CN105399168B - 含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置及工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置及工艺，具体地说是设计酸浴、二浴、酸性水的“平流进酸、重点预热、并流排酸、末效结晶(可选择)”的流程装置和方法，用于酸浴、二浴、酸性水的蒸发浓缩或蒸发结晶硫酸钠。本发明通过控制前几效蒸发器平流进酸的进酸量并结合冷凝水余热资源利用进行重点预热，达到减少前几效进酸的升温热，增加蒸发热的目的，大幅降低蒸发汽水比。本发明具有大幅降低蒸发能耗和成本，解决含硫酸及其盐溶液排放、可以直接蒸发结晶元明粉，解决芒硝排放等等优点，提高了企业经济效益，远超行业最先进水平。
Description
技术领域
本发明涉及化纤纤维生产中的含硫酸及其盐溶液的蒸发回收处理，具体地说是一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置及工艺，即对酸浴、二浴和酸性水的回收处理，所述酸浴为温度45℃-55℃的含硫酸及其盐溶液浓度较高的纺丝浴，所述二浴和所述酸性水为温度70℃-95℃的含硫酸及其盐溶液浓度较低和浓度更低的纺丝工艺水。
背景技术
粘胶纤维生产过程中的喷丝、凝丝、洗丝过程，是纤维成丝的主过程。纤维凝固成丝和洗丝过程，产生的含硫酸及其盐溶液，主要包括酸浴、二浴和酸性水。酸浴含硫酸及其盐溶液的浓度较高，温度低(约为45℃-55℃)，回收成本也低；二浴浓度较低，温度高(80℃-95℃)，许多大企业已经回收，但回收的方法是将其混合在酸浴中和酸浴一起蒸发回收的，方法不当，能耗高；酸性水温度虽高(70℃-95℃)，但浓度很低，回收成本很高，所以酸性水至今没有被回收，但随着人们环保意识的增强，今后几年内酸性水的回收势在必行。
有人设想用MVR技术，压缩二次蒸汽蒸发二浴、酸性水。但MVR用每分钟1～2万转的高速旋转的叶轮压缩蒸汽，316L材质的叶轮也经不起酸浴高温二次蒸汽中硫化氢和酸雾的腐蚀，更也经不起二次蒸汽中的硫磺结垢，腐蚀和结垢都会破坏高速旋转叶轮的动平衡，导致强烈震动，所以MVR装置不宜在酸浴、二浴、酸性水蒸发中使用。还有一种离子膜技术能够分离低温、低浓度的酸性水，但需要把酸性水先降温，并且只能浓缩一倍，不能解决问题。因此，有必要发明一种非常节能的，综合效益好的能够全部回收酸浴、二浴和酸性水的蒸发工艺和装置。
发明内容
根据上述提出的粘胶纤维生产过程中排出的酸浴、二浴、酸性水的蒸发回收的技术问题，而提供一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置及工艺。本发明主要利用“平流进酸、重点预热、并流排酸、末效结晶(可选择)”的工艺流程，控制平流进酸量，使高温的二浴、酸性水在进入一效、二效蒸发器时达到沸点进料，八效蒸发的汽水比可以达到0.12；酸浴温度较低，如果充分利用冷凝水热量预热，六效蒸发汽水比可以达到0.19优于目前，最先进的庞大的16级闪蒸汽水比为0.22。
在末效或末二效设计蒸发结晶器的五效蒸发，可以在末效或末二效蒸发结晶元明粉，每吨元明粉耗蒸汽为304公斤，而传统工艺需要1684公斤，化纤联合会2015年新推广的最新闪蒸结晶技术为495公斤，而且比闪蒸结晶生产工艺简单，不需交替运行。真正实现节能减排增效。
本发明采用的技术手段如下：
一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置，包括顺次连接的一效蒸发器、二效蒸发器直到末二效蒸发器和末效蒸发器，所述含硫酸及其盐溶液包括粘胶丝生产中产生的酸浴、二浴和酸性水，所述酸浴为温度45℃-55℃的含硫酸及其盐溶液浓度较高的纺丝浴，所述二浴和所述酸性水为温度70℃-95℃的含硫酸及其盐溶液浓度较低和浓度更低的纺丝工艺水，其特征在于：
