一种海水旋流氧化气化气旋凝水淡化的装备系统的制作方法

本实用新型涉及海水淡化技术领域，特别是涉及一种海水旋流氧化气化气旋凝水淡化的装备系统。

背景技术：

目前中国淡水资源储量约为2.8万亿t，约占全球水资源总量的6％，人均淡水占水量不足2300t，不足世界人均占水量的1/4，是全球人均水资源最贫乏的国家之一，庞大的人口基数加剧了水资源供应的矛盾。同时我国水资源空间分布极度不均匀，形成明显的东多西少、南多北少的格局。全国约2/3的主要城市缺水，其中严重缺水的城市近1/5，缺水现象在华北、东北、西北和沿海地区更为明显。淡水资源的危机不但严重地制约我国经济的高速发展，还严重地影响人民的日常工作和生活。尽管我国淡水资源严重匮乏，但我国海域广阔、海岸线狭长，海水资源丰富，将海水资源合理利用及处理转化为淡水资源，可很大程度缓解沿海地区淡水资源紧张的问题，是促进沿海区域经济可持续发展的有效措施。当前我国海水淡化项目主要分布在沿海9个省市（山东、浙江、广东、天津、辽宁、河北、江苏、福建、海南等），其中江苏和海南的海水淡化工程规模较低，均未超过1万t/d。

众所周知，地球海水的平均盐度为35‰，不同地区的海水盐度存在一定差异，受大陆淡水影响，浅海盐度一般为27～30‰，河口区盐度一般为0～30‰，海湾地区由于其蒸发量较高、淡水径流较少和受海水淡化厂排放的高盐废水的影响，其盐度往往高于45‰，地中海和红海的盐度亦超过41‰。海水盐分的成分较为复杂，其盐分主要由na⁺，k⁺，ca²⁺，mg²⁺和sr²⁺等阳离子和cl^-，so4^2-，br^-，hco3^-等阴离子以及分子态的h3bo3等组成。典型海水的盐度一般在30‰~43‰之间，其中ca²⁺含量变化范围在360～500mg/l，mg²⁺含量变化范围在1150～1600mg/l，na⁺含量变化范围在9700～13500mg/l，k⁺含量变化范围在400～550mg/l，cl^-含量变化范围在16300～23700mg/l，so4^2-含量变化范围在2400～3380mg/l，hco3^-含量变化范围在130～200mg/l。换句话说，海水亦是一座无量的盐矿，而当前我国大量的工业用盐和民用盐来自内陆地区的井盐，井盐的大量开采导致地质沉降塌陷和废渣污染。

在海水淡化方面，我国自上世纪60年代开始，众多与海洋相关的科技企业和高校科研院所开展了海水淡化的系列研究和实践，目前海水淡化的方法主要有蒸馏法、膜分离法、结晶法、可再生能源结合法、溶剂萃取法和离子交换法等，现有的研究应用成果大致可概括为如下五大类：

第一类为蒸馏法，主要包括：

（1）低温多效蒸馏技术（lt-med）：通过对海水多次低温蒸馏和冷凝实现制淡水，但换热管外壁易结垢，热效率的提升受低温（≤70℃）限制，设备体积过大，投资相对较高。

（2）多级闪蒸技术（msf）：海水经预处理消毒和蒸气加热多级闪蒸后冷凝实现制淡水，该系统操作温度较高，结构材料腐蚀倾向大，热耗高、电能消耗亦高，工程投资额高，设备的操作弹性较小，难以适应产水量变动较大的工程，同时会对海洋环境造成热污染。

（3）压汽蒸馏（vc）：热海水产生的蒸汽二次加压并冷凝成淡水，该系统对密封性要求高，对海水预处理要求较高，易于结垢，且热耗及电耗较高，设备体积亦大，运行成本高，同时会对海洋环境造成热污染。

第二类是膜分离法，主要包括：

（1）反渗透技术（swro）：利用反渗透膜两侧的压差实现杂质和淡水分离，目前市场应用占比约85%。该方法对海水预处理要求高，膜组件损耗大，且膜通量对温度较敏感，需配套大量优质耐腐蚀辅助材料（不锈钢管道、板材及钛金属管道），淡水处理成本较高。

（2）电渗析技术（ed）：利用电位差作用定向移动分离盐分和水分，其运行能耗偏高（一般在17～20kw·h/m³），且难以去除离解度小的盐类和不离解的物质及细菌等，产品水质较差。

