多效蒸发结晶方法和多效蒸发结晶系统

摘要

本发明涉及煤化工废水处理领域，公开了一种多效蒸发结晶方法和多效蒸发结晶系统，该方法包括将含盐废水通入第1级蒸发结晶器进行循环浓缩，然后顺流通过第2级至第n级蒸发结晶器，最终在第n级蒸发结晶装置中析出得到结晶盐；每级蒸发结晶器包括进料口和浓盐水出口；第m+1级蒸发结晶器设置有盐腿以及与所述盐腿连通的第m+1级浓盐水出口和第m+1级翻浆口；2≤n，m+1≤n，m、n为正整数；当满足连续运行条件时，用第m级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；反之，用第m+1级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；所述连续运行条件包括第n级蒸发结晶器中的料液沉降比不低于15％。该方法有助于节约能耗成本，改善结晶盐的纯度和粒度分布。

说明书

技术领域

本发明涉及煤化工废水处理领域，具体涉及一种多效蒸发结晶方法和多效蒸发结晶系统。

背景技术

煤化工废水“零排放”处理主要通过浓缩、分盐、结晶等技术将含盐废水资源化利用，实现污水不外排。在热法结晶技术中常采用多效蒸发结晶工艺析出结晶盐，但现有技术中常规的多效结晶得到的结晶盐存在粒径较小、品质不稳定等问题，不利于结晶盐的资源化利用。

为了提高结晶盐的品质，现有技术中常采用沉盐器和洗盐器等专业设备对蒸发结晶得到的结晶盐进行淘洗，但通过外加设备的淘洗方式不仅增加了设备投资成本，还提高了工艺流程控制难度。目前也有部分多效蒸发结晶工艺采用在气液分离室底部增设盐腿，通过料液翻浆的方式对结晶盐进行淘洗，例如，CN212941543U公开了一种多效蒸发系统，该多效蒸发系统中的蒸发器设有盐腿，允许上游的蒸发器中的料液对盐腿里的晶浆进行淘洗，但是不同效蒸发器之间存在一定的料液浓度差，前端蒸发器料液浓度较低时，用其对后端蒸发器盐腿进行翻浆淘洗会导致后端蒸发器中料液浓度降低，增加蒸发器能量的消耗。因此，现有技术中尚且缺乏对淘洗方式、翻浆流量的有效控制，蒸发结晶器结晶效率低，结晶盐品质差，生产能耗较大。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术存在的缺乏对淘洗方式、翻浆流量的有效控制，蒸发结晶器结晶效率低，结晶盐品质差，生产能耗较大问题，提供一种多效蒸发结晶方法和多效蒸发结晶系统。

为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种多效蒸发结晶方法，将含盐废水经过n级蒸发结晶，得到结晶盐；

所述n级蒸发结晶的过程包括：将含盐废水通入第1级蒸发结晶器进行循环浓缩，然后顺流通过第2级至第n级蒸发结晶器，最终在第n级蒸发结晶装置中析出得到结晶盐；

其中，每级蒸发结晶器包括进料口和浓盐水出口；

其中，第m+1级蒸发结晶器设置有盐腿以及与所述盐腿连通的第m+1级浓盐水出口和第m+1级翻浆口；其中，2≤n，m+1≤n，m、n为正整数；

当不满足连续运行条件时，将第m+1级浓盐水出口与第m+1级翻浆口连通，利用第m+1级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；

当满足连续运行条件时，将第m级浓盐水出口和第m+1级翻浆口连通，利用第m级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；

所述连续运行条件包括第n级蒸发结晶器中的料液沉降比不低于15％。

本发明第二方面提供一种多效蒸发结晶系统，包括依次连接的n级蒸发结晶器，以及与第n级蒸发结晶器连接的冷凝器；

每级蒸发结晶器包括一个结晶器和一个列管式换热器，所述结晶器和换热器通过循环管路和蒸汽管路连接，所述循环管路上设置有强制循环泵，使料液在结晶器的分离室和列管式换热器的管程内循环浓缩；蒸汽通过蒸汽管路进入列管式换热器的壳程，对管程内的料液进行加热；

