江苏联化高含盐有机废水蒸发结晶项目方案百度.docx
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江苏联化高含盐有机废水蒸发结晶项目方案XX
高含盐有机
废水蒸发结晶项目方案
第一章项目概述
1.1项目名称
1.2处理能力
该项目包括2套三效蒸发装置，处理能力分别为5t/h和10t/h，每天24h运行，年运行时间7200h（不包括洗效时间）。
之所以设计两套，主要是为将来考虑，以便将含盐种类不同的废水分别蒸发，为结晶盐的精制提供良好的环境。
1.3废水详情
高含盐有机废水基本参数见表1.1。
表1.1高含盐有机废水基本参数
名称
COD/（mg/L）
主要有机物
盐份
酸碱性
高含盐有机废水
100000
正丁醇、甲苯、二氯乙烷、氯苯、庚烷、硝基苯、甲醇等
8-15%（以NaCl为主）
pH=7
1.4处理要求
根据@的要求，通过蒸发结晶处理，期望能达到以下处理要求：
1、蒸出水，即二次蒸汽冷凝液，有较好的可生化性，能通过生化的方法降解，达标排放；
2、析出盐，即蒸发析出的结晶盐，是以氯化钠为主的杂盐，尽可能使其含水率低，方便装袋或其他处理；
3、浓缩液，由于废水中其他重组分有机物的存在，浓缩液外排在所难免，尽可能通过合理的设计和操作，减少浓缩液的排放量。
第二章工艺方案和特点
@科技有限公司新建的5t/h和10t/h处理量的两套三效蒸发装置工艺相同，设备相似，因此在以下的介绍中，按同一工艺论述。
2.1水质分析
从@废水组成来看，含盐量高达8~15%，废水中的大部分有机物可与水形成共沸物，有机物与水的共沸温度及组成见表2.1。
表2.1有机物与水的共沸温度及组成
共沸体系
共沸温度/℃
共沸组成（含水量）
水-正丁醇
92
37.5wt%
水-甲苯
84.1
19.6wt%
水-二氯乙烷
72
19.5wt%
水-氯苯
90.2
28.4wt%
水-正庚烷
79.2
12.9wt%
同时，废水中的甲醇也能与甲苯、二氯乙烷、正庚烷等形成共沸。
但是废水中的硝基苯沸点高达210.9℃，且无共沸物形成，在蒸发的过程中会不断在浓缩液积累。
另外，根据@的生产经验，废水中还含有一些未知组分，在蒸馏的过程中会产生酸性蒸汽，对设备有一定腐蚀性。
2.2工艺选择
通过表2.1的数据，废水中有机物与水形成的多种共沸物，共沸温度在72~92℃之间，而且除了正丁醇微溶于水外，其他有机物均不溶于水，这就意外着可以采用共沸蒸馏的方法，首先分离出这些共沸物，并冷却实现油水分离。
这样做的好处是：
为蒸发除盐提供了良好的环境，避免大量的有机物在蒸发过程中发生复杂和未知的化学反应，影响蒸发操作和结晶盐的处理；
通过油水分离，可以将大量有机物单独采出，减少了水中有机物的含量，即降低了污泥生化负荷，特别是难以生化降解的甲苯、氯苯等进入污水处理系统的量大大降低。
同时，有机物的热值较高，采出的有机溶剂可以作为焚烧炉的燃料利用，提高资源利用率。
因此，本方案选择：
蒸馏+蒸发的工艺方法。
2.3蒸馏工艺
2.3.1蒸馏原理
蒸馏是一种热力学的分离工艺，它是通过加热形成汽液两相体系，利用混合液体中各组分的沸点不同，使低沸点组分蒸发，再冷凝以实现分离的单元操作过程。