第三类是结晶法，包括：

（1）冷冻结晶法

冷冻结晶法包括天然冷冻法、人工冷冻法和交换结晶冷冻脱盐法三类。其中天然冷冻法是利用自然环境条件使海水冷冻结冰,取冰融化制淡水，该方法受季节等自然环境因素影响较大。人工冷冻法是利用冷冻剂或冷媒（正丁烷、异丁烷、r410a等）与海水进行直接或间接热交换使海水冷冻结冰，但其存在设备较大，对冷冻剂回收和再利用过程中的能耗高，融冰过程耗能高，除盐率低等问题。而交换结晶冷冻脱盐法是利用预冷海水与固液态共存的直链烃换热结晶，其分离过程中因压力变换导致能耗高。

（2）水合物结晶法：利用水合剂（一氟二氯乙烷、甲烷、二氧化碳气体等）在一定温度和压力下与水形成水合晶体，该方法结晶粒子易形成压缩性结块且难清洗，淡水中混有微量水合剂，淡水水质相对较低。

第四类是可再生能源结合法，现有技术有：

（1）太阳能海水淡化：利用太阳能所产生的热量代替蒸汽等热源对海水进行加热蒸馏制淡，该方法蒸汽凝结潜热损失大，同时未考虑材料内部结垢、光热材料的长期稳定运行、水蒸气高效冷凝和回收等问题。

（2）地热能海水淡化：主要利用地热资源（废弃的油气井）等转化为机械能对海水加压使其克服自然渗透而进行制淡，需与反渗透法和低温多效蒸馏法相结合应用，且废弃油气井利用过程中可能产生新的二次污染。

（3）风能/海洋能海水淡化：主要利用风力产生的机械能或海洋中的潮汐能、波浪能及温差能等转化的机械能对海水加压使其克服自然渗透而进行制淡，需与主流的海水淡化方法相结合应用。

第五类是油脂分离淡化法，如以椰子油和海水混合升温、冷凝分离脱除盐分，但效率低，易造成二次污染。其次，现有海水淡化工程产生的浓盐水因在淡化过程中加入了各类药剂，后续未有相应的综合利用处置措施，浓海水直接排入海洋，对海洋的生态环境造成了较大的影响。

显然，现有的海水淡化技术均存在工程造价高、设备占地面积大、海水预处理要求较高、工艺复杂、或能耗高、或产水成本高、或淡水分离效率低、或淡水出水品质低等技术难题。

技术实现要素：

本实用新型所要解决的技术问题是，克服现有技术存在的上述缺陷，提供一种结构简单而高效、操作简便、投资少、产水量高的海水旋流氧化气化气旋凝水淡化的装备系统。

本实用新型解决其技术问题采用的技术方案是：一种海水旋流氧化气化气旋凝水淡化的装备系统，主要包括将海水旋流氧化气化分离为淡水和富盐卤水的旋流氧化气化塔，所述的旋流氧化气化塔主要包括罐体、供水装置、加药装置、排卤装置、热空气旋流气化装置、高压风机、多管涡流气旋冷凝装置、纤维丝网凝水装置；所述供水装置、加药装置分别设置于罐体的中下部侧壁；所述的排卤装置设置于罐体的底部；所述的热空气旋流气化装置环行设置于罐体下部侧壁上或设置于罐体内下部或底部，所述的高压风机的进风口与罐体上部或顶部的负压抽气口相连通，高压风机的出风口与多管涡流气旋冷凝装置的进口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置的气体出口与纤维丝网凝水装置的进口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置、纤维丝网凝水装置的出水口与淡水收集装置以管道相连通；

或罐体上部或顶部的负压抽气口与多管涡流气旋冷凝装置的进口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置的出风口与高压风机的进风口以管道相连通，高压风机的出风口与纤维丝网凝水装置的进口以管道相连通；

或罐体上部或顶部的负压抽气口与多管涡流气旋冷凝装置的进口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置的出风口与纤维丝网凝水装置的进口以管道相连通，纤维丝网凝水装置的出风口与高压风机的进风口以管道相连通。

进一步，还设有热风装置，所述的热风装置的进风口与多管涡流气旋冷凝装置的换热气出口以管道相连通，热风装置的出风口与旋流氧化气化塔的热空气旋流气化装置的进风口以管道相连通。

