CN106621415A - 塔盘式闪蒸-换热一体化设备 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种塔盘式闪蒸‑换热一体化设备，包括一塔体，所述塔体通过塔体隔板分为下部的蒸发室和上部的热水室，所述设备的内部还设有塔盘，所述塔盘位于热水室的换热段内，所述塔盘位于进水口分布器的下方，所述塔盘还包括降液管和罩帽。本发明在单一塔内同时实现了含固废水的闪蒸、固相分离和洁净水升温等过程，有效提高了塔内的传热面积和热传递效率，还克服了现有同类型换热设备易结垢堵塞的缺点，极大程度减轻了更换清洗填料的维护工作和费用，无环境污染等问题，具有良好的技术经济效益和环保效益。

Description

塔盘式闪蒸-换热一体化设备

技术领域

本发明涉及一种塔盘式闪蒸-换热一体化设备。

背景技术

以碳氢化合物为原料的气流床生产煤气过程中(如华东理工大学开发的多喷嘴对置式煤气化技术,专利号US7862632B2，ZL98110616.1，ZL01210097.8，ZL200510111484.8，ZL200810039551.3)，从气化炉出来的合成气经过冷却水分级冷却和洗涤后，合成气中所夹带的灰渣几乎全部转移到液相中，该含渣水也被称为黑水；这些近乎饱和的渣水温度为220～250℃，固体浓度约1wt％，压力为2.0～10.0MPa。为了节约水资源和减少排放，含渣水应循环使用。但由于水处理技术中絮凝剂耐温性能的限制，含渣水只有降温后才能实现净化。因此，需要对含渣水进行热量回收和固渣分离，以实现能量的有效利用，节省水资源。

含渣水热量回收技术中，德士古发展公司申请的中国专利CN94117093.4(授权公告号CN1037503C)公开了一种多级闪蒸(高压闪蒸，中压闪蒸，低压闪蒸和真空闪蒸)和多级换热器结合气液分离罐来回收工艺含渣废水热量的工艺方法；整个渣水系统工艺流程较为复杂，且由于闪蒸出来的蒸汽必然会夹带部分细渣，在间壁式换热器回收热量时，细渣定会停滞和积留在换热器表面上，直接影响换热效果，故必须及时清理，由此带来很大的维护工作量。

华东理工大学所申请的中国专利CN01239007.0(授权公告号CN2474538Y)公开了一种回收含渣废水热量的热水塔，将旋流闪蒸室和直接接触换热的热水室耦合在一个塔器内；该技术选择填料作为强化传热的塔内部构件，虽然其热质传递效果理想，但长期使用会导致填料表面积累细渣而堵塞，从而使气液接触面积减小，影响热质传递效率，因此工作人员需要在3～4个喷嘴的使用周期(一年左右)之后进行停车清理和更换填料。填料的清洗不但需要高压水，而且填料的装卸工作量较大，耗费大量人力，另外填料还会对现场环境造成一定的影响。

发明内容

本发明要解决的是现有技术难以同时满足含渣废水热量回收、灰水利用、废渣分离等三方面的工艺要求，以及换热器堵塞、填料更换的问题，提供了一种用于高压带温含固废水能量回用的闪蒸-换热一体化设备。

本发明主要通过以下技术方案解决上述技术问题：

一种塔盘式闪蒸-换热一体化设备，包括一塔体(1)，所述塔体(1)通过塔体隔板(2)分为下部的蒸发室(3)和上部的热水室(4)，所述塔体(1)上还设有含固废水进口管(11)、蒸汽出口(12)、进水口(13)、热水出口(14)、废水排放口(15)和废渣出口(17)，所述塔体(1)的内部设有升气管(31)；所述塔盘式闪蒸-换热一体化设备的内部还设有塔盘(5)，所述塔盘(5)位于所述热水室(4)的换热段(41)内，所述塔盘(5)位于进水口分布器(42)的下方，所述塔盘(5)还包括降液管(51)和罩帽(52)。

本发明中，塔盘作为汽液接触元件，采用常规的机械方法安装在隔板上部的热水室内，其主要作用是使上升的蒸汽与下降的液体在塔板上充分接触，提高传热传质效率，大部分蒸汽被液体冷凝，少量蒸汽及不凝性气体从塔顶排出，液体大部分从溢流堰流向下一块塔盘，最后由热水出口排出，进入系统循环使用。

