一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备

摘要

本发明提供一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备，包括闪蒸罐、多效蒸发器和凝汽器，所述多效蒸发器内设置有物料水分配装置和换热管束；所述多效蒸发器由多个蒸发器串联组成，多个所述蒸发器由前至后依次称为第一效蒸发器、第二效蒸发器、直至最后一效蒸发器，所述闪蒸罐设置在所述多效蒸发器的上游，每个所述蒸发器的内顶部均设置有一个所述物料水分配装置；所述高温污水在所述闪蒸罐内闪蒸产生的蒸汽作为首效加热蒸汽，所述闪蒸罐内剩余的污水作为物料水，本高温污水自脱盐多效蒸馏设备的热源采用高温排污废水，通过低温闪蒸得到低温蒸汽热源，最大程度利用污水的热量，这样脱盐制水最大成本的热价基本为零。

说明书

技术领域

本发明涉及蒸馏技术领域，特别涉及一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备。

背景技术

火力发电厂的亚临界以下锅炉，为了保证水质安全，锅内炉水侧普遍有定期排污和连续排污，这些高温污水一般工艺为，与部分冷水掺混成低温水后再送回化水车间。这样就产生了比原来污水量更多的废水，增加了污水排放量。通过本技术的使用后，可以利用污水自身的高温作为热源，对污水进行脱盐处理，使得大部分污水变为优质的蒸馏水，同时，大大减少了排污水量。这部分蒸馏水有较高的价值，至少节约10元/吨水的制水成本，同时，减少了90％以上的污水。因此该技术既有较高的经济价值，也有很好的减少排污量的环保价值。除了电站锅炉排污外，在化工和石油工业领域、该技术可以利用高温污水自身的热量，通过低温闪蒸得到作为热源的低压蒸汽，处理自身污水，增加水的利用率，同时减少排污量。

发明内容

本发明的目的在于提供一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备，本高温污水自脱盐多效蒸馏设备采用污水的高温作为脱盐蒸发制水热源，不仅使制水成本中的热成本大幅度降低甚至可以不计成本，而且使设备折旧成本也大幅降低。

为了实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备，包括闪蒸罐、多效蒸发器和凝汽器，所述多效蒸发器内设置有物料水分配装置和换热管束；所述多效蒸发器由多个蒸发器串联组成，多个所述蒸发器由前至后依次称为第一效蒸发器、第二效蒸发器、直至最后一效蒸发器，所述闪蒸罐设置在所述多效蒸发器的上游，每个所述蒸发器的内顶部均设置有一个所述物料水分配装置；所述高温污水在所述闪蒸罐内闪蒸产生的蒸汽作为首效加热蒸汽，所述闪蒸罐内剩余的污水作为物料水，所述首效加热蒸汽通过加热蒸汽通道进入所述第一效蒸发器中的换热管束内，所述物料水通过所述各效蒸发器中的物料水分配装置喷淋到所述各效蒸发器中的换热管束的外表面进行蒸发，蒸发后浓缩的污水落入所述各效蒸发器底部，上一效蒸发器的浓缩的污水通过所述下一效蒸发器中的物料水分配装置喷淋到下一效蒸发器中的换热管束的外表面进行蒸发，所述第一效蒸发器内蒸发后产生的蒸汽进入所述第二效蒸发器中的换热管束的管内；所述多效蒸发器中的各效蒸发器之间的工作方式采用同所述第一效蒸发器与所述第二效蒸发器之间的工作方式直至所述最后一效蒸发器；所述凝汽器中设置有冷凝管束束，所述凝汽器设置在所述多效蒸发器的下游，所述最后一效蒸发器内的一部分浓污水再进入所述多效蒸发器中作为再循环补水，或与闪蒸罐的出口污水混合，或与各效所述蒸发器或个别效所述蒸发器的底部污水混合后作为下一效物料水，所述最后一效蒸发器内的另一部分浓污水排出，所述最后一效蒸发器中的二次蒸汽进入所述凝汽器经过冷凝产生蒸馏水后进入管道与所述多效蒸发器中的各效蒸发器产生的蒸馏水汇合后排出。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述多效蒸馏设备为长方体结构，所述多效蒸发器由2-20个蒸发器串联组成。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述多效蒸发器为塔式布置，所述多效蒸发器中的各效蒸发器上下依次排列设置，或

所述多效蒸发器呈两列布置，第一列中从上至下各效所述蒸发器布置之后再顺序进入第二列中从上至下各效所述蒸发器布置，第一列各效蒸发器和第二列各效蒸发器的顺序均为串联效。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述多效蒸发器为水平布置，所述多效蒸发器中的各效蒸发器按各效所述蒸发器工作温度从高到低依次排列设置。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述多效蒸发器中每一效蒸发器产生的蒸馏水流入相邻的下一效蒸发器内直至所述最后一效蒸发器并最终通过管道排出。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，还包括物料水提升泵，所述最后一效蒸发器内的浓污水一部分通过所述物料水提升泵升压后分别进入所述多效蒸发器中各效所述蒸发器的污水混合后中进行补水。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述蒸发器中的换热管束由1-3个换热管程组成。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述蒸发器中的换热管束包括第一换热管程和第二换热管程，所述第一换热管程和所述第二换热管程连通，上一效所述蒸发器通过加热蒸汽通道和相邻的下一效所述蒸发器中的第一换热管程连通，所述换热管束中的蒸馏水通过所述第一换热管程和第二换热管程的溢流出口流出。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述凝汽器底部设置有浓污水池，所述凝汽器中设置有浓污水提升泵和浓污水排放泵；

所述最后一效蒸发器内的一部分浓污水经所述浓污水排放泵升压后进入所述凝汽器中进行喷淋降温并落入所述浓污水池内；

所述浓污水池内的浓污水经所述浓污水提升泵升压后作为喷淋降温水分别从所述凝汽器的顶部和所述凝汽器的进风侧喷向所述凝汽器中的冷凝管束，所述浓污水池中剩余的浓污水通过所述浓污水排放泵排出。

进一步地，在上述的高温污水自脱盐多效蒸馏设备中，所述凝汽器中还设置有冷风风机、进风风道和排风风道；所述进风风道和所述排风风道分别设置在所述凝汽器的两侧，所述最后一效蒸发器底部的浓污水经所述物料水提升泵升压后进入所述凝汽器中的所述排风风道内进行喷淋降温并落入所述浓污水池中；所述冷风风机设置在所述进风风道的一侧，且所述冷风风机产生的冷风的一部分通过所述进风风道吹向所述凝汽器中的冷凝管束，所述冷风的另一部分通过所述进风风道吹向所述凝汽器底部，完成换热后的所述冷风通过所述排风风道排出；优选地，所述排风风道的末端加高处理，且所述排风风道为烟囱形结构。

