CN1157577A - 海水脱盐方法和装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种海水脱盐的方法，其中，海水在第一套系统(13)内蒸发和冷凝，第二介质(14)，最好为未处理水在包含一冷凝器(66)的独立的第二套系统中蒸发和冷凝。第二套系统在空间上是和第一套系统分开的。第二介质预先在冷凝器(66)中在过压状态下加热到较高温度，再用以加热蒸发海水。利用在第二套系统(11)中海水蒸气冷凝所放出的热来蒸发第二介质。供给第一套系统的全部海水被分为流量大致相等的第一组分流(23)和第二组分流(14)。第一组分流在第一热交换器(28)中用第一套系统产生的热蒸馏水加热到接近第一套系统的沸腾温度，第二组分流在第二热交换器(38)中用排放出的热淤浆流也加热到这个温度。单位时间所供应的海水总量与单位时间排放的淤浆液量的比值(浓度因子CF)取大于1小于2。该过程适用于海水热脱盐，能用省能的方式生产高质量的无菌蒸馏水，同时还能蒸发低浓度的海水。

Description

海水脱盐方法和装置

本发明涉及一种分别如权利要求1的前序部分和权利要求9的前序部分所述的海水脱盐方法和装置。

新鲜水和饮用水是一种宝贵资源，不仅是在干旱地区对它的需求相当迫切，就是在工业化国家，对它的需要量也与日俱增。天然水资源的日见缺乏促使人们去努力寻求新的饮用水资源，去处理净化非饮用水，如海水。尤其是在非常干旱的地区，非常需要一种由海水生产农业灌溉用水的方法。

常用的海水脱盐法有逆渗透法(RO)，蒸汽再压缩-蒸发法(VR)，和多效蒸发法(MSF，ME)。在逆向渗透法中，海水在压力下通过一半透膜达到净化的目的。但是，RO法的缺点为对被污染水，尤其油污染水相当敏感，因此原料水需要控制其质量。在VR法中，海水不需要经高压，而是在减压下蒸发，然后再压缩冷凝。在负压下蒸发，在那些被细菌和有机质污染的沿海地区，要从海水中得到高质量的饮用水必须要很高的额外费用，尤其是化学品支出，其理由如下：第一，在如此低的蒸发温度下，仅非挥发组份如盐类能从海水中分离，它们可通过相转移而提取出来。在多数情况下，仅用此法不可能从水中分离掉挥发性组份。第二，在观察到蒸馏水中的微生物时，真空蒸馏法的缺点就更明显了。从已发表的研究结果知道，微生物、细菌等仅能在一定的温度下，经过与温度相应的一定时间才能杀死。根据污染程度，这在从海水制取饮用水的过程中是一个很重要的方面，因为真空蒸馏法不能保证非蒸发水或杂质不进入蒸馏水中。第三，以类真空蒸馏法需要在蒸馏管线中有一个泵，以便在真空下从装置中抽出生产出的蒸馏水，只有这样才能克服真空和常压之间的压差。其结果必然造成蒸馏水被泵的运转部件再污染，增加装置费用和维修费用。多效蒸发法需要热蒸气作为热能能源，其缺点是需要连续消耗处理过的水以便产生蒸发过程所需要的热蒸气。在如沙漠之类的干旱地区，这种水一般得不到，或者会减小工厂的蒸馏能力。

在海水脱盐中必须特别注意不能过过CaSO₄(硫酸钙)的溶解度极限。但是，随着浓度和温度的增加，海水很快达到饱合，以致于在标准的海水含无水硫酸钙浓度情况下，110℃时就达到了溶解度极限。若海水的含盐度更高，达到溶解度极限的温度会更低(H.E.Hoenig，海水和海水蒸馏，68-69页，Fichtner手册，由Vulkan，Essen出版)。在蒸发过程中，海水脱盐过程进入高含盐量区越深，三种硫酸钙形态沉淀的趋向也越大。必须保证在上述过程中，沉淀不会堵塞半透膜，或堵住蒸发器。如果冲洗速度高，则可防止达到相应的浓度。通常，为防止沉积，海水中要加入添加剂，以阻止硫酸钙的各种形态(如无水硫酸钙，含水硫酸钙和石膏)结晶出来，或在硬化剂存在下产生“阀限”效应。使用高冲洗速度的缺点是要消耗额外的能量。对于RO工厂则需提高泵送能力，对于MSF和VR工厂，则因冲洗用水量增加并需要加热到相应的沸腾温度，使需加热的海水量也增加，从而增加了耗热量。

