EP1385592A1 - Ausdampfverfahren zur herstellung von reinem trinkwasser und hochprozentiger sole aus salzhaltigen rohwässern - Google Patents

Ausdampfverfahren zur herstellung von reinem trinkwasser und hochprozentiger sole aus salzhaltigen rohwässern

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EP1385592A1
EP1385592A1 EP01274186A EP01274186A EP1385592A1 EP 1385592 A1 EP1385592 A1 EP 1385592A1 EP 01274186 A EP01274186 A EP 01274186A EP 01274186 A EP01274186 A EP 01274186A EP 1385592 A1 EP1385592 A1 EP 1385592A1
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EP
European Patent Office
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evaporation
system pressure
raw water
stage
column
Prior art date
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Withdrawn
Application number
EP01274186A
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English (en)
French (fr)
Inventor
Peter Dr.-Ing. Vinz
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Original Assignee
Individual
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Publication date
Application filed by Individual filed Critical Individual
Publication of EP1385592A1 publication Critical patent/EP1385592A1/de
Withdrawn legal-status Critical Current

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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C02—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F—TREATMENT OF WATER, WASTE WATER, SEWAGE, OR SLUDGE
    • C02F1/00—Treatment of water, waste water, or sewage
    • C02F1/02—Treatment of water, waste water, or sewage by heating
    • C02F1/04—Treatment of water, waste water, or sewage by heating by distillation or evaporation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D1/00—Evaporating
    • B01D1/26—Multiple-effect evaporating
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/007—Energy recuperation; Heat pumps
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/34—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances
    • B01D3/343—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances the substance being a gas
    • B01D3/346—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping with one or more auxiliary substances the substance being a gas the gas being used for removing vapours, e.g. transport gas
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02W—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES RELATED TO WASTEWATER TREATMENT OR WASTE MANAGEMENT
    • Y02W10/00—Technologies for wastewater treatment
    • Y02W10/30—Wastewater or sewage treatment systems using renewable energies
    • Y02W10/37—Wastewater or sewage treatment systems using renewable energies using solar energy

Definitions

  • the invention relates to an evaporation process and several advantageous developments of the process for the production of sterile drinking water in distillate quality and high-percentage brine as chemical raw material from raw water with any salt content. If the evaporation process is combined with a thermal power generation process, the combination system also supplies electrical energy with '' maximum fuel utilization.
  • the method according to the invention works with a water vapor-saturated carrier gas circulation, over one or more evaporation / condensation temperature intervals arranged one above the other.
  • the carrier gas is enriched with steam in an evaporation column and in a condensation column with separation of distillate.
  • the raw water fed in serves as coolant and heats up while absorbing the heat of condensation of the condensing distillate.
  • the heat carry-over induced by the carrier gas circulation is compensated with additional thermal measures.
  • Such an evaporation process consisting of an evaporation module is described in EP 0531 293 B1.
  • two heat exchange devices of the same power are disclosed therein, through which the circulating total amount of carrier gas flows, one of which is arranged in the condensation column and the other in the evaporation column. This is intended to heat the total vapor-depleted carrier gas stream in the condensation column, absorbing the heat of liquefaction, and to transfer the absorbed heat in the evaporation column back to the evaporating medium, thus counteracting the spread of heat.
  • the main deficiency in the disclosed method lies in the heat displacement of these heat exchange devices, which is far more than compensated for in terms of performance, and in the high temperature losses due to the multiple heat transfer. Furthermore, the mechanical integration of the heat exchange devices in both pillars is complicated in construction, takes up space and is also production-intensive and costly.
  • the overcompensation of the carry-over of the carrier gas is avoided. It is based on the evaporation system disclosed and consists of an evaporation column, a condensation column, a post-heating device and a carrier gas circulation, in which the vapor-storing carrier gas is moved by a fan over an identical evaporation / condensation temperature interval in steps of temperature and quantity through and between the evaporation column and the Condensation column circulates.
  • a recuperative heat exchange device through which the raw water flows is located within the condensation column.
  • a heat exchanger formed from several cells is arranged in the problem solution according to the invention between the condensation column and the evaporation column.
  • Each of these heat exchanger cells is flowed through on the primary side by an associated vapor-saturated carrier gas transfer stream.
  • the cells are serially flowed through by salt water, which circulates through and between the heat exchanger and the evaporation column and heats from cell to cell during serial passage through the cells of the heat exchanger and reduces its amount in stages.
  • the individual quantities and temperatures of the salt water partial flows transferred from the heat exchanger to the evaporation column are those from the evaporation column equalized in terms of enthalpy to the vapor-saturated carrier gas flows transferred to the condensation column.
  • the reheated partial salt water streams are introduced into the evaporation column at approximately the same temperature feed points and thus counteract the carry-over of heat from the carrier gas circulation. As they pass through the evaporation column, they evaporate together with the main salt water stream while cooling.
  • the total amount of circulating salt water to be supplied to the heat exchanger is replenished either from the concentrate outlet or from the raw water inlet.
  • the heat exchange capacity to be installed for the compensation of the heat carry-over is reduced from 2 x 210 kW to less than 70 kW i.e. for a distillate capacity of 1000 kg / h water. to 1/6 of the previous heat transfer capacity. The temperature losses decrease by half.
  • the different heat exchange performances which serve the same purpose result from the physical fact that with a fixed total system pressure for storing equal amounts of steam in the carrier gas a larger amount of gas is required for storing with a low partial vapor pressure than for storing the same amount of steam with a high partial vapor pressure. For this reason, the carrier gas quantities to be transferred from the evaporation column to the condensation column decrease exponentially with increasing saturation temperature over the working temperature interval of the columns.
  • the carrier gas partial quantities cumulative to the circulating total quantity must therefore not, as disclosed in the document, pass through the entire working temperature interval of the columns as a whole, but the largest carrier gas partial quantity only the smallest temperature interval and the smallest carrier gas partial quantity the entire temperature interval.
  • the amount of carrier gas to be transferred is zero.
  • the concentrate outlet can be concentrated in a particularly advantageous manner up to close to the precipitation concentration. This is particularly useful with limited salt water reserves or for the production of concentrated brine as a chemical raw material from the unlimited available sea water.
  • the amount of salt water circulating between the multi-cell heat exchanger and the evaporation column not only compensates for the carry-over of heat from the carrier gas circulation, but it also gradually replaces the amount of salt water reduced by evaporation within the evaporation column and compensates for changes in enthalpy of the evaporation salt water.
  • the specific evaporation quantity in the evaporation column increases with decreasing evaporation temperature, whereas it would decrease without this salt water circulation. This results in a lower specific post-heating requirement for distillate extraction.
  • Another embodiment of the method according to the invention is that the multi-cell heat exchanger is combined with the recuperation device arranged in the condensation column or integrated in the column and the heat exchange surface of the recuperation device is increased in zones by the power values of the individual heat transfer cells of the external heat exchanger and that from the Recuperation device with tiered and temperature-adjusted raw water partial quantities are drawn off and led to the same temperature locations in the evaporation column.
  • the columns can be manufactured as evaporation modules, in a space-saving and cost-saving coaxial design, with a pressure-stable outer jacket. This noticeably reduces the effort for pipelines, valves and pressure vessels as well as for the pipeline connections and the consumption of expensive seawater-resistant materials is reduced to a minimum.
  • evaporation modules can be connected in groups of any number in parallel and in series in up to 4 system pressure levels to increase the capacity of drinking water production.
  • a system pressure gradation reduces the amount of carrier gas circulating in the lower system pressure levels and thus their heat transfer.
  • this allows the evaporation temperature interval to be extended to 220 K and the system pressure level arranged below to be heated with the waste heat from a higher system pressure level. This in turn reduces the external cooling capacity in the lowest system pressure level.
  • the specific thermal energy consumption for the production of drinking water from raw water regardless of its salinity, can be reduced to values below 10 kWh / m 3 .
  • the modular design also allows the production of larger and thus more cost-effective production lots in largely automated production plants.
  • the system pressure levels of the evaporation modules are preferably determined in such a way that the same evaporation vapor temperature differences are processed in the series-connected modules with matched specific evaporation rates, which build on one another and thus extend the total evaporation temperature interval of the evaporation system.
  • the total system pressures in the evaporation modules are determined via the carrier gas fill quantities, whereby the operating values in the individual system pressure stages only when the above the evaporation temperature determined by the external heating source. Ambient air is preferred as the carrier gas for evaporation plants for drinking water production.
  • a mechanical filter device with which suspended matter is removed from the raw water is associated with an evaporation system on the raw water supply side.
  • Salt water from the concentrate outlet or a second quantity of raw water used as a coolant for the evaporation plant can advantageously be used for the automatic backwashing.
  • the operating pressure levels of the evaporation modules can be set to the optimal collector operating conditions.
  • the waste heat from electricity-producing gas turbines or internal combustion engines is particularly suitable.
  • the evaporation modules connected in parallel and in series can outnumber them Temperature level and the amount of waste heat available.
  • the electricity-producing part of such a system supplies the own electricity consumption for the entire system and feeds excess electricity, for example, into a public supply network. Up to 85% of the fuel can be used in such systems.
  • reverse osmosis and / or electrodialysis systems can also be connected upstream or in parallel to these systems on the raw water supply side.
  • it only makes sense to switch it on if the specific energy consumption taking into account the conversion losses is not higher than that of the evaporation plants themselves.
  • the salt concentration of the raw water to be fed changes periodically, for example due to the tidal effect at which Extraction of raw water from estuaries.
  • the distillate obtained with such an evaporation plant can be blended for drinking water treatment with a portion of the pre-cleaned raw water and / or with the permeates of the mechanical or electrical processes. These portions pass through a UV irradiation device for sterilization and are then mixed into the distillate.
  • FIGS. 1 to 5 The invention is described in more detail with reference to FIGS. 1 to 5.