分析可知，本发明公开一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备的实施例实现了如下技术效果：本高温污水自脱盐多效蒸馏设备的热源采用高温排污废水，通过低温闪蒸得到低温蒸汽热源，最大程度利用污水的热量，这样脱盐制水最大成本的热价基本为零，如果该热量不足或当需要增加设备产水量时，只需要增加少量的辅助加热蒸汽即可，此部分热成本极为有限。本高温污水自脱盐多效蒸馏设备材料，换热管束为铝管，壳体为普通碳钢，设备成本低，因此设备折旧成本低，由于制水成本中最大两项(热源和设备造价)大幅降低，预计制水成本可降低至2元/t左右。

附图说明

构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。其中：

图1为本发明一实施例的工作流程示意图；

图2为本发明一实施例中3效蒸发器的结构示意图；

图3为本发明一实施例中蒸汽在端头流动通道的示意图；

图4为本发明一实施例采用折板式除雾器蒸汽通道布置方式的主视图；

图5为本发明一实施例中蒸汽流动通道左右布置方式的结构示意图；

图6为本发明一实施例中图2的侧视图；

图7为本发明一实施例中蒸汽流动通道的结构示意图；

图8为本发明一实施例中蒸汽流动通道的侧视图；

图9为本发明一实施例采用折板式除雾器蒸汽通道布置方式的侧视图；

图10为本发明一实施例图1中A处的放大图；

图11为本发明一实施例中凝汽器的工作流程示意图；

图12为本发明一实施例中凝汽器的结构示意图；

图13为本发明一实施例中凝汽器的另一工作流程示意图。

附图标记说明：

1-闪蒸罐，2-多效蒸发器，21-除雾器，22-物料水分配装置，23-换热管束，231-第一换热管程，232-第二换热管程，3-凝汽器，31-第一冷凝管束，32-第二冷凝管束，33-浓污水池，34-冷风风机，35-进风风道，36-排风风道，37-捕沫器。

具体实施方式

下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。各个示例通过本发明的解释的方式提供而非限制本发明。实际上，本领域的技术人员将清楚，在不脱离本发明的范围或精神的情况下，可在本发明中进行修改和变型。例如，示为或描述为一个实施例的一部分的特征可用于另一个实施例，以产生又一个实施例。因此，所期望的是，本发明包含归入所附权利要求及其等同物的范围内的此类修改和变型。

在本发明的描述中，术语“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明而不是要求本发明必须以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。本发明中使用的术语“相连”、“连接”、“设置”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接；可以是直接相连，也可以通过中间部件间接相连；可以是有线电连接、无线电连接，也可以是无线通信信号连接，对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语的具体含义。

所附附图中示出了本发明的一个或多个示例。详细描述使用了数字和字母标记来指代附图中的特征。附图和描述中的相似或类似标记的已经用于指代本发明的相似或类似的部分。如本文所用的那样，用语“第一”、“第二”、“第三”以及“第四”等可互换地使用，以将一个构件与另一个区分开，且不旨在表示单独构件的位置或重要性。

如图1至图13所示，根据本发明的实施例，提供了一种高温污水自脱盐多效蒸馏设备，包括闪蒸罐1、多效蒸发器2和凝汽器3，多效蒸发器2内设置有物料水分配装置22和换热管束23；多效蒸发器2由多个蒸发器串联组成，多个所蒸发器由前至后依次称为第一效蒸发器、第二效蒸发器、直至最后一效蒸发器，闪蒸罐1设置在多效蒸发器2的上游，每个蒸发器的内顶部均设置有一个物料水分配装置22；高温污水在闪蒸罐内通过闪蒸产生的蒸汽作为首效加热蒸汽，闪蒸罐1内剩余的污水作为物料水(或部分物料水)，首效加热蒸汽通过蒸汽通道进入第一效蒸发器中的换热管束23内，物料水通过各效蒸发器中的物料水分配装置22喷淋到下一效蒸发器中的换热管束23的外表面进行蒸发，蒸发后浓缩的污水落入各效蒸发器底部喷淋进入下一效蒸发器中的换热管束23的外表面进行蒸发，上一效蒸发器浓缩后的污水通过下效蒸发器中的物料水分配装置22，上一效蒸发器浓缩后的污水可与最后一效浓污水一部分混合后)通过下效蒸发器中的物料水分配装置22喷淋进入下一效蒸发器中的换热管束23的外表面进行蒸发，第一效蒸发器内蒸发后产生的蒸汽进入第二效蒸发器中的换热管束23内；多效蒸发器2中的各效蒸发器之间的工作方式采用同第一效蒸发器与第二效蒸发器之间的工作方式直至最后一效蒸发器；凝汽器中设置有冷凝管束，凝汽器3设置在多效蒸发器的下游，最后一效蒸发器内的一部分浓污水进入多效蒸发器与上一效浓污水混合后作为下一效物料水，最后一效蒸发器内的一部分浓污水排出，最后一效蒸发器中的二次蒸汽进入凝汽器3经过冷凝产生蒸馏水后进入管道与多效蒸发器中的各效蒸发器产生的蒸馏水汇合后排出。

在上述实施例中，高温污水在闪蒸罐内通过闪蒸产生的蒸汽作为第一效蒸发器的首效热源，是本发明的重要创新点，高温污水的温度在100℃-300℃之间，多效蒸发器2由多个蒸发器上前后次串联组成，多个所蒸发器由上至下依次称为第一效蒸发器、第二效蒸发器、直至最后一效蒸发器，本多效蒸馏设备的高温效在上，汽水逐效向下自流至下一效，最上游设置有闪蒸罐1，凝汽器3设置在多效蒸发器的最下游，多效蒸发器2中的多个蒸发器之间的安装空间位置可以为任意布置，各效蒸发器之间可以上下依次排列设置。多效蒸发器2呈两列布置，第一列中从上至下各效蒸发器布置之后再顺序进入第二列中从上至下各效蒸发器布置，第一列各效蒸发器和第二列各效蒸发器的顺序均为串联效。

或者各效蒸发器之间各效所述蒸发器工作温度从高到低依次排列设置。在本发明一个实施例中，本多效蒸馏设备基本外形如图2所示，本多效蒸馏设备基本外形的侧面视图如图6所示，污水由喷嘴喷入闪蒸罐1，图6中的蒸汽由上部引出折返向下进入上部第一效蒸发器的换热管束23中，蒸汽流动通道方式如图7中斜线标出部分。本多效蒸馏设备中各效蒸发器的物料水采用上一效底层的污水(或加入一部分末效浓污水)，靠效间压差及水位压差通过物料水分配装置22喷淋进入下一效换热管束上，污水喷出后的少量蒸汽直接作为该效蒸发器产生蒸汽，同时剩余的污水作为物料水喷淋至换热管束23上，经换热管束23内蒸汽加热产生二次蒸汽，该蒸汽是该效蒸发器产生的蒸汽的主要部分，同时换热管束23内蒸汽凝结成蒸馏水。闪蒸罐1产生的蒸汽作为首效加热蒸汽，闪蒸罐1内剩余污水作为首效物料水(或部分物料水)，首效物料水从下部管道进入下层蒸发器，作为下层蒸发器的物料水喷淋至换热管束23上。蒸发浓缩后的污水落入底层，作为下一效物料水供水。蒸汽通过加热蒸汽通道进入下一效蒸发器，各效蒸汽及凝结水及物料水逐效下流。最后一效蒸发器内的浓污水一部分进入多效蒸发器中其余的蒸发器中作为物料水补水，最后一效蒸发器内的一部分浓污水排出，最后一效蒸发器内的浓污水还可以进去凝汽器3内进行喷淋，其中，最后一效蒸发器内的浓污水的浓度是闪蒸罐1排出的污水浓度的15-20倍。最后一效蒸发器中的二次蒸汽进入凝汽器3经过冷凝产生蒸馏水后进入管道与多效蒸发器中的各效蒸发器产生的蒸馏水汇合后排出。多效蒸发器中每一效蒸发器产生的蒸馏水通过自流管道流入相邻的下一效蒸发器内直至最后一效蒸发器并最终通过管道排出。本高温污水自脱盐多效蒸馏设备的热源采用高温排污废水经低压闪蒸产生的低温低压蒸汽，依据能量梯度利用原则利用了污水的热量，这样脱盐制水最大成本的热价基本为零，本高温污水自脱盐多效蒸馏设备与原来的直接排放污水加冷水混合降温的方法相比，既得到了高品质脱盐水(蒸馏水)，由大大减少了污水排放量，一举两得。

