送器、控制器和伺服机构，操作人员在控制室就能实现对现场设备的在线监视、诊断、校验和参数整定，节省硬件数量与投资。

③软、硬件配置　控制系统是实现装置稳定运行和节能降耗的重要保证，在硬件设计选型过程中应充分考虑可靠性、先进性和可扩展性，可以支持多网络集成，能够满足中、高控制性能要求。除应至少包括电源模块、CPU控制器、模拟量模块、开关量模块、通信模块及UPS不间断电源等硬件设备外，系统还应配备用于上位机编程和组态功能的软件系统，普遍采用国际标准的编程方式，支持多种语言和多种方式混合编程。对于安全性要求较高的场合，宜采用双机热备冗余的CPU控制器、通信模块和电源模块。此外，还应综合考虑软件编程情况进行外围设备电路设计，包括绘制电气、控制系统原理接线图，编制控制程序和技术文件等。

由于国内蒸馏法海水淡化工程主要与热电厂联合，利用电厂低品位热作为加热蒸汽实现电水联产，其控制系统的设计也沿袭了电厂传统的控制思路，广泛采用由可编程逻辑控制器（PLC）和上位机监控系统组成的数据采集和监视控制系统（SCADA），实现整个海水淡化系统的集中监视、管理和自动控制，具备采集、显示、处理、存储、制表及打印等功能。工程中常用的PLC产品主要有美国A-B公司的SLC-500/1000系列、法国施耐德公司的Quatum系列、德国SIEMENS公司的S7-300/400系列等，如北疆电厂一期工程4×2.5万吨/天MED采用A-B公司的Control Logix 1756系列产品，热备冗余。黄骅电厂一期工程2×1.0万吨/天MED采用施耐德Unitypro CPU 67160系列产品，热备冗余。

④联锁保护设计　根据工艺要求设计海水淡化控制系统的控制回路和联锁报警。海水淡化工艺过程的控制信号以开关量居多，逻辑运算回路较少。控制过程以顺序逻辑控制为主，单回路负反馈闭环调节为辅，一般采用典型单回路PID控制算法，其控制结构如图3-85所示。过程控制的目标是使进入海水淡化装置的料液及蒸汽保持物料平衡，主要涉及温度、流量、液位等控制回路。其中，液位控制系统采用比例积分控制规律，控制器正作用。流量控制系统采用比例积分控制规律，控制器反作用。温度控制系统采用比例积分控制，控制器正作用。

中大型低温多效蒸馏海水淡化工程，工艺监控测点至少应包括：a.浓盐水液位、温度；b.冷凝水液位、温度、流量；c.蒸馏水液位、温度、流量；d.冷凝水电导率及pH值；e.蒸馏水电导率及pH值；f.蒸汽压力、温度及流量；g.海水入口温度、流量；h.热压缩器入口压力、温度；i.蒸发器压力、温度；j.各类流程泵出口压力等。

联锁保护措施则至少应包括：a.针对正常运行过程中关键设备出现的故障情况（如进料水泵故障、中间水泵故障、蒸发器液位过高等），系统应根据故障类型和严重程度自动采取报警或紧急停车措施；b.选用具备三断保护功能的常闭型蒸汽调节阀，用于停电、停汽、停水以及关键设备故障等突发情况下系统迅速切断蒸汽源；c.在海水进料系统、产品水系统、抽真空系统、浓盐水系统、冷却水排放系统以及消除过热系统中分别增加若干常闭型气动开关阀，用于紧急停车状况下的系统保真空，缩短二次开机时间。

（4）仪表系统设计　蒸馏法海水淡化工程使用的在线检测仪表主要分为温度、压力、液位、流量等过程仪表和电导率仪、pH计等分析仪表，涉及海水淡化主系统、辅助系统以及公用系统等。

①温度仪表　进料蒸汽温度一般不超过500℃（取决于源蒸汽温度），蒸发器内各级温度最高不超过110℃，并成梯度下降，管路中海水等介质温度最高不超过110℃。温度仪表测量方式大多数采用接触式，现场指示温度计一般采用双金属温度计，远传最常用的是热电阻（Pt100、三线制）、热电偶（K分度），500℃以下大多选择热电阻，500℃以上选择热电偶。不同检测元件的温度范围见表3-9。

在低温多效蒸馏海水淡化装置中除蒸汽管路外，其余管路和蒸发器内介质温度均不超过100℃，仪表量程选择需区别于多级闪蒸装置。由于工艺管道的内径差异及蒸发器内部蒸汽分布不均匀，为保证检测稳定性，温度仪表的保护管插入深度也有着不同的要求。温度仪表的过程连接方式可由传统的普通螺纹式和普通法兰式设计为卡套式螺纹连接或卡套式法兰连接，管道温度测量仪表保护管长度可选为200mm，壳体温度测量仪表保护管长度可选为500mm，在现场安装时可根据管道大小和壳体内部布置来尽可能调整插入深度，减小由于插入深度不够造成的误差，并方便温度仪表的统一选型。

②压力仪表　压力测量介质有海水、淡水、高温高压蒸汽、低温低压蒸汽等，测量范围有表压、绝压，仪表种类有压力表、压力变送器等。对于一般管路，压力仪表大多数采用导压管引压测量方式。但对于蒸发器等大型设备，压力仪表宜采用法兰取压测量方式。

压力表根据用途可分为普通压力表、氨压力表、氧气压力表、电接点压力表、远传压力表、耐震压力表、带检验指针压力表、双针双管或双针单管压力表等。在海水淡化工程中，就地压力仪表宜采用弹簧管式不锈钢耐震压力表，远传压力仪表采用电容式或扩散硅式压力变送器。考虑到蒸馏法海水淡化的高真空、盐雾结晶等工况因素，压力表的过流材质选用SS316 L不锈钢，压力变送器的接液膜片选用哈氏合金以上的耐腐蚀材料。