一部分所述含硫酸及其盐溶液根据预设的溶液温度和浓度值通过二～四条支路选择经预热器并联预热或预热器串联预热后平流进入前二效～前四效蒸发器，分别为第一支路通过相应的预热器平流进入所述一效蒸发器，第二支路通过相应的预热器平流进入所述二效蒸发器，直至第四支路通过相应的预热器平流进入四效蒸发器；
另一部分所述含硫酸及其盐溶液不经预热直接平流进入后续各效蒸发器；
各效蒸发器的排酸通过U形管并流排入与其相邻的下一效蒸发器，直至末效蒸发器的排酸进入浓缩酸槽。
本发明含硫酸及其盐溶液的多效蒸发是指对酸浴、二浴和酸性水的回收处理，所述酸浴为温度45℃-55℃的含硫酸及其盐溶液浓度较高的纺丝浴，所述二浴是温度为80℃-95℃的含硫酸及其盐溶液浓度较低的粘胶丝工艺水，所述酸性水是温度为70℃-95℃度的，浓度更低的纺丝工艺水；其中，浓度较高指酸浴含硫酸100-120g/l，浓度较低指二浴含硫酸45～60g/l，浓度更低指酸性水含硫酸8～20g/l。
进一步地，当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴时，所述多效蒸发浓缩装置为三效～八效，一部分所述酸浴通过预热器串联预热后平流进入二效蒸发器和一效蒸发器，所述预热器串联预热是指所述酸浴从n-1级预热器依次预热到2级预热器进入二效蒸发器，再预热到1级预热器进入一效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述酸浴直接平流进入后续各效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的酸浴，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管依次逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器排出。
酸浴在前几效进酸量少于后几效进酸，也就是说后几效要多进酸，进入一效、二效蒸发器的酸浴是经过串联的预热器预热达到较高进酸温度的，各级预热器的热量来源是同级的蒸发器产生的冷凝水的余热。后几效蒸发器由于蒸发酸温低，进酸可以不预热。
进一步地，当所述含硫酸及其盐溶液为二浴或酸性水时，所述多效蒸发浓缩装置为六效～十效，一部分所述二浴或酸性水通过预热器并联预热后平流进入前二效～前六效蒸发器，所述预热器并联预热是指所述二浴或酸性水分别通过1级预热器、2级预热器、…、n-4级预热器，用同级冷凝水的热量预热后分别进入一效蒸发器、二效蒸发器、…、n-4效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述二浴或酸性水直接平流进入n-3效蒸发器，n-2效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器不进水；各效蒸发器蒸发后的浓缩水，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、直至n-1效蒸发器、n效蒸发器排出。
二浴或酸性水的温度高，不需要逐级预热，只需要同级的冷凝水预热器预热即可将二浴或酸性水预热到该级蒸发器的沸点温度，由于二浴和酸性水浓度低，因此在前几效可以多进水，后几效不进水，目的是让二浴、酸性水的温度优势，在一效、二效产生更多的二次蒸汽，并在后效累加，提高热经济效益。