进一步，所述的旋流氧化气化塔内罐体的形体为圆柱体或球体或椭圆形体或多边形体或异形体。

进一步，所述热空气旋流气化装置环绕设置在罐体中下部的内侧或外侧。热空气旋流气化装置主要是以耐蚀喷嘴和管道构成的多喷嘴结构于罐内海水中热风牵引或诱导海水旋流汽化的装置，使海水中的水分快速向上汽化、盐分富集浓缩向下沉降；所述的热空气旋流气化装置于旋流氧化气化塔内可设置为一级或多级并联布置的旋流氧化气化装置构成的气化系统。

进一步，所述的旋流氧化气化塔内罐体与风机、多管涡流气旋冷凝装置、纤维丝网凝水装置可设计为整体装置或分开的单体装置。

进一步，所述的排卤装置排出的盐卤水浓度为6%~30%，优选盐卤水浓度为9%~25%，进一步优选为15～25%，以利于卤水应用于提取有价值的盐类如钾盐、钠盐、锶盐等。

进一步，所述多管涡流气旋冷凝装置的换热气出口与热风装置连接。热风装置指利用太阳能和/或燃料燃烧热能和/或余热和/或电热的气体加热装置和风机，优选无污染的太阳能热风装置/电热风装置。

进一步，所述的旋流氧化气化塔内还可设置喷雾装置、和/或超声波装置。进一步，所述多管涡流气旋冷凝装置凝水脱水的同时可高效回收余热，并以纤维丝网凝水装置二次脱除气体中的水分，纤维丝网凝水装置中可丝网夹带石灰石、白云石、麦饭石等颗粒或矿粉，以对吸附的淡化水水质进行调节或矿化。

本实用新型的有益效果：

（1）本实用新型投资较少，占地小，处理能耗低（每m³淡水＜4kw·h），产水量高，运营成本较低，能简单高效地对海水进行淡化，易于推广；

（2）以一股或多股作涡旋运动的热气流带动负压罐内海水涡旋运动并牵引、诱导海水中的水分迅速向上汽化，海水中的盐分失水富集向下沉降至排卤装置，同时，氧化净化海水中可能含有的少量有机物且对海水灭菌消毒，并以旋流自动清除盐晶/积圬，综合能耗低，产水量大且产生的淡化水水质好，使其对沿海地区的居民生活、工业及海岛、船舶、石油平台等海水的淡化，以及内陆缺水地区的苦咸水淡化均具有良好的应用价值；

（3）以多管涡流气旋冷凝装置凝水脱水的同时可高效回收余热，并以纤维丝网凝水装置二次脱除气体中的水分，可完全回收淡水并视情需要与否直接矿化淡水（纤维丝网凝水装置中可丝网夹带石灰石、白云石、麦饭石等颗粒或矿粉）；

（4）本方法工艺可控性好，对水质要求低（适应于不同盐度的海水和盐湖水），海水直接于热气体旋流氧化汽化分离富集盐分后的盐卤水易于除杂、方便用于提取氢氧化镁、锶盐、钾盐、工业盐等有价值的资源物。

附图说明

图1是本实用新型实施例1的结构示意图；

图2为图1所示实施例中热空气旋流气化装置的结构示意图；

图3是本实用新型实施例2的结构示意图；

图4为图3所示实施例中热空气旋流气化装置的结构示意图；

图5是本实用新型实施例3的结构示意图；

图6为图5所示实施例中热空气旋流气化装置的结构示意图；

图中，1-旋流氧化气化塔、101-第一罐体、101＇-第二罐体、102-第一供水装置、102＇-第二供水装置、103-第一加药装置、103＇-第二加药装置、104-第一排卤装置、104＇-第二排卤装置、105-第一热空气旋流气化装置、105＇-第二热空气旋流气化装置、106-第一高压离心风机、106＇-第二高压离心风机、107-多管涡流气旋冷凝装置、108-纤维丝网凝水装置，2-热风装置、201-太阳能热风装置、202-燃料燃烧热风装置、203-余热热风装置、204-电热风装置。