较佳地，所述塔盘(5)是固阀塔盘、筛板塔盘、浮阀塔盘或喷射塔盘中的一种。

较佳地，所述塔盘(5)的塔板数为1-10，优选地为2-5。

较佳地，所述塔盘(5)的堰高为30-120mm，优选地为40-80mm。

较佳地，所述塔盘(5)的堰长与塔径比l_w/D为0.40-0.90，优选地为0.65-0.75。

较佳地，所述塔盘(5)的孔径d₀为10-100mm，优选地为30-60mm。

较佳地，所述塔盘(5)的孔中心距与孔径比t/d₀为2.0-6.0，优选地为2.5-3.5。

较佳地，所述塔盘(5)的开孔高度为2-20mm，优选地为6-15mm。

较佳地，所述塔盘(5)的气相动能因子F为6-15，优选地为7-12；所述气相动能因子的计算方法本领域技术人员均知其为本领域常规方法，如下所示：F＝W₀×(ρV)^1/2，其中F为气相动能因子，W₀为气相表观速度，ρV为气相密度。

所述塔盘(5)的孔数为本领域常规使用，一般是基于所述的气相动能因子和根据实际生产目标所定的流量范围，按本领域常规方法计算得到；首先确定一气相动能因子F，根据所述气相动能因子的计算方法得到气相表观速度W₀，再根据生产目标所定的总流量除以气相表观速度W₀与孔径的乘积得到孔数；在实际生产过程中根据具体流体情况的不同及所采用的拟合公式的不同，可在上述方法的基础上采用常规试差法确定所述孔数。

较佳地，所述降液管(51)的宽度与塔径比W_d/D为0.04-0.3，优选地为0.12-0.18。

较佳地，所述降液管(51)的面积与塔面积比A_f/A_T为0.015-0.25，优选地为0.075-0.095。

较佳地，所述降液管(51)的底隙高度为20-150mm，优选地为30-70mm。

本发明中，所述蒸发室(3)的上部设有含固废水进口管(11)，按本领域常规用于通入经减压阀减压后的高压带温含固废水；所述含固废水进口管(11)按本领域常规方式设置，既可以两个进口管按塔体径向对称形式分布，也可仅设置单个进口管，以实际情况为准。

本发明中，所述升气管(31)按常规方法设置，用于将蒸发室(3)减压闪蒸产生的蒸汽导流送入上部热水室(4)内。

较佳地，所述升气管(31)的下部位于所述蒸发室(3)内，所述升气管(31)的上部位于所述热水室(4)内、所述塔盘(5)的下方，所述升气管(31)的上部设有布汽帽(32)；更佳地，所述升气管(31)的数量为1-5，因为上升蒸汽还有部分灰渣，升气管(31)的数量不宜多；更佳地，所述塔体隔板(2)的上方设有固定所述升气管(31)的筋条(33)；更佳地，所述布汽帽(32)的形状为方形或锥形，优选地为锥形。

本发明中，所述进水口分布器(42)按本领域常规一般设于所述进水口(13)的下方，用于使进入塔体的较干净的低温水能均匀分布。

较佳地，所述进水口分布器(42)是管式液体分布器、槽式液体分布器、盘式液体分布器或喷射式液体分布器中的一种。

本发明中，所述热水室(4)的内部较佳地设有除沫器(43)，所述除沫器(43)位于所述进水口(13)和所述蒸汽出口(12)之间，用于除去排出设备的未凝酸性蒸汽中夹带的雾沫，减轻后系统负担；更佳地，所述除沫器(43)是丝网除沫器或旋流板除沫器中的一种。

本发明中，较佳地，所述蒸发室(3)的直径和所述热水室(4)的直径为等径或异径。

本发明中，所述蒸汽出口(12)按本领域常规一般设于塔体(1)的顶部，用于排出废水能量回用过程中产生的不凝性蒸汽。

本发明中，所述进水口(13)按本领域常规一般设于塔体(1)的热水室(4)上部，用于向塔体中通入低温水。

本发明中，所述热水出口(14)按本领域常规一般设于热水室(4)的换热段(41)下方，用于吸收了几乎全部蒸汽热量的清洁热水离开本设备，实现净水的工艺系统的循环回用。