进一步地，当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴、二浴和酸性水联合供热蒸发处理时，所述多效蒸发浓缩装置为五效～八效，一部分所述二浴和/或酸性水通过预热器并联预热后平流进入一效蒸发器、二效蒸发器，另一部分所述二浴和/或酸性水直接平流进入三效蒸发器～n-2效蒸发器；所述酸浴平流进入末效蒸发器或末二效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的二浴或酸性水从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管排入二效蒸发器、三效蒸发器…，与从n-1效蒸发器、n效蒸发器进入的酸浴混合蒸发浓缩，最后从n效蒸发器排出。
进一步地，所述末效蒸发器或末二效蒸发器可替换为蒸发结晶器，所述多效蒸发浓缩装置包含末效蒸发结晶器在内的总蒸发效数为三效～六效。当需要结晶硫酸钠时，将末效蒸发器和末二效蒸发器替换为蒸发结晶器，在蒸发结晶时，使酸浴、二浴、酸性水的浓缩液，在到达末效、末二效蒸发结晶器前达到硫酸钠饱和或接近饱和，在末效或末二效结晶硫酸钠。
进一步地，前述各效蒸发器是石墨管降膜蒸发器；当末效或末二效为蒸发结晶器时，所述蒸发结晶器为强制外循环式高液位防结垢蒸发结晶器或反循环防结垢蒸发结晶器，所述蒸发结晶器的加热管材料为254SMO、904L合金、哈氏合金、锆材。
蒸发结晶器的前几效蒸发器都是石墨管降膜蒸发器，传热系数高，循环泵为降速离心泵或混流泵，应该耐汽蚀、耐腐蚀、耐磨，加热器的管程内外压力小，工况条件好，设备使用寿命长。末效及末二效为蒸发结晶时，应设计为强制循环外热式，高液面压制沸腾防垢蒸发器，或强制反循环防垢蒸发器。加热管为耐低温稀硫酸腐蚀的904L、254SMO等较廉价的合金管，所谓“低温”是指在40℃～65℃，为上述合金管耐酸浴腐蚀的温度范围，循环泵为耐酸、耐磨的轴流型泵。本发明的显著优点是末效低温结晶，避免高温腐蚀，节省了大量耐高温酸腐蚀的锆、C276等贵金属、贵合金；预热器需用254SMO、C276制作的板式换热器，用冷凝水作热源。
本发明还公开了一种应用上述的含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置的多效蒸发浓缩工艺，其特征在于：含硫酸及其盐溶液通过平流进酸、重点预热和并流排酸的工序完成蒸发浓缩；通过控制各效蒸发器平流进酸量，将一部分经过串联预热或并联预热后的含硫酸及其盐溶液达到或接近沸点进料进入到至少前二效蒸发器中，其余所述含硫酸及其盐溶液直接平流进入后续各效蒸发器中，其中末效或末二效的蒸发器有选择的进入所述含硫酸及其盐溶液。
进一步地，所述一效蒸发器、二效蒸发器的平流进酸的进酸量通过热平衡计算，使其通过相应的冷凝水预热将一效蒸发器的进酸、二效蒸发器的进酸以及三效蒸发器的进酸预热达到或接近本效的蒸发沸点进料。
进一步地，当所述含硫酸及其盐溶液为二浴或酸性水时，各效蒸发器进酸要经过各效冷凝水并联预热达到各效沸点温度，通过热平衡的方法计算各效的进酸量，计算方法如下：
L＝m*W；
m＝N(T1-T2)/Wc(t1-t2)；
其中，L为各效进酸量，m为各效进酸量与各效蒸发量的比值，N为各效加热蒸汽冷凝水量，t1为各效进酸预热前的温度，t2为各效进酸预热后温度，t2应等于各效沸点温度，W为各效设计蒸发水量，c为进酸的比热，T1为进预热器的各效加热器冷凝水温度，T2为预热器排出冷凝水的温度，T2应高于各效进酸温度t12度以上。
进一步地，当所述末效或末二效为蒸发结晶器时，在进入所述蒸发结晶器前，浓缩的酸浴或二浴、酸性水应达到硫酸钠饱和或接近饱和状态，在后续的蒸发结晶器中结晶硫酸钠，所述蒸发结晶器结晶硫酸钠的产量为Y＝(WJ-G*βb)*0.453*λ，式中WJ是结晶器的蒸发量，G为进酸量，βb为进酸比重下的饱和蒸发率，λ为结晶率修正系数，λ值与结晶母液的浓度有关。