蒸馏不同于汽提，汽提是通过向液体中通入水蒸汽，使废水中的挥发性有机物按一定比例扩散到汽相中去，从而达到从废水中分离污染物的目的，可见汽提需要消耗大量的蒸汽。
蒸馏亦不同于精馏，精馏塔塔顶必有回流，塔顶出料能够达到最大的纯度要求，但也伴随着更大的热量消耗。
根据实际情况，对分离要求不高，共沸物中有机物与水基本不互溶，而且废液经处理后进入蒸发系统，因此蒸馏工艺是最好的选择。
根据联化科技的高含盐有机废水水质详情，蒸馏脱轻的过程中主要通过有机物与水的共沸来实现，如正丁醇与水按照质量比62.5:
37.5的比例，在92℃时从塔顶馏出。
而且其中二氯乙烷、甲苯、氯苯、庚烷与水不互溶，正丁醇微溶于水，因此共沸物蒸汽自塔顶馏出冷凝后将会分层，即为非均相共沸物，该蒸馏塔为共沸蒸馏塔。
2.3.2蒸馏工艺的特点
蒸馏的特点是操作简单，不像吸收、萃取等分离方法，还需要外加吸收剂或萃取剂。
为了保证该共沸蒸馏塔运行正常，达到理想的分离效果，控制塔顶蒸汽出口温度是关键。
我们会设计将塔顶蒸汽出口温度与再沸器的加热蒸汽连锁，并根据废水的实际情况，即有机物的具体种类和含量，保证塔顶蒸汽出口温度的灵活性，严格控制塔顶蒸汽的出口温度在72~92℃之间变化。
来自蒸馏塔塔顶的蒸汽，经过冷凝后，进入油水分离器。
利用有机物和水的密度差及不相溶性，在静止或流动状态下实现油与水的分离。
设计足够的停留时间，保证油水充分分离。
2.4蒸发工艺
2.4.1蒸发原理
含不挥发性溶质（如盐类）的溶液在沸腾条件下受热，使部分水汽化为蒸汽的操作称为蒸发。
蒸发操作消耗的费用包括设备费和操作费（主要是能耗）两部分。
设备费由生产强度决定，涉及到蒸发器的选型，而操作费主要是汽化大量水所消耗的能量。
相比设备费，操作费有更大的优化空间，可以采用多种措施提高加热蒸汽的利用率，如采用多效蒸发、采用热压缩二次蒸汽技术、采用完全机械压缩二次蒸汽技术、充分利用末效二次蒸汽和冷凝水热量对物料进行预热。
目前，多效蒸发和完全机械压缩二次蒸汽技术（MVR）是技术成熟、应用广泛的操作形式。
在多效蒸发中，只有第一效使用加热蒸汽，故加热蒸汽的利用率大为提高。
多效蒸发的另一个优点是将物料分段浓缩，最初溶液中的大部分水分可以在浓度和黏度变化不大的条件下除去，传热条件得以改善。
MVR是利用蒸发系统自身产生的二次蒸汽，经蒸汽压缩机做功，提升二次蒸汽的焓值，进入加热室对物料进行加热，只在启动阶段需要大量加热蒸汽，运行过程中补充少量蒸汽即可，能量利用率可以胜过3~5效的多效蒸发装置。
但是，MVR对二次蒸汽的品质要求较高，有机物蒸汽的存在会影响压缩机的效率及加热的传热效率。
2.4.2三效蒸发的工艺选择
考虑到@废水的特性，有机物含量高，且存在酸性蒸汽，因此本方案不易选择MVR技术，多效蒸发是比较理想的选择。
对于同一蒸发任务，增加效数可以提高加热蒸汽的经济性（每1kg加热蒸汽所能蒸发的水量）。
但是，实际蒸发操作由于存在温度差损失，效数的增加将受技术上限制。
另外，效数增加，加热蒸汽的经济性并不按比例增加，但设备费却成倍提高，因此必须对设备费和操作费进行权衡以决定最合理的效数。
结合我公司在其他蒸发项目的技术和经验，并参考国内外相关技术资料，针对@废水的情况，三效蒸发最为合理。
三效蒸发中物料与二次蒸汽的流向可有多种组合，其中常用的有：
并流加料：
物料与二次蒸汽桶方向相继通过各效。