本发明中，所述废水排放口(15)按本领域常规一般设于蒸发室(3)的下部，用于排放废水。

较佳地，所述蒸发室(3)的锥段侧面设有一备用废水排放口(16)，用于辅助排放废水。

本发明中，所述废渣出口(17)按本领域常规一般设于蒸发室(3)的锥段底部，用于排放废水能量回用过程中产生的废渣。

在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。

本发明的积极进步效果在于：

(1)本发明将蒸发室与热水室耦合，采用旋流导向式闪蒸汽入口和结构简单、具有自清洁功能的塔盘型式，在单一塔内同时实现了含固废水的闪蒸、固相分离和洁净水的升温等过程，各过程相互关联，设备集成度高，大大简化了含固废水回用的工艺流程；

(2)本发明还有效提高了塔内的传热面积和热传递效率，还克服了间壁式换热器易结垢、堵塞的缺点，极大程度减轻了更换、清洗填料的维护工作和费用，具有优良的适应性、可靠性和较大的操作弹性，提升了系统回用水的品质，进一步提高了系统的能量利用率，减少系统水循环量，节约能源、降低消耗、无环境污染等问题；

综上，本发明为以煤、石油焦、生物质、工业废弃物等含碳氢物质为原料的气流床生产煤气过程中含渣废水或其他工业领域中高压带温含固废水的综合回用提供了一种长周期、安全、稳定运行的工艺保障，具有良好的技术经济效益和环保效益。

附图说明

图1为本发明塔盘式闪蒸-换热一体化设备较佳实施例的结构示意图。

具体实施方式

下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。

如图1所示，一种塔盘式闪蒸-换热一体化设备，包括一塔体1，所述塔体1通过塔体隔板2分为下部的蒸发室3和上部的热水室4，所述塔体1上还设有含固废水进口管11、蒸汽出口12、进水口13、热水出口14、废水排放口15、备用废水排放口16和废渣出口17，所述塔体1的内部设有升气管31；所述塔盘式闪蒸-换热一体化设备的内部还设有塔盘5，所述塔盘5位于所述热水室4的换热段41内，所述塔盘5位于进水口分布器42的下方，所述塔盘5还包括降液管51和罩帽52；所述塔体1的内部设有一升气管31，所述升气管31的下部位于所述蒸发室3内，所述升气管31的上部位于所述热水室4内、所述塔盘5的下方，所述升气管31的上部设有布汽帽32；所述塔体隔板2的上方设有固定所述升气管31的筋条33；所述布汽帽32的形状为锥形；所述热水室4的内部设有除沫器43，所述除沫器43位于所述进水口13和所述蒸汽出口12之间。

上述塔盘式闪蒸-换热一体化设备运行方法如下：

高压带温的含固废水经安装在含固废水进口管11前减压阀减压后，旋流进入蒸发室3，由于压力突降并在旋流作用下，含固废水中大量液相水瞬时闪蒸为较为干净的蒸汽，该闪蒸蒸汽还会带有小部分细灰，而含固废水的显热亦同时转化为蒸汽潜热；在密度作用下，蒸汽通过升气管31及其上段的布汽帽32导流后均匀进入位于蒸发室3上部的热水室4，浓缩后的含渣废水进入蒸发室3下方的液相主体储槽，由废水排放口15或16排出，进入后续工段；

蒸汽进入热水室4中的换热段41并通过塔盘5，与从上部经进水口13以及进水口分布器42流下的温度较低的洁净水在塔板上进行直接的接触，发生同时的传质传热过程，蒸汽中含有的飞灰大部分被洁净水洗涤下来，洁净水吸收蒸汽的潜热热量后通过降液管51向塔盘下方流动，较高温度的洁净水由热水出口14流出设备，作为系统回用水循环使用，少量不凝性气体由塔顶经除沫器43从蒸汽出口12排出。