优选地，如图1至图10所示，在本发明一个实施例中，多效蒸馏设备为长方体结构，多效蒸发器由2-20个蒸发器串联组成。优选地，多效蒸发器为塔式布置，多效蒸发器中的各效蒸发器上下依次排列设置。本多效蒸馏设备采用长方体结构主要是考虑方便管束及蒸汽通道的布置，这样使设备内部空间紧凑，方便内部空间利用，例如，方形结构和圆筒形结构外壳相比，管束的高宽比例更容易根据需要充分利用空间设置，管束上部及下部的空间高度可根据需要确定总高度，现有的蒸馏设备单效蒸发量较小，蒸汽通道考虑单侧面布置，本多效蒸馏设备的蒸汽通道是根据蒸汽通流量及阻力的需要来设置通道宽度的，同时也满足检修人员通行时对宽度和高度的要求，本多效蒸馏设备采用长方体结构的设置比圆筒形结构设置更为方便。

优选地，如图1至图10所示，在本发明一个实施例中，多效蒸发器为塔式布置，也可以采用双塔或多塔布置，但塔与塔之间为串联布置，多效蒸发器中的各效蒸发器上下依次排列设置。本多效蒸馏设备最下部保留相近尺寸空间布置凝汽器3，多效蒸发器2管束位置布置凝汽器3管束。优选地，多效蒸发器由10个蒸发器串联组成，且首效工作温度为102℃，多效蒸馏设备产生的蒸馏水的水量约为9.11t/h。为了更好的提高本多效蒸馏设备制水量，同时降低成本，本多效蒸馏设备在设计前作了4个工况方案的初步热平衡计算，其中，第一方案中首效工作温度110℃，共有15效，末效工作温度为50℃；第二方案中首效工作温度102℃，共10效，末效工作温度为62℃，其作为最接近设计设备方案；第三方案中首效工作温度90℃，共10效，末效工作温度为50℃；第四方案中首效中工作温度80℃，共10效，末效工作温度40℃。为了便于比较，这里将第一方案的前10效作为一个新的方案，如图13所示，该新的方案用来与第三方案和第四方案作比较。其中，首效工作温度不同，相同温度连排污水进入闪蒸罐1时闪蒸蒸汽量不同，第一方案中首效前工作温度110℃，闪蒸蒸汽量为0.575t/h，第二方案中首效前温度102℃，闪蒸蒸汽量为0.645t/h，增加蒸汽量12％左右，第三方案中首效前温度90℃，闪蒸蒸汽量为0.752t/h，增加蒸汽量31％；第四方案中首效前工作温度80℃，闪蒸汽量为0.837t/h，比第一方案中多出45％。如果四个方案均为10效，效间温差均为4℃，计算产水量分别为8.11t/h、9.11t/h、10.15t/h和10.93t/h，产水量比值要小于首效闪蒸蒸汽量的比值，其原因是随温度降低，闪蒸蒸汽的汽化潜热增加，闪蒸蒸汽量逐步降低。首效最高工作温度选用110℃，主要是为了限制设备的承压，该温度下最高表压仅有0.04kgf/m

其中，定排或连排来排水的温度T＝168.3℃、压强P＝761kPa、来水量F＝5.04t/h。对于第一方案，共有15效，首效的工作温度T＝110℃、压强P＝144kPa、首效产水量F＝0.578t/h、首效底部进入一效的水量F＝4.46t/h，一效的工作温度T＝106℃、压强P＝125kPa、一效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.607t/h、一效底部进入二效的水量F＝3.858t/h，一效的换热管束中的产水量F＝0.575t/h，二效的工作温度T＝102℃、压强P＝109kPa、二效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.632t/h、二效底部进入三效的水量F＝3.23t/h，二效的换热管束中的产水量F＝1.179t/h，三效的工作温度T＝98℃、压强P＝94.4kPa、三效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.656t/h、三效底部进入四效的水量F＝2.577t/h，三效的换热管束中的产水量F＝1.808t/h，四效的工作温度T＝94℃、压强P＝81.5kPa、四效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.679t/h、四效底部进入五效的水量F＝1.902t/h，四效的换热管束中的产水量F＝2.46t/h，五效的工作温度T＝90℃、压强P＝70.2kPa、五效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.72t/h、五效底部进入六效的水量F＝3.685t/h，五效的换热管束中的产水量F＝3.136t/h，此时外部新加入进五效的水量F＝2.5t/h，六效的工作温度T＝86℃、压强P＝60.2kPa、六效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.76t/h、六效底部进入六效的水量F＝2.929t/h，六效的换热管束中的产水量F＝3.852t/h，七效的工作温度T＝82℃、压强P＝51.4kPa、七效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.799t/h、七效底部进入八效的水量F＝2.134t/h，七效的换热管束中的产水量F＝4.607t/h，八效的工作温度T＝78℃、压强P＝43.7kPa、八效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.855t/h、八效底部进入九效的水量F＝3.784t/h，八效的换热管束中的产水量F＝5.403t/h，此时外部新加入进八效的水量F＝2.5t/h，九效的工作温度T＝74℃、压强P＝37kPa、九效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.909t/h、九效底部进入十效的水量F＝2.879t/h，九效的换热管束中的产水量F＝6.253t/h，十效的工作温度T＝70℃、压强P＝31.2kPa、十效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.962t/h、十效底部进入十一效的水量F＝1.922t/h，十效的换热管束中的产水量F＝7.157t/h，十一效的工作温度T＝66℃、压强P＝26.2kPa、十一效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.032t/h、十一效底部进入十二效的水量F＝3.395t/h，十一效的换热管束中的产水量F＝8.114t/h，此时外部新加入进十一效的水量F＝2.5t/h，十二效的工作温度T＝62℃、压强P＝21.9kPa、十二效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.094t/h、十二效底部进入十三效的水量F＝2.301t/h，十二效的换热管束中的产水量F＝9.141t/h，十三效的工作温度T＝58℃、压强P＝18.2kPa、十三效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.183t/h、十三效底部进入十四效的水量F＝3.623t/h，十三效的换热管束中的产水量F＝10.235t/h，十四效的工作温度T＝54℃、压强P＝15kPa、十四效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.265t/h、十四效底部进入十五效的水量F＝2.364t/h，十四效的换热管束中的产水量F＝11.412t/h，十五效的工作温度T＝50℃、压强P＝12.4kPa、十五效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.351t/h、十五效底部进入凝汽器3的水量F＝2.019t/h，十五效的换热管束中的产水量F＝12.67t/h，此时外部新加入进十五效的水量F＝1t/h，最终从设备中排出的浓污水的水量F＝2.019t/h，冷却水的水量F＝31.27t/h、温度T＝20℃，其他水的水量F＝31.27t/h、温度T＝37℃，蒸馏水的水量F＝14.125t/h。