其中，第m+1级结晶器下方设置有盐腿以及与所述盐腿连通的第m+1级浓盐水出口和第m+1级翻浆口；第m+1级翻浆口通过翻浆兼转料管路分别与第m级浓盐水出口或第m+1级浓盐水出口连通，通过翻浆兼转料管路上设置的转料泵进行切换；

其中，2≤n，m+1≤n，m、n为正整数。

本发明提供的技术方案，根据工艺实际运行情况，调节翻浆淘洗方式，保证了蒸发结晶的高效运行，充分避免了能量的浪费，无需单独设置沉盐、洗盐设备，节约设备投资成本。采用上述多效蒸发结晶方法，有效改善了结晶盐产品的纯度和粒度分布，其中，结晶盐纯度可以提高至99％以上，100目以上粒度的产品含量提高到92wt％以上。

附图说明

图1是实施例1中的多效蒸发结晶系统示意图(n＝3)。

附图标记说明

1 来料管路 2 生蒸汽管路 3 第1级结晶器

4 循环泵 5 列管式换热器 6 循环管路

7 翻浆管路 8 翻浆兼转料管路 9 二次蒸汽管路

10 第2级结晶器 11 转料泵 12 盐腿

13 第3级结晶器 14 视镜 15 出料管路

16 冷凝器 17 翻浆口 18 浓盐水出口

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

在本发明中，n表示所述多效蒸发结晶中的蒸发结晶器的总个数，m表示第1级至第n-1级蒸发结晶器中的任意一级蒸发结晶器。

本发明第一方面提供一种多效蒸发结晶方法，将含盐废水经过n级蒸发结晶，得到结晶盐；

所述n级蒸发结晶的过程包括：将含盐废水通入第1级蒸发结晶器进行循环浓缩，然后顺流通过第2级至第n级蒸发结晶器，最终在第n级蒸发结晶装置中析出得到结晶盐；

其中，每级蒸发结晶器包括进料口和浓盐水出口；

其中，第m+1级蒸发结晶器设置有盐腿以及与所述盐腿连通的第m+1级浓盐水出口和第m+1级翻浆口；其中，2≤n，m+1≤n，m、n为正整数；

当不满足连续运行条件时，将第m+1级浓盐水出口与第m+1级翻浆口连通，利用第m+1级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；

当满足连续运行条件时，将第m级浓盐水出口和第m+1级翻浆口连通，利用第m级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗；

在本发明中，可以通过测量料液密度或料液沉降比来确定连续运行条件，测试方式可以为本领域常规的选择。例如，一般连续运行可取第n级蒸发结晶器密度为1050-1250kg/m

根据本发明，在多效蒸发结晶中，含盐废水通入第1级蒸发结晶器进行循环浓缩，然后顺流通过第2级至第n级蒸发结晶器，最终在第n级蒸发结晶装置中析出得到结晶盐。例如，当n＝3时，含盐废水经第1级结晶器浓缩后的料液排入第2级蒸发结晶器中继续浓缩，同理，经第2级蒸发结晶器浓缩的料液排入第3级蒸发结晶器中继续浓缩，析出结晶盐。

在本发明中，一方面在第m+1级蒸发结晶器设置有盐腿，利用系统内循环的料液将有机物、COD、钾盐等杂质去除，促进结晶盐颗粒的长大，提高该工艺生产的结晶盐产品品质，从而无需单独设置沉盐、洗盐设备，节约设备投资成本。另一方面，可以理解的是，采用上述多效蒸发结晶方法，不同效蒸发器之间存在一定的料液浓度差，当最前端蒸发器料液浓度较低时，用其对末端蒸发器盐腿进行翻浆淘洗导致末端折蒸发器中料液浓度降低，增加末端蒸发器能量的消耗。发明人在研究中发现，当第n级结晶器料液沉降比较低，不满足连续运行条件时，利用结晶器自身的料液进行翻浆淘洗，当末端结晶器沉降比满足连续运行条件时，采用第m级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗、补液，可有效避免能量浪费，提高生产效率。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述蒸发结晶器的个数满足：3≤n≤5，在上述优选的情况下，有利于实现能量的最大化利用，效数过少失去了多效蒸发的优势，效数过多导致温差损失变多，无法达到节能的目的。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述连续运行条件包括第n级蒸发结晶器中的料液沉降比为15-30％，优选为20-30％。采用上述优选的实施方式，有利于在结晶器内保持足够的晶核以保证连续结晶过程的发生，沉降比过高意味着系统内沉积的盐量过多，易导致结晶盐沉积堵塞管路。