由于前效压强较后效高，料液可借此压强差自动地流向后一效而无需泵送。
最后一效处于负压下操作，凝缩液的温度较低，便于结晶分离盐水，系统的能量利用较为合理。
但三效溶液浓度高、温度低、黏度大，传热条件较恶劣。
逆流加料：
物料与二次蒸汽流向相反，各效的浓度和温度对液体黏度的影响大致抵消，各效的传热条件大致相同。
但逆流加料时溶液在各效间的流动必须泵送。
平流加料：
此时二次蒸汽多次利用，但料液没效单独进出。
该加料方式对易结晶的物料较为合适。
@高含盐废水以NaCl为主，采用并流加料的方式比较合适。
同时，@的废水由于盐含量、有机物含量均高，在蒸发过程中易产生结垢结焦并含有颗粒物，为提高传热效率，降低物料结垢和堵塞管道的可能，需要采用强制循环蒸发器，即在料液循环管和加热室之间加装泵来提高循环速度，循环速度的大小可以通过调节泵的流量来控制。
而且，根据含盐量，设计二、三效采盐，使循环管道运行状况良好。
综上所述，对于@高含盐有机废水的处理，易选用三效强制循环蒸发器，并采用并流加料、二三效采盐的操作方式。
2.5本方案蒸发的工艺特点
针对目前蒸发装置普遍存在结晶盐堵塞、雾沫夹带等现象，以及前言所述联化科技现有装置存在的各种问题，在保证蒸发产能的前提下，本方案采取从蒸发器设计到合理操作的一系列措施，来解决上述问题。
2.5.1防结晶盐堵塞
蒸发器堵塞原因是多方位的，同时结晶盐堵塞的位置也是多样的，针对结晶盐堵塞的问题，本方案将从蒸发器的结构设计入手，配合相应的操作，使堵塞的程度降到最低。
2.5.1.1蒸发器的结构选型
我公司设计的强制循环蒸发器，与一般设计在结构上有着显著的特点，详见图2.1。
图2.1强制循环蒸发器结构图
上图中左边的强制循环蒸发器为一般普遍的设计结构，右边为我公司本次的蒸发器设计结构图，从图中可以明显看出，我公司的设计在汽化室底部增加了盐腿，同时，内部结构的设计也有独特之处，主要体现在以下几个部分：
1、在汽化室底部设置盐腿，利用其特殊的内部结构提供适当的速度和均匀的流态化，达到高效淘洗、分级和增稠的效果。
蒸发器内不断结晶出来的盐晶，在汽化室内因自身重力向下运动，从椎体逐步落入到盐腿，物料循环管出口在椎体的上部，上一效浓缩液进入下一效的过料管位于盐腿的下部，盐腿如此设计的目的主要体现在：
淘洗：
盐晶在盐腿内沉降的过程中，与来自上一效的蒸发浓缩液逆流，将细小的盐晶带回汽化室，继续参与循环和长大，达到高效淘洗的效果，有利于盐质的提高，还可通过逆流淘洗进行热交换，降低排盐温度，减少排盐热损失；
分级：
蒸发过程中产生的大颗粒盐晶会逐步落入到盐腿内，随后被采出，参与循环的物料固液比大大降低，主要为细小的盐晶，流动状态相对稳定，将加热室列管堵塞的可能性降到了最低；
增稠：
盐腿也是一个增稠装置，提高了排出系统的盐浆浓度。
一般经过盐腿的增稠作用，排出盐浆的固液比能够达到40%~50%，既减轻了后续离心分离的负荷，又提高了了分离效率。
由此可见，盐腿的设计在防堵塞、提高盐的品质、节能降耗和改善工作环境方面起到了积极的作用。
盐腿的详细设计在第四章详述。
需要指出的是，在@废水的三效蒸发过程中，一效蒸发器内含盐浓度远低于饱和浓度，不存在结晶盐的析出，因此盐腿的设计只存在于二效和三效蒸发器内。
2、蒸发器和换热管都采用内抛光，防止盐或者碳酸钙、硫酸钙等盐垢在突出部位结构析出，避免长期累积造成堵塞和腐蚀。