DE2600398C2在其权利要求的前序部分提出了一种蒸馏未处理水的方法和装置。用该法处理预先脱去盐和矿物质的未处理水，生产高纯无菌蒸馏水，其量几乎与供给装置的未处理水量相同。但该蒸馏未处理水的方法和装置不能适用于海水脱盐。如果以海水为原料供应该装置，则在很短的时间内，整个系统就会被盐水中存在的三种硫酸钙形态和其他盐类所堵塞。

因此，本发明的目的就是要开发一种如本说明书的开头所述的方法和装置，该方法和装置能适用于海水热脱盐，以生产高质量的无菌蒸馏水，同时较低浓度的海水也被蒸发，从而达到节能的目的。

为解决此问题，在权利要求1和9中分别提供了本文开头提出的方法和装置。

按照本发明，因为采用了较小的浓度因子CF值，在第一套系统中达到海水的低盐浓度是有可能的，这就意味着本发明提出的方法是在特定的硫酸钙形态(也包括海水中常见的其他盐类)的饱和浓度线以上一点的范围内进行的(该饱和浓度线是参照无水硫酸钙(在硫酸钙结晶中不含水)或锅炉沉淀结垢而得出的)。这也意味着，为防止无水硫酸钙在第一套系统中结晶出来，只需添加相当少量的添加剂就足够了，从而有利于环保。与高冲洗速率相联系的低盐浓度防止了第一套系统运行中沸腾温度的上升，从而又有利于第二套系统中冷凝器的设计。此类CF值特别适合低产量或中等产量的工厂。因为所用的双循环系统在过压下操作，不需要用泵抽出蒸馏水，因此蒸馏水的纯度能保持在离开第一套系统时的水平。冷凝过程进而产生高质量的新鲜水，比如其NaCl的含量小于5ppm。使用旋风沉降法生产蒸馏水的方法还能生产无菌蒸馏水。因为蒸馏水无菌无盐，经适当调配后，它可用于各种目的。

按照权利要求2和10的特征，1.3和1.4之间已被证明是合适的CF值。其结果是，海水冷凝器可以在比蒸馏水量高3倍的流通量下操作。因此，冷凝器中液体的流速也可比无冲洗设施的蒸馏水生产厂(假设是非连续式或批式操作)高出三倍。

蒸发器中液体流速增加，改进了蒸发器中的传热效率，降低了在蒸发器壁生成沉积物的倾向和被腐蚀倾向，因为防止了能引起裂缝腐蚀爆裂的沉积层生成。同时，它也减少了防垢添加剂的加入量，如果需要加入的话。它还能在不需增加循环泵的情况下提高蒸发器的循环因子。提高循环因子的结果使得海水能在蒸发温度下保持较长的时间，从而增加了F0值(衡量过程的灭菌质量的指标)。因此比起短的保持时间来，也就更能保证杀灭海水中的微生物。

对比之下，CF值为2时，液体流速仅为两倍。CF值小于1.3(例如1.2)确实意味着进一步提高了液体流速，但它也增加了热交换单元的压力损失。但是，如果要保证冲洗水能自动排放，这种压力降又不允许太大。(自动排放要求110℃时蒸发器内过压约为0.3bar)如果出现故障，工厂自身可能会排于，对于可能在冷却过程中产生的各种各样的堵塞问题来说，这是非常重要的。要保证在高流通量下维持低压力降，热交换器就必须很大，费用也很高。采用低液体流速又有在器内形成沉淀或堵塞的危险。采用太高的流通量还会带来能耗问题，因为在蒸发器内的全部海水都必须加热到沸腾温度(如110℃)，因此必须增加额外的能耗。这反过来又会影响经济性。

