CN101489937A - 用于渗透性溶质回收的多级塔蒸馏(mscd)方法 - Google Patents

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Abstract

一种使用多个蒸馏塔从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂的方法和装置。在一个实施方案中，所述提取溶液被用在正向渗透(FO)水脱盐工艺中。在该实施方案中，将所述提取溶液平行地引导到所述多个蒸馏塔中，同时将能量流(热量)串联地引导至所述多个蒸馏塔中，使得热量的利用效率被改进，进而热量的成本被降低。

Description

用于渗透性溶质回收的多级塔蒸馏(MSCD)方法
相关申请的交叉引用
本申请要求2006年6月8日提交的临时申请序列号60/812,383的权益，该临时申请的主题全部通过引用结合在本文中。
关于联邦政府资助的研究或开发的声明
本发明部分是利用来自海军研究局(Office of Naval Research)的美国政府资助(合同号N000140510801)完成的。因此，美国政府可以享有本发明的某些权利。
技术领域
本发明总体上涉及使用多个蒸馏塔分离溶质和溶剂的领域。更具体地，本发明涉及海水淡化，微咸水淡化，废水净化，受污染水补救(remediation)，渗透热机(OHE)，或者需要分离水溶液中的溶质和水的任何其它应用。
背景技术
海水和微咸水淡化技术对于减轻世界上干旱和人口稠密地区的缺水问题是很大的希望。人口的日益增长和全球气候变暖已经造成了在可靠的淡水源的供需之间的更大的不均衡。在一些例子中，在共享的水资源方面的冲突加剧了相邻国家之间的已经很严重的紧张关系。
甚至在具有充足水供应的地区，不稳定且通常不佳的水质是促成疾病和疾苦的因素，如果充分的水处理可更广泛地获得的话所述疾病和疾苦将少得多。对减轻缺水和确保好的水质的需要对于下世纪的科学家和工程师来说是一个主要的挑战。人们已经进行了大量的工作，以改进现有的水处理技术，特别是在提高膜处理方法的效率和降低其成本方面。在膜处理方法中，使用半渗透膜，例如膀胱的细胞壁，所述半渗透膜对它允许通过的物质是选择性的，通常允许小分子(例如水)容易地通过，但防止许多其它的化合物通过。在存在在隔膜两侧的、各自含有不同浓度的溶解化合物的两种溶液的情况下，水通常从更稀溶液的一侧移动至更浓的溶液中。最终，渗透压恰好对抗扩散过程，并且形成平衡。
一种膜处理方法被称为反渗透(RO)，该方法已经被脱盐领域的技术人员充分了解。RO过程促使来自其中存在较大浓度的化合物的水溶液的水分子的净流通过半渗透膜并且进入具有较低浓度的溶解化合物的溶液。利用来源侧的高水压＂逆转＂自然或者正向渗透过程。
尽管在降低能量需求，从而降低RO成本方面已经取得进步，但是仍然要克服挑战。海水和微咸水RO的能量成本对于经济的广泛利用仍然太高；大的盐水排放流仍旧在引起对它们可能造成的环境影响的担忧；并且长期的装置更换成本仍然是显著的。
在解决依然面对目前的海水和微咸水脱盐技术的一些挑战的努力中，已经研究了氨-二氧化碳正向渗透(FO)脱盐的方法。在例如美国专利6,391,205和美国专利申请出版物2005/0145568中描述了FO方法，它们的全部内容通过引用结合在此。与RO相比，FO方法的主要优点包括较低的能量成本、高的进水回收率以及最低的盐水排放。
在氨-二氧化碳FO方法中，使用类型与RO中所用类型相似的半渗透膜从咸的进水源中分离淡水。在RO中，这种分离由跨过膜产生至显著超过阻止来自咸的进水源的淡水(渗透物流)的流动的渗透压梯度的量级的液压梯度驱动。FO方法利用水在较高的渗透压的方向(朝向更浓的溶液)上流动的自然趋向，以将水从咸进料流中提取到非常浓的＂提取溶液＂中，从而从咸进料流中分离出淡水渗透物。现有技术的氨-二氧化碳FO方法的示意图示于图1中。
在氨-二氧化碳FO方法中使用的膜类似于在RO方法中使用的那些膜。一个显著的区别在于RO膜必须维持的高液压。这种要求导致在膜中采用支撑织物层(厚度通常至多100微米)以增加其强度，另外，当在FO方法中使用这种类型的膜时，显著降低通量性能。采用为FO特别制备使得在其结构中不包括织物衬里层的膜所进行的FO试验表明，通量性能高达化学性质类似的织物衬里的RO膜的十倍以上。