  • the figures show in detail:
  • FIG. 1 the process diagram of a single-stage evaporation module with a heat exchanger arranged outside the columns to compensate for the heat carryover of the carrier gas circulation
  • FIG. 2 the process diagram of an evaporation system consisting of three system pressure stages, each with an evaporation module in the system pressure stages and with the systems combined with the recuperation devices for compensating the heat carry-over,
  • FIG. 3 the procedural block diagram of an evaporation plant heated with waste heat from the generation of power for producing drinking water and electrical current
  • FIG. 4 the process engineering diagram of an evaporation plant for the production of drinking water and high-percentage brine
  • Figure 5 an alternative block diagram of an evaporation plant for the production of drinking water and high-proof brine with optimized energy consumption values.
  • the evaporation module shown schematically in Figure 1 consists of the evaporation column (1), the condensation column (2), the multi-cell heat exchanger (3) and the post-heating device (4). Between and through the columns (1) and (2) the vapor-storing carrier gas (6), in the special case air, moved by a fan (5) circulates.
  • the recuperative heat exchange device (7) is arranged in the condensation column (2).
  • the pump (8) conveys the raw water (9) for recuperative heating through the heat exchange device (7).
  • the recuperatively heated raw water (9) is passed through the post-heating device (4), heated to the upper evaporation temperature and then introduced into the evaporation column (1) at the top (10).
  • the evaporation column (1) contains superimposed heat and mass transfer packs (11.01 to 11.15) which are flowed through vertically from top to bottom by the heated raw water (9), which evaporates into the opposite air flow (6) on the way down cools. Clearances (12.1 to 12.15) are formed between the packs (11.01 to 11.15).
  • the cold concentrate (13) is removed by the pump (14) at the bottom (15) of the evaporation column (1).
  • the partial flow (16) for example of the concentrate drain (13), is fed to the heat exchanger (3) as a total. When heated, it flows through the cells on the secondary side (3.01 to 3.15). In each case between two cells, a partially heated partial flow (16.01 to 16.15) of the circulating salt water (16) is returned from the heat exchanger (3) to the evaporation column (1).
  • the heated last partial stream (16.15) is combined with the recuperatively heated raw water (9) and fed to the post-heating device (4).
  • the transferred salt water partial flows (16.x) and the transferred steam-saturated air flows (6.x), each with the same atomic number (x), are equalized in the enthalpy amount.
  • the distillate (17) is derived with the pump (18) on the bottom (19) from the condensation column (2) of the evaporation module and used.
  • the number of partial flow transfers in an evaporation module depends on the total system pressure and the temperature interval that is processed in the columns.
  • the multi-stage evaporation system shown schematically in FIG. 2 consists of the pressure-stage evaporation modules (A, B, C). Each evaporation module contains an evaporation column (A-1, B-1, C-1) and a condensation column (A-2, B-2, C-2). In the condensation columns (A-2, B-2, C-2) there are the associated recuperative heat exchange devices (A-3, B-3, C-3) for preheating the raw water together.
  • the steam-saturated air flow (A-5) moved by the fan (A-4) circulates.
  • the saturated air flows (B-5) and (C-5) circulate in the same way as in module (A).
  • the operating pressures in the evaporation modules (A, B, C) are adapted to the individual, complementary evaporation temperature intervals.
  • the raw water (20) is conveyed serially by the pump (21) through the recuperation devices (A-3, B-3, C-3) and heated up to the final recuperative temperature.
  • the heated raw water (20) is then passed through the post-heating device (22), heated to the upper evaporation temperature in the latter and then introduced at the top (C-9) into the evaporation column (C-1).
  • the raw water (20) flows through the heat and mass transfer packs (C-10).
  • the partially evaporated raw water (C-23) is discharged from the evaporation column (C-1), expanded in a throttle valve to the pressure of the evaporation module (B) and at the head ( B-9) introduced into the column (Bl).
  • the partially evaporated raw water (C-23) flows through the columns (Bl) and (Al) one after the other with a stepped system pressure reduction and further evaporation and cooling in the same way as the column (C-1).
  • the final concentrate (A-23) is removed with the pump (A-24) from the atmospheric evaporation module (A) and sent for disposal.
  • recuperative heat exchange devices From the recuperative heat exchange devices (A-3, B-3, C-3), as shown and described in FIG. 1 for the multi-cell heat exchanger (3), the individual from the evaporation columns (Al, Bl, C-1) the condensation columns (A-2, B-2, C-2) transferred vapor-saturated partial air flows (A-5x, B-5x, C-5x) enthalpy-adjusted raw water partial flows (A-20x, B-20x, C-20x) and these at same temperatures at the corresponding locations in the evaporation columns (Al, Bl, C-1).
  • the salt water (A-25, B-25, C-25) circulating between the heat exchange devices (A-3, B-3, C-3) and the evaporation columns (Al, Bl, C-1) is used for each evaporation stage (A , B, C) separately with the pumps (A-24, B-24, C-24) from the respective concentrate drains (A-23, B-23, C-23) the raw water (20) at the appropriate place, before entry fed into the recuperative heat exchange devices (A-3, B-3, C-3).
  • the distillate portion (CB-26) is expanded to the system pressure level of the condensation column (A-2) and into the head (A-28) initiated.
  • the distillate portion (CB-26) combines with the distillate portion (A-26) which condenses out of the steam-saturated air circulation (A-5) and cools with it on the flow path from top to bottom in the condensation column (A-2).
  • the distillate (ABC-26) collecting on the bottom (A-27) is sucked out of the condensation column (A-2) by the pump (29) and used.
  • FIG. 3 shows a complete thermal system based on the evaporation principle for the production of drinking water from salt water in its most favorable embodiment as a unit supplying electricity and drinking water.
  • the evaporation modules are only shown in a simplified form.
  • possible plant expansions to increase drinking water production using excess electricity are shown in dashed lines.
  • the system concept is based on the use of waste heat from an electricity-producing gas turbine (30), the generator (31) of which is the self-consumption of the evaporation plants (32) and the upstream and parallel electricity consumers EDS (33), ED (34), RO (35) and the feed pumps ( 36, 45, 47) and the UVS sterilization device (37) are supplied with current. Excess electricity is fed into a supply network.
  • the multi-stage evaporation plant (32) is supplied with the exhaust gas heat of the gas turbine (30) via the exhaust gas heat exchanger (38) for reheating the recuperatively heated raw water (41).
  • the unpurified raw water (39) is conveyed by the pump (36) for the removal of suspended matter through the filter unit (40) and then in the selectively cleaning electrodialysis device (33) in countercurrent to the coolant drain (46) of the evaporation plant from the crust-forming, dissolved Salt free.
  • the pre-cleaned raw water (41) passes under heating tion and re-liquefaction of the water vapor, the recuperation devices arranged in the condensation part of the system and is heated in the exhaust gas heat exchanger (38) with the turbine waste heat to the upper evaporation temperature and then introduced into the evaporation part of the system.
  • the distillate (42) is removed from the condensation part of the plant.
  • the brine pump (48) disposes of the concentrated brine (45) from the evaporation part.
  • the cooling water pump (47) conveys the cooling water (46) through the coolers of the evaporation plants and through the secondary side of the electrodialysis system (33).
  • the cooling water is also used for filter backwashing and then disposed of.
  • the tasks of the cooling water can also be performed by the concentrate drain of an upstream or parallel RO system.
  • the distillate (42) is blended with the partial flow (43) of the pre-cleaned raw water (41) to drinking water (44) and then used.
  • the pre-cleaned raw water partial stream (43) used as blended water is passed through the UVS sterilization device (37) before the mixing process for sterilization and then mixed with the distillate (42).
  • FIG. 4 shows the process flow diagram for the combined production of drinking water in distillate quality and high-percentage brine as chemical raw material. Both products are obtained from raw water with any initial salt content.
  • Up to 9 evaporation systems (I, II, ... IX) consisting of three system pressure levels (D, E, F) in the case shown are separated from the raw water to be treated (100) between the raw water inlet (101) and the brine outlet (102). flowed through under constant evaporation.
  • Each system pressure stage (D, E, F) represents one of the 27 evaporation stages (1, ... 27).
  • Each evaporation stage (1, ... 27) can in turn consist of several (not shown) evaporation modules through which raw water flows in parallel according to Fig 1 or 2 exist.
  • the total number of evaporation stages (1, .. 27) results from the initial and final concentrations of the salt water and from the specific evaporation rates possible within the temperature intervals of the individual evaporation stages (1, ... 27).
  • the number of evaporation stages (1, ... 27) can range between 10 for single-stage, atmospheric systems and 30 for systems with 3 to 4 system pressure levels (D, E, F).
  • the total number of evaporation modules is independent of the number of system pressure levels (D, E, F), it is determined by the drinking water yield. The number of modules is greatest in the first evaporation stage and smallest in the last evaporation stage. In accordance with the distillate yield, it decreases as an integer from stage to stage.
  • the raw water (100) to be fed is conveyed by the raw water pump (103) in adapted amounts through the first evaporation system (I).
  • the raw water main stream (104) flows under heating by absorption of the liquefaction heat of the distillate obtained, the recuperation device (F-105), is recombined with the portion (106) branched off for the distillate cooling of the middle system pressure stage (E) and flows through together with it Heating by absorption of the liquefaction heat of the resulting distillate, the recuperation device (E-105), is combined with the partial amount (107) branched off for the distillate cooling of the upper system pressure stage (D) and flows through the recuperation device together with this under heating by absorption of the liquefaction heat of the resulting distillate (D-105).
  • the raw water total flow in the heat exchanger (108) is heated with external energy to the upper evaporation temperature of the upper system pressure stage (D) and then into the (not shown) evaporation device according to FIG. 1 or Fig. 2 of this system pressure stage (D) initiated.