对于第二方案，共有10效，首效的工作温度T＝102℃、压强P＝110kPa、首效产水量F＝0.648t/h、首效底部进入一效的水量F＝4.39t/h，一效的工作温度T＝98℃、压强P＝94.4kPa、一效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.677t/h、一效底部进入二效的水量F＝3.718t/h，一效的换热管束中的产水量F＝0.645t/h，二效的工作温度T＝94℃、压强P＝81.5kPa、二效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.697t/h、二效底部进入三效的水量F＝3.021t/h，二效的换热管束中的产水量F＝1.319t/h，三效的工作温度T＝90℃、压强P＝70.18kPa、三效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.722t/h、三效底部进入四效的水量F＝2.303t/h，三效的换热管束中的产水量F＝2.016t/h，四效的工作温度T＝86℃、压强P＝60.2kPa、四效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.762t/h、四效底部进入五效的水量F＝4.044t/h，四效的换热管束中的产水量F＝2.735t/h，此时外部新加入进四效的水量F＝2.5t/h，五效的工作温度T＝82℃、压强P＝51.4kPa、五效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.797t/h、五效底部进入六效的水量F＝3.247t/h，五效的换热管束中的产水量F＝3.493t/h，六效的工作温度T＝78℃、压强P＝43.7kPa、六效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.839t/h、六效底部进入六效的水量F＝2.412t/h，六效的换热管束中的产水量F＝4.29t/h，七效的工作温度T＝74℃、压强P＝37kPa、七效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.893t/h、七效底部进入八效的水量F＝4.023t/h，七效的换热管束中的产水量F＝5.124t/h，此时外部新加入进七效的水量F＝2.5t/h，八效的工作温度T＝70℃、压强P＝31.2kPa、八效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.947t/h、八效底部进入九效的水量F＝3.081t/h，八效的换热管束中的产水量F＝6.013t/h，九效的工作温度T＝66℃、压强P＝26.2kPa、九效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.005t/h、九效底部进入十效的水量F＝3.576t/h，九效的换热管束中的产水量F＝6.955t/h，此时外部新加入进九效的水量F＝1.5t/h，十效的工作温度T＝62℃、压强P＝21.9kPa、十效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.071t/h、十效底部进入凝汽器3的水量F＝2.511t/h，十效的换热管束中的产水量F＝7.959t/h，最终从设备中排出的浓污水的水量F＝2.511t/h，冷却水的水量F＝31.27t/h、温度T＝20℃，其他水的水量F＝31.27t/h、温度T＝37℃，蒸馏水的水量F＝9.11t/h。

对于第三方案，共有10效，首效的工作温度T＝90℃、压强P＝70.3kPa、首效产水量F＝0.756t/h、首效底部进入一效的水量F＝4.284t/h，一效的工作温度T＝86℃、压强P＝60.2kPa、一效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.78t/h、一效底部进入二效的水量F＝3.508t/h，一效的换热管束中的产水量F＝0.752t/h，二效的工作温度T＝82℃、压强P＝51.4kPa、二效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.801t/h、二效底部进入三效的水量F＝2.712t/h，二效的换热管束中的产水量F＝1.529t/h，三效的工作温度T＝78℃、压强P＝43.7kPa、三效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.82t/h、三效底部进入四效的水量F＝1.896t/h，三效的换热管中的产水量F＝2.352t/h，四效的工作温度T＝74℃、压强P＝37kPa、四效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.853t/h、四效底部进入五效的水量F＝3.542t/h，四效的换热管束中的产水量F＝3.141t/h，此时外部新加入进四效的水量F＝3t/h，五效的工作温度T＝70℃、压强P＝31.2kPa、五效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.889t/h、五效底部进入六效的水量F＝2.654t/h，五效的换热管束中的产水量F＝3.994t/h六效的工作温度T＝66℃、压强P＝26.2kPa、六效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.924t/h、六效底部进入六效的水量F＝1.73t/h，六效的换热管束中的产水量F＝4.882t/h，七效的工作温度T＝62℃、压强P＝21.9kPa、七效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.98t/h、七效底部进入八效的水量F＝3.255t/h，七效的换热管束中的产水量F＝5.806t/h，此时外部新加入进七效的水量F＝2.5t/h，八效的工作温度T＝58℃、压强P＝18.2kPa、八效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.031t/h、八效底部进入九效的水量F＝2.229t/h，八效的换热管束中的产水量F＝6.781t/h，九效的工作温度T＝54℃、压强P＝15kPa、九效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.093t/h、九效底部进入十效的水量F＝3.636t/h，九效的换热管束中的产水量F＝7.807t/h，此时外部新加入进九效的水量F＝2.5t/h，十效的工作温度T＝50℃、压强P＝12.4kPa、十效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.163t/h、十效底部进入凝汽器3的水量F＝2.478t/h，十效的换热管束中的产水量F＝8.899t/h，最终从设备中排出的浓污水的水量F＝2.478t/h，冷却水的水量F＝31.27t/h、温度T＝20℃，其他水的水量F＝31.27t/h、温度T＝37℃，蒸馏水的水量F＝10.15t/h。