对与RO膜相关的FO性能的负面影响是由于在膜织物载体内部的提取溶液的内部浓差极化(ICP)。在这种现象中，渗透致密膜(排斥层(rejecting layer))的渗透物稀释了支撑层内部的提取溶液，使得在致密膜表面的有效渗透压大大减小。在大多数情况下，在致密层的方向上的溶质扩散的速度不足以完全消除远离它的水流所引起的稀释。这种现象不能通过增加提取溶液的切向流量或湍流，即，通常在降低外部浓差极化方面有效的步骤来消除，原因是ICP现象发生在多孔载体的范围内。
尽管从膜构造中除去织物层显著提高了FO通量，但是ICP的效应没有通过这种改进得到完全解决。一些效应仍然存在于整合到非对称或薄膜的复合膜结构中的非织物多孔性聚合物载体的内部。这种厚度约为50微米的多孔层位于发生溶质排斥的致密膜层下面。通常仅为几微米厚的致密层必需通过这种支撑结构来增强，以保持处理和流体剪切力，否则将撕裂膜的表面。这导致有效渗透压相对于在单独使用致密分离膜时实现的有效渗透压的继续降低。
由ICP引起的有效渗透压的降低可以根据＂膜性能比＂(Pm)表示，该＂膜性能比＂(Pm)被定义为实验的或测量的通量(Jexp)与由进料和提取溶液之间的渗透压差计算的理论通量(Jthr)的比率：
Pm = J exp J thr
即使在使用为FO特别设计的膜时，在FO中的膜性能比也可能是相当低的，在有些情况下低至2-3％。然而，只要使用足够高的提取溶液浓度，低的膜性能比的低效率并不限制FO方法操作。已经证明，可以确立等于或超过RO的典型膜通量的膜通量，并且基于水从2摩尔NaCl进料流中的有效分离，可以实现高达75％的海水回收率。
对于有效的FO脱盐，提取溶液必须具有高的渗透压，并且含有除去和再利用简单并且经济的溶质。在氨-二氧化碳FO方法中，提取溶液由氨和二氧化碳气体在水溶液中的混合物所形成的铵盐组成。
所形成的盐物种包括碳酸氢铵，碳酸铵和氨基甲酸铵。在这些之中，迄今为止氨基甲酸铵最易溶解的。其它提取溶液可以采用乙醇和其它可热消除的提取溶质。
氨-二氧化碳提取溶液的一个重要特性是在铵盐中氨与二氧化碳的比率。在提取溶液中氨与二氧化碳的比率越高，氨基甲酸铵相对于其它溶解的物种的浓度越高。这允许更高的总铵盐浓度，从而在溶液中导致更高的渗透压。碳酸氢铵在例如室温的最大溶解度为约2摩尔，但是将氨加入这种溶液中有助于氨基甲酸铵的形成(以及在更低的程度上，有助于碳酸铵的形成)，这允许进一步加入二氧化碳等，从而允许溶解总浓度高的铵盐。溶液温度的升高也导致溶质溶解度的一些升高，但是造成高的提取溶液浓度的主要机制是形成盐的气体的比率。高渗透压的产生转而使得在FO脱盐过程中产生高的水通量和高的进水回收率。
一旦由FO过程中产生的渗透压梯度导致淡水从咸水进料中跨过膜流入提取溶液，就必须处理所分离的提取溶液以分离铵盐。这种分离处理(也称为回收处理)基于碳酸氢铵、碳酸盐和氨基甲酸盐热分解为当在适合的温度和压力下加热含有这些溶质的溶液时所产生的氨和二氧化碳气体。在气氛压力下，这种分解发生在约60℃。在较低的压力下，分解温度成比例地降低。这种氨和二氧化碳气体的加热、分解和提取和再循环可以在单级或多级蒸馏塔中完成，产生淡水和再浓缩的提取溶液作为其产物以再用于FO膜系统。可以指定来自这种工艺的产物水含有显著小于1ppm的氨和二氧化碳，这对于饮用用途是适合的。
从稀释的FO提取溶液中移除并且再循环提取溶质的简单的被证实方法是使用蒸馏塔，该蒸馏塔也被称为再沸吸收塔或汽提塔。这种方法现在用于例如，从废水和工艺物流中汽提各种挥发性溶质，以及在尿素的生产中再循环氨基甲酸铵作为氨和二氧化碳气体。根据用于回收系统的热量的温度，可以使用一个或几个蒸馏塔。
在FO方法中回收溶质的简单和低能量成本的方法是采用单一真空蒸馏塔。典型的现有技术单一真空蒸馏塔的示意图显示在图2中。当热能源处于约40至约44℃的低温时，这种构造是特别有用的。如图2中所示，将温度低至40℃的热量引入传热装置，在这里为再沸器(1)的热交换表面的外部，以在稀提取溶液(在塔的顶部引入)(2)以逆流的方式向下落下时，促使水蒸气在蒸馏塔(a)中上升。能量从上升蒸气传递至落下的液体导致较多的挥发性氨和二氧化碳与较少的挥发水的分级分离，使得在塔中较高点，比在塔中的较低点有更多的氨和二氧化碳馏分。在稳态操作下，可以指定离开塔底部的产物水(3)含有少于1ppm的氨和二氧化碳。将回收/分离的溶质经由蒸馏塔(a)的出口(4)反向引入到浓缩的提取溶液中。这种方法所需的能量几乎完全是热能，仅有少量额外的电能用于进出塔的流体泵送。