按照权利要求3和11的特征，热传递效率可以达到最佳水平。和MSF法相比，用VR法，所始能耗可节省2.5至1倍(W.Lorch，水净化手册，1987年第二版，由Ellis HorwardLimited，Chichester出版)。本发明所描述的方法，其总能耗大致和VR法相等。每小时产10m³蒸馏水耗能480kw/小时，相当于每千克蒸馏水耗能0.048kw，或耗热41.3kcal。

在本发明的第一实施方案中，按照权利要求4和12的特征，借助于设置在双循环系统中的加热器，就可达到比预热过的组分流体温度稍高的沸腾温度。

在本发明的第二实施方案中，按照权利要求5和13和/或14的特征，提供了一种参照双循环系统的外加热装置，以能与在装置上占优势的能量条件相适应。

因为工厂的所有部件均暴露在腐蚀性的海水面前，按照权利要求15，所有传热装置要按耐腐蚀，耐坑蚀的要求设计。

按照权利要求6和16的特征，进一步增加了蒸发器中的流速，因而进一步改进了上述过程的可变性。

按照权利要求7和17的特征，提供了一个计量站，以能按比较低的用量加入添加剂。

把蒸馏水用作饮用水时，需对蒸馏水作再生处理。因为饮用大量蒸馏水会干扰人体内的矿物质平衡。因此，必须在饮用水中加入某些矿物质和其他物质，以满足世界卫生组织的标准。若把蒸馏水用于农业灌溉或农用设施，则原则上不需作再生处理。低矿物质含量能防止因将盐类引入灌溉用水而导致的土壤迅速盐碱化。因而土壤可以长期保将肥力。无需交换或冲洗去盐碱。但是，必要时也可在蒸馏水中加入一些特殊的调混物，如化肥，杀虫剂之类。这可以按照上述的方式结合权利要求8和18的特征来完成。

按照权利要求19的特征，提供了一种使本发明的第二实施方案的装置容易起动的装置。

以下对本发明作进一步详细描述，并用图示和实施例对本发明进行更详细的说明和解释。附图中：

图1表示了按照本发明的第一实施方案的海水热过压脱盐装置的流程图。

图2表示了按照本发明的第二实施方案的与图1相对应的热过压脱盐用装置。

图3表示了包括双循环系统的那部分装置的放大图。

图中，按照本发明的两个实施方案的装置11和11′□用于节能性海水热过压脱盐，用于生产最高质量的无菌蒸馏水。该装置是特为中小工厂设计的。无菌蒸馏水尤其适合于作饮用水和灌溉用水。图示的实施方案应用了双循环系统12，它包括第一套系统13，13’和第二套系统14，14′。第一套系统在轻过压下对待脱盐海水进行处理，第二套系统借助于热泵在过压下操作。

按照图1所示的海水过压脱盐装置11的第一实施方案，待脱盐海水用泵17通过浸至海水中的管16，再经过位于泵17上游的过滤器18，在这里滤除海水中的颗粒杂质，如大于200μm的杂质。泵17要如此设计使得输送的冷海水刚好能增压至克服装置11中的全部压力降，并能在装置的出口保持所希望的残压的程度。例如在本实施方案中，相对于泵的下游压力过压2至3bar，在出口端，相对于蒸馏柱的压力，轻微过压例如约0.25至0.30bar，在最后一个热交换器38之后约为0.1bar。在泵17的下游，管16连接到计量站19上。添加剂通过连接管21加到海水中。添加剂仅需加入很少量，它的作用是减少，或改进，或完全防止无水CaSO₄结晶出，因而防止部件，特别是双循环系统12中的蒸发器堵塞。添加剂的选用与蒸馏水的用途有关，它也必须符合用于生产饮用水的要求和环保要求。

管16把分配器22的下游分支为第一进料管23和第二进料管24，每一进料管都装有节流阀26和27。这样，由管16输出的海水流被分为第一进料管23中的第一组份流和第二进料管24中的第二组份流。两股组份流的体积由两个节流阀26和27调节。

第一热传输器28的一侧和第一进料管23连接，另一侧则位于与第一套系统13之输出口连接的蒸馏管31中。由第一热传输器28一侧出来的第一进料管23，它的一部分33和第一套系统13的输入端相连，即和蒸馏器29相连，海水的第一组份流被输入该蒸镏器中。