3、汽化室液面要与加热室保持一定的高度，维持一定的液柱静压，将沸腾面移至汽化室，防止物料在加热室及管道中沸腾、汽化，从而导致有结晶盐析出，产生堵塞。
4、管道设计尽可能简洁，管道尽可能减少拐弯和死角，防止死角部位盐堵塞，同时增加一定的冲洗管道。
管道和设备保温良好，防止局部温度低盐析出堵塞，同时也能使得整个系统更节能。
2.5.1.2合理的操作方式
对于三效强制循环蒸发系统，在易结盐部位，如加热室列管、盐腿、过料管道和除沫器，定期清洗。
效体根据调试情况，确定洗效周期，定期清洗，防止运行一段时间后某些地方堵塞。
同时需要采用合理的采盐工艺，将结晶盐及时从蒸发器中采出，避免结晶盐在效体内积累，造成堵塞。
关于采盐工艺详见2.5.3节。
2.5.2防雾沫夹带
雾沫夹带会使得二次蒸汽质量下降，严重时会导致二效、三效的蒸发能力降低，同时二次蒸汽冷凝水不达标，造成生化系统超负荷。
雾沫夹带也会对蒸汽管道的材质提出更高的要求，增加设备投资。
本方案从以下几个方面设计，从而减少雾沫夹带的产生。
2.5.2.1两级除沫装置
我公司为了尽可能减少雾沫夹带，设计采用两级除沫装置：
一级除沫采用惯性式除沫器，顶部二级除沫器采用旋流板除沫器，经过两级除沫之后，有效防止料液泡沫产生带入二次蒸汽，尽可能减少雾沫夹带现象的发生。
旋流板除沫器是一个气液分离器，能有效分离蒸发带出来的二次蒸汽和水，具有分离效果好、阻力小等特点。
2.5.2.2合理的气液分离空间
在汽化室的设计中，考虑了足够的气液分离空间，即使在运行负荷超过设计值20%，液位较设计高度高的情况下，依然能保持足够的气液分离空间，防止冲料的发生。
同时为了保证合理的蒸汽流速，在除沫装置下端设置挡板，控制流速。
2.5.2.3汽化室液位控制
汽化室的液位绝不能低于切向循环管的上沿，否则蒸汽进入循环料液将引起蒸发器强烈振动；而液位过高，会增大短路温差损失，并增加二次蒸汽的雾沫夹带量。
因此，为准确控制汽化室的液位，应保证液位变送器的测量准确性，变送器的安装位置应选在过饱和度尽可能低的液相处，以防变送器膜头上结盐；还应设置冲洗口，定期用冷凝水冲洗膜头。
在液位控制上，设置采用双法兰压差式液位计，液位实时传送到DCS室。
现场采用了三块视镜和探照灯，方便人工巡检时观察。
2.5.2.4清洗装置
在除沫器上端，二次蒸汽出口下端，设置喷头，采用冷凝水定期清洗除沫器，确保除沫器维持良好的除沫性能。
2.5.2.5除沫剂
在操作正常的情况下，一般不会发生冲料现象，但是原水的成分复杂，业主未能提出全部的组分，因此不排除冲料的可能，因此为防止冲料的发生，在物料入口或效体预留除沫剂加入口，避免大量泡沫的产生。
2.5.3合理的采盐工艺
2.5.3.1二三效采盐
根据@废水的实际情况，由于含盐量8%时需要蒸出更多的溶剂（水），能耗也更大，所以蒸发器设计时按照8%设计蒸发量，但需按照含盐量15%设计采盐系统，这样装置才能够完全适应8%-15%的浓度区间。
如果按照15%浓度进料，经过一效蒸发之后，二效浓度已经饱和，如果不采出，三效的固液比会很大，容易造成三效的堵塞，德州联化就出现这种情况。
因此，在进料浓度较高的情况下，二、三效采盐可有效的防止盐在三效积盐和堵塞的情况。
2.5.3.2旋液分离器