对于第四方案，共有10效，首效的工作温度T＝80℃、压强P＝47.5kPa、首效产水量F＝0.841t/h、首效底部进入一效的水量F＝4.2t/h，一效的工作温度T＝76℃、压强P＝40.2kPa、一效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.864t/h、一效底部进入二效的水量F＝3.34t/h，一效的换热管束中的产水量F＝0.836t/h，二效的工作温度T＝72℃、压强P＝34kPa、二效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.878t/h、二效底部进入三效的水量F＝2.462t/h，二效的换热管束中的产水量F＝1.67t/h，三效的工作温度T＝68℃、压强P＝28.6kPa、三效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.898t/h、三效底部进入四效的水量F＝1.567t/h，三效的换热管束中的产水量F＝2.574t/h，四效的工作温度T＝64℃、压强P＝23.9kPa、四效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.917t/h、四效底部进入五效的水量F＝3.655t/h，四效的换热管束中的产水量F＝3.469t/h，此时外部新加入进四效的水量F＝3t/h，五效的工作温度T＝60℃、压强P＝19.9kPa、五效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.95t/h、五效底部进入六效的水量F＝207.64t/h，五效的换热管束中的产水量F＝4.381t/h，六效的工作温度T＝56℃、压强P＝16.5kPa、六效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.991t/h、六效底部进入六效的水量F＝1.719t/h，六效的换热管束中的产水量F＝5333t/h，七效的工作温度T＝52℃、压强P＝13.6kPa、七效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.045t/h、七效底部进入八效的水量F＝3.18t/h，七效的换热管束中的产水量F＝6.316t/h，此时外部新加入进七效的水量F＝2.5t/h，八效的工作温度T＝48℃、压强P＝18.2kPa、八效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.097t/h、八效底部进入九效的水量F＝2.088t/h，八效的换热管束中的产水量F＝7.356t/h，九效的工作温度T＝44℃、压强P＝9.11kPa、九效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.16t/h、九效底部进入十效的水量F＝3.428t/h，九效的换热管束中的产水量F＝8.447t/h，此时外部新加入进九效的水量F＝2.5t/h，十效的工作温度T＝40℃、压强P＝7.38kPa、十效的加热蒸汽管中的产水量F＝1.232t/h、十效底部进入凝汽器3的水量F＝2.202t/h，十效的换热管束中的产水量F＝9.607t/h，最终从设备中排出的浓污水的水量F＝2.202t/h，冷却水的水量F＝31.27t/h、温度T＝20℃，其他水的水量F＝31.27t/h、温度T＝37℃，蒸馏水的水量F＝10.93t/h。

另外，第一方案的前10效作为一个新的方案，该方案首效的工作温度T＝110℃、压强P＝144kPa、首效产水量F＝0.578t/h、首效底部进入一效的水量F＝4.46t/h，一效的工作温度T＝106℃、压强P＝125kPa、一效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.607t/h、一效底部进入二效的水量F＝3.858t/h，一效的换热管束中的产水量F＝0.575t/h，二效的工作温度T＝102℃、压强P＝109kPa、二效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.632t/h、二效底部进入三效的水量F＝3.23t/h，二效的换热管束中的产水量F＝1.179t/h，三效的工作温度T＝98℃、压强P＝94.4kPa、三效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.656t/h、三效底部进入四效的水量F＝2.577t/h，三效的换热管束中的产水量F＝1.808t/h，四效的工作温度T＝94℃、压强P＝81.5kPa、四效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.679t/h、四效底部进入五效的水量F＝1.902t/h，四效的换热管束中的产水量F＝2.46t/h，五效的工作温度T＝90℃、压强P＝70.2kPa、五效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.72t/h、五效底部进入六效的水量F＝3.685t/h，五效的换热管束中的产水量F＝3.136t/h，此时外部新加入进五效的水量F＝2.5t/h，六效的工作温度T＝86℃、压强P＝60.2kPa、六效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.76t/h、六效底部进入六效的水量F＝2.929t/h，六效的换热管束中的产水量F＝3.852t/h，七效的工作温度T＝82℃、压强P＝51.4kPa、七效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.799t/h、七效底部进入八效的水量F＝2.134t/h，七效的换热管束中的产水量F＝4.607t/h，八效的工作温度T＝78℃、压强P＝43.7kPa、八效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.855t/h、八效底部进入九效的水量F＝3.784t/h，八效的换热管束中的产水量F＝5.403t/h，此时外部新加入进八效的水量F＝2.5t/h，九效的工作温度T＝74℃、压强P＝37kPa、九效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.909t/h、九效底部进入十效的水量F＝2.879t/h，九效的换热管束中的产水量F＝6.253t/h，十效的工作温度T＝70℃、压强P＝31.2kPa、十效的加热蒸汽管中的产水量F＝0.962t/h、十效底部进入凝汽器3的水量F＝1.922t/h，十效的换热管束中的产水量F＝7.157t/h，最终从设备中排出的浓污水的水量F＝1.922t/h，冷却水的水量F＝31.27t/h、温度T＝20℃，其他水的水量F＝31.27t/h、温度T＝37℃，蒸馏水的水量F＝8.11t/h。

上述四个方案相比较在采用相同蒸发器效数时，工作温度降低同时末效排出蒸汽量增加，由于末效工作温度降低，最终末效凝汽排放热量需要的散热冷却设备换热面积增加，换热设备成本及运行成本也会相应提高，对于凝汽采用水冷却方案可能增加费用还较低，但如果采用空冷等方案时则可能增加设备成本更高。当实际设备效数和换热面积确定后，在末效冷却条件发生变化，末效温度降低整体设备工作温度降低，蒸汽比容增大，换热效率降低，效间温差增加，首效工作温度下降，但下降幅度小于末效，由于各效蒸发蒸汽量增加，产水量增加，设备首效蒸汽量增加时整体换热量增加，效间换热温差增加，末效凝汽量也增加，末效工作温度也提高，致使首效工作温度提高。第一方案采用15效，后面10效工作参数和第三方案相同，相当于第三方案前面增加了高温效5效，由于前5效换热过程的散热损失等，对应6效蒸发汽量会略低于方案散热，该方案计算产水量14.12t/h，相当于首效前定排污水量的2.80倍，作为锅炉补水量应该是可以的，基本可替换掉化水的除盐水制水设备。因为没有低温物料水可供真空设备凝汽使用，该热平衡计算没有考虑相关情况。以上热平衡计算完成各方案后在进行设备方案研究时认为采用首效工作102℃的第二方案更为有利，因此对该温度下采用10效增加了一个计算，产水量在首效110℃和90℃方案之间，约为9.11t/h。这里首效换热面前工作压力设定在102～104℃为宜，这样首效蒸发侧压力在一个大气压或略低于一个大气压，首效蒸发面前汽水分离器压力不高于0.12MPa.a，可避免压力容器的管制。首效蒸发器仅管束进汽侧端盖压力高于外部大气压，并且压差很小，不存在任何危险问题，高温效额定工况负压也很小，对设备的安全及抗压设计也是有利的