如前所述，FO方法的主要优点包括较低的能量成本，高的进水回收率，以及最低的盐水排放。本发明的发明人已经确定，如果提高热量利用的效率，则可以更进一步降低在FO脱盐过程中所需的热能的成本。本发明人进一步确定，这可以通过将高温热源与多个蒸馏塔一起使用而实现。这种方法提高了热量利用效率，并且相对于使用单一蒸馏塔，将回收处理(从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物水)的能量消耗削减70％以上。
发明概述
本发明的一个目的是使用多个蒸馏塔分离提取溶液(drawsolution)的溶质和溶剂。例如，本发明的一个目的是提供用于海水淡化、微咸水淡化、废水纯化和污染的水(contaminated water)补救的改进布置和方法。
本发明的另一个目的是使用多个蒸馏塔提高FO脱盐过程的热效率。
本发明的又一个目的是以固定量的热量产生最大的产物溶剂产量。
因此，本发明包括将在下面阐述的构造、图示说明和描述中举例说明的构造特征、要素组合、部件布置和步骤顺序，并且本发明的范围将由权利要求书指明。
为此，一般而言并且根据第一个实施方案，本发明涉及一种装置，所述装置包括：
第一蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第一蒸馏塔的第一端；
第一传热装置，其连接到所述第一蒸馏塔的第二端，所述第一传热装置具有：连接到热能源的入口；和出口，其与所述第一蒸馏塔连接以将热能引入所述第一蒸馏塔中，以使所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分蒸发；
第一出口，其用于从所述第一蒸馏塔移除所述提取溶液的蒸发的部分；以及
至少第二蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到所述提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第二蒸馏塔的第一端；
第二传热装置，其连接到所述第二蒸馏塔的第二端，所述第二传热装置具有：入口，其连接到所述第一蒸馏塔的所述第一出口以提供用于所述第二蒸馏塔的热能源；和出口，其与所述第二蒸馏塔连接以将热能引入所述第二蒸馏塔中，以使第二蒸馏室中的所述提取溶液的至少一部分蒸发。
本发明的另一个目的是提供一种用于从FO脱盐方法中的提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂以提高热量利用效率的方法。
为此，又一般而言，在另一个优选实施方案中，本发明还涉及一种方法，该方法包括下列步骤：
将提取溶液引入到至少第一蒸馏塔和至少第二蒸馏塔的每一个中；
将来自热能源的热能施加于所述第一蒸馏塔的第一传热装置，以蒸发所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
将来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分引导至所述第二蒸馏塔的第二传热装置，使得来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分作为用于所述第二蒸馏塔的热能源，以蒸发所述第二蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
由此分离在至少第一和第二蒸馏塔中的所述提取溶液中所含的提取溶液溶质和产物溶剂。
考虑到下面的详细描述、附图和权利要求书，本发明的另外的特征、优点和实施方案可以得到说明，或者是显而易见的。而且，应理解，上面的发明概述和下面的详细描述都是示例性的，并且意在提供进一步的解释，而不限制所要求保护的本发明的范围。
附图简要说明
为了更完全理解本发明，应参考结合附图做出的以下描述，在附图中：
图1是根据现有技术的氨-二氧化碳FO脱盐方法的示意图。
图2是同样根据现有技术的单一真空蒸馏塔的示意图。
图3是本发明的一个实施方案的示意图。
图4是本发明的另一个实施方案的示意图。
图5是供给到FO回收/分离方法的热量的温度和从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂所需的能量的量-GOR之间的关系的图示。GOR是热脱盐系统效率的经常采用的量度，GOR值越高表示热效率越高。
图6是FO脱盐方法的当量功的图示。
图7是稀提取溶液浓度和作为GOR的热负荷之间的关系的图示。