采盐泵采出的盐浆由旋液分离器的圆筒部分以切线方向进入，作旋转运动而产生离心力，下行至圆锥部分更加剧烈。
料液中的固体粒子或密度较大的液体受离心力的作用被抛向器壁，并沿器壁按螺旋线下流至出口（底流）。
澄清的液体或液体中携带的较细粒子则上升，由中心的出口溢流而出返回蒸发器继续参与循环。
优点是:
构造简单，无活动部分;
体积小，占地面积也小;
生产能力大;
分离的颗粒范围较广。
盐浆经过旋液分离器的进一步增稠，大部分清液回效体，减轻了后续盐处理单元负荷，提高了分离效率。
2.5.3.3稠厚罐
盐浆自旋液分离器进入稠厚罐，设置足够的停留时间，保证盐颗粒结晶成长。
通过前面的析盐腿分级增稠、旋液分离器进一步增稠后，稠厚罐内的盐水浓度较高，盐颗粒较均匀。
同时，稠厚罐通过循环水冷却，使氯化钠结晶析出。
综上所述，在二三效设置析盐腿，盐腿具有前述的淘洗、分级、增稠的作用，盐腿内部是一个晶核包晶的过程，采出的盐颗粒较为均匀；旋液分离器中不断分离出结晶析出的盐，进一步的提高固液比，大部分析出的盐进入到稠厚罐，同时也降低了蒸发器内部盐晶堵塞换热器和管道的可能；稠厚罐是晶核不断长大的场所，确保一定的停留时间，保证晶核足够的成长时间。
可见，合理的采盐工艺，不仅是保证了结晶盐的品质，也是防结晶盐堵塞的重要措施。
2.5.4废气处理
蒸馏和蒸发操作现场储罐内有机溶剂的挥发、换热器内不凝性气体的排出等，是产生废气的主要来源。
有机废气无组织排放，可能具有爆炸危险性，而且造成现场环境恶劣，影响员工健康和存在重大安全隐患。
因此，本装置所有有机废气排放口集中管道收集，通过管道输送至RTO系统焚烧，高浓度的废气还可以作为RTO焚烧的气源。
作为废气控制和处理系统的一个重要组成部分，废气收集及输送系统的设计也是一个极为重要的关键要素。
废气收集及输送系统设计得合理与否很大程度上影响着整个废气控制和处理系统的处理效果。
废气收集系统设计原则如下：
（1）收集风管的选择：
采用防静电FRP风管，圆形风管。
风管采用架空布设，支管设计流速4～5m/s。
（2）主管道：
主管采用防静电FRP，主管道设计流速6～12m/s。
（3）管道要求接地良好，防静电，体电阻率符合国家相关规范；
（4）管道需要做支架和抱箍固定，位置根据现场情况确定，避免腐蚀管道；管道应保持0.003的坡度，管道低点需要做放净，确保管道不积液。
2.5.5其他特点
2.5.5.1节能
（1）本方案尽可能利用了所有的热源，利用二次蒸汽和蒸汽冷凝水预热物料。
（2）疏水系统采用疏水罐，放弃使用疏水器。
疏水器具有疏水不彻底，蒸汽泄漏，热能利用低等缺点。
采用疏水罐后，蒸汽能充分的实现汽水分离，疏水效果更好，更节能。
2.5.5.2减排
（1）通过优化设计和操作管理，实现高的浓缩比，减少浓缩液的排放量。
（2）二次蒸汽冷凝水用于洗效和清洗，内部循环，减少外排量。
（3）对蒸汽冷凝水实行分类收集，分类处理，生蒸汽冷凝水去锅炉回用；二次蒸汽冷凝水去生化，减少生化负荷。
第三章工艺流程简述
该项目新建的5t/h和10t/h处理量的两套三效蒸发装置，除了处理能力，其他工艺流程相同，因此在以下的介绍中，按同一工艺简述。
3.1蒸馏单元工艺流程简述
蒸馏单元工艺流程见图3.1。
废液依次经过一级、二级预热器后从塔顶进入蒸馏塔，与塔釜上升蒸汽在蒸馏塔内充分接触。