  • the partially concentrated salt water flowing out of the first evaporation system (I) without pressure is conducted with the pump (110) through the externally cooled heat exchanger (111), pre-cooled therein with a second raw water stream (112) and in the same way through the second evaporation system (II ) and recuperatively heated, as described in detail for the raw water fed into the first evaporation system (I).
  • the distillate of the higher system pressure levels (D, E) is collected from the evaporation system to the evaporation system and heats in separate distillate coolers (D-113, E-113) the salt water partial quantities (106, 107) branched off from the raw water main stream (101) as required upper evaporation temperature of the system pressure level (E, F) below.
  • the branched-off partial streams (106, 107) become part of their heating again the raw water main stream (104) merged. This means that the system pressure levels (D, E, F) and also the same system pressure levels of the subsequent evaporation systems (II to IX) always have balanced quantity and heat ratios.
  • Distillate pumps (D-114, (E114), (F114) assigned to the system pressure stages (D, E, F) convey the distillate from the evaporation systems into a distillate pressure accumulator (115) .
  • the cooling water pump (116) conveys raw water (117) as coolant through the Cooler (111)
  • the concentrated brine (102) is fed with a feed pump (118) from the last evaporation stage (27) for further processing.
  • Figure 5 shows the block diagram of an energetically optimized system for the production of drinking water and high-percentage brine with the least amount of pump energy.
  • up to 18 evaporation stages are arranged at two system pressure levels (G, H), of which the first nine evaporation stages work in the upper (G) and the second nine in the lower system pressure stage (H).
  • the raw water to be treated (150) is conveyed with the raw water pump (151) into the upper system pressure stage (G).
  • the majority of the raw water (152) passes through the recuperation device of the tenth evaporation stage (10) while being heated.
  • An adapted portion of raw water (154) passes the distillate cooler (155) and is heated in countercurrent from the amount of distillate (156) collected in the upper system pressure stage (G) to the upper evaporation temperature of the lower system pressure stage (H).
  • both preheated raw water partial flows (152, 154) are combined and the total amount (150) is passed through the recuperation device (157) of the first evaporation stage (1) in the upper system pressure stage (G) while being heated.
  • the raw water (150) is reheated to the upper evaporation temperature of this evaporation stage (1) by means of the heating device (158) and then introduced into the evaporation device (not shown) according to FIG. 1. It flows through the evaporation device with evaporation and cooling.
  • the pump (160) conveys the partially concentrated salt water outlet (159) from the first evaporation stage (1) for pre-cooling and stabilization of the lower evaporation temperature in the pressure-equal, second evaporation stage (2) through the heat exchanger (161).
  • the salt water (159) passes under heating, the recuperation device (162) and the outer heating device (163) of the second evaporation stage (2) and is introduced with the upper evaporation temperature into the evaporation device (not shown) according to FIG. 1 of this evaporation stage (2) ,
  • the salt water drains of the subsequent, likewise pressure-equal evaporation stages (3) to (8) are conveyed in the same way from evaporation stage to evaporation stage through the upper system pressure stage (G) and the salt water outlets are each subjected to the heat treatment described.
  • the salt water outlet (164) of the ninth evaporation stage (9) is expanded in a throttle valve (165) to the system pressure of the lower system pressure stage (H) and introduced into the tenth evaporation stage (10) without reheating.
  • the pump (166) conveys the salt water outlet (167) of the tenth evaporation stage (10) through the cooler (168).
  • the salt water (167) passes through the recuperation device (169) of the same pressure, eleventh evaporation stage (11) and the heat exchanger (161) while heating. With the upper evaporation temperature of the lower system pressure stage (H), the salt water (167) is introduced into the evaporation device (not shown) of the eleventh evaporation stage (11). With further pumps (166) the following, pressure-equal salt water processes promoted from evaporation stage to evaporation stage and the salt water drains exposed to the heat treatment described. The highly concentrated brine (170) is fed for further processing by the brine pump (171). The distillate drains (152, 172) of the two system pressure stages (G, H) are pumped (173, 174) into the distillate pressure vessel (175). The cooling water pump (176) supplies the coolers (168) arranged in the lower system pressure stage (H) with a second stream of raw water (177) which is disposed of after it has been heated.

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Abstract

Die Erfindung betrifft ein ökonomisches Verfahren und Vorrichtungen zur Gewinnung von Trinkwasser in Destillatqualität und hochprozentiger Sole als Chemierohstoff aus Rohwässern mit beliebigen Salzgehalten. In Kombination mit einem thermischen Krafterzeugungsprozeß liefert die Anlage zusätzlich Strom mit einer Brennstoffausnutzung von über 85 %. Das angewandte, abwärmenutzende Ausdampfverfahren arbeitet mit einer wasserdampfgesättigten Luftzirkulation, über ein Temperaturintervall mit rekuperativer Rohwasservorwärmung. Derartige Anlagen können aus einer großen Zahl von Ausdampfmodulen bestehen und damit jedem Trinkwasserbedarf angepaßt werden. Die Ausdampfmodule arbeiten in bis zu 4 Systemdruckstufen und können die Abwärmen der übergeordneten Systemdruckstufen in den jeweils nachgeschalteten Systemdruckstufen nutzen. Wärmeverbrauchswerte unter 10 kWh/m3 Trinkwasser sind damit zu erzielen. Die modulare Bauweise befriedigt den Leistungsbereich von 3,0 bis 1000 m3/h Trinkwasser unter Nutzung handelsüblicher Gasturbinen/Generatorsätze ab. Kleinere Trinkwasserleistungen lassen sich mit der Abwärmenutzung von Verbrennungsmotoren erzielen.

Description

AUSDAMPFVERFAHREN ZUR HERSTELLUNG VON REINEM TRINKWASSER UND HOCHPROZENTIGER SOLE AUS SALZHALTIGEN ROHWÄSSERN
Die Erfindung betrifft ein Ausdampfverfahren und mehrere vorteilhafte Ausbildungen des Verfahrens zur Herstellung von sterilem Trinkwasser in Destillatqualität und hochprozentiger Sole als Chemierohstoff aus Rohwässern mit beliebigen Salzgehalten. Wird das Ausdampfverfahren mit einem thermischen Krafterzeugungsprozeß kombiniert, liefert die Kombianlage ergänzend elektrische Energie unter ''höchster Brennstoffausnutzung.
Das erfindungsgemäße Verfahren arbeitet mit einem wasserdampf- gesättigten Trägergasumlauf, über ein oder über mehrere, übereinander angeordnete Ausdampfungs-/Kondensations-Temperaturin- tervalle. Das Trägergas reichert sich in einer Ausdampfsäule mit Wasserdampf an und in einer Kondensationssäule unter Destillat- abscheidung ab. Als Kühlmittel dient das eingespeiste Rohwasser, das sich unter Absorption der Verflüssigungswärme des auskondensierenden Destillates aufheizt. Die durch den Trägergasumlauf induzierten Wärmeverschleppungen werden mit zusätzlichen wärmetechnischen Maßnahmen kompensiert.
Ein derartiges, aus einem Ausdampfmodul bestehendes Ausdampfverfahren ist in der EP 0531 293 Bl beschrieben. Zur Kompensation der Wärmeverschleppungen des Trägergases sind darin zwei leistungsgleiche, von der umlaufenden Trägergasgesamtmenge durchströmte Wärmeaustauschvorrichtungen offenbart, wovon eine in der Kondensationssäule und die andere in der Ausdampfsäule angeordnet ist. Damit soll der dampfverarmte Trägergasgesamtstrom in der Kondensationssäule unter Aufnahme von Verflüssigungswärme aufgeheizt und die absorbierte Wärme in der Ausdampfsäule an das ausdampfende Medium rückübertragen und damit den Wärmeverschleppungen entgegengewirkt werden. Der Hauptmangel beruht bei der offenbarten Methode in den leistungsmäßig weit überkompensierten Wärmeverschleppungen dieser Wärmeaustauscheinrichtungen und in den hohen Temperaturverlusten aufgrund des mehrfachen Wärmeübergangs. Ferner ist die mechanische Integration der Wärmeaustauscheinrichtungen in beiden Säulen kompliziert im Aufbau, platzraubend und auch fertigungsintensiv und kostentreibend.
Mit der erfindungsgemäßen Problemlösung wird die Überkompensation der Wärmeverschleppungen des Trägergases vermieden. Sie basiert auf der offenbarten Ausdampfanlage und besteht aus einer Ausdampfsäule, einer Kondensationssäule, einer Nachheizvorrichtung und einem Trägergasumlauf, in dem das dampfspeichernde Trägergas von einem Ventilator bewegt über ein identisches Ausdampfungs-/Kondensations-Temperaturintervall temperatur- und mengengestuft durch und zwischen der Ausdampfsäule und der Kondensationssäule zirkuliert. Innerhalb der Kondensationssäule befindet sich eine von dem Rohwasser durchströmte rekuperativ wirkende Wärmeaustauscheinrichtung .
Anstelle der in den Säulen zusätzlich integrierten Wärmeaustauschvorrichtungen für das ganzheitliche Aufheizen und Abkühlen der umlaufenden Trägergasgesamtmenge ist in der erfindungsgemäßen Problemlösung zwischen der Kondensationssäule und der Ausdampfsäule ein aus mehreren Zellen gebildeter Wärmetauscher angeordnet. Jede dieser Wärmetauscherzellen ist primärseitig von einem zugeordneten dampfgesättigten Trägergas-Überleitungsstrom durchströmt. Sekundärseitig sind die Zellen seriell von Salzwasser durchströmt, das durch und zwischen dem Wärmetauscher und der Ausdampfsäule zirkuliert und sich beim seriellen Durchlauf durch die Zellen des Wärmetauschers von Zelle zu Zelle aufheizt und seine Menge gestuft reduziert. Die dafür einzeln mengen- und temperaturgestuft aus dem Wärmetauscher zur Ausdampfsäule übergeleiteten Salzwasserteilströme sind den aus der Ausdampfsäule zur Kondensationssäule übergeleiteten dampfgesättigten Trägergasteilströmen enthalpiebetragsmäßig angeglichen. Die rückerwärmten Salzwasserteilströme sind an annähernd temperaturgleichen Einspeiseorten in die Ausdampfsäule eingeleitet und wirken so den Wärmeverschleppungen des Trägergasumlaufs entgegen. Im Durchlauf durch die Ausdampfsäule dampfen diese zusammen mit dem Salzwasser-Hauptstrom unter Abkühlung aus. Die dem Wärmetauscher insgesamt zuzuführende Salzwasserumlaufmenge wird entweder aus dem Konzentratablauf oder aus dem Rohwasserzulauf nachgespeist.