由于蒸发器内部压力成梯度分布且为负压，选择压力变送器都为绝压变送器，壳体上就地压力表为真空度表，量程根据多级闪蒸装置、低温多效装置以及压气蒸馏装置的蒸发器内部工况来选择。工艺管路上的绝压变送器量程一般为0～0.6MPa（绝压），就地压力表的测量范围为-0.1～0.3MPa。

③液位仪表　工艺过程以浓盐水和淡水液位闭环调节为主，要求蒸发器海水液位在机组运行时维持在正常范围内。常用的液位仪表有直读式液位计（玻璃管液位计等）、差压式液位计、浮力式液位计、电磁式液位计和声波式液位仪表等。蒸发器液位测量一般采用双法兰远传变送器或磁翻板液位计，也可以通过旁通管使用射频导纳或雷达液位计。双法兰膜片材质选用哈氏合金，法兰盘材质为SS316 L不锈钢，有效防止膜片的腐蚀。

蒸发器液位测量范围较小，一般波动范围保持在600mm以下。尤其是中小型低温多效装置的蒸发器，液位范围甚至不超过300mm。从装置开机到正常运行过程中，蒸发器内的工况逐步变化，压力由常压（大气压）降到0.02MPa（绝对压力）左右，所以选用的仪表必须适应此变化的工况。中大型装置的蒸发器可选用双法兰远传液位计，考虑到法兰盘尺寸，在小型装置中多通过旁通管采用射频导纳或雷达液位计。

④流量仪表　工程中需要监测流量的介质主要有加热蒸汽、蒸发器进料海水、产品水、浓盐水及冷却海水等，介质的温度、压力和腐蚀性有着较大的差异，目前没有一种流量计能完全满足工况需要。流量仪表按照原理可分为差压型、速度型、容积型和质量型四大类，其中每大类又有若干种类型。蒸汽流量一般采用孔板（差压式）或涡街（速度式）测量方式，水介质流量监测多为速度式，一般采用电磁流量计、涡轮流量计和超声波流量计。结合淡化装置的工况条件，大多数管道都会出现负压运行工况，要求选用的流量计衬里材料能耐真空，防止电极涂层在负压时脱落而造成电极损坏。

由于蒸馏法海水淡化产品水的电导率较小，一般变化区间在4～20μs/cm，使用普通电磁流量计存在检测稳定性较差等问题，因此宜使用高精度电磁流量计。但考虑其成本较高，建议DN50以上的管道宜选用超声波流量计，DN50以下的小管道宜选用桨轮式流量计（需保障足够长的直管段，且需要校正）。针对高温高压进料蒸汽和低压低温蒸汽要用不同的压力、温度信号补偿蒸汽密度，实现对蒸汽流量的准确测量。此外，部分压汽蒸馏装置浓海水管路上的电磁流量计应选用耐杂质冲刷的衬里材料，并在选型表里注明。

⑤分析仪表　在线分析仪表是自动、连续测量被测介质组成的工业仪表，在工艺操作中测量结果可作指示、记录、报警、控制之用。在淡化装置中一般设置工业电导率仪和pH计在线监测关键水质参数，通常采用流通式、沉入式、法兰式或管道安装，便携式分析仪表用作现场其他参数的采样测量。分析仪表的适用范围、精确度、测量范围、最小检测量和稳定性等技术指标，应满足工艺流程要求，且性能可靠，操作、维修简便。

低温多效蒸馏海水淡化装置中，在线分析仪表一般只设置在线电导率仪，无特殊要求不设pH计等其他分析仪表，需要监测电导率的介质主要为原料海水、效间蒸馏水和产品水。在线电导率仪的选型首先考虑所测介质对应的量程。例如，原海水的含盐量设计值为35000mg/L左右，换算成电导率为56000μs/cm（25℃）左右，电导率仪量程宜选择0～100000μs/cm；效间蒸馏水和产品水含盐量正常情况下低于10mg/L，但是考虑到调试以及系统开机时的工况波动，造成产水含盐量不稳定，电导率量程宜选择0～1000μs/cm。

3.1.8.2　装置加工制造

（1）蒸馏海水淡化装置主体加工

①壳体的加工　对于大型蒸馏海水淡化装置的壳体，往往需要板材的面积较大，在加工时需要将若干个小面积的板材拼接成型。如图3-86所示，拼接接缝应尽量避开开孔位置，同时应保证接缝表面平整，不得出现咬边或留有焊渣、焊瘤和毛刺等。

a.钢板拼接　拼接应尽量采用对接接头，并且采用全熔透结构，不允许产生未熔透缺陷，对接接头应尽可能采用等厚度焊接。

b.筒节成型　由于大型蒸馏海水淡化装置筒体的直径较大，需要大型卷板机将钢板滚卷成筒节。在卷板过程中，变形率的大小将直接影响到钢板所产生的冷加工硬化现象。根据实际生产经验，冷弯钢板时，最终的外圆周伸长率应控制在下列范围内：对于碳素钢、不锈钢，外圆周伸长率≤3％；对高强度低合金钢，外圆周伸长率≤2.5％。

在筒体卷制完成后，通过纵焊缝对其进行组焊。对于壁厚为20～45mm，直径为1000mm以上的筒体，应保证弯卷过程的精度，以避免产生诸如图3-87所示的偏差。

各筒节在进行环焊缝焊接时，要考虑各筒节在制造时的直径误差和圆度误差。此外，现场组焊还必须考虑环缝的间隙，以满足最终的总体尺寸要求。在筒体焊接完后，要对其进行现场无损检测。组焊后可进行现场局部热处理。

c.筒体法兰　在设计时为便于筒体装配，筒体法兰端面可设有定位基准，即采用凹凸面或榫槽面连接形式。这样既可确保在装配时筒体能方便、准确地达到所要求的位置，同时也易于保证各效筒体的同轴度。