实施例1

本实施例的塔盘式闪蒸-换热一体化设备的具体结构设置如图1所示；除此之外，塔体直径为3400mm，下部的蒸发室和上部的热水室采用同径，蒸发室高度7300mm，热水室高度13200mm；同一周向上设置2个含固废水进口管内径600mm，含固废水进口管插入筒体深度450mm，半圆柱体导向开口夹角70°；升气管直径700mm，长度约8000mm，共1根；热水室换热段内设置7层固阀塔盘，板间距700mm，每层塔盘上有420-600个开孔高度为8-12mm、孔径为38-50mm的固阀，孔中心距与孔径比t/d₀为4.0；每层塔盘的堰高90mm，底隙高度70mm，堰长2157mm；降液管宽度387mm，降液管面积0.45m²；塔盘与气体出口间设置一旋流板除沫器。

以日处理2000吨水煤浆气化系统为例，用单一的上述塔盘来处理系统内全部高压含固黑水。来自前系统的含固黑水总流量230t/h、含固量～0.9％，压力4.08-3.96MPa、温度220-225℃；所述含固黑水分二股，经安装在含固废水进口管前端的减压角阀减压至0.45MPa后，从含固废水进口管进入闪蒸室，蒸汽携带黑水沿蒸发室筒壁产生旋转，在离心力的作用下，含灰渣的黑水与筒壁接触形成液膜，边蒸发边向下流动；旋转的气流同时进行蒸发过程。蒸发量最大值由蒸发压力、温度、进口水流量决定，闪蒸出的蒸汽流量约为40220Nm³/h(32.5t/h)，温度155℃；黑水中的灰渣绝大部分进入浓缩后的液相，该黑水流股的流量198t/h，温度155℃，压力0.45MPa，含固量1.1％，从废水排放口进入后序的真空闪蒸器进行进一步的闪蒸分离处理。

含有较高潜热的闪蒸蒸汽经升气管从布汽帽出来进入热水室；而待加热的冷水流量为156t/h，温度为～78℃，则从热水室上部进水口经槽式液体分布器分布后进入热水室的换热段。在设置在换热段的7层塔盘上，上行的蒸汽与下行的冷水进行直接接触，发生热量、质量的同时传递过程，吸收了蒸汽潜热的冷水成为热水，流量增加为179t/h，温度则上升至153℃，这股含一定温位、洁净的热水从热水出口离开热水室，供前序系统循环使用，而含有不凝性气体的少量蒸汽(9.5t/h)则从塔顶蒸汽出口离开，经后系统处理后进酸性气火炬放空。

实施例2

本实施例的塔盘式闪蒸-换热一体化设备的具体结构设置如图1所示；除此之外，塔体直径为2500mm，下部的蒸发室和上部的热水室采用同径，蒸发室高度6300mm，热水室高度9200mm；同一周向上设置2个含固废水进口管内径300mm，含固废水进口管插入筒体深度330mm，半圆柱体导向开口夹角30°；升气管直径350mm，长度4000mm，共4根，成环形均布于塔内；热水室换热段内设置1层筛板塔盘，板间距500mm，每层塔盘上有220-300个开孔高度为2-6mm、孔径为10mm的筛孔，孔中心距孔径比t/d₀为2.0；每层塔盘的堰高30mm，底隙高度20mm，堰长1000mm；降液管宽度100mm，降液管面积0.073m²；塔盘与气体出口间设置一丝网除沫器。

以日处理600吨水煤浆气化系统为例，用单一的上述塔盘来处理系统内全部高压含固黑水。来自前系统的含固黑水总流量156t/h、含固量～0.6％，压力3.95MPa、温度214℃；所述含固黑水分二股，经安装在含固废水进口管前端的减压角阀减压至0.50MPa后，从含固废水进口管进入闪蒸室，蒸汽携带黑水沿蒸发室筒壁产生旋转，在离心力的作用下，含灰渣的黑水与筒壁接触形成液膜，边蒸发边向下流动；旋转的气流同时进行蒸发过程。蒸发量最大值由蒸发压力、温度、进口水流量决定，闪蒸出的蒸汽流量约为24700Nm³/h(20.0t/h)，温度158℃；黑水中的灰渣绝大部分进入浓缩后的液相，该黑水流股的流量144t/h，温度158℃，压力0.50MPa，含固量0.8％，从废水排放口进入后序的真空闪蒸器进行进一步的闪蒸分离处理。