具体实施方式

下面结合附图及具体实施例对本实用新型做进一步详细说明。

实施例1

参照图1和图2，本实施例主要包括旋流氧化气化塔，所述旋流氧化气化塔包括第一罐体101、与第一罐体101下部侧壁连接的第一供水装置102和第一加药装置103、连接在第一罐体101底部的第一排卤装置104，所述第一罐体101内设有位于液面下方的第一热空气旋流气化装置，所述第一热空气旋流气化装置105与位于罐体外的电热风装置204以管道相连通，第一热空气旋流气化装置105喷嘴环形分布设置于罐体101下方内部，其出风口朝第一罐体101中心圆方向喷射热空气，第一热空气旋流气化装置105为耐蚀喷嘴和管道构成的多喷嘴结构，第一罐体101顶部的负压抽气口与多管涡流气旋冷凝装置107的进风口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置107的出风口第一高压离心风机106进风口以管道相连通，第一高压离心风机106出风口与纤维丝网凝水装置108的进风口以管道相连通，海水经旋流氧化气化后剩余的卤水由罐底的第一排卤装置104排出，多管涡流气旋冷凝装置107的换热进气口与环境冷空气以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置107的换热出气口与余热热风装置203以管道相连通；余热热风装置203与电热风装置204以管道相连通，余热热风装置203内的热空气可作为电热风装置204的辅助热源。

本实施例所使用的原海水取自我国东部某省沿海海域，其原海水盐度约为31.1‰，ph值为8.42，主要离子成分含量为na⁺9.815g/l，k⁺0.4115g/l，ca²⁺0.3727g/l，mg²⁺1.216g/l，cl^-16.682g/l，so4^2-2.487g/l，hco3^-0.1369g/l，利用上述装备系统进行海水旋流氧化气化气旋淡化试验，该装置设计海水处置能力为150m³/h。

利用本实施例装备系统旋流氧化气化气旋淡化海水的方法如下：将盐度为31.1‰的原海水通过第一供水装置102输送至第一罐体101内，第一加药装置103将氧化剂加入第一罐体101内，旋流氧化气化塔1顶部的第一高压离心风机106抽吸使第一罐体101内形成负压状态，电热风装置204将空气和回收的余热气体加热成210℃左右的热空气，经管道输送至呈环状设置的第一热空气旋流气化装置105后鼓入旋流氧化气化塔1的第一罐体101内的海水中，形成由外侧向中心逆时针方向涡旋运动的热气流带动海水旋流气化，并氧化净化海水中可能的有害物且清除结圬，并以自第一罐体101内海水中的旋流氧化气化快速将海水分离为淡水气雾和富盐卤水，第一罐体101内的高浓度水蒸气气流通过负压抽吸作用经旋流氧化气化塔1顶部的多管涡流气旋冷凝装置107的众多气旋机构换热冷凝和旋流分离收集淡水，多管涡流气旋冷凝装置107的脱水气体排入第一高压离心风机106，第一进入高压离心风机106的脱水气体排入纤维丝网凝水装置108内，脱水气体中的细小水粒被纤维束丝网吸附在丝网表面或间隙内，吸附的水粒聚集逐渐变大后从纤维束上掉落分离，经收集后为淡水，二度脱水的气体排空，多管涡流气旋冷凝装置107通入冷空气冷凝换热后形成余热空气经管道收集输送至余热热风装置203，余热热风装置203吸收的余热作为电热风装置204辅助热源之一，旋流氧化气化塔1底部的卤水经第一排卤装置104排出。

经旋流氧化气化气旋淡化分离下落的卤水聚集于旋流氧化塔底，其盐度为18.9%，其ph值为9.28，主要离子成分含量为na⁺63.015g/l，k⁺2.7988g/l，ca²⁺3.8030g/l，mg²⁺8.5461g/l，cl^-96.078g/l，so4^2-9.4721g/l，hco3^-5.1067g/l。

本装备系统的淡水产量约为125m³/h，产品淡水经相关检测，其ph值为8.25，溶解性总固体（tds）平均值为39mg/l,符合《生活饮用水卫生标准》（gb5749-2006）中溶解性总固体（tds）＜1000mg/l的要求，每m³淡水制取能耗约3.5kw·h，优于多效蒸馏、多级闪蒸、膜法制淡等传统技术。

本次试验显示，海水旋流氧化气化气旋淡化是可行的，装备简单而高效、操作简便，能耗低，淡水分离效率高、淡水出水品质高、产量高、适用范围广。

实施例2

参照图3和图4，本实施例与实施例1的区别在于：太阳能热风装置201的出口与热风装置2以管道相连通，热风装置2的热风出口与第一热空气旋流气化装置105的进风口以管道相连通，第一热空气旋流气化装置105环形设置于第一罐体101下部外侧，其出风口沿圆切向布置通入第一罐体101内部，第一罐体101顶部的负压抽气口与多管涡流气旋冷凝装置107以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置107的出风口与纤维丝网凝水装置108的进风口以管道相连通，纤维丝网凝水装置108的出风口与第一高压离心风机106进风口以管道相连通。