图8是稀提取溶液浓度和当量功之间的关系的图示。
而且，尽管在每一个图中并没有标记全部单元，但是具有相同的附图标记的全部单元表示类似或相同的部分。
优选实施方案的描述
本发明人已经发现，将多个蒸馏塔用于从提取溶液中分离/回收提取溶液溶质和产物溶剂具有优点，特别是当较高温度的热源可以以有利于它们的使用的成本得到或者主要的设计标准是以固定量的热量获得最大的水输出量时。
在本发明中的蒸馏塔的构造遵循与在多级闪蒸(MSF)和多效蒸馏(MED)热脱盐方法，即本领域技术人员充分了解的方法中所使用的原理类似的原理。在MSF和MED方法中，能量和物料流都串联地通过递减压力的多个级，这些级是各种设计的＂闪蒸＂或蒸发室。在MSF/MED方法中，将热量引入单一蒸馏塔的＂顶部＂级以蒸发一部分进料水，并且这样产生的蒸气在与第二级(在更低的温度和压力下)接触的传热表面上冷凝，从而引起另外的进料水等的蒸发。该过程重复进行，而级的数目由在顶部和底部级之间的温度范围和在每一级之间的温差决定。级数越高，通过该设计所实现的能量效率越大。在MSF和MED方法中，能量和物料流都串联地通过递减压力的多个级，这些级是各种设计的＂闪蒸＂或蒸发室。
本发明用多个蒸馏塔代替FO中的溶质移除的单一蒸馏塔装置，相对于单一闪蒸室实现了与MSF/MED的那些类似的效率收益。在一个实施方案中，本发明涉及一种用于从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂的装置，其中所述装置包括：
第一蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第一蒸馏塔的第一端；
第一传热装置，其连接到所述第一蒸馏塔的第二端，所述第一传热装置具有：连接到热能源的入口；和出口，其与所述第一蒸馏塔连接以将热能引入所述第一蒸馏塔中，以使所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分蒸发；
第一出口，其用于从所述第一蒸馏塔移除所述提取溶液的蒸发的部分；以及
至少第二蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到所述提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第二蒸馏塔的第一端；
第二传热装置，其连接到所述第二蒸馏塔的第二端，所述第二传热装置具有：入口，其连接到所述第一蒸馏塔的所述第一出口以提供用于所述第二蒸馏塔的热能源；和出口，其与所述第二蒸馏塔连接以将热能引入所述第二蒸馏塔中，以使第二蒸馏室中的所述提取溶液的至少一部分蒸发。
在描述了第一蒸馏塔(a)和第二蒸馏塔(b)的图3中阐明了该装置的各个单元。每个蒸馏塔与稀提取溶液流(2)、(3)连接，所述稀提取溶液流(2)、(3)与来自FO工艺的膜系统或前端的稀提取溶液源(27)连接。从所述稀提取溶液源分出所述提取溶液流，并且将其平行引入两个蒸馏塔(a)和(b)的每一个中。将来自外部来源(5)的热或热能施加于蒸馏塔(a)的传热装置，在这里为再沸器(1)的外部热交换表面，由此传递用作用于蒸馏塔(a)的热能源的潜热。所述热能使蒸馏塔(a)中的提取溶液的一部分蒸发，从而允许从蒸馏塔(a)中的提取溶液分离提取溶液溶质和产物水。将来自蒸馏塔(a)的提取溶液的蒸发的部分(6)与蒸馏塔(b)的传热装置(在这里为再沸器(7))连接。这种布置允许来自蒸馏塔(a)的提取溶液的蒸发的部分在蒸馏塔(b)的再沸器(7)的外部热交换表面上冷凝，由此传递潜热，用作用于蒸馏塔(b)的热能源。所述热量/热能使蒸馏塔(b)中的提取溶液的一部分蒸发，从而允许从蒸馏塔(b)中的提取溶液分离提取溶液溶质和产物水。因此，能量被串联地引导至蒸馏塔中。应指出，用作用于蒸馏塔(b)的热能源的蒸发的提取溶液(6)与经由入口(3)引入蒸馏塔(b)的提取溶液是完全分开的。将来自蒸馏塔(b)再沸器的冷凝的提取溶液蒸发部分(8)连接回FO工艺的膜系统或前端，在此将其加入到浓的提取溶液中。将来自蒸馏塔(b)中的提取溶液的回收/分离的溶质经由蒸馏塔(b)的出口(9)引入回浓的提取溶液中。从蒸馏塔(a)和蒸馏塔(b)的每一个分别经由出口(4)和(10)收集产物水。设计所述的塔，使得它们在它们的操作压力和温度方面不同，蒸馏塔(a)具有最高的温度和压力，而蒸馏塔(b)具有比蒸馏塔(a)的温度和压力低的温度和压力。