法兰在焊接时，合理设计其坡口尺寸对于保障焊接质量尤为关键。如果坡口角度过大，一是增加了熔敷金属的耗量，二是增加了热输入量，对焊缝的组织结构会产生影响。因此，采用合理的坡口形式，能有效地防止由于焊条电弧不到位所形成未焊透或单边未熔合等质量缺陷。为了满足组焊后的圆度、直线度、平行度等工艺要求，必须要对端面处焊接坡口进行加工。通常，坡口角度可设计为60°～65°，以保证打底焊条能合理运动，间隙控制在2.5～3mm，其坡口形式如图3-88所示。

d.壳体加强筋　壳体上的加强筋在进行焊接时，由于焊口较长，应采取分段焊接或交错焊的形式，以防止焊口由于受热不均而产生应力集中。

②封头的加工　考虑到加工的经济性，封头常采用圆形平盖加加强筋的形式。这种结构在制造过程中较为简单，在大型海水淡化装置应用比较广泛。

对于大型平盖封头，传统设计是将加强筋焊接在封头盖板上，然后再与效间筒节采用法兰连接，如图3-89（a）所示。经工程实践摸索，对现有封头可采用加强筋、盖板和筒体进行集成制造，如图3-89（b）所示，将封头盖板直接焊接在补强圈下，然后再在盖板上焊接装配加强筋，整个封头与效间筒节采用接圈焊接连接。通过集成设计，可使整个封头结构更加紧凑，而且显著提高了封头的耐压强度，装配方式也更加简单可靠。

③内部构件加工　对于大型蒸馏海水淡化设备，内部构件往往具有相同或相似的属性，其主要体现在零件的结构形状、尺寸大小、精度等级、加工工艺以及材料选择等方面。如果采用成组技术将小批量的相似零件组成批量较大的零件族，再通过合理布置机床，安排加工工艺流程，便可进行成组加工以达到大批量生产所具有的高效率、低成本的目标。

a.管板　管板的加工精度，特别是管孔间距和管径公差、垂直度、光洁度都极大地影响着设备的组装和使用性能。随着海水淡化装置的大型化，其管板尺寸也变得越来越大，管孔数量多、密，孔径小、深，对精度和光洁度要求高。蒸馏海水淡化设备管板材质常采用不锈钢材料，这类材料强度高，加工硬化性强，切削力大且易变形，给管板的加工带来很大难度。

传统的管板加工是先划线（划出的线成网格状，称网格线），然后打样冲点、钻孔、铰孔、倒角。现在用数控钻床加工，其加工精度高、一致性好、效率高。为保证上下管板同心度，可将上下管板叠起来一起钻孔。一般不能一次加工到规定的尺寸，而要划分阶段逐步进行，以消除或减小粗加工时因切削力和切削热等因素所引起的变形，从而稳定管板的加工精度。图3-90为已加工完后的管板。

管孔与传热管径向间隙的大小是影响管板与传热管连接接头质量的关键指标。管口的尺寸及允许偏差又直接受控于传热管的精度，而具体管孔的精度又要依据传热管的材质确定。

b.捕沫装置　在多效蒸馏海水淡化装置中，捕沫装置主要采用丝网式和折流板式两种捕沫元件，如图3-91所示。

丝网式捕沫装置具有体积小、分离效率高、造价低等特点，其主要由丝网块、压条、格栅和支承架构成。丝网块可由金属丝或非金属丝编制而成。丝网块结构包括盘形和条形。丝网块的安装可分为上装式、下装式两种，如图3-92所示。当装置人孔位置开设在丝网捕沫装置的上面，或无人孔而有设备法兰时，选用上装式；当人孔位置开设在丝网捕沫装置的下面，选用下装式。

折流板型捕沫装置可采用如图3-93（a）V形结构和图3-93（b）W形结构。在图3-93（a）中，V形折流板可由沿插槽两面的斜口斜插安装。这种方式虽然结构上较为简单，但在安装折流板时需要将一排支架上的斜槽插口一同对齐才可放入，因此对折流板安装的精度要求较高，安装效率较低。在图3-93（b）中，折流板采用了W形结构形式，该种折流板在安装时可通过V形定位块或定距管定位并可依次堆积，然后再通过顶部的拉杆将该组折流板限位固定。该种捕沫装置不仅定位可靠，操作简便，而且非常适宜进行模块化制造，因此降低了其加工成本，显著地提高了安装效率。

c.内部防腐涂料的施工　如果装置及内部构件采用碳钢材料，其表面需采用涂料进行防腐处理，涂料本身的性能固然重要，但涂装表面的处理同样关键。焊口处最易发生腐蚀，而且其平整程度对涂料的涂刷质量影响很大。在装置中需对所有的焊口部位和存在尖角、毛刺的地方进行打磨处理，并剔除残留的焊渣和进行除油处理。最后，进行喷砂除锈，喷砂除锈的等级按《焊缝、边缘和其他区域的表面缺陷的处理等级》（GB 8923.3—2011）规定的Sa2.5级以上，喷砂完毕后要排砂清扫，并清除全部灰尘。此后，才可进行涂料喷涂，涂料厚度应达到450μm以上。图3-94为经过防腐喷涂处理后的低温多效海水淡化蒸发器筒体。

④鞍座的加工　鞍座材料一般为碳钢，其中垫板材料应与壳体材料相同。焊接采用电焊，鞍座本体的焊接均为双面连续角焊，鞍座与壳体采用连续焊，焊缝高度取较薄板厚度的0.5～0.7倍，且不小于5mm。