含有较高潜热的闪蒸蒸汽经升气管从布汽帽出来进入热水室；而待加热的冷水流量为109t/h，温度为～75℃，则从热水室上部进水口经管式液体分布器分布后进入热水室的换热段。在设置在换热段的5层塔盘上，上行的蒸汽与下行的冷水进行直接接触，发生热量、质量的同时传递过程，吸收了蒸汽潜热的冷水成为热水，流量增加为127t/h，温度则上升至156℃，这股含一定温位、洁净的热水从热水出口离开热水室，供前序系统循环使用，而含有不凝性气体的少量蒸汽(2.0t/h)则从塔顶蒸汽出口离开，经后系统处理后进酸性气火炬放空。

实施例3

本实施例的塔盘式闪蒸-换热一体化设备的具体结构设置如图1所示；除此之外，塔体直径为3800mm，下部的蒸发室和上部的热水室采用同径，蒸发室高度7800mm，热水室高度9800mm；同一周向上设置2个含固废水进口管内径600mm，含固废水进口管插入筒体深度400mm，半圆柱体导向开口夹角45°；升气管直径550mm，长度约7500mm，共5根；热水室换热段内设置10层浮阀塔盘，板间距700mm，每层塔盘上有250-520个开孔高度为15-20mm、孔径为100mm的浮阀，孔中心距与孔径比t/d₀为6.0；每层塔盘的堰高120mm，底隙高度150mm，堰长3420mm；降液管宽度1140mm，降液管面积2.83m²；塔盘与气体出口间设置一旋流板除沫器。

以日处理3100吨水煤浆气化系统为例，用单一的上述塔盘来处理系统内全部高压含固黑水。来自前系统的含固黑水总流量318t/h、含固量～1.6％，压力3.90MPa、温度222℃；所述含固黑水分二股，经安装在含固废水进口管前端的减压角阀减压至0.50MPa后，从含固废水进口管进入闪蒸室，蒸汽携带黑水沿蒸发室筒壁产生旋转，在离心力的作用下，含灰渣的黑水与筒壁接触形成液膜，边蒸发边向下流动；旋转的气流同时进行蒸发过程。蒸发量最大值由蒸发压力、温度、进口水流量决定，闪蒸出的蒸汽流量约为53700Nm³/h(43.5t/h)，温度158℃；黑水中的灰渣绝大部分进入浓缩后的液相，该黑水流股的流量272.4t/h，温度158.8℃，压力0.50MPa，含固量1.8％，从废水排放口进入后序的真空闪蒸器进行进一步的闪蒸分离处理。

含有较高潜热的闪蒸蒸汽经升气管从布汽帽出来进入热水室；而待加热的冷水流量为248t/h，温度为～74℃，则从热水室上部进水口经盘式液体分布器分布后进入热水室的换热段。在设置在换热段的7层塔盘上，上行的蒸汽与下行的冷水进行直接接触，发生热量、质量的同时传递过程，吸收了蒸汽潜热的冷水成为热水，流量增加为288t/h，温度则上升至156℃，这股含一定温位、洁净的热水从热水出口离开热水室，供前序系统循环使用，而含有不凝性气体的少量蒸汽(5.6t/h)则从塔顶蒸汽出口离开，经后系统处理后进酸性气火炬放空。

效果实施例1

以单系列6.5MPa水煤浆气化装置为例，将实施例1与中国专利CN01239007.0中应用了闪蒸-直接换热技术的填料式热水塔(现有技术1)、及中国专利CN94117093.4中应用了闪蒸-间接换热技术的工业装置(现有技术2)的运行主要数据比较结果如表1所示。

表1 6.5MPa水煤浆气化装置渣水处理系统主要操作数据比较

由表1可见，相比现有技术1中应用闪蒸-直接换热技术的填料式热水塔，实施例1的塔盘式闪蒸-换热一体化设备回收的灰水的悬浮物浓度低、水质较好，且实施例1中换热得到的灰水温度稍高于现有技术1，考虑到现有技术1中填料式热水塔的维护成本，实施例1的塔盘式设备结构运行与维护成本均较低，且能达到甚至略超过现有技术1的技术效果，因此比之现有技术1更具实际应用的意义。