因此，双循环热泵系统12的第一套系统13以待脱盐海水的一个组份流为原料，而第二套系统14却是独立的，并以未处理的新鲜水作为第二介质。第二套系统和一可关断的管线相连，并由它在初期供应第二介质(图中未示出)。在所表示的实施方案中，第一套系统13的蒸馏器29装配有分离的加热器23，如图所示，它可用电来操作。

第一套系统13的蒸馏器29的底部装有排放管37，它与第二热传输器38的另一侧相连。海水冲洗液由排放管36的出口部分37排出。换句话说，排放管36把未脱盐或未蒸发的海水再排放回海里。第二进料管24和第二热传输器38的一侧相连，以使第二组份流流过第二热传输器38，并通过第二进料管24的出口段34进入第一套系统13的蒸馏器29。

蒸馏管31在其输出段35处与调配站39相连，调节剂通过它的连接管41加入到高质量的无菌蒸馏水中。加入调节剂的种类取决于蒸馏水的用途。例如，是用作饮用水，还是用作灌溉用水。前者用不同的矿物质作调节剂，而后者使用化肥之类的物质作调节剂。

图1中所表示的热传输器28和38系用钛作成可拆式板式热传输器(热交换器)。它具有壁薄、压力损失小，高抗腐蚀性和热效率高等优点，并且制作非常经济。

在用图1所示的装置11考察热过压海水脱盐方法之前先叙述一下图3中双循环热泵系统的操作方式。海水通过两组进料管23/33和24/34进入第二套系统，先在第一热传输器28和第二热传输器38中，分别沿与蒸馏管31中出现的蒸气流或排放管36中出现的冲洗液流的流向相反的方向预热至比蒸馏温度稍低的温度然后进入蒸馏器29。蒸馏器29设置在第一套系统13中作为蒸发器使用的第一热交换器52的下面。从蒸馏器29出来的待处理海水上升进入第一热交换器52的蒸发器区54，热交换器52也优选用钛钢制成，并将蒸发器设计成波纹式表面蒸发器。在第一热交换器52的蒸发器区54的管道中产生的蒸气上升并通过一旋风分离器56，在其中借助于蒸气的高速离心力使携带的液滴和微粒分离。由于力学作用，在旋风分离器内壁和蒸汽之间形成了一个很小的水膜，并在内部液动场的作用下移向旋风分离器56的底部而不会进入蒸馏水中。收集到的水通过分离器底部的排放管57排出(其量约占蒸馏水产量的0.2％)。蒸汽本身在其最大速度的临界点下并不会和金属面接触，而是沿位于旋风分离器56中心的浸入管58进入第二热交换器62，在第一套系统13中它也当作冷凝器使用。第二热交换器62也设计成波纹表面蒸发器/冷凝器的形式，在第二热交换器62中，由旋风分离器56出来的蒸汽，转向90°后流经在右上部波纹表面板和冷凝器之间的分流室。以海水蒸馏水形式出现的冷凝液通过蒸馏水管31离开第一套系统13，并仍然处于轻过压状态。

第一介质(待脱盐的海水或海水蒸汽)在第一套系统13的作为冷凝器使用的第二热交换器62中释放出冷凝热，并在第二套系统14中用它加热仅仅用于该系统的第二介质。在第二套系统中产生的第二介质蒸气通过一图中未示出的薄雾收集器然后由双循环系统12的顶部进入由电动机50驱动的压缩机66。在压缩机66中，蒸气被压缩并伴随温度上升。第二介质蒸气离开压缩机66时带有足够的热量，并在第二套系统14的当作蒸发器操作的第一热交换器52中用作唯一的加热介质，用以蒸发预热过的滤过海水。第二介质蒸气在第一热交换器52中冷凝放出的热量使得海水在52中蒸发。第二介质冷凝液上升并离开第一热交换器52，通过管68和节流阀65进入上部的第二热交换器62，该热交换器62在第二套系统11中被当作蒸发器使用。第二介质冷凝液流入第二热交换器62的底部，并像蒸气一样垂直向上流过热交换器的管室，再流经管67返回压缩机66。必须理解，两套系统13和14相互间是完全分开的，两套热交换器52和63也是按相应的方式设计的。