Die für die Kompensation der Wärmeverschleppungen zu installierende Wärmeaustauschleistung reduziert sich dadurch für eine Destillatleistung von 1000 kg/h Wasser von 2 x 210 kW auf weniger als 70 kW d.h. auf 1/6 der bisherigen Wärmeübertragungsleistung. Die Temperaturverluste sinken auf die Hälfte.
Die demselben Zweck dienenden, unterschiedlichen Wärmeaustauschleistungen resultieren aus der physikalischen Gegebenheit, daß bei fixem Systemgesamtdruck für die Speicherung von gleichen Dampfmengen im Trägergas für die Speicherung bei geringem Dampf- partialdruck eine größere Gasmenge erforderlich ist als zur Speicherung derselben Dampfmenge bei hohem Dampfpartialdruck. Aus diesem Grunde nehmen die von der Ausdampfsäule zur Kondensationssäule überzuleitenden Trägergasmengen mit steigender Sättigungstemperatur über das Arbeitstemperaturintervall der Säulen exponentiell ab. Die zur umlaufenden Gesamtmenge kumulierenden, Trägergasteilmengen dürfen daher nicht, wie in der Schrift offenbart, in ihrer Gesamtheit das gesamte Arbeitstemperaturintervall der Säulen durchlaufen, sondern die größte Trägergasteilmenge nur das kleinste Temperaturintervall und die kleinste Trägergasteilmenge das gesamte Temperaturintervall. Im Extremfall, wenn der Dampfpartialdruck gleich dem Systemgesamtdruck wäre, ist die überzuleitende Trägergasteilmenge betragsmäßig null. Mit der erfindungsgemäßen Zwischenschaltung des Wärmetauschers wird die mechanische Durchdringung der Wärme- und Stoffaus- tauscheinbauten in den Säulen vermieden, so daß auch der Wärme- und Stoffaustausch in den Säulen weniger verlustbehaftet ist. Die Säulen bauen kompakter und sind fertigungstechnisch kostengünstiger herzustellen.
Ferner kann mit der salzwasserseitigen Versorgung des mehrzelligen Wärmetauschers aus dem Konzentratablauf auf besonders vorteilhafte Weise der Konzentratablauf bis nahe an die Ausfällkonzentration aufkonzentriert werden. Dies ist vorallem bei begrenzten Salzwasserreserven oder für die Herstellung von konzentrierter Sole als Chemierohstoff aus dem unbegrenzt zur Verfügung stehenden Meerwasser nützlich.
Die zwischen dem mehrzelligen Wärmetauscher und der Ausdampfsäule umlaufende Salzwassermenge kompensiert nicht nur die Wärmeverschleppungen des Trägergasumlaufs, sondern sie ersetzt auch gestuft die durch Ausdampfung innerhalb der Ausdampfsäule abnehmende Salzwassermenge und gleicht Enthalpieänderungen des ausdampfenden Salzwassers aus. Dadurch nimmt die spezifische Ausdampfmenge in der Ausdampfsäule mit abnehmender Ausdampftemperatur zu, während sie ohne diesen Salzwasserumlauf abnehmen würde. Hieraus resultiert ein geringerer spezifischer Nachheizwärmebedarf für die Destillatgewinnung.
Eine weitere erfindungsgemäße Ausgestaltung des Verfahrens besteht darin, daß der mehrzellige Wärmetauscher mit der in der Kondensationssäule angeordneten Rekuperationsvorrichtung vereinigt oder mit in der Säule integriert ist und die Wärmeaustauschfläche der Rekuperationsvorrichtung zonenmäßig um die Leistungswerte der einzelnen Wärmeübertragungszellen des äußeren Wärmetauschers vergrößert ist und, daß aus der Rekuperationsvorrichtung gestuft mengen- und temperaturangepaßte Rohwasser- teilmengen abgezogen und zu temperaturgleichen Orten in die Ausdampfsäule geführt sind. Hierdurch können die Säulen als Ausdampfmodule, in platz- und kostensparender Koaxialbauweise, mit einem druckstabilen Außenmantel hergestellt werden. Der Aufwand für Rohrleitungen, Ventile und Druckbehälter sowie für die Rohrleitungsanbindungen reduziert sich dadurch merklich und der Verbrauch an teuren seewasserbeständigen Werkstoffen beschränkt sich auf ein Minimum.
Diese Ausdampfmodule lassen sich zur Kapazitätserhöhung der Trinkwasserproduktion in Gruppen in beliebiger Anzahl parallel und in bis zu 4 Systemdruckstufen seriell schalten. Durch eine Systemdruckabstufung werden die in den unteren Systemdruckstufen umlaufenden Trägergasmengen und damit deren Wärmeverschleppungen reduziert. Außerdem kann dadurch das Ausdampftemperaturintervall bis auf 220 K erweitert und mit der Abwärme einer höheren Systemdruckstufe jeweils die darunter angeordnete Systemdruckstufe beheizt werden. Dadurch reduziert sich wiederum die Fremdkühlleistung in der niedrigsten Systemdruckstufe. Mit einem vergrös- serten Ausdampftemperaturintervall kann der spezifische thermische Energieverbrauch für die Herstellung von Trinkwasser aus Rohwässern, unabhängig von ihrem Salzgehalt, auf Werte unter 10 kWh/m3 reduziert werden. Die Modulbauweise erlaubt zudem die Herstellung größerer und damit kostengünstigerer Fertigungslose in weitgehend automatisierten Fertigungsanlagen.
Die Systemdruckstufen der Ausdampfmodule sind bevorzugt so festgelegt, daß in den seriell geschalteten Modulen gleiche Aus- dampfdampftemperaturdifferenzen mit angeglichenen spezifischen Ausdampfraten abgearbeitet werden, die aufeinander aufbauen und damit das Gesamtausdampftemperaturintervall der Ausdampfanlage erweitern. Die Systemgesamtdrücke in den Ausdampfmodulen sind über die Trägergasfüllmengen festgelegt, wobei die Betriebswerte in den einzelnen Systemdruckstufen erst bei Erreichen der obe- ren, von der externen Heizquelle bestimmten Ausdampftemperatur erreicht werden. Für Ausdampfanlagen zur Trinkwassergewinnung eignet sich als Trägergas bevorzugt Umgebungsluft.
Vorteilhaft ist es in allen Fällen, wenn einer Ausdampfanlage rohwasserzulaufseitig eine mechanische Filtervorrichtung beigeordnet ist mit der Schwebstoffe aus dem Rohwasser ausgeschleust werden. Für die automatische Rückspülung kann in vorteilhafter Weise Salzwasser aus dem Konzentratablauf oder eine als Kühlmittel für die Ausdampfanlage verwendete zweite Rohwassermenge genutzt werden.
Für mehrstufige Ausdampfanlagen mit Ausdampftemperaturen über 100°C empfiehlt sich zur Vermeidung von Verkrustungen an den Ausdampfoberflächen die Integration einer selektiv reinigenden Elektrodialysevorrichtung in den Rohwasserzulauf. Mit dieser Vorrichtung können auf besonders energiesparende Weise krustenbildende und korrosive, gelöste Salze wie beispielsweise CaSθ4, CaCθ3 und Mg(OH)2 aus dem aufzuheizenden Rohwasser entfernt und an der Ausdampfanlage vorbei in den Konzentrat- oder Kühlwasserablauf der Ausdampfanläge verlagert werden. Das erhöht die Verfügbarkeit und die Lebensdauer einer solchen Ausdampfanlage und reduziert ihren Wartungsaufwand.
Für die Nachheizung des gereinigten, vorgewärmten Rohwassers von der rekuperativen Endtemperatur auf die obere Ausdampftemperatur kann in besonders vorteilhafter Weise Solarwärme oder Abwärme von Industrieprozessen genutzt werden. Für die solare Beheizung können die Betriebsdruckstufen der Ausdampfmodule auf die optimalen Kollektorbetriebsbedingungen eingestellt werden.
Besonders geeignet sind die Abwärmen von stromproduzierenden Gasturbinen oder Verbrennungsmotoren. Hierfür können die parallel und seriell geschalteten Ausdampfmodule zahlenmäßig dem Temperaturniveau und der Menge des Abwärmeangebots angepaßt werden. Der stromproduzierende Teil einer solchen Anlage liefert den Eigenstromverbrauch für die Gesamtanlage und speist überschüssigen Strom beispielsweise in ein öffentliches Versorgungsnetz ein. In derartigen Anlagen kann der Brennstoff bis zu 85% ausgenutzt werden.
Zur Steigerung der Trinkwasserproduktion können diesen Anlagen rohwasserzulaufseitig auch Umkehrosmose- und/oder Elektrodia- lyseanlagen vor- oder parallelgeschaltet werden. Ihre Zuschaltung ist allerdings nur dann sinnvoll, wenn der spezifische, die Umwandlungsverluste berücksichtigende Energieverbauch nicht höher ist als der der Ausdampfanläge selbst. Ein vorteilhafter Einsatzfall ist immer dann gegeben, wenn sich die Salzkonzentration des einzuspeisenden Rohwassers periodisch ändert, beispielsweise durch die Gezeitenwirkung, bei der Rohwasserentnahme aus Flußmündungen.