塔釜设有再沸器，提供充足的热量使废液汽化，在塔内传质传热同时进行，低沸点共沸物从塔顶馏出，进入蒸馏塔塔顶冷却器，蒸汽经充分冷凝后进入油水分离器，保证足够的停留时间，上层有机相进入废溶剂罐，下层水相进入污凝结水罐。
蒸馏塔釜液作为三效的进料。
一级预热器的加热介质采用三效蒸发器的二次蒸汽，二次蒸汽冷凝水进入污凝结水罐，二级预热器采用生蒸汽冷凝水进行加热，冷凝水出水进入一效凝结水罐，去锅炉回用水系统。
图3.1蒸馏单元工艺流程图
该工艺的特点是充分利用了二次蒸汽和生蒸汽冷凝水的潜热，提高了热量的利用率，主要控制参数见表3.1。
表3.1蒸馏单元主要控制参数
名称
设计值
一级预热器出口温度
50℃
二级预热器出口温度
90℃
蒸馏塔塔顶蒸汽出口温度
72~92℃
蒸馏塔再沸器加热温度
110℃
蒸馏塔塔顶蒸汽出口温度根据进料组成中有机物的种类来确定，保持较大的灵活性。
并且塔顶蒸汽出口温度与塔釜加热蒸汽连锁，通过加热蒸汽的流量来实时控制塔顶蒸汽的出口温度在设定值附近波动。
塔釜液位与废水进料泵连锁，保证塔釜液位在合理的位置。
蒸馏单元主要技术指标见表3.2。
表3.2蒸馏单元主要技术指标
序号
项目
单位
数量
5t/h
10t/h
1
进水COD
mg/L
100000
100000
2
塔顶出料量
kg/hr
310
620
3
塔顶出料含水率
%
20
20
4
塔釜出料量
kg/hr
4690
9380
5
塔釜出料COD
mg/L
50000
50000
6
蒸汽耗用量
kg/hr
1000
2000
3.2三效蒸发单元工艺流程简述
三效蒸发单元工艺流程见图3.2。
蒸馏塔塔釜物料温度较高，泵送至一效蒸发器循环泵入口，加热室采用低压蒸汽加热。
一效的二次蒸汽作为二效加热室的加热介质，二次蒸汽冷凝水去污凝结水罐，一效蒸发器的蒸发浓缩液自循环泵出口端引出，从二效汽化室底部盐腿进入二效蒸发器；二效蒸发浓缩液自盐腿经采盐泵至二效旋液分离器，上层清液返回二效汽化室，继续循环，下部盐浆去下一工段。
二效的二次蒸汽作为三效加热室的加热介质，二次蒸汽冷凝水去污凝结水罐，二效蒸发器的蒸发浓缩液自循环泵出口端引出，从三效汽化室底部盐腿进入三效蒸发器；三效蒸发浓缩液自盐腿经采盐泵至三效旋液分离器，上层清液返回三效汽化室，继续循环，下部盐浆去下一工段，三效汽化室二次蒸汽去前一工段，作为一级预热器的加热介质。
图3.2三效蒸发单元流程图
三效蒸发单元的主要技术指标和操作参数见表3.3和表3.4。
表3.2三效蒸发单元主要技术指标
序号
项目
单位
数量
5t/h
10t/h
1
浓缩比
--
15
15
2
蒸汽耗用量
kg/hr
1800
3600
3
脱出水
kg/hr
3870
7740
4
浓缩液
kg/hr
820
1640
5
气耗比
kg/kg
2.33
2.33
表3.4三效蒸发单元操作参数
效数
一效
二效
三效
备注
加热蒸汽温度，℃
133
107
84
二次蒸汽温度，℃
107
84
63
二次蒸汽压力，MPa
0.129
0.056
0.023
溶液沸点，℃
115
92
71
三效蒸发单元设置汽化室液位与不同效体间过料阀连锁，控制液位在合理的位置；设置疏水阀与疏水罐连锁，保证传热的顺利进行。
3.3盐处理单元工艺流程简述
盐处理单元工艺流程见图3.3。