本发明具有以下优点：
本发明主要利用酸浴、二浴、酸性水各自组分相近，浓度不同，温度不同的特点，设计单独处理或联合处理蒸发浓缩回收，还可进行蒸发结晶。本发明通过控制平流进酸量和冷凝水余热资源的平衡，使预热后的酸浴达到最高温度进酸，使酸浴在一效、二效蒸发器的升温热降低至最低。使二浴、酸性水达到在一效、二效的沸点进酸，使二浴、酸性水在前三效蒸发器的升温热为零，所输入的热量全部转化为二次蒸汽。
在实际操作过程中，由于二浴浓度低、温度高，可以增加多效蒸发的效数，从而降低蒸发汽水比；在联合供热蒸发浓缩时，把二浴、酸性水放在前几效蒸发，使其产生更多的二次蒸汽，提高热经济。由于酸浴温度较低，把酸浴蒸发放在蒸发温度较低的后几效蒸发，需要的升温热少，利用前几效二浴、酸性水蒸发产生的大量的二次蒸汽，拉动后几效酸浴蒸发，甚至可以进行蒸发结晶硫酸钠，能够获得最大的热经济效益；例如：同样的五效蒸发结晶，单纯的酸浴五效蒸发结晶，汽水比为0.26，而二浴酸浴联合蒸发结晶，汽水比为0.21。酸性水的浓度比二浴更低，温度较高，数量又多，回收成本高，所以至今都被排放。本发明可以利用其沸点升低、温度高的资源优势，并充分利用冷凝水余热，使其在高温的一、二效蒸发器达到沸点进料，使蒸发汽水比降低至0.12。
大幅降低蒸汽消耗，降低蒸发成本，使蒸发回收较低浓度的二浴、酸性水有了可能，特别是把二浴、酸性水的蒸发回收与酸浴蒸发结晶元明粉相结合，大幅降低元明粉的生产成本，既解决二浴、酸性水的排放、芒硝污染问题，又提高了企业的经济效益。
基于上述理由本发明适用于所有高温废水回收的热量综合利用。
附图说明
下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。
图1是本发明酸浴六效蒸发流程图。
图2是本发明酸浴五效蒸发结晶流程图。
图3是本发明酸性水八效蒸发流程图。
图4是本发明二浴、酸浴六效联合蒸发流程图。
图中：1、一效蒸发器 2、二效蒸发器 3、三效蒸发器 4、四效蒸发器 4’、四效蒸发结晶器 5、五效蒸发器 5’、五效蒸发结晶器 6、六效蒸发器 7、冷凝器 8、水喷射器 9、五级预热器 10、四级预热器 11、三级预热器 12、二级预热器 13、一级预热器 14、七效蒸发器15、八效蒸发器 A、新鲜蒸汽 B、冷却循环水 C(C’)、酸浴、二浴或酸性水 D、冷凝水。
具体实施方式
一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置，包括顺次连接的一效蒸发器、二效蒸发器直到末二效蒸发器和末效蒸发器，所述含硫酸及其盐溶液包括粘胶丝生产中产生的酸浴、二浴和酸性水，所述酸浴为温度45℃-55℃的含硫酸及其盐溶液浓度较高的纺丝浴，所述二浴和所述酸性水为温度70℃-95℃的含硫酸及其盐溶液浓度较低和浓度更低的纺丝工艺水，
一部分所述含硫酸及其盐溶液根据预设的溶液温度和浓度值通过二～四条支路选择经预热器并联预热或预热器串联预热后平流进入前二效～前四效蒸发器，分别为第一支路通过相应的预热器平流进入所述一效蒸发器，第二支路通过相应的预热器平流进入所述二效蒸发器，直至第四支路通过相应的预热器平流进入四效蒸发器；
另一部分所述含硫酸及其盐溶液不经预热直接平流进入后续各效蒸发器；
各效蒸发器的排酸通过U形管并流排入与其相邻的下一效蒸发器，直至末效蒸发器的排酸进入浓缩酸槽。