Das mit einer derartigen Ausdampfanlage gewonnene Destillat kann zur Trinkwasseraufbereitung mit einer Teilmenge des vorgereinigten Rohwassers und/oder mit den Permeaten der mechanischen bzw. elektrischen Verfahren verschnitten werden. Diese Anteile durchlaufen zur Sterilisierung eine UV-Bestrahlungsvorrichtung und werden dem Destillat dann zugemischt.
Die Erfindung wird anhand der Figuren 1 bis 5 näher beschrieben. Die Figuren zeigen im einzelnen:
Figur 1: das Verfahrensschema eines einstufigen Ausdampfmoduls mit einem außerhalb der Säulen angeordneten Wärmetauscher zur Kompensation der Wärmeverschleppungen des Trägergasumlaufs, Figur 2: das Verfahrenschema eines aus drei Systemdruckstufen bestehenden AusdampfSystems mit jeweils einem Ausdampfmodul in den Systemdruckstufen und mit den mit den Rekuperationsvorrichtungen kombinierten Systemen zur Kompensation der Wärmeverschleppungen,
Figur 3: das verfahrenstechnische Blockschaltbild einer mit Abwärme aus der Krafterzeugung beheizten Ausdampf- anläge zur Herstellung von Trinkwasser und elektrischem Strom,
Figur 4: das verfahrenstechnische Bolckschaltbild einer Ausdampfanlage zur Herstellung von Trinkwasser und hochprozentiger Sole und
Figur 5: ein alternatives Blockschaltbild einer Ausdampfanläge zur Herstellung von Trinkwasser und hochprozentiger Sole mit optimierten Energieverbrauchswerten.
Das in Figur 1 schematisch dargestellte Ausdampfmodul besteht aus der Ausdampfsäule (1), der Kondensationssäule (2), dem mehrzelligen Wärmetauscher (3) und der Nachheizvorrichtung (4). Zwischen und durch die Säulen (1) und (2) zirkuliert das von einem Ventilator (5) bewegte dampfspeichernde Trägergas (6), im speziellen Fall Luft.
In der Kondensationssäule (2) ist die rekuperativ wirkende Wärmeaustauschvorrichtung (7) angeordnet. Die Pumpe (8) fördert das Rohwasser (9) zur rekuperativen Aufheizung durch die Wärmeaustauschvorrichtung (7). Das rekuperativ erwärmte Rohwasser (9) wird durch die Nachheizvorrichtung (4) geleitet, darin auf die obere Ausdampftemperatur aufgeheizt und dann am Kopf (10) in die Ausdampfsäule (1) eingeleitet. Die Ausdampfsäule (1) enthält übereinander angeordnete Wärme- und Stoffaustauschpackungen (11.01 bis 11.15), die senkrecht von oben nach unten von dem aufgeheizten Rohwasser (9) durchströmt sind, das sich unter Ausdampfung in die entgegengeführte Luftströmung (6) auf dem Wege nach unten abkühlt. Zwischen den Packungen (11.01 bis 11.15)sind Freiräume (12.1 bis 12.15) ausgebildet. Aus diesen werden dampfgesättigte Teilströme (6.01 bis 6.15) der umlaufenden Luft (6) durch die separierten Zellen (3.01 bis 3.15) des Wärmetauschers (3) geführt und dann auf demselben Temperaturniveau in die Kondensationssäule (2) eingeleitet. Die Anzahl der Packungen (11.01 bis 11.15)) in der Säule (1) und die Anzahl der luftdurchströmten Wärmetauscherzellen (3.01 bis 3.15) ist gleich.
Das kalte Konzentrat (13) wird mit der Pumpe (14) am Boden (15) der Ausdampfsäule (1) abgeführt. Der Teilstrom (16), beispielsweise des Konzentratablaufs (13), wird dem Wärmetauscher (3) als Gesamtmenge zugeführt. Er durchströmt unter Aufheizung sekundär- seitig die Zellen (3.01 bis 3.15). Jeweils zwischen zwei Zellen wird ein gestuft aufgeheizter Teilstrom (16.01 bis 16.15) des umlaufenden Salzwassers (16) vom Wärmetauscher (3) in die Ausdampfsäule (1) zurückgeleitet. Der aufgeheizte letzte Teilstrom (16.15) wird mit dem rekuperativ aufgeheizten Rohwasser (9) vereinigt und mit diesem der Nachheizeinrichtung (4) zugeführt. Die übergeleiteten Salzwasserteilströme (16.x) und die übergeleiteten dampfgesättigten Luftströme (6.x) mit jeweils derselben Ordnungszahl (x) sind im Enthalpiebetrag angeglichen.
Das Destillat (17) wird mit der Pumpe (18) am Boden (19) aus der Kondensationssäule (2) des Ausdampf oduls abgeleitet und einer Nutzung zugeführt. Die Anzahl der Teilstromüberleitungen in einem Ausdampfmodul richtet sich nach dem Systemgesamtdruck und dem Temperaturintervall, welches in den Säulen abgearbeitet wird. Das in Fig. 2 schematisch dargestellte mehrstufige Ausdampfsystem besteht aus den druckgestuften Ausdampfmodulen (A, B,C). Jedes Ausdampfmodul enthält eine Ausdampfsäule (A-1,B-1,C-1) und eine Kondensationssäule (A-2,B-2, C-2) . In den Kondensationssäulen (A-2,B-2,C-2) befinden sich die zugehörigen rekuperativen Wärmeaustauschvorrichtungen (A-3,B-3,C-3) zur gemeinsamen Vorwärmung des Rohwassers.
Zwischen und durch die Säulen (A-l) und (A-2) zirkuliert der dampfgesättigte, von dem Ventilator (A-4) bewegte Luftstrom (A-5) . In den Ausdampfmodulen (B) und (C ) zirkulieren die gesättigten Luftströme (B-5) und (C-5) in derselben Weise wie im Modul (A) . Die Betriebsdrücke in den Ausdampfmodulen (A, B,C) sind den einzelnen, sich ergänzenden Ausdampftemperaturintervallen angepaßt.
Das Rohwasser (20) wird mit der Pumpe (21) seriell durch die Rekuperationsvorrichtungen (A-3,B-3,C-3) gefördert und darin bis auf die rekuperative Endtemperatur aufgeheizt. Anschließend wird das aufgeheizte Rohwasser (20) durch die Nachheizvorrichtung (22) geleitet, in dieser bis auf die obere Ausdampftemperatur aufgeheizt und dann am Kopf (C-9) in die Ausdampfsäule (C-1) eingeleitet.
Unter Ausdampfung in den entgegengeführten, dampfspeichernden Luftstrom (C-5) und unter steter Abkühlung durchströmt das Rohwasser (20) die Wärme- und Stoffaustauschpackungen (C-10) . Am Boden (C-11) der Säule (C-1) wird das teilausgedampfte Rohwasser (C-23) aus der Ausdampfsäule (C-1) abgeleitet, in einem Drossel ventil auf den Druck des Ausdampfmoduls (B) entspannt und am Kopf (B-9) in die Säule (B-l) eingeleitet. Das teilausgedampfte Rohwasser (C-23) durchströmt nacheinander unter gestufter Systemdruckabsenkung und weiterer Ausdampfung und Abkühlung die Säulen (B-l) und (A-l) in derselben Weise wie die Säule (C-1). Am Boden (A-ll) der Ausdampfsäule (A-l) wird das Endkonzentrat (A-23) mit der Pumpe (A-24) aus dem atmosphärischen Ausdampfmodul (A) abgeführt und der Entsorgung zugeführt.
Aus den rekuperativen Wärmeaustauschvorrichtungen (A-3,B-3,C-3) werden, wie in Fig. 1 für den mehrzelligen Wärmetauscher (3) dargestellt und beschrieben, den einzelnen aus den Ausdampfsäulen (A-l, B-l, C-1) zu den Kondensationssäulen (A-2,B-2,C-2) übergeleiteten dampfgesättigten Luftteilströmen (A-5x,B-5x,C-5x) enthalpiestromangeglichene Rohwasserteilströme (A-20x,B-20x, C-20x) entgegengeführt und diese bei gleichen Temperaturen an den entsprechenden Orten in die AusdampfSäulen (A-l, B-l, C-1) eingeleitet.
Das zwischen den Wärmeaustauschvorrichtungen (A-3,B-3,C-3) und den Ausdampfsäulen (A-l, B-l, C-1) umlaufende Salzwasser (A-25,B- 25,C-25) wird für jede Ausdampfstufe (A,B,C) separat mit den Pumpen (A-24,B-24,C-24) aus den jeweiligen Konzentratabläufen (A-23,B-23,C-23) dem Rohwasser (20) an entsprechender Stelle, vor Eintritt in die rekuperativen Wärmeaustauschvorrichtungen (A-3, B-3, C-3) zugeführt.
Der in der Kondensationssäule (C-2) aus dem gesättigten Luftumlauf (C-5) auskondensierende Destillatanteil (C-26) durchströmt unter Abkühlung die Kondensationssäule (C-2) von oben nach unten, wird am Boden (C-27) gesammelt und in einem Drosselventil entspannt am Kopf (B-28) in die Kondensationssäule (B-2) eingeleitet, im Durchlauf mit dem darin aus dem dampfgesättigten Luftumlauf (B-5) auskonden-sierenden Destillatanteil (B-26) abgekühlt und der vereinigte Destillatanteil (CB-26) am Boden (B-27) gesammelt.
Der Destillatanteil (CB-26) wird auf das Systemdruckniveau der Kondensationssäule (A-2) entspannt und am Kopf (A-28) in diese eingeleitet. Der Destillatanteil (CB-26) vereinigt sich mit dem aus dem dampfgesättigten Luftumlauf (A-5) auskondensierenden Destillatanteil (A-26) und kühlt sich mit diesem auf dem Strömungsweg von oben nach unten in der Kondensationssäule (A-2) ab. Das sich am Boden (A-27) ansammelnde Destillat (ABC-26) wird mit der Pumpe (29) aus der Kondensationssäule (A-2) abgesaugt und der Nutzung zugeführt.