其中，本多效蒸馏设备在设计前进行了初步热平衡计算，相关参数仅以初步评价方式进行计算，初步参数按350MW机组，1045t/h亚临界锅炉为基础，机组额定主蒸汽量1045t/h，排污率1％，实际机组水质管理水平较高情况下排污率可控制在0.5％左右。连排扩容器污水压力0.76MPa，温度168.3℃，多效蒸发器首效工作温度暂按110℃考虑，每效温差按4℃考虑，当定排污水自脱盐水量蒸发减少后考虑从适当效补充定排污水，补水按对应前一效水温补入。每效4℃温差暂定，实际工程为减小换热器换热面积可适当加大换热温差，最大换热温差以保持稳定降膜蒸发为原则，避免换热面发生沸腾。实际设备首末效工作温度相差较大，低温效由于热水产生闪蒸蒸汽量增加，换热热量增加，同时高温效换热系数更大，低温效换热系数更低，在各效换热面积相同情况下，低温效实际工作温差应该更大。具体工程实施热平衡计算还需要和换热计算同时协调进行，按设备的实际温差设计计算。目前计算当物料水减少后采用和前一效等温定排水作为补水，实际工程定排污水对应大气压为100℃，补入蒸发器后实际可闪蒸出蒸汽量还要更大一些，目前暂未按此考虑，因为有可能采用末效浓污水或清水作为物料水补水。实际工程可考虑将定排进行改造，采用封闭式闪蒸，将闪蒸出蒸汽也引入蒸发器作为加热蒸汽，以增加设备出力。目前蒸发器物料水补水考虑剩余污水不小于下一效蒸发量时补给，实际工程设备可考虑首效按最大物料水喷淋量进水，同时补水前需要根据设备物料水喷淋密度的最低值及安全裕量考虑补水点。由于首效工作温度高，高温效的效间压差远高于低温多效设备，这样实际设备设计中需要注意不同效间蒸汽流量及水流动的阻力平衡及汽封设置问题。例如蒸汽通道设计中对于高压效应注意不同工况的流动阻力及通道截面面积，不同效的除雾器21通流断面需要考虑汽流流速影响及流速范围，不同效间水的流动除了需要考虑设置汽封防止蒸汽效间贯通，同时对于不同的效物料水雾化喷淋喷嘴是否考虑不同的阻力范围等。

另外，以上计算仅为额定工况方案的初步方案论证使用的热平衡计算，实际工程设备的热平衡计算还应该考虑发电机组负荷变化以及冷却条件变化对热平衡的影响，也就是实际设备需要考虑不同的负荷工况及外部条件工况变化对设备的热平衡影响，计算范围应包括所有极端的工况条件。首先，当发电机组负荷变化，如负荷降低至50％时，除氧器对应工作压力降低，对应蒸发器首效物料水进水温度降低，首效前可闪蒸蒸汽量较大幅度降低，如果不补充其它备用蒸汽，制水量降低。由于各效换热量降低，末效冷却条件不变的情况下末效工作温度降低，同时蒸发器整体温差降低致使首效温度降低，首效压力降低造成首效闪蒸蒸汽量略有增加，系统将达到一个新的平衡。实际工程使用设备应对此种负荷变化造成的热平衡进行计算，其中新的系统平衡计算可能比较复杂，因为需要同时计算系统热平衡和换热的平衡影响。同时，机组负荷变化对蒸发器负荷影响较大，如果需要保证蒸发设备的产水量需要考虑设置辅助加热蒸汽，也就是在连排废水压力低，可闪蒸蒸汽量不足时补充部分蒸汽，由于该设备整体耗汽量并不大，需要补充蒸汽量也十分有限，虽然会增加部分运行热成本，但对于温度产水量还是必要的。另外，蒸发器考虑工作的温度范围处于自然平衡状态，由冷却条件及设备负荷等确定设备末效工作温度，设备负荷变化影响蒸发器整体温差，末效工作温度和整体温差确定首效工作温度。这样热平衡的工况条件需要考虑极端冬夏季冷却条件下的热平衡。

优选地，如图1和图10所示，在本发明一个实施例中，蒸发器中的换热管束23由1-3个换热管程组成。优选地，蒸发器中的换热管束包括第一换热管程231和第二换热管程232，第一换热管程231和第二换热管程232连通，上一效蒸发器通过加热蒸汽通道和相邻的下一效蒸发器中的第一换热管程231连通，换热管束23中的蒸馏水通过第一换热管程231和第二换热管程232的溢流出口流出。换热管束23采用两流程方式，分别为第一换热管程231和第二换热管程232，第一换热管程231和第二换热管程232连通，上面高温效产生蒸汽可直接从上面进入第一换热管程231，第二换热管程232在下，端面空间可作为下一效蒸发器进汽的通道。不同于圆筒形串列多效蒸发器的布置，相邻的两效蒸发器间没有共用蒸汽空间。其中，如图2所示，换热管束23换热后产生蒸汽由加热蒸汽通道从蒸发器左侧中间引出，如图2上部的箭头所示，蒸汽向上流动经过中间的丝网除雾器，在上部蒸汽通道内向蒸发器端头流动，至端头后向下折转，在第一效蒸发器的第二换热管程232及热井位置蒸汽再次折转至管束端头，向下进入下一效蒸发器的第一换热管程231。图3中斜线部分为从正面看蒸汽在端头的流动通道的形式，图8中斜线部分为蒸汽流动通道的侧视图，蒸汽流道逐效采用相同方式直至最后一效。上述蒸汽流道方案，在蒸发器进汽端头蒸汽折转部分由于可利用高度有限，局部流通断面偏小，如图8中涂黑部分，此部分相对截面更小一些，为了加大折转部位通流断面，蒸发器蒸汽流道也可采用一左一右的方式，左右布置方式如图5所示，本多效蒸馏设备中蒸汽流道的设置方式要根据通流断面的计算来确定。另外，在上述实施例中设备外形的基本方案仅画了三效蒸发器，各效蒸发器上下塔式布置。

优选地，如图1所示，在本发明一个实施例中，还包括物料水提升泵，最后一效蒸发器内的浓污水一部分通过物料水提升泵升压后分别进入多效蒸发器的物料水(污水)混合后补水。这里蒸发器中的物料水补水可以是对每一效蒸发器进行补水，也可以每隔一效蒸发器进行补水，具体补水根据实际需要决定。优选地，在本发明一个实施例中，最后一效蒸发器内的浓污水一部分通过物料水提升泵升压后分别进入多效蒸发器中其余的每个蒸发器中进行物料水补水。优选地，如图11至图13所示，在本发明一个实施例中，凝汽器3底部设置有浓污水池33，凝汽器3中设置有浓污水提升泵和浓污水排放泵；最后一效蒸发器内的部分浓污水经物料水提升泵升压后进入凝汽器3中进行喷淋降温并落入浓污水池33内；浓污水池33内的浓污水经浓污水提升泵升压后作为喷淋降温水分别从凝汽器3的顶部和凝汽器3的进风侧喷向凝汽器3中的冷凝管束，浓污水池33中剩余的浓污水通过浓污水排放泵排出。

优选地，如图11至图13所示，在本发明一个实施例中，凝汽器3中设置有冷风风机34、进风风道35和排风风道36；进风风道35和排风风道36分别设置在凝汽器3的两侧，最后一效蒸发器底部的浓污水经物料水提升泵升压后进入凝汽器3中的排风风道36内进行喷淋降温并落入浓污水池33中；冷风风机34设置在进风风道35的一侧，且冷风风机34产生的冷风大部分通过进风风道35吹向凝汽器3中的冷凝管束，冷风少量通过进风风道35吹向凝汽器3底部，完成换热后的冷风通过排风风道36排出；优选地，排风风道36的末端加高处理，且排风风道36为烟囱形结构。