根据本发明，所述含盐废水为煤化工生产产生的含盐废水，优选地，所述含盐废水为膜浓缩或MVR浓缩后的浓盐水；所述浓盐水为含有氯化钠或硫酸钠的浓盐水。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述含盐废水的TDS为100000-200000mg/L。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述含盐废水经蒸汽加热后，得到加热后的含盐废水，再通入第1级蒸发结晶器进行循环浓缩；所述蒸汽在第1级蒸发结晶器中进行循环换热，形成的二次蒸汽顺流通过各级蒸发结晶器，采用上述优选的实施方式，有利于热量的充分利用，降低整体能耗。

根据本发明中一种优选的实施方式，加热后的含盐废水的温度为100-110℃，进一步优选为103-107℃。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述蒸汽的压力为0.1-0.6MPa，优选为0.3-0.5MPa，温度为120-180℃，优选为140-160℃。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述第1级蒸发结晶器中的料液温度为100-120℃，n级蒸发结晶器中各级蒸发结晶器的温度逐级降低，第n级蒸发结晶器中的料液温度为60-80℃；优选地，所述第1级蒸发结晶器中的料液温度为105-115℃，n级蒸发结晶器中各级蒸发结晶器的温度逐级降低，第n级蒸发结晶器中的料液温度为65-75℃。

根据本发明中一种优选的实施方式，第m+1级蒸发结晶器的料液温度比第m级蒸发结晶器的料液温度低10-50℃，优选为12-20℃。各相邻两级蒸发结晶器的温度差可以相同，也可以不同，优选地，各级蒸发结晶器之间的温度梯度平均分配，相邻蒸发结晶器的温度差相同。例如，当n＝3时，第1级蒸发结晶器中的料液温度优选为108-112℃，第2级蒸发结晶器中的料液温度优选为88-92℃，第3级蒸发结晶器中的料液温度优选为68-72℃。采用上述优选的实施方式，有利于最大化利用前一效蒸发器的能量，真正实现节能降耗。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述第n级蒸发结晶器中为真空气氛，优选地，所述第n级蒸发结晶器的真空度为0-101.325kPa，进一步优选为10-50kPa。在上述优选的情况下，有助于降低系统内浓盐水的沸点，保证在较低温度时浓盐水仍能保持爆沸状态。

根据本发明，所述翻浆淘洗中浓盐水的用量可以根据生产需要和实际情况进行调整，避免出现翻浆流量过大或过小的情况；优选地，所述翻浆淘洗中浓盐水的用量使得，盐腿中的盐量与浓盐水用量体积比为1：1-3，优选为1：1.5-2.5。

本发明第二方面提供一种多效蒸发结晶系统，包括依次连接的n级蒸发结晶器，以及与第n级蒸发结晶器连接的冷凝器；

每级蒸发结晶器包括一个结晶器和一个列管式换热器，所述结晶器和换热器通过循环管路和蒸汽管路连接，所述循环管路上设置有强制循环泵，使料液在结晶器的分离室和列管式换热器的管程内循环浓缩；蒸汽通过蒸汽管路进入列管式换热器的壳程，对管程内的料液进行加热；