Das in Fig. 3 schematisch dargestellte Blockschaltbild zeigt eine komplette thermische Anlage nach dem Ausdampfprinzip zur Trinkwassergewinnung aus Salzwasser in ihrer günstigsten Ausführungsform als Strom- und Trinkwasser liefernde Einheit. Die Ausdampfmodule sind darin nur in vereinfachter Form wiedergegeben. Gestrichelt dargestellt sind ergänzend mögliche Anlagenerweiterungen zur Erhöhung der Trinkwasserproduktion unter Ausnutzung von Überschußstrom.
Das Anlagenkonzept basiert auf der Abwärmenutzung einer stromproduzierenden Gasturbine (30), deren Generator (31) die Eigenverbraucher der Ausdampfanläge (32) und die vor- und parallelgeschalteten Stromverbraucher EDS (33), ED (34), RO (35) sowie die Förderpumpen (36,45,47) und die UVS-Sterilisationsvorrich- tung (37) mit Strom versorgt. Überschüssiger Strom wird in ein Versorgungsnetz einspeist. Die mehrstufige Ausdampfanläge (32) wird zur Nachheizung des rekuperativ aufgeheizten Rohwassers (41) über den Abgaswärmetauscher (38) mit der Abgaswärme der Gasturbine (30) versorgt.
Das ungereinigte Rohwasser (39) wird mit der Pumpe (36) zur Ausschleusung von Schwebstoffen durch die Filtereinheit (40) gefördert und anschließend in der selektiv reinigenden Elektrodialy- sevorrichtung (33) im Gegenstrom zum Kühlmittelabfluß (46) der Ausdampfanlage von den krustenbildenden, gelösten Salzen befreit. Das vorgereinigte Rohwasser (41) passiert unter Aufhei- zung und Rückverflüssigung des Wasserdampfes die im Kondensationsteil der Anlage angeordneten Rekuperationsvorrichtungen und wird im Abgaswärmetauscher (38) mit der Turbinenabwärme auf die obere Ausdampftemperatur aufgeheizt und dann in den Ausdampfteil der Anlage eingeleitet.
Das Destillat (42) wird aus dem Kondensationsteil der Anlage abgeführt. Die Solepumpe (48) entsorgt die aufkonzentrierte Sole (45) aus dem Ausdampfteil . Die Kühlwasserpumpe (47) fördert das Kühlwasser (46) durch die Kühler der Ausdampfanläge und durch die Sekundärseite der Elektrodialyseanlage (33) . Das Kühlwasser wird auch für Filterrückspülungen verwendet und danach entsorgt. Die Aufgaben des Kühlwassers können auch vom Konzentratablauf einer vor- oder parallelgeschalteten RO-Anlage übernommen werden.
Das Destillat (42) wird mit dem Teilstrom (43) des vorgereinigten Rohwassers (41) zu Trinkwasser (44) verschnitten und dann der Nutzung zugeführt. Der als Verschnittwasser verwendete vorgereinigte Rohwasserteilstrom (43) wird vor dem Mischprozeß zur Sterilisation durch die UVS-Sterilisationsvorrichtung (37) geleitet und dann dem Destillat (42) beigemischt.
Figur 4 zeigt das Verfahrensfließbild für die kombinierte Produktion von Trinkwasser in Destillatqualität und hochprozentiger Sole als Chemierohstoff. Beide Produkte werden aus Rohwässern mit beliebigen Anfangssalzgehalten gewonnen. Bis zu 9, im dargestellten Fallbeispiel aus drei Systemdruckstufen (D,E,F) bestehende Ausdampfsysteme (I,II,...IX) werden von dem zu behandelnden Rohwasser (100) zwischen dem Rohwassereintritt (101) und dem Soleaustritt (102) unter steter Verdampfung seriell durchströmt. Jede Systemdruckstufe (D,E,F) stellt eine der 27 Ausdampfstufen (1,...27) dar. Jede Ausdampfstufe (1,...27) kann wiederum aus mehreren (nicht dargestellten) , von Rohwasser parallel durchströmten Ausdampfmodulen nach Fig. 1 oder Fig. 2 bestehen. Die Gesamtzahl der Ausdampfstufen (1, .. 27) ergibt sich aus den Anfangs- und Endkonzentrationen des Salzwassers und aus den innerhalb der Temperaturintervalle der einzelnen Ausampfstufen (1,... 27) möglichen spezifischen Ausdampfraten. Die Anzahl der Ausdampfstufen (1,... 27) kann sich zwischen 10 bei einstufigen, atmosphärischen Anlagen und 30 bei mit 3 bis 4 Systemdruckstufen (D,E,F) operierenden Anlagen bewegen. Die Gesamtzahl der Ausdampfmodule ist von der Zahl der Systemdruckstufen (D,E,F) unabhängig, sie ist durch die Trinkwasserausbeute vorgegeben. Die Modulanzahl ist in der ersten Ausdampfstufe am größten und in der letzten Ausdampfstufe am kleinsten. Sie nimmt entsprechend dem Destillatertrag von Stufe zu Stufe ganzzahlig ab.
Das einzuspeisende Rohwasser (100) wird mit der Rohwasserpumpe (103) in angepaßten Mengen durch das erste AusdampfSystem (I) gefördert. Der Rohwasser-Hauptstrom (104) fließt unter Erwärmung durch Absorption der Verflüssigungswärme des anfallenden Destillats die Rekuperationsvorrichtung (F-105), wird mit der für die Destillatkühlung der mittleren Systemdruckstufe (E) abgezweigten Teilmenge (106) wieder zusammengeführt und durchströmt zusammen mit dieser unter Erwärmung durch Absorption der Verflüssigungswärme des anfallenden Destillats die Rekuperationsvorrichtung (E-105), wird mit dem für die Destillatkühlung der oberen Systemdruckstufe (D) abgezweigten Teilmenge (107) zusammengeführt und durchströmt zusammen mit dieser unter Erwärmung durch Absorption der Verflüssigungswärme des anfallenden Destillats die Rekuperationsvorrichtung (D-105) . Nach dem Austritt aus der oberen Rekuperationsvorrichtung (D- 105) wird der Rohwassergesamtstrom in dem Wärmetauscher (108) mit Fremdenergie auf die obere Ausdampftemperatur der oberen Systemdruckstufe (D) aufgeheizt und dann in die (nicht dargestellte) AusdampfVorrichtung nach Fig. 1 oder Fig. 2 dieser Systemdruckstufe (D) eingeleitet. Er durchströmt unter Ausdampfung und Abkühlung diese Systemdruckstufe (D) , wird am Austritt in der Drosselvorrichtung (D-109) auf den Systemdruck der in der Systemdruckstufe (E) bei mittlerem Systemdruck arbeitenden AusdampfVorrichtung entspannt, durchläuft die Systemdruckstufe (E) unter Ausdampfung und Abkühlung, wird am Austritt in der zweiten Drosselvorrichtung (E-109) auf den Systemdruck der unteren Systemdruckstufe (F) entspannt und in die untere AusdampfVorrichtung eingeleitet und durchströmt diese Ausdampfvorrichtung wiederum unter Ausdampfung und Abkühlung. Das aus dem ersten Ausdampfsystem (I) drucklos abfließende, partiell aufkonzentrierte Salzwasser wird mit der Pumpe (110) durch den fremdgekühlten Wärmetauscher (111) geleitet, darin mit einem zweiten Rohwasserstrom (112) definiert vorgekühlt und in derselben Weise durch das zweite AusdampfSystem (II) geleitet und rekuperativ erwärmt, wie für das in das erste AusdampfSystem (I) eingespeiste Rohwasser ausführlich beschrieben. Die Durchströmung der nachfolgenden AusdampfSysteme (III bis IX) bis zum Austritt der hochprozentigen Sole (102) geschieht in derselben Weise.
Das Destillat der höheren Systemdruckstufen (D,E) wird von Ausdampfsystem zu Ausdampfsystem gesammelt und heizt in beigeordneten Destillatkühlern (D-113, E-113) jeweils die aus dem Rohwasser-Hauptstrom (101) bedarfsorientiert abgezweigten Salzwasserteilmengen (106, 107) bis zur oberen Ausdampftemperatur der darunter angeordneten Systemdruckstufe (E,F) auf. Die abgezweigten Teilströme (106, 107) werden nach ihrer Aufheizung wieder mit dem Rohwasser-Hauptstrom (104) zusammengeführt. Dadurch herrschen in den Systemdruckstufen (D,E,F) und auch in denselben Systemdruckstufen der nachfolgenden AusdampfSysteme (II bis IX) immer ausgeglichene Mengen- und Wärmeverhältnisse.
Den Systemdruckstufen (D,E,F) zugeordnete Destillatpumpen (D- 114, (E114) , (F114) fördern das Destillat aus den Ausdampfsystemen in einen Destillatdruckspeicher (115). Die Kühlwasserpumpe (116) fördert Rohwasser (117) als Kühlmittel durch die Kühler (111). Die konzentrierte Sole (102) wird mit einer Förderpumpe (118) aus der letzten Ausdampfstufe (27) einer Weiterverarbeitung zugeführt.
Figur 5 stellt das Blockschaltbild einer energetisch optimierten Anlage dar zur Herstellung von Trinkwasser und hochprozentiger Sole mit dem geringsten Aufwand an Pumpenergie. Im dargestellten Fallbeispiel sind bis zu 18 Ausdampfstufen auf zwei Systemdruckstufen (G,H) angeordnet, wovon die ersten neun Ausdampfstufen in der oberen (G) und die zweiten neun in der unteren Systemdruckstufe (H) arbeiten.