⑤装置保温加工　常见的保温材料有岩棉、矿渣棉、玻璃棉、硅酸铝棉、复合硅酸铝镁等。为了便于现场安装，保温材料通常都已制成各种型材和板材，可加快安装的进度。安装保温材料时可考虑使用自锁紧板、保稳钉、支撑环和捆扎或上述组合方式。如果装置周边环境温差较大，在绝热结构中还应考虑在轴向设有伸缩缝，在径向设有弹性连接板以克服热胀冷缩现象的发生。

（2）蒸馏海水淡化装置主体组装

①蒸发器筒节的连接　蒸发器各效筒体之间的连接方式可采用法兰或焊接连接的方式，具体如下。

a.法兰连接　控制筒体连接法兰面与筒体中心线的垂直度，在装置的加工制造过程中是极为关键的技术。如果筒体和法兰在焊接过程中的精度控制不够，就可能造成两效筒体无法连接，或无法保证装置的密封性能。

筒体卷制并焊接完成后，与各自法兰的焊接，在焊接过程中随时进行调整，以保证筒体中心轴线与法兰面的垂直度。为了保证密封性，需要考虑各效筒体法兰密封面处的平面度和粗糙度要求。在安装筒体法兰之后，需要对其进行时效处理，以消除焊接的内应力，最终达到密封面所需的尺寸精度及稳定性。

b.焊接连接　蒸发器筒体间的焊接连接也可采用简单、可靠的接圈焊接方式，如图3-95所示。与传统法兰式连接相比，节圈焊接方式不仅结构和安装简单，而且还可以屏蔽筒节在卷制过程中所存在的诸如错边、间隙、端面平齐等制造缺陷，同时也可降低对于不同效间筒节间距、同轴度以及对筒节鞍式支座底板的安装精度，但拆卸、检修困难。在进行接圈现场焊接时，接圈可根据筒节的直径采用两段或多段拼接焊成，拼缝与筒体纵焊缝需错开不小于200mm的间距，并且焊接后进行焊缝渗透试验。

②内部构件的组装　具体技术环节如下：

a.管板的支撑架一般要求的刚度较大，需要的焊缝一般较厚，但如果焊缝过厚会造成焊接应力过大而产生裂纹，因此需要根据支撑架的尺寸大小和实际承受重量，选择合适的焊缝尺寸并进行探伤检测；

b.在装置内部焊有垫板、定距管、加强筋、吊架等，因此需要首先将这些组件焊接完成后，才能装配与其相关的零部件如支架、管板、喷淋系统等，以防止对装配后各部件安装精度的影响；

c.对于壁厚较薄的构件如淡水箱盖板、捕沫装置中的挡板等，要合理控制装配应力及焊缝尺寸，否则可能会由于焊接应力过大导致结构失稳，造成变形，影响部件结构的尺寸精度；

d.对于需要有加强筋安装的构件，应合理安排装配与焊接的次序，以有效控制焊接结构的应力与变形；

e.在装配焊接件之前，要考虑为螺栓连接件如管板、淡水箱盖板等预留足够的拆装空间。

③鞍座的组装　鞍座与筒体的安装过程如下：

a.在筒体底部的中心线上找出支座安装的位置线，并以筒体两端环缝为基准划出弧形垫板的装配位置线；

b.配垫板，压紧垫板，使其与筒壁贴紧，其间隙不大于2mm，进行点焊；

c.在垫板上划出支座立板位置线；

d.试装固定鞍座，当装配过大或不均时用气割进行修正，使之间隙不大于2mm，进行点焊；

e.旋转筒体，用水平仪检测固定鞍座底板，使其保持水平位置；

f.在装配另一鞍座时，要修正两鞍座的高度，使其保持等高。当装配间隙合适时，底板已找水平，螺栓孔间距满足要求后即可点焊固定；

g.对两个鞍座的安装尺寸进行总体检测，合格后再进行焊接。

3.1.8.3　工程实施

（1）蒸馏淡化装置安装　蒸馏淡化装置的组成见图3-96。

蒸馏淡化装置的总体安装步骤如下：

a.安装环境清理，去除杂物，并检查预埋件地基周围和工作面有无异常现象。若发现对承载能力有影响的地方要及时处理好；清理清洁安装环境的卫生；

b.分中弹线（弹墨线），校验预埋件的预埋位置是否符合设计要求，是否能保证在同一水平面上，是否能满足“立柱”之间安装位置公差的要求；

c.以方便“吊装”、“组焊”、“安全稳定”为目的，搭扣好“钢管脚手架”；

d.把最端部立柱“横向轴线”与立柱排架上部的“蒸发器”纵向轴线（圆心点）的“水平投影到地面上的交叉点”，作为本项目安装的“基准点”；

e.安装“立柱排架”；

f.仔细检查上部蒸发器的安装位置情况和各杆件的组焊情况，若良好，方可进行下一道安装工序；

g.从“基准点”位置起，逐一吊装蒸发器。且立柱与蒸发器之间、蒸发器与蒸发器之间要用螺栓固牢；

h.安装“直梯总成”、“下走道平台、栏杆”、“步梯总成”、“上走道平台、栏杆”、“上下走道连接梯”；

i.蒸发器各管路连接；

j.拆除“钢管脚手架”。

①蒸发器安装　设备本体包括多效蒸发器、蒸发器封头和冷凝器，需现场总装在一起成为一个整体。安装前应首先检查蒸发器鞍座、吊耳等的牢固情况，具体的安装应遵循以下两个原则：

a.需将蒸发器按顺序依次吊装，严禁向中间插入的安装操作，同时若需要对某一个单元进行调整，需将一侧的单元全部取下。因为蒸发器的体积较大，重量也很大，吊装时轻微的接触也可能导致严重的碰撞；

b.蒸发器需先从中间开始吊装，然后向两侧依次顺序吊装。这样可以尽量避免累积误差。

在蒸发器进行安装时，各效的同心度误差不超过15mm，各效蒸发器就位后，预拧紧鞍座与支架的连接螺栓，然后找正其标高、水平位置和水平度，可采用在鞍座下增加垫片的方法。