在上述实施例中，凝汽器3采用风冷蒸发式凝汽器，在目前现有的热平衡计算中仍采用的是常规的凝汽器冷却方式，这样就需要电厂另外提供循环冷却水。本实施例从简化整体系统考虑，采用最终排放污水作为冷却水源，同时采用自设机力通风空冷系统。在设计过程中采用了两种方案进行分析，其中，一个方案为，首效可回收制水设备最终排放的污水，此排放污水控制制水的浓缩倍率在一定范围内，由于原水就是低污水，最终排放污水实际含盐量也很低，作为机力通风冷却的冷却水，另设机力通风塔和循环水系统，循环水作为普通水冷凝汽器的冷却水使用；另一方案可考虑末效凝汽器直接采用空冷凝汽器，布置在蒸发器底部，末效污水排放经风冷冷却后作为空冷凝汽器的减温喷淋水，此部分减温喷淋水可反复循环使用，由于末效排放污水量远大于空冷喷淋水的蒸发消耗，因此喷淋减温水还需要连续排放，这样可保证此部分冷却水一直处于低盐状态，不会造成空冷器的表面结垢，此部分蒸发浓缩后的水最后再次被利用，同时最终排放污水经最后风冷后水温更低，利于排放，冬季寒冷季节可停止空冷器的喷水降温，本发明选用后一种方案。

在本实施例中，采用风冷凝汽器，末效污水经浓污水排放泵泵升压排放，进入风冷凝汽器排风道喷淋降温，水落入下部常压浓污水池33，浓污水池33的水经浓污水排放泵升压，主要部分作为风冷凝汽器的喷淋降温水进入凝汽器3的换热管束23上，多出污水排放。冷却喷淋水分两部分进入风冷凝汽器，一部分从凝汽器顶部喷入，另一部分从风冷凝汽器进风侧喷入，保证进风侧不会因为风吹造成部分换热管束23无冷却水的情况发生。风冷凝汽器的冷却进风由风机升压后送入，冷风从凝汽器侧面进入，冷却后的风经排风风道36排放出去。另外，凝汽器3中冷风风机34可采用送风机将冷风吹入换热设备的方式，这里还可采取引风机将冷风吸入，这样换热设备内为负压状态，不易发生水汽的泄漏。其中，50℃时空气中饱和水蒸汽分压约为大气分压的12％，40℃时饱和蒸汽分压约为大气压的7％，这样一次循环中约有5％的水蒸汽从空气中凝结出来，如图13所示，风冷凝汽器的汽气混合物通过除雾器后进入风冷凝汽器前的风换热器，风机供应的冷风先对汽气混合物进行冷却，空气中的水蒸气部分凝结成水，汇集排出，剩余热风排放。这里末效最终污水和前面效不同，前面各效污水可直接排放至下一效，而末效需要考虑一定的污水热井容积，保证浓污水排放泵能够稳定运行，将末效蒸发器中下部污水液位提高，增加容水量。

优选地，如图12所示，在本发明一个实施例中，凝汽器3中的冷凝管束包括第一冷凝管束31和第二冷凝管束32，第一冷凝管束31和第二冷凝管束32垂直分布设置，且第二冷凝管束32设置在靠近进风风道35的一侧，第一冷凝管束31设置在排风风道36的一侧。在凝汽器的进风侧壁和内顶侧壁上均设置有凝汽器喷嘴，凝汽器喷嘴能够向第一冷凝管束31和第二冷凝管束32喷淋并使第一冷凝管束31和第二冷凝管束32减温。优选地，凝汽器3还包括捕沫器37，捕沫器37设置在排风风道36内，且位于排风风道36内进行喷淋降温处的上方，捕沫器37用于对完成换热后的冷风中的水滴进行收集清除。

在上述实施例中，凝汽器3布置于末效换热器的下部，蒸汽以类似多效蒸发器2中的方式引入凝汽器3内，凝汽器3中的冷凝管束仍采用两流程，第一冷凝管束31和第二冷凝管束32采用垂直分布，第二冷凝管束32在进风口侧，第一冷凝管束31在排风口侧，这样第二冷凝管束32冷风侧温度更低，利于凝汽器3换热和蒸汽流动。喷淋减温水从顶部和侧面喷入，冷风从凝汽器3侧面的第二冷凝管束32一侧吹入，同时少量冷风从凝汽器3下部送入，这样使最终滴落下部水池的水温度更低一些。冷却后的排风风温稍高，作为末效污水的冷却用风，最后空气排放经过捕沫器37对空气中少量水滴进行收集清除，然后通过一定高度的排风风道36排放出去。排放风道36加高设计并采用类烟囱形式，由于排放风温稍高有利于增加冷却风的流动动力驱动，同时防止排放水汽对侧面蒸发器外表面的影响。本发明采用的直接风冷方式与现有技术相比，原有传统水冷凝汽器加机力通风塔系统采用的是两次换热，一个是凝汽器对蒸汽的冷却换热，一个是机力通风塔对循环冷却水的二次冷却换热，两个换热温差必然是冷却效果相对更差一些，另外二次换热需要两个换热设备的换热面积，设备费用应该是更高的，将两次换热变为一次直接换热，换热效率更高，换热设备面积应可以在一定幅度内降低，设备成本降低。从冷却条件看凝汽器冷凝管束外侧有冷风吹，同时冷凝管束管道外表面淋水蒸发降温，冷凝管束换热条件应优于蒸发器的换热条件，至少凝汽器换热面积不应大于对应效的蒸发器。同时，对于类似矿井疏干水脱盐系统在冷却水不充足的地方可以采用风冷凝汽器，不再受限于区域冷却水不足的影响。

优选地，如图1至图9所示，在本发明一个实施例中，多效蒸发器2内还设置有除雾器21，除雾器21设置在多效蒸发器的侧上方，除雾器21采用折板离心式除雾器，折板离心式除雾器设置在换热管束23和蒸汽水平通道之间，且折板离心式除雾器采用间距分段布置方式。图6中多效蒸发器2的右侧上部设置有除雾器21，除雾器下部设除雾丝网，除雾后蒸汽由上部引出折返向下进入上部第一效蒸发器的换热管束23中。目前现有的除雾器考虑仍采用丝网式除雾器，丝网式除雾器采用水平布置，这样蒸发器侧面布置除雾器时需要在蒸发器管束侧面布置蒸汽上升空间和除雾后水平蒸汽通道，占用管束侧面空间更大，高度上更高，致使布置水平折转至管束前的高度受限。如果采用折板离心式除雾器，直接布置在管束和蒸汽水平通道之间则可以减少管束侧面蒸汽流通空间的容积，蒸汽水平通道布置整体高度上可以降低。采用折板式除雾器蒸汽通道布置形式如图4和图9所示，斜线部分为蒸汽通道布置位置，从图上可以看到侧面面积可以更大，这样相同通道截面面积时通道宽度可以降低。管束侧面可布置垂直折板式除雾器面积很大，实际布置时可考虑采用间距分段布置除雾器，控制汽流速度和蒸汽分配均匀，对管束的蒸汽流动影响降低。其中，除雾器21布置的方式很多，例如，可将除雾器21布置在平行于管束的蒸汽通道的端头，除雾器21水平布置在蒸汽通道内和垂直布置在管束侧面时，均考虑了蒸汽通道需要人的通行进行维护检修的问题，如果将除雾器21布置在蒸汽通道的端头时，蒸汽通道可不考虑人检修通行尺寸的问题。