Das zu behandelnde Rohwasser (150) wird mit der Rohwasserpumpe (151) in die obere Systemdruckstufe (G) gefördert. Der Hauptanteil des Rohwassers (152) passiert unter Aufheizung die Rekuperationsvorrichtung der zehnten Ausdampfstufe (10) . Eine angepaßte Teilmenge Rohwasser (154) passiert den Destillatkühler (155) und wird im Gegenstrom von der in der oberen Systemdruckstufe (G) gesammelten Destillatmenge (156) auf die obere Ausdampftemperatur der unteren Systemdruckstufe (H) aufgeheizt. Anschließend werden beide vorgewärmten Rohwasserteilströme (152, 154) vereinigt und die Gesamtmenge (150) unter Aufheizung durch die Rekuperationsvorrichtung (157) der ersten Ausdampfstufe (1) in der oberen Systemdruckstufe (G) geleitet. Mittels der Heizvorrichtung (158) wird das Rohwasser (150) auf die obere Ausdampftemperatur dieser Ausdampfstufe (1) nachgeheizt und dann in die (nicht dargestellte) Ausdampfvorrichtung nach Fig. 1 eingeleitet. Sie durchströmt unter Ausdampfung und Abkühlung die AusdampfVorrichtung. Die Pumpe (160) fördert den partiell aufkonzentrierten Salzwasserablauf (159) aus der ersten Ausdampfstufe (1) zur Vorkühlung und Stabilisierung der unteren Ausdampftemperatur in der druckgleichen, zweiten Ausdampfstufe (2) durch den Wärmetauscher (161) . Anschließend passiert das Salzwasser (159) unter Erwärmung die Rekuperationsvorrichtung (162) und die äußere Heizvorrichtung (163) der zweiten Ausdampfstufe (2) und wird mit der oberen Ausdampftemperatur in die (nicht dargestellte) Ausdampfvorrichtung nach Fig. 1 dieser Ausdampfstufe (2) eingeleitet.
Mit weiteren Pumpen (160) werden die Salzwasserabläufe der nachfolgenden, ebenfalls druckgleichen Ausdampfstufen (3) bis (8) in derselben Weise von Ausdampfstufe zu Ausdampfstufe durch die obere Systemdruckstufe (G) gefördert und die Salzwasserabläufe jeweils der beschriebenen Wärmebehandlung ausgesetzt. Der Salzwasserablauf (164) der neunten Ausdampfstufe (9) wird in einem Drosselventil (165) auf den Systemdruck der unteren Systemdruckstufe (H) entspannt und ohne Nachheizung in die zehnte Ausdampfstufe (10) eingeleitet. Die Pumpe (166) fördert den Salzwasserablauf (167) der zehnten Ausdampfstufe (10) durch den Kühler (168). Anschließend passiert das Salzwasser (167) unter Aufheizung die Rekuperationsvorrichtung (169) der druckgleichen, elften Ausdampfstufe (11) und den Wärmetauscher (161) . Mit der oberen Ausdampftemperatur der unteren Systemdruckstufe (H) wird das Salzwasser (167) in die (nicht dargestellte) Ausdampfvorrichtung der elften Ausdampfstufe (11) eingeleitet. Mit weiteren Pumpen (166) werden die nachfolgenden, druckgleichen Salzwasser- ablaufe von Ausdampfstufe zu Ausdampfstufe gefördert und die Salzwasserabläufe der beschriebenen Wärmebehandlung ausgesetzt. Die hochkonzentrierte Sole (170) wird mit der Solepumpe (171) der Weiterverarbeitung zugeführt. Die Destillatabläufe (152,172) der beiden Systemdruckstufen (G,H) werden mit den Pumpen (173, 174) in den Destillatdruckbehälter (175) gefördert. Die Kühlwasserpumpe (176) versorgt die in der unteren Systemdruckstufe (H) angeordneten Kühler (168) mit einem zweiten Strom Rohwasser (177), das nach seiner Erwärmung entsorgt wird.
In dem Fließschema nach Figur 5 müssen nur die Rohwasserpumpe (151), die Destillatpumpe (153) und die Solepumpe (171) Systemdruckunterschiede überwinden, während die Pumpen (160, 166) und die Kühlwasserpumpe (176) nur Förderhöhen und Strömungsdruckverluste innerhalb der Anlage überwinden müssen. xxx

Claims

Anspruch 1
Ausdampfverfahren und Vorrichtung zur Gewinnung von Trinkwasser in Destillatqualität aus Rohwässern mit beliebigen Salzgehalten nach Fig. 1, bestehend aus einer Ausdampfsäule (1), einer Kondensationssäule (2), einer externen Nachheizvorrichtung (4) und einem dampfspeichernden Trägergasumlauf (6), wobei das gesättigte Trägergas bei konstantem Systemdruck von einem Ventilator (5) bewegt über ein Temperaturintervall temperatur- und mengengestuft durch und zwischen der Ausdampfsäule (1) und der Kondensationssäule (2) zirkuliert und innerhalb der Kondensationssäule (2) eine rekuperativ wirkende, von Rohwasser durchströmte Wärmeaustauscheinrichtung (7) angeordnet ist dadurch gekennzeichnet, daß zwischen den Säulen (1),(2) ein aus mehreren Zellen (3.01, 3.16) gebildeter Wärmetauscher (3) angeordnet ist und jede dieser Wärmetauscherzellen (3.01, 3.16) primärseitig von einem zugeordneten dampfgesättigten Trägergas-Überleitungsstrom (6.01, 6.15) durchströmt ist und die Zellen (3.01, 3.15) sekundärseitig seriell von Salzwasser (16) aus dem Rohwasserzulauf (9) oder aus dem Konzentratablauf (13) durchströmt sind, das durch und zwischen dem Wärmetauscher (3) und der Ausdampfsäule (1) zirkuliert und beim seriellen Durchlauf durch die Zellen (3.01, 3.15) des Wärmetauschers (3) von Zelle (3.01) zu Zelle (3.15) seine Menge (16.01, 16.15) gestuft reduziert und durch seine Aufheizung im Wärmetauscher (3) den Wärmeverschleppungen der von der Ausdampfsäule (1) zur Kondensationssäule (2) überwechselnden Trägergasteilströme (6.01,6.15) entgegenwirkt, wobei die aus dem Wärmetauscher (3) abzuleitenden temperatur- und mengengestuften Salzwasserteilströme (16.01, 16.15) zu temperaturgleichen Orten (12.01, 12.15) in die Ausdampfsäule (1) überwechseln und diese während der Durchströmung der Ausdampfsäule (1) unter Abkühlung ausdampfen und wieder zur umlaufenden Gesamtmenge (16) kumulieren und eine Pumpe (5) diese Gesamtmenge (16) aus dem Rohwasserzulauf (9) oder aus dem Konzentratablauf (13) in den Wärmetauscher (3) nachspeist. Anspruch 2
Verfahren und Vorrichtung nach Anspruch 1 dadurch gekennzeichnet, daß der mehrzellige Wärmetauscher mit der in der Kondensationssäule angeordneten, rohwasserdurchströmten Rekuperationsvorrichtung vereinigt oder als separate Einheit mit in der Säule integriert ist und aus dieser vereinigten Vorrichtung oder der separaten Einheit gestuft mengenangepaßte und gestuft aufgeheizte Rohwasserteilströme abgezogen und zu temperaturgleichen Orten in die Ausdampfsäule geführt sind.
Anspruch 3
Vorrichtung nach einem der Ansprüche 1 oder 2 dadurch gekennzeichnet, daß Ausdampfsäule und Kondensationssäule als platzsparende und kostengünstige Einheit, vorzugsweise in koaxial/ zylindrischer Bauweise mit einer im Zentrum angeordneten Ausdampfsäule zusammengefügt sind und nur der äußere Mantel dieser Einheit systemdruckstabil ausgeführt ist.
Anspruch 4
Verfahren und Vorrichtungen nach einem der Ansprüche 1 bis 3 dadurch gekennzeichnet, daß als Trägergas ein nicht mit dem Salzwasser reagierendes Gas, vorzugsweise Luft eingesetzt ist.
Anspruch 5
Verfahren und Vorrichtung nach einem der Ansprüche 1 bis 3 und 4 dadurch gekennzeichnet, daß einzelne Ausdampfmodule oder Gruppen von parallel geschalteten Ausdampfmodulen Ausdampfstufen bilden und bis zu 30 dieser Ausdampfstufen seriell von Rohwasser durchströmt sind, wobei sich das Rohwasser in den Ausdampfmodulen unter Destillatbildung über ein Temperaturintervall rekuperativ erwärmt und anschließend unter Abkühlung über dasselbe Temperaturintervall ausdampft. Anspruch 6
Verfahren nach Anspruch 5 dadurch gekennzeichnet, daß die Ausdampfmodule sämtlicher Ausdampfstufen bei demselben, vorzugsweise bei atmosphärischem Systemdruck arbeiten oder die Ausdampfstufen in bis zu drei übereinander angeordneten Systemdruckstufen arbeiten und die spezifischen Ausdampfraten der Ausdampfmodule über die sich ergänzenden Ausdampftemperaturintervalle in den verschiedenen Systemdruckstufen angeglichen sind.
Anspruch 7
Verfahren und Vorrichtung nach einem der Ansprüche 5 oder 6 dadurch gekennzeichnet, daß die Anzahl der in den Ausdampfstufen parallel von Salzwasser durchströmten Ausdampfmodule von Ausdampfstufe zu Ausdampfstufe entsprechend dem Destillataustrag ganzzahlig abnimmt.
Anspruch 8
Verfahren nach Anspruch 7 dadurch gekennzeichnet, daß die Anzahl der in den einzelnen Systemdruckstufen arbeitenden Ausdampfmodule dieselbe ist oder dem in der jeweiligen Systemdruckstufe vorliegenden Heizwärmeangebot angepaßt ist und von der oberen über die Zwischendruckstufen bis zur unteren Systemdruckstufe ganzzahlig zunimmt.