按照图1所示的实施方案，海水在大约15℃下输送入装置11。借助于泵17，其总体积流量达到例如12.3m³/小时。两个节流组件26和27如此调节使得在第一进料管23中的第一液流的流量约为3.0m³/小时，第二进料管24中的第二液流的流量约为9.3m³/小时。第一进料管23中的第一液流的流量由蒸馏水管31中的蒸馏水流量来决定。也即是说，用这种方式使得两种液流的流量大致相等。蒸馏水流出双循环系统12的第一套系统13时温度约为107℃，它流经第一热传输器28使得第一进料管23中的第一液流在流出第一热传输器28后的温度达到约105℃，然后它在此温度下进入第一套系统13的蒸馏器29。蒸馏水冷却到约20℃，并以约0.1bar的压力排出。第二进料管24中的液流在第二热传输器38中被加热到约105℃，因为流出蒸馏器29的冲洗液在流过第二热传输器38时，其温度约为110℃。冲洗液在第二热传输器的末端被冷却到大约19℃，并以约0.1bar的压力排出。由第一套系统13的蒸馏器29流出的冲洗液，其体积和第二进料管中的第二液流的体积相同，即大约为9.3m³/小时。加热到大约105℃后，两种液流进入蒸馏器29，并借助分离的加热器32将由此加热过的海水加热到沸腾温度，在第一套系统的过压下，此温度约为110℃。如前所述，蒸发所需的温度差由第二套系统14的热泵循环来维持。按照本发明，热过压海水脱盐过程在低浓度下进行，因此具有高冲洗速度。按照本发明的方法，代表海水总进料量和冲洗液量之比的浓度因子CF被调节到大于1而少于2的范围，在1.3和1.4之间。在本实施方案中，CF＝1.23m³/小时/9.3m³/小时≈1.33。选用这种CF值，在第一套系统13或装置11中被腐蚀的危险性相对较小，因为蒸馏器29中的盐含量仅由海水盐含量34g/kg上升到最多45g/kg。因此，该方法刚好在无水硫酸钙的饱合线之上的区域内操作，以致于仅需通过计量站19添加很少量的添加剂即可。低CF值导致高海水循环水平，因为冲洗速度高。这就改进了蒸馏系统13的热传输，防止了系统中沉淀物的形成。

按照图1的装置11的起动方法为：将待脱盐海水灌入第一套系统13的蒸馏器29，并用分离的加器32加热到约110℃，然后接通第二套系统14的压缩机，使得过压海水脱盐的热过程开始进行。

按照第二实施方案，在图2中表示的装置11，用节能的方式来进行过压海水脱盐，以生产高品质的无菌蒸馏水。它在工厂布局与技术方法上与按照图1的装置基本一致。因此在装置11和装置11’中都使用的部件都给予相同的编号和标记。装置11和装置11的区别主要在于分离的加热器的设计和过程的起动方式不同。另一区别是较高的蒸馏水单位时间产率和所规定的较高液体流速。按照图2的装置11’希望操作时浓度因子CF为大于1而小于2的范围内，最好在1.3和1.4之间。这种情况下希望CF＝1.33。

滤过(过滤器18’)海水的体积流速为41m³/小时，它是借助于泵17’通过管16’测得的。在加入添加剂(计量站19’)后，借助于节流组件26’和27’分为两股液流。第一液流流经第一进料管23′，流速为10m³/小时。第二液流流经第二进料管24′，流速为31m³/小时，口第一液流在第一热传输器28′中，由温度约为107℃、流速为10m³/小时的热蒸馏水流加热至100℃，然后流入第一套系统13′的蒸馏器29′中。第二液流在第二热传输器38′中，由温度约为110℃、流速为31m³/小时的由蒸馏器29′流来的热冲洗液加热到约100℃，然后流过第二进料管24′的一部分34′，再间接而不是直接地通过第三传输器78和管79进入第一套系统流13′的蒸馏器29′。流出第三热传输器28时，流速为31m³/小时的第二液流的温度约为113.3℃。在蒸馏器29′中，两股液流混合成为待蒸发海水，其温度约110℃，正好相当于第一套系统13′的沸腾温度。此时蒸发也要借助于第二套系统14′的热泵循环来进行。