图3中所示的装置本质上是示例性的，而并不意图是限制性的。如果可从外部热源得到的热源的温度(典型地也称为热能品位)较高，本发明可以采用多于2个蒸馏塔来从FO工艺的提取溶液分离提取溶液溶质和产物水。蒸馏塔的具体数量还取决于提取溶液的浓度和环境温度。图4是包括6个蒸馏塔(a)至(f)的这样一种本发明实施方案的图。每一个塔接收从稀提取溶液源(27)分出的独立的平行的稀提取溶液流(2)，(3)，(11)，(12)，(13)，(14)并且从中分离溶质和产物水。设计所述的塔，使得它们在操作压力和温度方面不同，蒸馏塔(a)具有最高的温度和压力，并且其余的蒸馏塔的每一个在比它前面的蒸馏塔低的温度和压力下操作。应指出，任何给定的蒸馏塔的操作压力取决于该蒸馏塔的操作温度。还应指出，任何给定的蒸馏室的操作温度取决于由外部热源所供给的热能的温度以及外部热源的温度和环境温度间的差。在这种布置中，将分别来自蒸馏塔(a)至(f)的提取溶液的蒸发的部分(5)，(6)，(15)，(16)，(17)，(18)连接至下一个蒸馏塔的传热装置。提取溶液的蒸发的部分在下一个蒸馏塔的再沸器的外部热交换表面上冷凝，由此传递被用于从蒸馏塔中的提取溶液分离提取溶液溶质(8)，(19)，(20)，(21)，(22)和产物水(4)，(10)，(23)，(24)，(25)，(26)的潜热。将来自蒸馏塔(b)至(f)的再沸器的、冷凝的提取溶液蒸发部分(8)，(19)，(20)，(21)，(22)分别连接回FO工艺的膜系统或前端，在此将其加入到浓的提取溶液中。以这种方式-平行引导物料流和串联引导能量流-与单独使用单一塔相比，可以实现显著的效率方面的收益。图4本质上也是示例性的，并且不意图是限制性的。
本发明的另一个实施方案提供了用于从提取溶液分离提取溶液溶质和产物溶剂的方法，该方法包括下列步骤：
将提取溶液引入到至少第一蒸馏塔和至少第二蒸馏塔的每一个中；
将来自热能源的热能施加于所述第一蒸馏塔的第一传热装置，以蒸发所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
将来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分引导至所述第二蒸馏塔的第二传热装置，使得来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分作为用于所述第二蒸馏塔的热能源，以蒸发所述第二蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
由此分离在至少第一和第二蒸馏塔中的所述提取溶液中所含的提取溶液溶质和产物溶剂。
本发明的另一个实施方案提供了用于从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂的方法，该方法包括下列步骤：
将提取溶液引入到至少第一蒸馏塔、至少第二蒸馏塔和至少第三蒸馏塔的每一个中；
将来自热能源的热能施加于第一蒸馏塔的第一传热装置，以蒸发第一蒸馏塔中的提取溶液的至少一部分；
将来自第一蒸馏塔的提取溶液的蒸发的部分引导至第二蒸馏塔的第二传热装置，使得来自第一蒸馏塔的提取溶液的蒸发的部分作为用于第二蒸馏塔的热能源，以蒸发第二蒸馏塔中的提取溶液的至少一部分；
将来自第二蒸馏塔的提取溶液的蒸发的部分引导至第三蒸馏塔的第三传热装置，使得来自第二蒸馏室的提取溶液的蒸发的部分作为用于第三蒸馏室的热能源，以蒸发第三蒸馏塔中的提取溶液的至少一部分；
由此分离在至少第一、第二和第三蒸馏塔中的提取溶液中所含的提取溶液溶质和产物溶剂。
在一个优选实施方案中，如这里所述将提取溶液平行引入到每一个蒸馏塔中。换言之，将提取溶液从单一来源引入到每一个蒸馏塔中，如上面所讨论的，该单一来源通常是来自FO工艺的膜系统或前端的稀提取溶液源。再换言之，不将来自提取溶液源的提取溶液连续引入每一个上述蒸馏塔中。而且，将用作用于每一个后续蒸馏塔的热能源的蒸发的提取溶液与由稀提取溶液源引入每一个蒸馏塔的提取溶液分开，并且在整个工艺中保持这样。
用于从本发明FO方法中的提取溶液分离提取溶液溶质和产物水的蒸馏塔的数量，由第一(即外部热能源)和最后的蒸馏塔(即环境温度)之间的温度范围以及每一个蒸馏塔之间的温差决定。这可以通过使用商业化学工艺模拟软件(Hysys，Cambridge，MA)模拟FO方法的回收/分离系统的能量要求来确定，该软件与被设计用于模拟高浓度和物种复杂性的电解质溶液的电解质性质程序包(OLI，Morris Plains，NJ)一起运行。应指出，本领域技术人员可以明白在本文中这种可商购的软件的使用。