其中，第m+1级结晶器下方设置有盐腿以及与所述盐腿连通的第m+1级浓盐水出口和第m+1级翻浆口；

第m+1级翻浆口通过翻浆兼转料管路分别与第m级浓盐水出口或第m+1级浓盐水出口连通，通过翻浆兼转料管路上设置的转料泵进行切换；

其中，2≤n，m+1≤n，m、n为正整数。

根据本发明，所述切换可以根据实际生产情况进行灵活控制。优选地，当不满足连续运行条件时，将第m+1级浓盐水出口与第m+1级翻浆口连通，利用第m+1级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗，利用结晶器自身的循环料液起到翻浆淘洗的作用，避免盐腿内结晶盐沉积；当满足连续运行条件时，将第m级浓盐水出口和第m+1级翻浆口连通，利用第m级浓盐水对第m+1级盐腿中的料液进行翻浆淘洗，由翻浆兼转料管路给蒸发结晶器补液的同时起到翻浆淘洗的作用，维持结晶器内液位稳定。所述连续运行条件包括第n级蒸发结晶器中的料液沉降比不低于15％。

根据本发明中一种优选的实施方式，所述各级结晶器和各级盐腿上均设置有视镜，用于观察结晶器液位及翻浆淘洗效果，通过调整阀门开度控制翻浆淘洗的流量，避免出现翻浆流量过大或过小的情况。

根据本发明中一种优选的实施方式，第n级结晶器上设在线密度计监测密度值或在第n级蒸发结晶器的循环管路设取样口，用于监测连续运行条件，当密度值大于设定值或满足料液沉降比时即可连续出盐。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例中，氯化钠纯度参照《工业盐》标准(GB/T 5462-2015)测试方法进行测试，硫酸钠纯度按照《工业无水硫酸钠》标准(GB/T 6009-2014)进行测试。

粒度的测定按照《制盐工业通用试验方法粒度的测定》标准(GB/T13025.1-2012)中的方法进行测试。

实施例1

采用的多效蒸发结晶系统如图1所示，其中n＝3。采用的含盐废水原料为煤化工废水经膜浓缩处理后的MVR浓水，TDS为200000mg/L。

含盐废水通过来料管路1经强制循环泵4进入列管式换热器5的管程，蒸汽2进入列管式换热器5的壳程，对管程内的料液进行加热，蒸汽的压力为0.4MPa，温度为150℃。加热后的料液通过强制循环泵4与循环管路6使料液在第1级结晶器3的分离室和列管式换热器5的管程内循环浓缩。经第1级结晶器3浓缩后的料液排入第2级结晶器10中继续浓缩，同理，经第2级结晶器10浓缩的料液排入第3级结晶器13中继续浓缩，析出结晶盐后通过出料管路15排出系统。第1级结晶器中温度约为110±2℃，第2级结晶器中的温度约为90±2℃，第3级结晶器中的温度约为70±2℃。第3级结晶器中的真空度为20kPa。

设置连续运行条件为第3级蒸发结晶器中的料液沉降比为20％，当第3级结晶器中的料液沉降比低于20％时，转料泵控制翻浆管路7，利用结晶器自身的循环料液进行翻浆淘洗。当第3级结晶器中的料液沉降比大于等于20％时，转料泵向下一工段转料，停用翻浆管路7，由翻浆兼转料管路8给下一级结晶器补液并进行翻浆淘洗。盐腿中的盐量与浓盐水用量体积比为1：2。

连续运行后收集得到的氯化钠结晶盐的纯度为99.1％，其中粒度(大于100目)的结晶盐含量为92.9wt％。

实施例2

按照实施例1的方法，不同的是，盐腿中的盐量与浓盐水用量比值为1：1.5。连续运行后收集得到的结晶盐的纯度为98.4％，其中粒度(大于100目)的结晶盐含量为88.2wt％。

实施例3

按照实施例1的方法，不同的是，盐腿中的盐量与浓盐水用量比值为1：1。连续运行收集得到的结晶盐的纯度为97.5％，其中粒度(大于100目)的结晶盐含量为83wt％。