本实施例所使用的原海水取自我国东北部某省沿海海域，其原海水盐度约为30.3‰，ph值为7.89，主要离子成分含量为na⁺9.720g/l，k⁺0.4165g/l，ca²⁺0.3761g/l，mg²⁺1.086g/l，cl^-15.917g/l，so4^2-2.653g/l，hco3^-0.1394g/l，利用上述装备系统进行海水旋流氧化气化气旋淡化试验，该装置设计海水处置能力为60m³/h。

利用本实施例装备系统旋流氧化气化气旋淡化海水的方法如下：将盐度为30.3‰的原海水通过第一供水装置102输送至第一罐体101内，第一罐体101顶部的第一高压离心风机106抽吸形成罐体内负压，太阳能热风装置201利用所吸收太阳能将空气加热后输送至热风装置2，热风装置2将太阳能装置201的热空气和余热热风装置203的热风加热至250℃左右，经管道输送至第一罐体101外侧呈环状设置的第一热空气旋流气化装置105后鼓入第一罐体101内海水中，形成由外侧向中心逆时针方向涡旋运动的热气流带动海水旋流气化，氧化清除海水中可能的有害物且清除结圬，并以自罐内海水中的旋流氧化气化快速将海水分离为淡水气雾和富盐卤水，第一罐体101内的高浓度水蒸气气流直接进入第一罐体101顶部的多管涡流气旋冷凝装置107，经多管涡流气旋冷凝装置107的众多气旋机构换热冷凝和旋流分离收集淡水，多管涡流气旋冷凝装置107通入冷空气冷凝换热后形成余热空气经管道收集输送至余热热风装置203，余热热风装置203吸收的余热作为电热风装置204辅助热源之一，多管涡流气旋冷凝装置107的脱水气体排入纤维丝网凝水装置108内，脱水气体中的细小水粒被纤维束丝网吸附在丝网表面或间隙内，纤维丝网凝水装置108内丝网夹带石灰石、白云石、麦饭石等混合颗粒，对吸附的淡化水水质进行进一步调节或矿化，吸附的水粒聚集逐渐变大后从纤维束上掉落分离，经收集后为矿化淡水，二度脱水的气体通过第一高压离心风机106达标排放，系统的负压抽吸动力通过纤维丝网凝水装置108之后的第一高压离心风机106实现，旋流氧化气化第一罐体101底部的卤水经第一排卤装置104排出。

经旋流氧化气化气旋淡化分离下落的卤水聚集于旋流氧化塔底，其盐度为15.6%，其ph值为9.47，主要离子成分含量为na⁺53.327g/l，k⁺2.3859g/l，ca²⁺2.9928g/l，mg²⁺7.6256g/l，cl^-7.7662g/l，so4^2-8.3870g/l，hco3^-3.9471g/l。

本装备系统的淡水产量约为48m³/h，产品淡水经相关检测，其ph值为7.51，溶解性总固体（tds）平均值为45mg/l,符合《生活饮用水卫生标准》（gb5749-2006）中溶解性总固体（tds）＜1000mg/l的要求，每m³淡水制取能耗约3.2kw·h，优于多效蒸馏、多级闪蒸、膜法制淡等传统技术。

其余同实施例1。

实施例3

参照图5和图6，本实施例与实施例1的区别在于：包含2套并联旋流氧化气化气旋淡化系统，即包括第一罐体101、第二罐体101＇、第一供水装置102、第二供水装置102＇、第一加药装置103、第二加药装置103＇、第一排卤装置104、第二排卤装置104＇、第一热空气旋流气化装置105、第二热空气旋流气化装置105＇、第一高压离心风机106、第二高压离心风机106＇。第一供水装置102和第二供水装置102＇分别与第一罐体101和第二罐体101＇下部侧壁以管道相连通，第一加药装置103和第二加药装置103＇分别与第一罐体101和第二罐体101＇下部侧壁以管道相连通，燃料燃烧热风装置202的热风出口分别与第一热空气旋流气化装置105和第二热空气旋流气化装置105＇的进风口以管道相连通，第一热空气旋流气化装置105和第二热空气旋流气化装置105＇分别环形设置于第一罐体101和第二罐体101＇下部中心侧，其出风口沿圆切向布置朝第一罐体101和第二罐体101＇侧壁喷射热空气，热空气旋流气化装置105和第二热空气旋流气化装置105＇的出风口分别与罐体101和第二罐体101＇内的海水相连通，第一罐体101和第二罐体101＇的排气口分别与第一高压离心风机106和第二高压离心风机106＇进风口以管道相连通，第一高压离心风机106和第二高压离心风机106＇出风口均与多管涡流气旋冷凝装置107的进风口以管道相连通，多管涡流气旋冷凝装置107的出风口与纤维丝网凝水装置108的进风口以管道相连通，旋流氧化气化后剩余的卤水分别从罐体的第一排卤装置104和第二排卤装置104＇排出，多管涡流气旋冷凝装置107的换热出气口与余热热风装置203以管道相连通；所述的余热热风装置203与燃料燃烧热风装置202以管道相连通。