在所测试的模拟情况中，运算基础是以75％的回收率从0.5M的海水回收的新鲜饮用水的生产。浓的提取溶液含有5摩尔/升的铵盐(基于CO2)，而氨与二氧化碳的比率为1.4。改变所使用的浓提取溶液的量，以产生在0.5M和1.5M之间的不同的稀提取溶液浓度，如由FO膜前端的提取溶液的产物水稀释所产生的。将这些稀提取溶液流作为原料引导至多个蒸馏塔。假定海水(或环境)温度为20℃。将FO膜方法操作温度指定为25℃。基于对热交换器、管道、阀、蒸馏塔级以及其它工艺设备所预期的典型压力降，计算工艺泵送要求(即电能)。
规定蒸馏塔含有空隙率为0.945，比面积为580ft2/ft3，静滞留量为5％并且压力降为15mm Hg/ft的
Figure A200780026027D0016111202QIETU
结构填料(可获自Koch-Otto York)。填料高度为约7.7ft。
基于被指定为含有少于1ppm的氨的产物水质量，通过模拟软件计算热能和电能要求。假定水蒸气是用于塔再沸器的热源，并且将冷凝物返回到水蒸气源。将所有热交换器中的最小温度逼近(minimumtemperature approach)设定为2.5-3.0℃，略高于热脱盐方法中典型的那些值。
表1提供了实例，对于外部热量/热能源的给定温度和最低水蒸气压力、提取溶液的浓度和20℃的环境温度，指明了用于根据本发明分离提取溶液溶质和产物溶剂的蒸馏塔的最佳数量。
表1
 
外部热能源(即水蒸气)的温度(℃)     最低水蒸气压力(psia)     提取溶液浓度(M) 蒸馏塔的数量
40 1.07 1 1
40 1.07 1.5 1
44 1.32 0.5 1
70 4.53 1 2
100 14.70 1 3
130 39.20 1 4
160 89.67 0.5 5
160 89.67 1 5
160 89.67 1.5 5
190 182.05 1 6
250 576.70 1 8
表1意在是示例性的而非限制性的。例如，已想到的是，在低的环境温度下，可以将两个蒸馏塔与温度为50℃的外部热量/热能源一起使用。还想到的是，采用本发明可以使用最高达6.0M的提取溶液浓度。而且，假设外部热量/热能源有足够高的温度和要求充分高的效率目标，本发明的实践中可以采用高达至少约15个蒸馏塔。
在模拟本发明的能量要求中，本发明人还考虑了在供给到FO回收/分离系统的热量的温度(通常也被称为＂品位＂)和从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物水所需的能量的量之间的关系。这种关系的单位是获得的产出比(gained output ratio)(GOR)或者在再沸器中冷凝的每千克水蒸气所产生的水的千克数。这是热脱盐系统的效率的经常采用的量度，数值越高表示效率越高。图5是这种关系的图示。在70至120℃的温度下，MSF和MED的典型近似值是在8和15之间的GOR。表2提供了采用单一蒸馏塔的FO方法的GOR值的范围，以及采用多个蒸馏塔的本发明的GOR值的范围。显而易见的是，与当前的脱盐方法相比，在70至250℃之间的温度下具有在14.2和29.7之间的GOR值的本发明具有提高的热量利用效率。GOR受到返回到外部热源的冷凝物流的温度影响。这里提供的实例基于温度与作为热能源提供的水蒸气的温度相同的冷凝物返回流(即能量源(水蒸气)和水返回流均被假定在200℃的温度)。如果冷凝物返回流在比水蒸气低的温度下返回，则GOR增加，特别是在较高的温度下。
表2
 
外部热能源(即水蒸气)的温度(℃) 最低水蒸气压力(psia) 提取溶液浓度(M)  蒸馏塔的数量     GOR
40 1.07 1 1 6.3
40 1.07 1.5 1 4.4
44 1.32 0.5 1 8.9
70 4.53 1 2 12.6
100 14.70 1 3 16
130 39.20 1 4 19.1
160 89.67 0.5 5 26.5
160 89.67 1 5 20.2
160 89.67 1.5 5 14.8
190 182.05 1 6 20.3
250 576.70 1 8 18.2