来自上一工段二效和三效旋液分离器的盐浆水进入稠厚罐进一步冷却、结晶、增浓，然后离心分离，结晶盐装袋储存，离心母液进入离心母液槽。
一部分母液返回三效继续蒸发浓缩，一部分外运处理。
盐处理单元主要操作参数见表3.5。
图3.3盐处理单元流程图
表3.5盐处理单元主要操作参数
序号
项目
单位
数量
5t/h
10t/h
1
采出盐
kg/hr
520
1040
2
离心母液
kg/hr
300
600
离心机一用一备，保证离心的连续运行，同时定期清洗。
3.4真空系统
整个系统的负压通过真空冷凝器和真空泵维持，真空泵不断将系统内的不凝性气体抽出，防止传热状况恶化以及压力过高；真空冷凝器位于一级预热器末端，对不凝气及真空泵抽出的少量蒸汽进行冷凝降温，减少真空泵的工作负荷，两者共同保证蒸发系统的真空运行参数正常。
真空泵与真空冷凝器之间设置缓冲罐，确保系统内压力稳定，三效汽化室压力约为23kpa。
第四章设备选型方案
4.1蒸馏单元主要设备选型
蒸馏单元的主要设备包括预热器、再沸器、蒸馏塔、冷凝器和油水分离器。
详细设计参数见设备一览表。
4.1.1换热器
换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。
因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型至关重要。
换热器选型时需要考虑多方面的因素，主要有：
热负荷及流量大小，流体的性质，温度、压力及允许压降的范围，对清洗、维修的要求，设备结构、材料、尺寸、重量，价格、使用安全性和寿命等。
在众多的换热器类型中，管壳式换热器是最典型的，也是在工业行业应用最广泛的换热器，适应性强，其允许压力、温度变化范围大，此外，它还具有容量大、结构简单、造价低廉、清洗方便等优点。
针对@高含盐有机废水的特殊性，本方案中的换热器均选用管壳式换热器，同时采用逆流的操作方式，提高传热过程的推动力，再根据实际应用场合选择不同的材质、换热管规格和排列方式、折流挡板等。
1、一级预热器
利用三效蒸发器的二次蒸汽预热废水原液。
经计算，两套装置（5t/h和10t/h）的一级预热器换热面积分别取10m2和20m2，废水走管程，二次蒸汽走壳程，均采用2205双相不锈钢材质。
2、二级预热器
利用生蒸汽冷凝水进一步预热废水。
经过工艺计算，两套装置二级预热器换热面积分别取8m2和16m2，废水走管程，采用2205双相不锈钢材质，生蒸汽冷凝水走壳程，采用Q235R材质。
3、塔顶冷凝器
利用循环水将蒸馏塔塔顶的有机蒸汽冷凝。
经过工艺计算，两套装置塔顶冷凝器换热面积分别取8m2和16m2，考虑到@提供的信息，该废水蒸馏过程中可能有酸性物料产生，因此塔顶冷凝器选用石墨材质。
4、再沸器
利用低压蒸汽加热塔釜液，维持塔釜110℃的温度，使液体沸腾、汽化。
经初步核算，两套装置塔顶冷凝器换热面积分别取50m2和100m2，并结合实际情况，选用石墨材质。
4.1.2蒸馏塔
板式塔和填料塔是工业上广泛应用的汽液传质分离设备，在选择具体型式时，需要考虑多方面的因素，板式塔和填料塔的主要区别在于：
填料塔操作范围较小，特别是对于液
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