而相比现有技术2的闪蒸-间接换热工艺流程，实施例1闪蒸蒸汽量大，虽待加热的灰水温度为77℃，比现有技术2通过间接换热得到的灰水温度109℃要低，但经过热量回收后，实施例1产出灰水的饱和温度为172℃，而现有技术2回收得到的灰水饱和温度仅为123℃，气化系统运行一段时间后，该温度会进一步降低至约50℃；现有技术2的气化规模较小，但反而效果不如实施例1；此外，实施例1出气化界区的合成气水气比为1.50，而现有技术2为1.31，实施例1相比现有技术2提高了15％，气化界区节能折合标煤约1.4万吨/年；综上，实施例1相比现有技术2更节能减耗。

如上所述，高压带温的含固废水经过实施例1的闪蒸-换热一体化设备后，同时实现了热量回收、净水回用和废固分离，该过程流程简单、投资省，是一项节能减耗、具有良好环保效益的技术。

在本发明的描述中，需要理解的是，术语“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这些仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种塔盘式闪蒸-换热一体化设备，包括一塔体(1)，所述塔体(1)通过塔体隔板(2)分为下部的蒸发室(3)和上部的热水室(4)，所述塔体(1)上还设有含固废水进口管(11)、蒸汽出口(12)、进水口(13)、热水出口(14)、废水排放口(15)和废渣出口(17)，所述塔体(1)的内部设有升气管(31)；其特征在于，所述塔盘式闪蒸-换热一体化设备的内部还设有塔盘(5)，所述塔盘(5)位于所述热水室(4)的换热段(41)内，所述塔盘(5)位于进水口分布器(42)的下方，所述塔盘(5)还包括降液管(51)和罩帽(52)。

2.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述塔盘(5)是固阀塔盘、筛板塔盘、浮阀塔盘或喷射塔盘中的一种；

较佳地，所述塔盘(5)的塔板数为1-10，优选地为2-5；

较佳地，所述塔盘(5)的堰高为30-120mm，优选地为40-80mm；

较佳地，所述塔盘(5)的堰长与塔径比l_w/D为0.40-0.90，优选地为0.65-0.75；

较佳地，所述塔盘(5)的孔径d₀为10-100mm，优选地为30-60mm；

较佳地，所述塔盘(5)的孔中心距与孔径比t/d₀为2.0-6.0，优选地为2.5-3.5；

较佳地，所述塔盘(5)的开孔高度为2-20mm，优选地为6-15mm；

较佳地，所述塔盘(5)的气相动能因子为6-15，优选地为7-12；

较佳地，所述降液管(51)的宽度与塔径比W_d/D为0.04-0.3，优选地为0.12-0.18；

较佳地，所述降液管(51)的面积与塔面积比A_f/A_T为0.015-0.25，优选地为0.075-0.095；

较佳地，所述降液管(51)的底隙高度为20-150mm，优选地为30-70mm。

3.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述升气管(31)的下部位于所述蒸发室(3)内，所述升气管(31)的上部位于所述热水室(4)内、所述塔盘(5)的下方，所述升气管(31)的上部设有布汽帽(32)；

较佳地，所述升气管(31)的数量为1-5。

4.如权利要求3所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述塔体隔板(2)的上方设有固定所述升气管(31)的筋条(33)。

5.如权利要求3所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述布汽帽(32)的形状为方形或锥形，优选地为锥形。

6.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述进水口分布器(42)是管式液体分布器、槽式液体分布器、盘式液体分布器或喷射式液体分布器中的一种。

7.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述热水室(4)的内部设有除沫器(43)，所述除沫器(43)位于所述进水口(13)和所述蒸汽出口(12)之间。

8.如权利要求7所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述除沫器(43)是丝网除沫器或旋流板除沫器中的一种。

9.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述蒸发室(3)的直径和所述热水室(4)的直径为等径或异径。

10.如权利要求1所述的塔盘式闪蒸-换热一体化设备，其特征在于，所述蒸发室(3)的锥段设有一备用废水排放口(16)。