Anspruch 9
Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 8 dadurch gekennzeichnet, daß ein aus einer Ausdampfstufe einer höheren Systemdruckstufe in die Ausdampfstufe der nächst niedrigeren Systemdruckstufe überwechselnder Salzwasserabfluß in einem Drosselventil druckentspannt und unbeheizt in die Ausdampfvorrichtungen dieser untergeordneten Systemdruckstufe eingeleitet ist. Anspruch 10
Verfahren und Vorrichtungen nach Anspruch 9 dadurch gekennzeichnet, daß die in den Systemdruckstufen gewählten Systemgesamtdrucke über die Trägergasfüllmengen eingestellt sind und sich die Betriebsdruckwerte mit dem Erreichen der jeweiligen oberen Ausdampftemperaturen einstellen.
Anspruch 11
Verfahren und Vorrichtung nach Anspruch 10 dadurch gekennzeichnet, daß salzwasserseitig bis zu drei, mit unterschiedlichen Systemdrucken arbeitende Ausdampf odule seriell durchströmt sind, wobei das Rohwasser nacheinander die Rekuperationsvor- richtungen der druckgestuften Ausdampfmodule in Richtung zunehmenden Systemdruckes passiert und vor Übertritt in die Ausdampfvorrichtung der oberen Systemdruckstufe mit Fremdenergie auf die obere Ausdampftemperatur dieser Systemdruckstufe nachgeheizt ist und diese unter Ausdampfung und Abkühlung passiert, am Austritt in einer Drosselvorrichtung auf den mittleren Systemdruck der darunter befindlichen Ausdampfvorrichtung entspannt und ohne Nachheizung diese und auch die der unteren Systemdruckstufe in der gleichen Behandlungsweise passiert und bevorzugt mit atmosphärischen Druck aus der unteren Ausdampfvorrichtung austritt, während das Destillat aus den übergeordneten Systemdruckstufen gesammelt und in zugehörigen Destillatkühlern angepaßte Teilmengen des Rohwassers auf die obere Ausdampftemperatur der jeweils untergeordneten Systemdruckstufe aufheizt.
Anspruch 12
Verfahren zur Gewinnung von sterilem Trinkwasser in Destillatqualität und wertstoffhaltiger, nahezu gesättigter Sole aus Rohwässern mit beliebigen Salzgehalten nach Anspruch 11 dadurch gekennzeichnet, daß bis zu 20 dieser in einer Systemdruckstufe oder bis zu 25 dieser in zwei Systemdruckstufen oder bis zu 30 dieser in drei Systemdruckstufen ausgeführten (arbeitenden) Ausdampfsysteme rohwasserseitig hintereinander geschaltet sind und Pumpen die drucklosen, partiell aufkonzentrierten Salzwasserabläufe von der niedrigsten Systemdruckstufe eines Ausdampfsystems in die höchste Systemdruckstufe des jeweils nachfolgenden Ausdampfsystems fördern und diese Salzwasserströme in jeweils einem Wärmetauscher mit einem Fremdkühlmittel, bevorzugt mit einer zweiten Menge Rohwasser definiert vorgekühlt sind, bevor sie die Rekuperationsvorrichtungen des nachfolgenden Ausdampfsystems passieren.
Anspruch 13
Verfahren zur Gewinnung von sterilem Trinkwasser in Destillatqualität und wertstoffhaltiger, nahezu gesättigter Sole aus Rohwässern mit beliebigen Salzgehalten dadurch gekennzeichnet, daß das zu behandelnde Rohwasser seriell mindestens 10, höchstens jedoch 30 aus paralleldurchströmten Ausdampfmodulen bestehende Ausdampfstufen passiert, wobei die Zahl der von Salzwasser paralleldurchströmten Ausdampfmodule von Ausdampfstufe zu Ausdampfstufe entsprechend dem Destillataustrag abnimmt und jede der von einer in die nachfolgende Ausdampfstufe übergeleiteten, partiell angereicherten Salzwassermengen vor Eintritt in die in den Kondensationsteilen der Ausdampfmodule angeordneten Rekuperationsvorrichtungen definiert vorgekühlt ist, während der Rohwasserzulauf die Rekuperationsvorrichtungen ohne Vorkühlung durchströmt und sämtliche aus den Rekuperationsvorrichtungen austretenden, vorgeheizten Salzwasserströme vor Übertritt in die in denselben Ausdampfmodulen angeordneten Ausdampfvorrichtungen in einer Heizvorrichtung bis zur oberen Ausdampftemperatur nachbeheizt sind. Anspruch 14
Verfahren nach Anspruch 13 dadurch gekennzeichnet, daß die erste Ausdampfstufe mit dem Rohwasserzufluß am Beginn der höchsten Systemdruckstufe und die letzte Ausdampfstufe mit dem endkonzentrierten Soleabfluß am Ende der niedrigsten Systemdruckstufe angeordnet sind, wobei das Rohwasser unter Aufheizung und ohne Vorkühlung nacheinander, beginnend in der niedrigsten Systemdruckstufe und endend in der höchsten Systemdruckstufe, eine Anzahl von rekuperativen Wärmeaustauschvorrichtungen parallel durchströmt, die erste Ausdampfstufe die Anzahl der parallel zudurchströmenden Ausdampfmodule vorgibt und in den darunter befindlichen Systemdruckstufen entweder die Rekuperationsvorrichtungen von mehreren Ausdampfstufen oder die Rekuperationsvorrichtungen der Ausdampfmodule einer Ausdampfstufe und ergänzend hierzu eine angepaßte Zahl von einem oder zwei Destillatkühlern parallel von dem Rohwasser durchströmt sind.
Anspruch 15
Verfahren nach Anspruch 14 dadurch gekennzeichnet, daß die Salzwasserabläufe der innerhalb einer höheren Systemdruckstufe verbleibenden Ausdampfstufen unter definierter Abkühlung in einer Wärmetauschvorrichtung die rekuperativ vorgeheizten Salzwasserzuläufe der darunter befindlichen niedrigeren Systemdruckstufe bis auf die obere Ausdampftemperatur dieser Systemdruckstufe nachheizen, so daß nur die nicht vom Rohwasser durchströmten Ausdampfmodule in der niedrigsten Systemdruckstufe fremdgekühlt sind und nur die Salzwasserzuläufe der Ausdampfvorrichtungen in der höchsten Systemdruckstufe in einer Heizvorrichtung mit Fremdenergie beheizt sind. Anspruch 16
Verfahren nach Anspruch 15 dadurch gekennzeichnet, daß eine Systemdruckunterschiede überwindende Pumpe das Rohwasser in die in der höchsten Systemdruckstufe angeordneten erste Ausdampfstufe fördert und Niederdruckpumpen die um die Destillatmengen reduzierten Salzwasserabflüsse der in der höchsten Systemdruckstufe operierenden Ausdampfstufen von einer Ausdampfstufe in die nächste fördern und der aus der höchsten Systemdruckstufe in die nachfolgende darunter befindliche Systemdruckstufe wechselnde Salzwasserabfluß in einem Drosselventil auf diesen geringeren Systemdruck entspannt wird, Niederdruckpumpen die um die Destillatmengen reduzierten Salzwasserabflüsse der in dieser Systemdruckstufe operierenden Ausdampfstufen von einer Ausdampfstufe in die nächste fördern und sich diese energiesparende mit Niederdruckpumpen ausgeführte Förderung der Salzwasserabflüsse dann bis zum Austrag der aufkonzentrierten Sole am Ende der niedrigsten Systemdruckstufe fortsetzt, wobei jeder Ausdampfstufe eine Niederdruckpumpe zugeordnet ist und diese Pumpen nur Förderhöhendifferenzen und Strömungsdruckverluste innerhalb der Anlage ausgleichen.
Anspruch 17
Verfahren und Vorrichtung nach einem der vorgenannten Ansprüche 1 bis 16 dadurch gekennzeichnet, daß die Nachheizung des rekuperativ vorgeheizten Rohwassers auf seine obere Ausdampftemperatur mit Solarwärme oder mit Prozeßabwärme vorzugsweise mit Abwärme von thermischen Krafterzeugungsprozessen, wie zum Beispiel von Gasturbinen-Generatorsätzen oder Verbrennungsmotoren ausgeführt ist, wobei zur optimalen Abwärmeausnutzung AusdampfSysteme mit 1, 2 und 3 Systemdruckstufen kombinierbar sind. Anspruch 18
Verfahren und Vorrichtungen nach Anspruch 17 dadurch gekennzeichnet, daß dem Rohwasserzulauf der Ausdampfanlage eine selektiv wirkende Elektrodialyseeinrichtung und/oder eine mechanisch wirkende Filtrationseinrichtung vorgeschaltet sind, wobei mit der Filtrationseinrichtung aus dem Rohwasser Schwebstoffe ausgeschleust werden und mit der selektiven Elektrodialyseeinrichtung bevorzugt krustenbildende und korrosive gelöste Salze aus dem Rohwasserzulauf der Ausdampfanlage in den als Kühlmittel für die Ausdampfanlage genutzten zweiten Rohwasserstrom verlagert werden.
Anspruch 19
Verfahren und Vorrichtungen nach Anspruch 18 dadurch gekennzeichnet, daß der thermischen Entsalzungsanlage rohwasserzulaufseitig eine mechanisch oder elektrisch wirkende Entsalzungseinrichtung vor- oder parallelgeschaltet ist und diese unter Verbrauch von Überschußstrom eine ergänzende Permeatmenge produziert.
Anspruch 20
Verfahren und Vorrichtungen nach Anspruch 19 dadurch gekennzeichnet, daß das gewonnene Permeat mittels ultravioletter Bestrahlung sterilisiert und anschließend mit dem Destillat der Ausdampfanlage zu Trinkwasser verschnitten wird. xxx
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