当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴时，所述多效蒸发浓缩装置为三效～八效，一部分所述酸浴通过预热器串联预热后平流进入二效蒸发器和一效蒸发器，所述预热器串联预热是指所述酸浴从n-1级预热器依次预热到2级预热器进入二效蒸发器，再预热到1级预热器进入一效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述酸浴直接平流进入后续各效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的酸浴，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管依次逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器排出。
当所述含硫酸及其盐溶液为二浴或酸性水时，所述多效蒸发浓缩装置为六效～十效，一部分所述二浴或酸性水通过预热器并联预热后平流进入前二效～前六效蒸发器，所述预热器并联预热是指所述二浴或酸性水分别通过1级预热器、2级预热器、…、n-4级预热器，用同级冷凝水的热量预热后分别进入一效蒸发器、二效蒸发器、…、n-4效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述二浴或酸性水直接平流进入n-3效蒸发器，n-2效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器不进水；各效蒸发器蒸发后的浓缩水，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、直至n-1效蒸发器、n效蒸发器排出。
当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴、二浴和酸性水联合供热蒸发处理时，所述多效蒸发浓缩装置为五效～八效，一部分所述二浴和/或酸性水通过预热器并联预热后平流进入一效蒸发器、二效蒸发器，另一部分所述二浴和/或酸性水直接平流进入三效蒸发器～n-2效蒸发器；所述酸浴平流进入末效蒸发器或末二效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的二浴或酸性水从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管排入二效蒸发器、三效蒸发器…，与从n-1效蒸发器、n效蒸发器进入的酸浴混合蒸发浓缩，最后从n效蒸发器排出。
所述末效蒸发器或末二效蒸发器可替换为蒸发结晶器，所述多效蒸发浓缩装置包含末效蒸发结晶器在内的总蒸发效数为三效～六效。
前述各效蒸发器是石墨管降膜蒸发器；当末效或末二效为蒸发结晶器时，所述蒸发结晶器为强制外循环式高液位防结垢蒸发结晶器或反循环防结垢蒸发结晶器，所述蒸发结晶器的加热管材料为254SMO、904L合金、哈氏合金、锆材。
一种应用上述的含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置的多效蒸发浓缩工艺，含硫酸及其盐溶液通过平流进酸、重点预热和并流排酸的工序完成蒸发浓缩；通过控制各效蒸发器平流进酸量，将一部分经过串联预热或并联预热后的含硫酸及其盐溶液达到或接近沸点进料进入到至少前二效蒸发器中，其余所述含硫酸及其盐溶液直接平流进入后续各效蒸发器中，其中末效或末二效的蒸发器有选择的进入所述含硫酸及其盐溶液。
所述一效蒸发器、二效蒸发器的平流进酸的进酸量通过热平衡计算，使其通过相应的冷凝水预热将一效蒸发器的进酸、二效蒸发器的进酸以及三效蒸发器的进酸预热达到或接近本效的蒸发沸点进料。
当所述含硫酸及其盐溶液为二浴或酸性水时，各效蒸发器进酸要经过各效冷凝水并联预热达到各效沸点温度，通过热平衡的方法计算各效的进酸量，计算方法如下：