FO工艺所使用的热量的温度不仅影响所需要的量，而且影响所使用的热量的值，因此影响所使用的热量的成本。用于估算热脱盐系统中的工艺热的值的一种有效方法包括＂当量功＂的计算。使用这种方法，基于热能在汽轮机中产生电力的能力，热能被赋予电能值。如果假定从汽轮机中提取用于将热能供给到脱盐工艺的水蒸气，则可以计算水蒸气为产生电力所能够做的功。这种功值可以用于热工艺效率以及供给到脱盐工艺的工艺水蒸气的实际成本的理论比较。
下式用于计算这种当量功：
Figure A200780026027D00181
从在被提取并且引导至脱盐工艺中的点的水蒸气的焓中减去在通常进入涡轮机冷凝器的点的水蒸气的焓。该焓差值乘以涡轮机的效率(在这种情况下假定为95％)，从而对热量赋予以kWh/kg水蒸气计的当量功值。产生1立方米的水所需的水蒸气的量由该热方法在该水蒸气温度的GOR给出。将结果乘以1000kg的水，从而得到以1m3水计的比热负荷。基于冷凝器温度与海水冷却温度相关的表格数据，假定冷凝器温度为35℃。一旦计算出由该工艺采用的水蒸气的当量功值，就将其加到任何工艺电功率要求中。这提供了所消耗的总能量值的统一值。
在表3中概括了包括热负荷部分和电能部分的当量功的计算。图6显示了相对于所供给的热量的性质，基于1M(稀提取溶液)塔进料浓度的FO脱盐过程的当量功。随着所使用的热量的温度增加，其功值抵消了可以通过使用多个蒸馏塔产生的增加的效率。净趋势是当量功增加。与GOR类似，当量功也受到返回到外部热源的冷凝物流的温度的影响。这里提供的实例基于温度与作为热能源提供的水蒸气温度相同的冷凝物返回流(即能量源(水蒸气)和水返回流均被假定在200℃的温度)。如果冷凝物返回流在比水蒸气低的温度下返回，则当量功增加，特别是在较高的温度下。
表3
 
外部热能源(即水蒸气)的温度(℃)     最低水蒸气压力(psia) 提取溶液浓度(M) 蒸馏塔的数量   GOR 当量功(kWh/m3) 热负荷(MJ/m3) 电负荷(kWh/m3)
40 1.07 1 1 6.3 0.66 382.27 0.22
40 1.07 1.5 1 4.4 0.84 541.55 0.24
44 1.32 0.5 1 8.9 0.73 269.13 0.20
70 4.53 1 2 12.6 1.50 185.38 0.21
100 14.70 1 3 16 2.03 140.91 0.20
130 39.20 1 4 19.1 2.36 113.53 0.22
160 89.67 0.5 5 26.5 2.14 78.62 0.22
160 89.67 1 5 20.2 2.77 103.04 0.25
160 89.67 1.5 5 14.8 3.69 140.37 0.26
190 182.05 1 6 20.3 3.18 97.58 0.30
250 576.70 1 8 18.2 3.93 94.29 0.50
在进入溶质和产物水回收/分离系统的稀提取溶液的浓度和由FO脱盐工艺使用的能量的量之间存在直接关系。如前所述，所需的提取溶液的浓度与FO膜的性能比直接相关，因此直接受到膜结构的影响。图7显示了在稀提取溶液浓度和作为GOR的热负荷之间的关系。图8显示了在稀提取溶液浓度和当量功之间的关系。所示的值是在160℃下操作的本发明的多级塔蒸馏系统和在40-44℃(最低的真空塔温度随着进料浓度变化)之间操作的单一真空蒸馏塔的值。
相对于当前的技术，在本发明中使用高温热源导致显著增加的FO效率。这主要是由于以下事实：在FO中，如MSF和MED中一样，利用能量蒸发提取溶液溶质，而非进料水溶剂。在本发明的FO方法的使用中发现的另外的优点在于该方法的低电能消耗量。当前的方法使用在1.6-3.02kWh/m3之间的电功率，而如表2中所示，采用本发明的FO方法仅需要0.24kWh/m3的电功率。
尽管具体显示了本发明，并且对其优选实施方案进行了描述，但是本领域技术人员应当理解，在不偏离本发明的范围和精神的情况下，可以在其中进行形式和细节的变更。例如，本发明与适用于这里论述的FO脱盐和水处理方法一样，可适用于渗透热机(OHE)。

Claims (20)

1.一种用于从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂的装置，其中所述装置包括：
第一蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第一蒸馏塔的第一端；