本实施例所使用的原海水取自我国南部某省沿海海域，其原海水盐度约为33.1‰，ph值为8.16，主要离子成分含量为na⁺11.480g/l，k⁺0.497g/l，ca²⁺0.4952g/l，mg²⁺1.224g/l，cl^-16.642g/l，so4^2-2.614g/l，hco3^-0.1734g/l，利用上述装备系统进行海水旋流氧化气化气旋淡化试验，该装置设计海水处置能力为300m³/h。

利用本实施例装备系统旋流氧化气化气旋淡化海水的方法如下：将盐度为33.1‰的原海水通过第一供水装置102输送至第一罐体101，通过第二供水装置102＇输送至第二罐体101＇内，第一加药装置103将氧化剂加入第一罐体101，第二加药装置103＇将氧化剂加入第二罐体101＇内，旋流氧化气化塔1顶部的第一高压离心风机106和第二高压离心风机106＇抽吸分别使第一罐体101和第二罐体101＇内形成负压状态，燃料燃烧热风装置202将空气加热成280℃左右的热空气，经管道分别输送至第一罐体101内呈环状设置的第一热空气旋流气化装置105和第二罐体101＇内呈环状设置的第二热空气旋流气化装置105＇，形成由中心向外侧顺时针方向涡旋运动的热气流带动海水旋流气化，氧化清除海水中可能的有害物且清除结圬，并以自罐内海水中的旋流氧化气化快速将海水分离为淡水气雾和富盐卤水，第一罐体101和第二罐体101＇内的高浓度水蒸气气流分别经旋流氧化气化塔1顶部的第一高压离心风机106和第二高压离心风机106＇负压抽吸进入多管涡流气旋冷凝装置107，经多管涡流气旋冷凝装置107的众多气旋机构换热冷凝和旋流分离收集淡水，多管涡流气旋冷凝装置107通入冷空气冷凝换热后形成余热空气经管道收集输送至余热热风装置203，余热热风装置203吸收的余热作为燃料燃烧热风装置202辅助热源之一，多管涡流气旋冷凝装置107的初步脱水气体排入纤维丝网凝水装置108内，初步脱水气体中的细小水粒被纤维束丝网吸附在丝网表面或间隙内，吸附的水粒聚集逐渐变大后从纤维束上掉落分离，经收集后为淡水，二度脱水的气体排空。第一罐体101和第二罐体101＇底部的卤水分别经第一排卤装置104和第二排卤装置104＇排出。

经旋流氧化气化气旋淡化分离下落的卤水聚集于旋流氧化塔底，其盐度为22.3%，其ph值为9.71，主要离子成分含量为na⁺77.519g/l，k⁺3.4331g/l，ca²⁺4.3365g/l，mg²⁺10.588g/l，cl^-109.41g/l，so4^2-11.441g/l，hco3^-6.0451g/l。

本装备系统的淡水产量为95m³/h，产品淡水经相关检测，其ph值为7.89，溶解性总固体（tds）平均值为39mg/l,符合《生活饮用水卫生标准》（gb5749-2006）中溶解性总固体（tds）＜1000mg/l的要求，每m³淡水制取能耗约3.8kw·h，优于多效蒸馏、多级闪蒸、膜法制淡等传统技术。

其余同实施例1。

本领域的技术人员可以对本实用新型进行各种修改和变型，倘若这些修改和变型在本实用新型权利要求及其等同技术的范围之内，则这些修改和变型也在本实用新型的保护范围之内。

说明书中未详细描述的内容为本领域技术人员公知的现有技术。