L＝m*W；
m＝N(T1-T2)/Wc(t1-t2)；
其中，L为各效进酸量，m为各效进酸量与各效蒸发量的比值，N为各效加热蒸汽冷凝水量，t1为各效进酸预热前的温度，t2为各效进酸预热后温度，t2应等于各效沸点温度，W为各效设计蒸发水量，c为进酸的比热，T1为进预热器的各效加热器冷凝水温度，T2为预热器排出冷凝水的温度，T2应高于各效进酸温度t12度以上。
当所述末效或末二效为蒸发结晶器时，在进入所述蒸发结晶器前，浓缩的酸浴或二浴、酸性水应达到硫酸钠饱和或接近饱和状态，在后续的蒸发结晶器中结晶硫酸钠，所述蒸发结晶器结晶硫酸钠的产量为Y＝(WJ-G*βb)*0.453*λ，式中WJ是结晶器的蒸发量，G为进酸量，βb为进酸比重下的饱和蒸发率，λ为结晶率修正系数，λ值与结晶母液的浓度有关。
实施例1
如图1所示，六效蒸发装置设置五级预热器9、四级预热器10、三级预热器11、二级预热器12和一级预热器13。
酸浴C的进酸流程是：酸浴C分6个支路，平流进入一效蒸发器1、二效蒸发器2、三效蒸发器3、四效蒸发器4、五效蒸发器5、六效蒸发器6：未经预热器预热的酸浴C分四路分别进入三效蒸发器3、四效蒸发器4、五效蒸发器5、六效蒸发器6；其余的酸浴C进入五级预热器9，用四级预热器10排出的冷凝水和五效蒸发器5的加热蒸汽冷凝水作热源；再进入四级预热器10，用三级预热器11排出的冷凝水和四效蒸发器4的加热蒸汽冷凝水作热源；再进入三级预热器11用二级预热器12排出的冷凝水和三效蒸发器3的加热蒸汽冷凝水作热源；三级预热器11排出的酸浴，一部分进二效蒸发器2蒸发，其余部分再进入二级预热器12，用一级预热器13排出的冷凝水和二效蒸发器2的加热蒸汽冷凝水作热源；再进入一级预热器13，用一效蒸发器1的加热蒸汽冷凝水作热源；从一级预热器13排出的最高温预热酸浴C进入一效蒸发器1，以上完成预热器串联逐级预热。
酸浴进酸量的控制：前四效各效进酸量与各效蒸发量的比例α为进酸浓度下，该酸浴的硫酸钠饱和蒸发率βb的倒数倍数，即α＝1/βb，进酸量L＝α*W，W为蒸发量。后两效由于蒸发温度低，加大进酸量可以降低沸点升高，对汽水比影响较小，所以α值可以从大选取，例如可选α＝10。
浓缩酸浴的流向为并流排酸：一效蒸发器1的浓缩酸通过U形管排入二效蒸发器2，二效蒸发器2浓缩酸通过U形管排入三效蒸发器3，以此类推，最后从末效蒸发器(例如六效蒸发器6)排出，液封进浓酸槽。
一～五效冷凝水D都进入各级预热器预热酸浴，六效蒸发器6加热蒸汽冷凝水与五级预热器9的冷凝水一同排往冷凝水槽。
各效循环泵的作用是保持各效加热器内酸浴的液膜流动蒸发；
各效的二次蒸汽分别进入次效的加热器作加热蒸汽，末效的二次蒸汽进入冷凝器7冷凝，用真空泵排除不凝气。
本发明六效蒸发酸浴的汽水比达到0.183，目前行业普遍的水平11级闪蒸0.34，14级闪蒸是0.26，最先进水平是16级闪蒸是0.22；从上比较看出，本技术远远超过行业最先进水平。
实施例2
如图2所示，酸浴五效蒸发结晶，与实施例1上述流程基本相同，少了一台预热器的流程，前三效为蒸发器，后两效为四效蒸发结晶器4’和五效蒸发结晶器5’。
五效蒸发结晶器5’不进酸，是为了多蒸发结晶元明粉，四效蒸发结晶器4’可以不进或少进酸，是为了可以调整元明粉的结晶量；四效蒸发结晶器4’多进酸，可以减少元明粉的结晶量。反之可以增加产量。
本发明酸浴五效蒸发结晶元明粉的汽水比达到0.237；与二浴或酸性水联合供热蒸发结晶，汽水比达到0.198，目前行业内最先进水平是14级闪蒸结晶，汽水比0.295，从上比较看出，本技术远远超过行业最先进水平。
实施例3