②设备管路安装

a.玻璃钢管路安装技术要求　玻璃钢地面管道的安装方法通常有法兰连接、对接和承插粘接。架设支架最常用的有固定支架和滑动支架，特殊情况下可装设吊架和弹簧支（吊）架等，管径为80mm以上的支架包角为180°，并配有固定卡带。支架间距一般为：ф50为1.5m；ф50～ф150为3m；ф200～ф500为4m；≥ф600为6m；具体情况由设计而定。管道支架形式的选择，主要应考虑：管道的强度、刚度、输送介质的温度、工作压力、管道热膨胀、管道运行后的受力状态及管道安装的实际位置状况等。管道支、吊架材料一般用A3普通钢制作并适当防腐，支架与管道间要垫3～5mm厚的橡胶板。

b.金属管路安装注意事项　安装前构件表面不得接触酸类、油类和漆类，待“新焊”焊接处须表面清洁。在安装过程中，对各法兰之间的连接，由于中间有橡胶石棉垫片隔离密封，当拧动螺栓时，一定要互为力度一致，不可单边压紧。防止造成局部破损。

③水泵安装　水泵必须安装在牢固的基础上，基础由足够厚的高等级混凝土做成，水泵的基础表面应平整光滑，不允许变形。安装的时候，全部设备在基础上按同一水平排列（轴/管道连接）。根据安装指导检查两个半联轴器间的距离。

水泵安装完成后进行电气连接，电气连接必须由有资格的电工完成，避免电源线与管路/水泵和电机壳体接触。

（2）蒸馏淡化系统调试运行　装置的调试运行分以下三个阶段进行。

①第一阶段：各分系统的调试　各分系统的调试步骤及注意事项通常由设备供应商规定，内容包括系统的水压试验、气密性试验、分系统的调试、系统的修正和调整。

a.水压试验　水压试验是将自来水加入整个系统中，让整个蒸发器及管路系统充满水，并加压至0.125MPa，检查系统是否存在泄漏。重点检查蒸发器筒体法兰连接、各管口法兰以及管路的法兰连接。对所有泄漏点进行密封整改，直至整个系统无泄漏。

b.气密性试验　在水压试验完成后，利用系统的真空系统进行气密性试验，利用真空的建立和保持达到调试、考察真空设备和检测装置密封性能的双重目的。在淡化装置启动时，抽真空装置的抽气能力宜使蒸发器在40～60min内达到启动条件。在初始真空度90kPa下，10～12h内平均真空衰减速率宜小于1.5kPa/h；在淡化装置运行时，抽真空装置的抽气能力应大于淡化装置在正常运行时原料海水所释放的不凝气量和淡化装置所渗漏的不凝气量之和。

c.分系统的调试　进行泵类等设备单机测试、分系统或回路的测试以及各电动阀门、仪表、联锁控制及保护的测试。

②第二阶段：系统的启动试车　系统试车程序和试车过程中特别注意的问题一般由成套设备供应商给出，供货商还需对装置在调试操作过程中可能遇到的故障特征及解决办法给予明确说明。

a.准备　在启动前应进行的检查及准备包括：检查系统的蒸汽、水、电供应已到位，装置主开关、控制开关以及连接仪表的阀门等全部打开；配置进料水处理药液，包括阻垢剂、消泡剂等药剂。

b.启动　系统启动分为两种启动方式，一种是手动启动，一种是自动启动。系统启动顺序为抽真空、供水、供汽。手动启动过程中需注意调节冷却水泵流量，控制冷凝器液位保持平衡；调节浓盐水泵流量，控制浓盐水闪蒸罐液位保持平衡。自动启动则将系统阀门调至自动启动所需状态，将控制按钮调至自动，按下启动按钮，系统开始自动运行。

启动试车过程中要密切关注装置出现的各种情况，对遇到的问题逐个地分析解决，直至系统稳定运行，达到额定出力。一般情况下，设备提供的操作说明书会列出装置在调试操作过程中可能遇到的故障特征，对于可能的原因和解决办法编制分类故障排除表，操作者可根据故障特征进行查阅并做出反应。

③第三阶段：停机　停机操作分为停机备用、长期停机、紧急停机三种模式。系统停机顺序为切断供淡化装置的蒸汽系统、抽真空系统、供水系统。

a.停机备用　停机备用指海水淡化装置停产，但维持装置内的真空状态，适用于系统的临时停机，在1天内将重新开启。

b.长期停机　长期停机是指装置长期停产或大修时的停机，不需要维持装置内的真空状态。

c.紧急停机　如遇到紧急情况需要尽快停机，按照停机顺序停机，注意紧急停机时必须严格按照停机步骤先后操作，否则会对设备造成损害。

3.1.9　蒸馏淡化工程典型案例

3.1.9.1　北疆发电厂10万吨/日低温多效蒸馏海水淡化工程

（1）项目概况　北疆发电厂是由天津国投津能发电有限公司投资建设的以发电为主的循环经济项目。天津国投津能发电有限公司成立于2004年3月，由国投电力公司、天津市津能投资公司和天津长芦汉沽盐场有限责任公司分别以64％、34％和2％的比例共同出资组建。北疆发电厂规划装机容量为4×1000MW，一期工程建设2台超超临界燃煤机组，规划容量为配套建设日产20万吨淡水的海水淡化工程。已建海水淡化装置制水量为日产10万吨淡水。发电工程的三大主机由上海电气集团股份有限公司制造，配套的海水淡化项目分两期建设，一期建设规模10万吨/日，由4台25000t/d低温多效海水淡化装置组成（见图3-97），海水淡化设备由以色列IDE公司提供。