优选地，如图1至图9所示，在本发明一个实施例中，相邻的两效蒸发器中的上一效蒸发器的第二换热管程232的出口和下一效蒸发器的蒸汽通道入口之间设置有小管箱；优选地，第一换热管程231为U型水封管，第二换热管程232为折弯型水封管。第二换热管程232出口和下一效蒸汽入口在一个空间，需要设置一个小管箱隔离蒸汽压力，管箱端头可考虑同样设置蒸汽溢流口，排出不凝气体及部分剩余蒸汽。第一换热管程231出口侧和第二换热管程232进汽侧在一面，由于多效蒸馏设备为方形结构，不需要设置内部大管箱，可考虑不再第二换热管程232小管箱上设置溢流口，而是在第二换热管程232中将一根或几根管道作为溢流管，在第二换热管程232入口侧将这几根管道出口联通单独引出，然后从管箱下部引出至下一效一流程出口管箱内，相当于增加了一个第三流程管。这样作的好处是这部分蒸汽不再通过下一效蒸发侧的第一换热管程231，直接进入蒸发管道的第二换热管程232，降低了不凝结气体对第一换热管程231的换热影响，提高换热效率，同时基本不增加溢流管道的布置难度。由于各效工作温度相差较大，高温效之间压差相差较大，溢流管可考虑采用较少的三流程管数，甚至可考虑采用节流措施，对于低温效之间可考虑增加溢流管子的数量。第一换热管程231凝结水通过U型水封管直接进入下一效，第二换热管程232后小管箱凝结水直接通过水封管进入下一效。

优选地，如图1所示，在本发明一个实施例中，物料水分配装置22包括喷淋水盘和U形管，喷淋水盘底部开设有喷淋开孔，相邻的两效蒸发器中的上一效蒸发器底部的热井中的污水通过U形管进入下一效蒸发器中的喷淋水盘中；优选地，喷淋水盘上设置有高水位溢流阀。现有的方案中物料水布液方式采用前一效污水作为下一效的物料水，污水进入蒸发器底部热井中，热井底部开孔和下一效的雾化喷嘴相连接，下一效物料水直接靠两效之间压差及液面高程压差直接喷淋至下一效管束，热水喷出后闪蒸出部分蒸汽，剩余物料水降温至对应效的饱和温度，同时闪蒸过程中蒸汽将物料水散开，均匀喷淋至管束上，但现有的方案存在问题是喷淋控制困难，因为不同效之间压差相差较大，同时当负荷变化后效间温差及压差变化较大，末效冷却条件变化各效工作温度也会发生变化，效间压差也同时发生变化，可控制热井水位和控制喷淋量手段比较困难。因此，在本发明中，在管束上方设置一个喷淋水盘，或称为水槽，水槽底部设置喷淋开孔，水槽整体在对应效内，工作压力和对应效一致，喷淋水量完全和水槽水深及淋水开孔孔径、数量相对应，这样各效喷淋水量与效工作压力和效间压力差无关，这样布液设计及控制非常方便，物料水量和喷淋水槽的液面高度相对应。这样前一效的热井水位可以降低，热井高度降低，水通过U形管进入下一效的物料水喷淋水盘，U形管平衡效间及水位压差，同时防止两效间蒸汽发生串通。前面一效的热井底部高度高于下一效喷淋水盘，前一效的热井水不会发生过高的情况，设置合理的U形管高度，管内液面高度压差永远高于效间压差。

在上述实施例中，水通过U形管后进入喷淋水盘前先进行喷淋减压闪蒸，闪蒸蒸汽不需要除雾直接进入对应效，减压后水进入喷淋水盘。U型管及减压喷嘴设计需要注意最大及最小水流量，管内水阻力及各点压力变化，防止管内压降过大造成两相流管道振动等情况发生。喷淋水盘设高水位溢流，溢流可直接进入本效热井，然后进入下一效。这样实际运行中首效或高温效可采用较大热水进水量，首效蒸汽量可多一些，在环境温度低一些的情况下可增大设备出力。同时在负荷变化时中间物料水补水量等发生变化时不用担心水位对设备的安全运行影响。最大溢流水量设计需要和连排、定排及排污水储水槽容量相协调，尽量保证储水槽的热水不溢流，同时又要保证物料水进水量不能过多，过多以后会造成原料水浪费，最终排放污水量过大。最大溢流量应给以确定，以方便系统控制的设定。物料水分配装置22在实际运行中需要监控喷淋水盘液位或效间物料水流量，防止布液发生故障。其中，喷淋水盘布液开孔设计时需要注意喷淋水量、开孔数量、开孔形式等，开孔需要保证水喷淋均应，同时需要考虑开孔不能太小，防止开孔堵塞，喷淋水量和水槽液位高度要一致。其中，淋水盘喷淋孔布置方式及开孔型式最佳方案验证时，淋水盘布液分配主要是两个问题，一个是前一效热水进入淋水盘首先进行降压闪蒸，首先考虑是否采用喷嘴向上喷出降落在淋水盘内，蒸汽从淋水盘侧面排出。但以前在海水淡化上使用的蒸发器内物料水喷嘴压差在5mH

优选地，如图1和图3所示，在本发明一个实施例中，多效蒸发器2采用普通碳钢制成，换热管束23采用铝管制成，低温效物料水采用普通淡水。由于连排排水基本为含盐量很少的净水，并且含氧量很低，管道腐蚀及结垢的可能性极低，因此蒸发器壳体可采用普通碳钢，换热管束可采用价格更低的铝管等材料，与海水淡化设备的钛管、铜管以及强抗腐蚀的双相不锈钢壳体材料相比设备费用可大幅降低。低温效物料水可考虑采用普通淡水，水中含盐量及影响结垢的化学成分增加，可根据水质考虑采用不锈钢等材料，方便管道的化学清洗。本高温污水自脱盐多效蒸馏设备材料和海水淡化设备相比，换热管束由钛管、铜管改为铝管，壳体由双相不锈钢改为普通碳钢，设备成本大幅降低，因此设备折旧成本大幅降低。

从以上的描述中，可以看出，本发明上述的实施例实现了如下技术效果：现有技术中采用低温多效海水淡化设备，并且采用和电厂水电联产方式计算的最低制水成本在5-6元/t，销售价格应在7-9元/t，其中热成本占整体成本的一半或更高一些，设备折旧为第二高成本，在1.5元/t左右。而本高温污水自脱盐多效蒸馏设备的热源采用排污废水，同时最大程度利用污水的热量，这样脱盐制水最大成本的热价基本为零，当需要增加设备产水量时，只需要增加少量的辅助加热蒸汽即可，此部分热成本也是有限的。本高温污水自脱盐多效蒸馏设备材料和海水淡化设备相比，换热管束由钛管、铜管改为铝管，壳体由双相不锈钢改为普通碳钢，设备成本大幅降低，因此设备折旧成本大幅降低，由于制水成本中最大两项大幅降低，预计制水成本可降低至2元/t左右。

以上仅为本发明的优选实施例，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。