如图3所示，酸性水八效蒸发，酸性水或二浴水的进水流程是根据其水温高，可以达到沸点进水的特点设计的，酸性水通过5个支路平流进入前五效蒸发器：一效加热蒸汽冷凝水预热一效蒸发器1进水；二效加热蒸汽冷凝水预热二效蒸发器2进水；三效加热蒸汽冷凝水预热三效蒸发器3进水；四效加热蒸汽冷凝水预热四效蒸发器4进水；五效进水不预热也可达到沸点进水；六效、七效、八效只接受前效的并流排水，不单独进水。进水量的设计以各效冷凝水在预热器内能够释放的热量为基础，进酸预热温度能够达到沸点进水为目的，以此计算进水量。
例如一效蒸发器1的进水量LI＝N1*(135-90)/0.968*(120-85)，N1为一效蒸发器1的冷凝水量，135为一效蒸发器1冷凝水的温度，90为冷凝水从预热器排出的温度(必须高于酸性水的进酸温度85度)，0.968为酸性水的比热，(120-85)为酸性水从85度预热到一效蒸发器1沸点的温度升高值。
所有蒸发器都并流排水：前效通过U形管向后效排水。最后从八效蒸发器15排水。各效的二次蒸汽进入下一效加热器作加热蒸汽，八效蒸发器15的二次蒸汽进冷凝器冷凝。一效～四效蒸发器的冷凝水通过并联预热器预热一效～四效蒸发器的进水后，与五效蒸发器5的冷凝水汇合一起进入六效蒸发器6加热器闪发利用其余热，六效蒸发器6排出的全部冷凝水进入七效蒸发器14利用其余热，七效蒸发器14排出的所有冷凝水进入八效蒸发器15利用其余热，八效蒸发器15排出的全部冷凝水进入冷凝水储槽。
本发明八效蒸发酸性水的汽水比达到0.12，目前行业内是空白。
实施例4
如图4所示，二浴、酸浴六效联合供热蒸发，二浴C(或者酸性水)与酸浴C’联合供热蒸发，二浴C(或者酸性水)在流程的前几效蒸发，酸浴C’在流程的末效(六效蒸发器6)或末二效(五效蒸发器5)蒸发。
二浴C(或者酸性水)的预热流程和进水量的计算同实施例3相同。
不同的是在二浴C(或者酸性水)量不足情况下，可以从末二效(五效蒸发器5)补充进入酸浴C’。浓缩的酸性水或二浴水在末二效(或末n效)内混合蒸发。最后混合的浓缩酸在末效排出。
联合供热蒸发的主要特点是，高温低浓度的二浴C(或者酸性水)必须在前几效蒸发，酸浴C’进入末效或末n效，与从前效并流进入的二浴(或酸性水)混合蒸发。这样才能发挥酸性水温度高、“沸点升”低的优势。
并流排水排酸、二次蒸汽流程都相同。
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。
Claims (5)
1.一种含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置，包括顺次连接的一效蒸发器、二效蒸发器直到末二效蒸发器和末效蒸发器，所述含硫酸及其盐溶液包括粘胶丝生产中产生的酸浴、二浴和酸性水，所述酸浴为温度45℃-55℃的含硫酸及其盐溶液浓度较高的纺丝浴，所述二浴是温度为70℃-95℃的含硫酸及其盐溶液浓度较低的粘胶丝工艺水，所述酸性水是温度为70℃-95℃的，浓度更低的纺丝工艺水；其中，浓度较高指酸浴含硫酸100-120g/l，浓度较低指二浴含硫酸45～60g/l，浓度更低指酸性水含硫酸8～20g/l，其特征在于：
一部分所述含硫酸及其盐溶液根据预设的溶液温度和浓度值通过二～四条支路选择经预热器并联预热或预热器串联预热后平流进入前二效～前四效蒸发器，分别为第一支路通过相应的预热器平流进入所述一效蒸发器，第二支路通过相应的预热器平流进入所述二效蒸发器，直至第四支路通过相应的预热器平流进入四效蒸发器；
另一部分所述含硫酸及其盐溶液不经预热直接平流进入后续各效蒸发器；
各效蒸发器的排酸通过U形管并流排入与其相邻的下一效蒸发器，直至末效蒸发器的排酸进入浓缩酸槽；