每台装置由13效蒸发器和2台冷凝器构成。供给海水淡化装置的蒸汽压力在0.03～0.50MPa之间波动，对应的造水比（PR）见表3-10。装置长度为123m，高度约为18m，蒸发器内径为7.7m。

（2）水源情况及动力用汽条件　海水淡化装置采用2种水源，进料水采用原海水，冷凝器冷却水取自二次循环海水。

原海水取水采用高潮位取水的方式，在海挡外设置2座沉淀调节池，由一级沉淀调节池入口闸门调节进水水位，经二级沉淀调节池后，通过海水取水泵升压后，输送到电厂冷却塔系统及海水淡化装置的预处理系统。

海水淡化装置要求进料海水悬浮物浓度不高于25mg/L；温度变化范围为-2.1～+30℃，含盐量变化范围为27000～34000mg/L。

海水淡化装置冷凝器采用发电机组的二次循环海水冷却，冷却海水温度变化范围为6～33℃，含盐量变化范围为48600～66000mg/L，排水返回海水冷却塔循环使用。

海水淡化装置动力蒸汽为汽轮机的五段抽汽（中压缸排汽）和/或六段抽汽，蒸汽参数随汽轮发电机组的负荷变动而变化。淡化装置入口动力蒸汽压力范围为0.03～0.669MPa（a）；蒸汽温度范围为69～310℃。用于驱动蒸汽喷射压缩器，抽真空的蒸汽压力0.6～1.2MPa（a），为过热蒸汽；每套装置抽真空蒸汽用量2t/h。

设备运行时水温变化：原料水温度最高为30℃，最低为-2.1℃；冷凝器冷却水温度最高为33℃，最低为6℃。

在上述条件下，该项目1台汽轮发电机组共安装4套日产2.5万吨淡水的低温多效蒸馏海水淡化装置。

（3）系统运行及控制方式　其工艺流程为：海水→海水取水泵→混合絮凝沉淀池→清水池→海水提升泵→MED-TVC→淡水箱/池→用户。

该工程海水淡化装置根据机组负荷的不同有不同的运行方式，1000MW超超临界汽轮发电机组额定工况时的五段抽汽压力为0.669MPa，温度310℃，六段抽汽压力为0.286MPa，温度200℃，当负荷降低时，机组的抽汽参数会下降。海水淡化装置的蒸汽参数不大于0.669MPa，当动力蒸汽压力在0.669～0.5MPa时，装置将自动使动力蒸汽进入高压TVC，此时，海水淡化装置的造水比为15。当动力蒸汽压力在0.5～0.3MPa时，装置将自动使动力蒸汽进入高压TVC，此时，海水淡化装置的造水比等于或略小于15。当动力蒸汽压力在0.3～0.12MPa时，装置将自动切换动力蒸汽进入低压TVC，此时装置的造水比为13。当蒸汽压力降低到小于0.12MPa时，装置将自动切换动力蒸汽经减温减压后直接进入海水淡化装置的首效蒸发器，此时装置的造水比约为10.3。

海水淡化装置的浓盐水排至盐厂，在额定工况条件下，排水盐的质量浓度不小于66000mg/L，满足制取食用盐和其他用盐的要求。

该工程采用集中控制方式，在海水淡化站控制室进行监控。系统中设有必要的监测仪表，能够在要求的设计范围内根据进料水和出口水的温度、压力等参数的变化实现自动调节。同时，可以实现自动报警打印、微机控制、CRT显示，可自动、半自动、就地手动及控制室键盘微机操作。海水淡化装置为露天布置，海水淡化系统水泵等附属设备及电控设备布置在海水淡化装置侧面管架下的房间内，并设置一个集中的控制室。

（4）海水淡化装置的预处理系统　根据海水淡化装置对进料水的水质要求，针对目前北疆发电厂原海水水质较差、污染较严重的情况，确定海水预处理工艺流程如下：

二沉池海水→海水取水泵→微砂加速絮凝沉淀设备→清水池→海水清水泵→MED设备→污泥浓缩→污泥离心脱水机。

根据海水淡化装置进料水量的要求，预处理水量按24万吨/日考虑。该工程海水预处理设施分为2组，每组处理水量约为5000t/h。

来自取水工程的海水通过配水井平均分配进入并列设置的两组混合絮凝沉淀池内。经混凝-注砂-熟化-沉淀处理后的水进入清水池，经清水泵提升后，送入海水淡化装置。

絮凝沉淀设备产生的污泥经过污泥池浓缩后，通过污泥输送泵送入离心脱水机进行处理，产生的泥饼外运。

在正常运行时，海水预处理系统的排水排至位于海水预处理加药间的集水池，当悬浮物含量满足循环冷却水系统要求时，通过回用水泵送入循环冷却水系统。海水预处理设备调试期间的不合格出水排至雨水排水系统。

（5）海水淡化装置性能参数

出力：在额定工况条件下，装置单机出力不小于25000t/d；负荷调节范围在40％～110％，超过上述出力范围时，最长允许运行时间为4h。

产品水质：固体溶解物总量（TDS）≤5mg/L。

造水比：高输入参数造水比不小于15.0，低输入参数造水比不小于13.0。

电耗：蒸汽压力0.50MPa时，保证电耗1.45kW·h/t；蒸汽压力0.12MPa时，保证电耗1.55kW·h/t。

噪声水平：装置不低于400t/h出力的稳定运行状态下，距设备外壳1m、距运行平台1.2m噪声水平不超过85dB（A）。

为防止设备结垢，设置了阻垢剂加药系统，在进料原海水中加入阻垢剂；为防止泡沫产生，设置消泡剂加药系统，可酌情使用。此外，系统还设置了酸洗装置。

3.1.9.2　印度尼西亚Indramayu电厂2×4500t/d低温多效海水淡化装置

（1）项目概况　印度尼西亚PLTU 1 Jawa Barat电厂项目的第1、2、3号机组（300～400MW）位于西爪哇省Indramayu Regency市Sukara区Sumuradem村，地处雅加达以东约180km。新建3×330MW中国生产亚临界燃煤湿冷机组。项目由中国政府贷款，印度尼西亚国家电力公司（简称PLN）投资建设，中国电工设备总公司（简称中电工）总承包。