实施例4

采用的多效蒸发结晶系统如图1所示，其中n＝3。采用的含盐废水原料为煤化工废水经膜浓缩处理后的MVR浓水，TDS为100000mg/L。

含盐废水通过来料管路1经强制循环泵4进入列管式换热器5的管程，蒸汽2进入列管式换热器5的壳程，对管程内的料液进行加热，蒸汽的压力为0.3MPa，温度为140℃。加热后的料液通过强制循环泵4与循环管路6使料液在第1级结晶器3的分离室和列管式换热器5的管程内循环浓缩。经第1级结晶器3浓缩后的料液排入第2级结晶器10中继续浓缩，同理，经第2级结晶器10浓缩的料液排入第3级结晶器13中继续浓缩，析出结晶盐后通过出料管路15排出系统。第1级结晶器中温度约为100±2℃，第2级结晶器中的温度约为80±2℃，第3级结晶器中的温度约为60±2℃。第3级结晶器中的真空度为10kPa。

设置连续运行条件为第3级蒸发结晶器中的料液沉降比为15％，当第3级结晶器中的料液沉降比低于15％时，转料泵控制翻浆管路7，利用结晶器自身的循环料液进行翻浆淘洗。当第3级结晶器中的料液沉降比大于等于15％时，转料泵向下一工段转料，停用翻浆管路7，由翻浆兼转料管路8给下一级结晶器补液并进行翻浆淘洗。盐腿中的盐量与浓盐水用量体积比为1：2。

连续运行后收集得到的结晶盐的纯度为98.7％，其中粒度(大于100目)的结晶盐含量为91.5wt％。

实施例5

采用的多效蒸发结晶系统如图1所示，其中n＝3。采用的含盐废水原料为煤化工废水经膜浓缩处理后的MVR浓水，TDS为15000mg/L。

含盐废水通过来料管路1经强制循环泵4进入列管式换热器5的管程，蒸汽2进入列管式换热器5的壳程，对管程内的料液进行加热，蒸汽的压力为0.5MPa，温度为160℃。加热后的料液通过强制循环泵4与循环管路6使料液在第1级结晶器3的分离室和列管式换热器5的管程内循环浓缩。经第1级结晶器3浓缩后的料液排入第2级结晶器10中继续浓缩，同理，经第2级结晶器10浓缩的料液排入第3级结晶器13中继续浓缩，析出结晶盐后通过出料管路15排出系统。第1级结晶器中温度约为120±2℃，第2级结晶器中的温度约为100±2℃，第3级结晶器中的温度约为80±2℃。第3级结晶器中的真空度为50kPa。

设置连续运行条件为第3级蒸发结晶器中的料液沉降比为30％，当第3级结晶器中的料液沉降比低于30％时，转料泵控制翻浆管路7，利用结晶器自身的循环料液进行翻浆淘洗。当第3级结晶器中的料液沉降比大于等于30％时，转料泵向下一工段转料，停用翻浆管路7，由翻浆兼转料管路8给下一级结晶器补液并进行翻浆淘洗。盐腿中的盐量与浓盐水用量体积比为1：2.5。

连续运行后收集得到的结晶盐的纯度为98.9％，其中粒度(大于100目)的结晶盐含量为92.1wt％。

对比例1

按照实施例1的方法，不同的是，不进行切换，整个运行过程中由第1级结晶器的料液给第2级结晶器补液并进行翻浆淘洗，第2级结晶器的料液给第3级结晶器补液并进行翻浆淘洗。第2级结晶器和第3级结晶器中的浓盐水浓度均降低，导致蒸发结晶所需的时间延长，核算蒸发结晶的效率降低约2％。

对比例2

按照实施例1的方法，不同的是，不进行切换，将第1级浓盐水出口与第3级翻浆口连通，由第1级结晶器的料液给第3级结晶器翻浆淘洗，第3级结晶器中的浓盐水浓度降低，导致蒸发结晶所需的时间延长，核算蒸发结晶的效率降低约3％。

通过以上实施例和对比例的结果可以看出，采用本发明提供的多效蒸发结晶方法有效改善了结晶盐品质，提高了结晶盐的纯度和粒度，提高生产效率，有效提高了结晶盐的资源化利用价值。其中，结晶盐纯度可以达到99.1％，粒度100目以上的结晶盐含量可以达到92.9wt％。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。