第三热传输器78是加热装置81的一部分。加热装置有它自己的循环管82，83，利用泵84泵送热传输介质，例如热油，在装置内循环。该热传输介质流过第三热传器78的另一侧，及烧油或烧气的锅炉86的一侧。在锅炉86中，流量比如为36m³/小时的热传输介质被加到135℃，在流过第三热传输器78后，又被冷却到约111℃。

第二套系统14′的压缩机66’不是像图1所示实施方案中那样用电动机来驱动，而是用柴油机87来驱动。柴油机87也用来驱动发电机88以提供控制装置11′所需的电能；驱动泵、阀门等。

为起动图2所示的装置11′，为第二热传输器38’安装了旁通管71。为此目的，旁通管72上装有开关阀73’泵74在排放管36′和第二进料管24′的一部分34′之间运行。另外，阀75安装在排放管36′的下游方向上，并位于旁通管72之后。开关阀76安装在进料管一部分34′的上游方向上，并位于旁通管72之前。为起动此生产过程，先用海水灌入蒸馏器29′直至常用线之上以保证有足够量的海水供用。旁通管72上的阀75和76关闭，阀73打开，泵74启动，海水通过第三热传输器78泵入蒸馏器29′。启动加热装置81，维持各阀的状态继续操作直至蒸馏器29′处于过压约0.1至0.2bar，相应于约110℃的沸腾温度约为110℃。然后启动第二套系统14′的压缩机66′，同时打开阀75和76，关闭阀73，停止泵74。

还需说明的是，在本实施方案中，由蒸馏水管31流出的蒸馏水，其温度约为25℃，压力约为0.1bar，流量约为10m³/小时。冲洗液流量约为31m³/小时，温度约为24℃，过压约0.1bar，从排放管36′的一部分37′流出。

在CF值为1.3到1.4之间，例如本实施方案中的CF＝1.33时操作装置11或11′，在第一套系统13，13′的蒸发装置52中，海水的流通量能达到比蒸馏水量高3倍。因此，在蒸发装置内海水的流速也比没有冲洗设施(比如非连续操作或批操作)的蒸馏水厂的高三倍。增加蒸发器内流体的流速对过程有如下好处：

a)提高了蒸发器内的热传输效率；

b)降低了在蒸发器内壁生成沉积物的倾向；

c)降低了腐蚀倾向，因为它防止了能引起裂缝腐蚀爆裂的沉积层的生成；

d)降低了防垢添加剂的用量，如果需要的话；

e)不需增加循环泵就能在蒸发器内得到高循环因子；和

f)在热传输器内的压力降增加很小。

高循环因子使得海水在蒸发温度下停留时间加长。这就带来Fo值(衡量方法灭菌质量的指标)增加的好处。比之停留时间短，杀灭海水中存在的微生物就有了更加可靠的保证。

按照未表示的其他变通方案，第一套系统13，13’的蒸发器52设计成液体蒸发器更为有利。它可以进一步增加流体速度，提高方法的可变通性。按照一种变通方案，可以产生液体的自然循环或自动循环。在蒸发器管道内产生的蒸汽气泡推动沸腾溶液向上，在蒸发的管道外部的腔室又使得溶液返回来。这种类型的蒸发器例如可以是Robert型。按照另一种变通方案，蒸发器带有外力循环系统和外加热单元，用以取代自动循环蒸发器，通过改变外循环泵的输出可以直接预测流体的流速。

必须理解，流量大小的变化是可能发生的，分离加热的类型和方式一方面取于装置11或11’的容量，另一方面还取决于加热设备的位置。加热设备的安装位置涉及电、或油、或燃气能否方便获得的问题。最基本的是，浓度因子CF值应选择小于2，以使装置11和11’都能在低浓度下运行，由此在任何情况下都能防止石膏生成，并把无水硫酸钙结晶的生成限制在最小限度，只使用很小量的添加剂就能完全阻止形成无水硫酸钙结晶。

Claims (19)