工程燃用来自Sumatera和Kalimantan的煤炭，驳船运输进厂，厂内设煤码头。循环冷却系统采用海水直流冷却，冷却水取自爪哇海的海水。厂内设置海水淡化站，以海水淡化后的淡水作为生活用水和锅炉补充水源。

印度尼西亚Indramayu电厂2×4500t/d低温多效海水淡化装置是国内首次出口的拥有自主知识产权的最大海水淡化装置（见图3-98）。海水淡化装置由国家海洋局天津海水淡化与综合利用研究所承担设计，众和海水淡化工程有限公司承建，2011年9月通过了项目业主组织的性能考核，表明各项指标均达到了设计要求。2011年10月12日装置随同印度尼西亚爪哇省Indramayu 3×330MW燃煤电厂一同完成移交。

（2）水源和汽源情况　海水淡化装置取水来自电厂北侧爪哇海的海水。海水悬浮物含量约为100～150mg/L，温度为30℃，含盐量变化范围为33000～34000mg/L。

初期运行，供给海水淡化装置加热的蒸汽为启动锅炉蒸汽。蒸汽压力为1.4MPa（绝压），蒸汽温度为350℃；机组启动和正常运行时抽真空的蒸汽汽源与加热蒸汽相同，蒸汽参数随机组的负荷变动而变化，蒸汽参数蒸汽压力为0.8～1.0MPa（绝压），蒸汽温度为350℃。

（3）装置情况　海水淡化装置为低温多效加蒸汽喷射器的蒸馏淡化装置形式。蒸汽压缩喷射器的运行具有自动控制和调节能力，可以保证在蒸汽压力波动的情况下MED装置安全稳定运行，并达到额定出力。

传热管与管板间采用弹性连接形式。管圈起到了电绝缘保护的作用，避免了金属间的电化学腐蚀现象。与焊接或胀接相比，弹性连接的管板管口处接触应力较小，可减小管板的厚度。此外，该连接方式对管孔的开孔精度要求较低，对孔径和管径的误差适应性强，可降低穿管安装难度，保证施工质量。

捕沫装置采用模块化制造，提高了加工效率，降低了制造和安装成本，而且定位可靠，安装便捷。

喷淋系统采用了由一条总线分别向两端输水的方式。此方式很好地解决了由于喷淋输水管路较长而使沿管线排列的各喷嘴压力和流量不一致的问题。喷嘴与喷淋管路采用管螺纹连接，喷嘴的口径采用DN25、DN32、DN50三种喷嘴，装置1～7效DN25、DN32喷嘴混合使用，冷凝器使用DN50喷嘴。实践证明，该喷淋系统可使传热管液膜分布均匀，提高了海水布液的均匀性。

装置材质如下：

a.装置壳体和内部管板采用316L不锈钢；

b.装置内部管束上三排采用钛材，其余采用铝黄铜；

c.冷凝器内部管束全部采用钛材；

d.所有与浓缩海水或浓盐水接触的管材采用玻璃钢或316L。

装置设计参数如表3-11所示：

蒸汽压力0.8MPa的性能参数及验收结果如表3-12所示。

注：蒸汽压力为0.8～1.4MPa（绝压），温度350℃，原海水温度30℃，含盐量33000～34000mg/L时的工况下，达到以上指标的保证值。

3.1.9.3　沙特阿拉伯Shoaiba电厂880000t/d多级闪蒸海水淡化装置

沙特阿拉伯Shoaiba 3海水淡化装置由韩国斗山重工业集团承建，是目前全世界工程规模最大的多级闪蒸（MSF）海水淡化装置（见图3-99），日产水量为88万吨，装置所在电厂为917MW的热电厂（总投资8.5亿美元）。项目位于面向红海的沙特阿拉伯西部，于2009年竣工，产水为伊斯兰教的麦加圣地和麦地那圣地的约300万人提供饮用水。该项目在瑞士苏黎世举行的“2009年全球水务奖”中荣膺“年度最佳热法海水淡化厂”，工程概况见表3-13。

2010年，韩国斗山重工又签订了沙特SWCC公司的Ras Al Khair 1海水淡化淡化厂合同，包括8台最大单机规模MSF海水淡化装置（单机产水能力91000t/d），再次刷新世界MSF单机规模记录（目前为Shuweihat 2海水淡化厂，单机规模76000t/d）。韩国斗山重工已于2011年12月完成第一台装置的加工，海水淡化厂已于2014年建成产水。

3.1.10　蒸馏淡化技术展望

节约能源、降低成本、提高系统可靠性是全球海水淡化技术进步的永恒主题。在蒸馏海水淡化技术方面，经过近十年的努力，我国已形成与滨海电厂主流发电机组（300MW、600MW、1000MW）相匹配的3000t/d、5000t/d、10000t/d、15000t/d、25000t/d等不同规模低温多效淡化工程成套技术，除了完成6台（套）MED设备的出口之外，在国内还建成千吨级装置两套，1.25万吨/日装置5套，正在建设2.5万吨/日装置；不仅在工程设计和运营管理方面积累了一定的经验，形成了具有自主知识产权的专有技术，还在工艺及关键部件等方面取得以下技术进步。

（1）新型传热材料开发应用。主要以铜传热管强化传热技术、廉价耐蚀铝合金管研发为主，开发出高效铜传热管和耐蚀铝合金传热管，降低蒸馏淡化装置成本，同时非金属传热材料在蒸馏淡化的应用研究取得进展。