当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴时，所述多效蒸发浓缩装置为三效～八效，一部分所述酸浴通过预热器串联预热后平流进入二效蒸发器和一效蒸发器，所述预热器串联预热是指所述酸浴从n-1级预热器依次预热到2级预热器进入二效蒸发器，再预热到1级预热器进入一效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述酸浴直接平流进入后续各效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的酸浴，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管依次逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器排出；
当所述含硫酸及其盐溶液为二浴或酸性水时，所述多效蒸发浓缩装置为六效～十效，一部分所述二浴或酸性水通过预热器并联预热后平流进入前二效～前六效蒸发器，所述预热器并联预热是指所述二浴或酸性水分别通过1级预热器、2级预热器直至n-4级预热器，用同级冷凝水的热量预热后分别进入一效蒸发器、二效蒸发器直至n-4效蒸发器，其中n为蒸发器效数；另一部分所述二浴或酸性水直接平流进入n-3效蒸发器，n-2效蒸发器、n-1效蒸发器、n效蒸发器不进水；各效蒸发器蒸发后的浓缩水，从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管逐级排入二效蒸发器、三效蒸发器、直至n-1效蒸发器、n效蒸发器排出；
当所述含硫酸及其盐溶液为酸浴、二浴和酸性水联合供热蒸发处理时，所述多效蒸发浓缩装置为五效～八效，一部分所述二浴和/或酸性水通过预热器并联预热后平流进入一效蒸发器、二效蒸发器，另一部分所述二浴和/或酸性水直接平流进入三效蒸发器～n-2效蒸发器；所述酸浴平流进入末效蒸发器或末二效蒸发器；各效蒸发器浓缩后的二浴或酸性水从一效蒸发器开始，并流逐级经U形管排入二效蒸发器、三效蒸发器～n-2效蒸发器，与从n-1效蒸发器、n效蒸发器进入的酸浴混合蒸发浓缩，最后从n效蒸发器排出。
2.根据权利要求1所述的含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置，其特征在于：所述末效蒸发器或末二效蒸发器可替换为蒸发结晶器，所述多效蒸发浓缩装置包含末效蒸发结晶器在内的总蒸发效数为三效～六效。
3.根据权利要求2所述的含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置，其特征在于：前述各效蒸发器是石墨管降膜蒸发器；当末效或末二效为蒸发结晶器时，所述蒸发结晶器为强制外循环式高液位防结垢蒸发结晶器或反循环防结垢蒸发结晶器，所述蒸发结晶器的加热管材料为254SMO、904L合金、哈氏合金、锆材。
4.一种应用权利要求3所述的含硫酸及其盐溶液的多效蒸发浓缩装置的多效蒸发浓缩工艺，其特征在于：含硫酸及其盐溶液通过平流进酸、重点预热和并流排酸的工序完成蒸发浓缩；通过控制各效蒸发器平流进酸量，将一部分经过串联预热或并联预热后达到或接近沸点的含硫酸及其盐溶液进料进入到至少前二效蒸发器中，其余所述含硫酸及其盐溶液直接平流进入后续各效蒸发器中，其中末效或末二效的蒸发器有选择的进入所述含硫酸及其盐溶液。
5.根据权利要求4所述的多效蒸发浓缩工艺，其特征在于：所述一效蒸发器、二效蒸发器的平流进酸的进酸量通过热平衡计算，使其通过相应的冷凝水预热将一效蒸发器的进酸、二效蒸发器的进酸以及三效蒸发器的进酸预热达到或接近本效的蒸发沸点进料。
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