第一传热装置，其连接到所述第一蒸馏塔的第二端，所述第一传热装置具有：连接到热能源的入口；和出口，其与所述第一蒸馏塔连接以将热能引入所述第一蒸馏塔中，以使所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分蒸发；
第一出口，其用于从所述第一蒸馏塔移除所述提取溶液的蒸发的部分；以及
至少第二蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到所述提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第二蒸馏塔的第一端；
第二传热装置，其连接到所述第二蒸馏塔的第二端，所述第二传热装置具有：入口，其连接到所述第一蒸馏塔的所述第一出口以提供用于所述第二蒸馏塔的热能源；和出口，其与所述第二蒸馏塔连接以将热能引入所述第二蒸馏塔中，以使第二蒸馏室中的所述提取溶液的至少一部分蒸发。
2.权利要求1所述的装置，其中所述第二蒸馏塔包括用于从所述第二蒸馏塔溶液中移除所述提取溶液的蒸发的部分的第一出口。
3.权利要求1所述的装置，其中所述第二蒸馏塔包括用于从所述第二蒸馏室中移除产物溶剂的出口。
4.权利要求2所述的装置，该装置包括：
至少第三蒸馏塔，其包括：
第一入口，其连接到所述提取溶液源以将所述提取溶液引入所述第三蒸馏塔的第一端；
第三传热装置，其连接到所述第三蒸馏塔的第二端，所述第三传热装置具有：入口，其连接到所述第二蒸馏塔的所述第一出口以提供用于所述第三蒸馏塔的热能源；和出口，其与所述第三蒸馏塔连接以将热能引入所述第三蒸馏塔中，以使第三蒸馏室中的所述提取溶液的至少一部分蒸发。
5.权利要求1所述的装置，其中所述热能源供给温度为至少约50℃的热量。
6.权利要求5所述的装置，其中所述热能源供给温度为90℃至约250℃的热量。
7.一种使用多个蒸馏塔从提取溶液中分离提取溶液溶质和产物溶剂的方法，其中所述方法包括下列步骤：
将提取溶液引入到至少第一蒸馏塔和至少第二蒸馏塔的每一个中；
将来自热能源的热能施加于所述第一蒸馏塔的第一传热装置，以蒸发所述第一蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
将来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分引导至所述第二蒸馏塔的第二传热装置，使得来自所述第一蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分作为用于所述第二蒸馏塔的热能源，以蒸发所述第二蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
由此分离在至少第一和第二蒸馏塔中的所述提取溶液中所含的提取溶液溶质和产物溶剂。
8.权利要求7所述的方法，其中所述提取溶液被用在正向渗透脱盐工艺中。
9.权利要求7所述的方法，其中输入所述至少第一蒸馏塔的热能源是水蒸气。
10.权利要求7所述的方法，其中将所述提取溶液以至少约0.5M的浓度引入到所述至少第一和第二蒸馏塔中。
11.权利要求8所述的方法，其中将所述提取溶液以约0.5M至约6.0M的浓度引入到所述至少第一和第二蒸馏塔中。
12.权利要求7所述的方法，其中所述提取溶液包含由氨和二氧化碳的混合物形成的铵盐水溶液。
13.权利要求7所述的方法，其中所述提取溶液包含乙醇。
14.权利要求7所述的方法，其中所述产物溶剂是水。
15.权利要求12所述的方法，其中所述产物溶剂含有少于1ppm的氨和二氧化碳。
16.权利要求7所述的方法，其中所述方法包括：
将提取溶液引入到至少第三蒸馏塔中；
将来自所述第二蒸馏塔的所述提取溶液的蒸发的部分引导至所述第三蒸馏塔的第三传热装置，使得来自第二蒸馏室的所述提取溶液的蒸发的部分作为用于第三蒸馏室的热能源，以蒸发第三蒸馏塔中的所述提取溶液的至少一部分；
由此分离在所述第三蒸馏塔中的所述提取溶液中所含的提取溶液溶质和产物溶剂。
17.权利要求7所述的方法，其中将所述提取溶液平行地引入到所述至少第一蒸馏塔和所述至少第二蒸馏室的每一个中。
18.权利要求15所述的方法，其中将所述提取溶液平行地引入到所述至少第一蒸馏塔、所述至少第二蒸馏塔和所述至少第三蒸馏塔的每一个中。
19.按照权利要求7所述的方法生产的脱盐水。
20.按照权利要求7所述的方法生产的净化水。
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