（2）大型低温多效蒸馏装置关键部件优化。在蒸汽热压缩装置、布液系统、捕沫装置、系统密封等低温多效蒸馏淡化装置关键部件国产化技术创新研究方面取得重要进展。自主研制的蒸汽喷射泵实现定型生产并成功应用于工程项目。

（3）药剂与材料的开发与应用。开发出与国外技术指标相当的廉价环保阻垢剂，有助于改变国内阻垢剂依赖进口的局面；开发出的无溶剂型内防腐涂料可用于碳钢蒸发器内防腐处理，降低装置造价。

（4）仿真模拟及智能化控制技术。开展水平管降膜蒸发过程中传热过程数值模拟、低温多效蒸馏装置运行工况仿真技术、智能化控制技术、工程专业仪器仪表优化应用等技术研究，建成仿真培训平台，开发出智能化控制系统，建成仪器仪表选型、安装数据库。

（5）低温多效蒸馏海水淡化相关标准。提出低温多效蒸馏海水淡化标准体系，出台行业和国家标准近10项。

（6）大型低温多效蒸馏工程成套技术。形成大型低温多效海水淡化装置设计技术，完成加工制造及安装优化技术研究，形成环境影响评价方法，提出一体化设计及整体运输方案，具备实施大型MED工程的全套技术能力。

尽管如此，与发达国家相比，我国在蒸馏海水淡化技术研究水平及创新能力、系统设计及集成、关键设备（包括部件和材料等）生产、装备的单机和工程规模等方面还有不小的提升空间。今后一段时间内需要加强以下几方面的工作。

（1）探索电水联产的中国模式　中东地区的发电厂以燃气轮机联合循环为主，电水联产效率高、技术成熟经验丰富。我国沿海电厂以燃煤机组为主，大多出于满足自身用水需要进行海水淡化，联产方式是通过对现有抽凝汽轮机组进行适当改造，利用汽轮机中压缸抽汽进行海水淡化，将海水淡化单元嵌入到供电机组系统中，以达到降低制水成本，提高系统热效率，实现电厂淡水自给自足的目的，与中东的电水联产有较大的区别。由于设计之初不是从整体上将发电系统和产水系统一考虑，在整体系统运行的稳定性和效率上会有一定的缺陷。比如停机开机、负荷调节时两者能否不受影响，需不需要建立辅助设施；如何确定燃料成本的分摊比例；何种条件下整个系统能够在最优效率下运行等。因此需要根据我国沿海电厂的特点，进行燃煤电厂（或核电站）电水联产优化研究，建立电水联产的中国模式。

（2）集成现有技术成果，加强与材料工业的合作，取得制水效率的新突破　以降低造水成本、提高制水效率为目标，集成现有技术成果，提高蒸馏技术的最大操作温度至90℃，可使传热系数增大到3500kcal/（m2·h·℃）（1kcal=4.18kJ，后同），明显高于常规低温多效蒸馏传热系数。除此以外，更高的操作温度可以安排更多的蒸发器效数，提高装置总造水比；从原料水进料方式、蒸汽热压缩技术、闪蒸等方面优化工艺，节约能源消耗、提高系统造水比；加强与材料工业的合作，采用铝合金等廉价传热材料降低装置造价，研制高性能密封材料和专用药剂。形成集节能工艺、核心部件和关键材料为一体的集成创新技术体系，将低温多效蒸馏淡化装置的造水比提高60％以上。

（3）提升装置单机规模，形成大型化成套能力　扩大单套海水淡化设备和工厂的生产规模是降低海水淡化成本的重要途径，也是世界海水淡化产业发展的主要趋势。通过装置的大型化可降低设备的加工、建设和运行管理等费用，同时还可分摊公用设施投资、降低人工费用和维护成本。此外，单机规模扩大，还可提高系统效率，有效降低吨水投资。

国外建设的低温多效海水淡化装置单机规模已达6.8万吨/日（造水比10），工程规模达到80万吨/日。而我国自主设计、建造完成的海水淡化装置的规模还较小，最大仅为1.25万吨/日，还落后于世界先进水平。迫切需要从小规模的水电联产海水淡化示范工程起步，尽快形成大型化装备成套能力，加快大型蒸馏淡化工程的建设，真正实现大规模、高效率（造水比高于16），提升我国海水淡化产业竞争力，实现技术跨越，引领国际热法海水淡化的发展。

（4）开发适用的压汽蒸馏和其他热淡化技术，致力于废水的零排放　随着工业生产的飞速发展，工业废水和城市污水的排放量日益增加，其对国民经济和人体健康的影响，已是人类面临的严重问题。工业用水的重复使用率在发达国家占90％左右，而我国不足10％，迫切需要开发废水回用乃至零排放的新技术。

压汽蒸馏属于热泵节能技术，是一种高效的废水处理方法，尤其对石油平台上各种采油废水水质具有很强的适用性。另外，该技术不需冷却水和加热蒸汽，对环境条件要求较低。美国GE公司将该技术用于油田废水处理后，得到了迅速推广，基本垄断了该方面的市场。我国虽在压汽蒸馏技术方面开展了研究，但在油田废水处理的研发和应用尚属空白，亟需迎头赶上，迅速占领国内市场。

膜蒸馏是一种用于处理水溶液的新型膜分离过程，将膜蒸馏技术与现有海水淡化技术相结合，对淡化过程浓排水进行深度浓缩，可显著提高回收率；在工业废水处理领域，处理放射性废水、含油废水将是未来水处理行业的一个新发展。膜蒸馏-结晶是膜蒸馏和结晶两种分离技术的耦合，可得到高纯度淡水的同时实现零排放。但在膜材料和制备工艺、膜蒸馏工艺集成等方面还不够成熟，需深入研究并促进产业化应用。