1、一种海水脱盐方法，其中，海水在第一套系统中蒸发和冷凝，一种第二介质，它优选为未处理过的水，在与第一套系统分开的、带有一压缩机的、独立的第二套系统内蒸发和冷凝，第二介质在过压状态下在压缩机中予先加热，并用它来加热蒸发海水，第二介质又通过海水蒸气的冷凝放热在第二套系统内蒸发，其中海水蒸气被导入一旋风分离器，其特征在于，供给第一套系统的海水被分为第一组分流和第二组分流，两股组分流的流量至少是大致相等，第一组分流在第一热传输器中由第一套系统中产生的热蒸馏水、第二组分流在第二热传输器中由排放的热冲洗液，都加热到接近第一套系统沸腾温度的温度，单位时间所供给的总海水量与单位时间的冲洗液量之比选择为大于1小于2(浓度因子CF)。

2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于浓度因子选择为1.3至1.4之间，优选为1.33。

3、按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于第一组分流的流量被选择为与蒸馏水的流量大致相等，第二组分流的流量与冲洗液的流量大致相等。

4、按照权利要求1至3中至少一项权利要求所述的方法，其特征在于预热的第一组分流和第二组分流都被加热到第一套系统的蒸馏器中的沸腾温度。

5、按照权利要求1至3中至少一项权利要求所述的方法，其特征在于第二组分流的加热时间更长些，即被加热到第一套系统中的沸腾温度之上，这样第一组分流和第二组分流混合后就能具有第一套系统所要求的沸腾温度。

6、按照以上权利要求中至少一项权利要求所述的方法，其特征在于海水导入第一套系统的循环蒸发器中。

7、按照以上权利要求中至少一项权利要求所述的方法，其特征在于只需向总海水流中加入很少量的防止无水硫酸钙结晶生长的添加剂。

8、按照以上权利要求中至少一项权利要求所述的方法，其特征在于调制出了无菌蒸馏水。

9、一种海水脱盐装置，它具有用于海水的第一套系统(13，13’)，和与第一套系统(13，13’)分离的、带有一压缩机和用于传输热量的第二套系统(11，11’)，第一套系统(13，13’)和第二套系统(11，11’)通过用于海水蒸发的第一热交换器(52，52’)和用于海水蒸气冷凝的第二热交换器(62，62’)相连，该装置还具有一旋风分离器(56，56’)，它设置在蒸发器和冷凝器之间的蒸气室中，其特征在于有一分配器(22，22’)把供给第一套系统(13，13’)的总海水液流分为第一组分流和第二组分流，两股组分流的流量大致相等；第一热传输器(28，28’)，第一套系统(13，13’)产生的热蒸馏水流经其中，把第一组分流加热到第一套系统(13，13’)的沸腾温度；第二热传输器(38，38’)，排放的热冲洗液流过其中，把第二组分流加热到第一套系统(13，13’)的沸腾温度；表示单位时间供给的总海水量与冲洗液量之比的浓度因子(CF)值大于1和小于2。

10、按照权利要求9所述的装置，其特征在于浓度因子(CF)在1.3至1.4之间，优选约为1.33。

11、按照权利要求9或10所述的装置，其特征在于在第一进料管(23，23’)中的第一组分流的流量大致等于蒸馏水管(31，31’)中蒸馏水的流量，在第二进料管(24，24’)中的第二组分流的流量大致等于在排放管(36，36’)中的冲洗液的流量。

12、按照权利要求9至11中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于给流入第一组分流和第二组分流的蒸馏器(29)提供了一套加热装置(32)。

13、按照权利要求9至11中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于有一第三热传输器(28)，第二进料管(24’)中的第二组分流流过其一侧，而其另一侧是外加热装置(81)的一部分。

14、按照权利要求13所述的装置，其特征在于有一燃油或燃气加热设备(81)，以及一流经第三热传输器(78)的外力循环热传输介质。

15、按照权利要求9至14中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于热传输器(28，28’；38，38’；78)用钛制成板式热交换器。

16、按照权利要求9至15中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于第一套系统(13，13’)中的蒸发器(52，52’)由一循环式蒸发器组成，液体在其中或自然，或自动，或用外力形成循环。

17、按照权利要求9至16中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于供给全部海水的管道(16，16’)与计量站(19，19’)相连，以加入添加剂。

18、按照权利要求9至17中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于蒸馏水管(31，31’)和调节站(39，39’)相连。

19、按照权利要求9至11或13至18中至少一项权利要求所述的装置，其特征在于第二热传输器(78)有一条可关断的旁通管(71)。

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