BE1025537A1 - Appareil et procede pour le traitement d'eaux usees contenant des sels d'ammonium - Google Patents

Appareil et procede pour le traitement d'eaux usees contenant des sels d'ammonium Download PDF

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Jin'ai Gao
Yuhua Chen
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Ling Yang
Zhiwei Yuan
Hongliang Yi
Tao An
Fuzu Liu
Zhimin Zhang
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Abstract

La présente invention concerne le domaine du traitement des eaux usées, et révèle un appareil et un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 + , du SO4 2- , du Cl - et du Na + . Dans le procédé de la présente invention, on règle la valeur de pH des eaux usées qui doivent être traitées, à l'avance dans une plage spécifique ; on obtient, via une première évaporation, des cristaux de sulfate de sodium et de l'ammoniac relativement concentré ; on obtient ensuite, via une deuxième évaporation, des cristaux de chlorure de sodium et de l'ammoniac relativement dilué ; en variante, on obtient, via une troisième évaporation, des cristaux de chlorure de sodium et de l'ammoniac relativement concentré ; et on obtient ensuite, via une quatrième évaporation, des cristaux de sulfate de sodium et de l'ammoniac relativement dilué. Le procédé de la présente invention permet de récupérer de l'ammoniac, du sulfate de sodium et du chlorure de sodium à partir des eaux usées, respectivement, d'une manière telle que l'on peut réutiliser dans toute la mesure du possible les ressources dans les eaux usées.

Description

APPAREIL ET PROCEDE POUR LE TRAITEMENT D'EAUX USEES CONTENANT DES SELS D'AMMONIUM
Domaine de l'invention
La présente invention concerne le domaine du traitement des eaux usées, en particulier un appareil et un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, plus particulièrement un appareil et un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO/', du CI’et du Na+.
Fondement de l'invention
Dans un procédé de production d'un catalyseur pour le raffinage du pétrole, on a besoin de quantités importantes d'acides inorganiques, d'alcalis et de sels, tels que l'hydroxyde de sodium, l'acide chlorhydrique, l'acide sulfurique, des sels d'ammonium, des sulfates et des chlorhydrates, etc., et on obtient une grande quantité d'eaux usées mixtes qui contiennent de l'ammonium, du sulfate de sodium, du chlorure de sodium et de l'aluminosilicate. Pour des eaux usées de ce type, une pratique courante dans la technique antérieure consiste à régler le pH dans une plage de 6 ~ 9 et à éliminer dans un premier temps la majeure partie des substances en suspension, avant de : éliminer les ions ammonium en passant par un procédé biochimique, un procédé d'extraction à LR ou un procédé d'extraction à la valeur ; régler le pH des eaux usées obtenues contenant des sels ; éliminer la majeure partie des substances en suspension ; diminuer la dureté ; éliminer la silice et une partie des substances organiques à partir des eaux usées contenant des sels ; éliminer la majeure partie des substances organiques via une adsorption biologique à l'ozone sur du charbon actif et une oxydation ou bien d'autres procédés d'oxydation plus récents ; diminuer ensuite la dureté dans un appareil d'échange d'ions ; concentrer dans un appareil de concentration (par exemple un appareil d'osmose inverse et/ou un appareil d'électrodialyse) ; et ensuite cristalliser via une cristallisation par évaporation de type MVR ou via une évaporation à effet multiple, afin d'obtenir des sels mixtes de sulfate de sodium et de chlorure de sodium qui contiennent une certaine quantité de sel d'ammonium ; ou à régler le pH dans une plage de 6,5 ~ 7,5
BE2018/5260 et à éliminer la majeure partie des substances en suspension ; avant de : diminuer la dureté ; éliminer la silice et une partie des substances organiques ; éliminer la majeure partie des substances organiques via une adsorption biologique à l'ozone sur du charbon actif et une oxydation ou bien d'autres procédés d'oxydation plus récents ; diminuer ensuite la dureté dans un appareil d'échange d'ions ; concentrer dans un appareil de concentration (par exemple un appareil d'osmose inverse et/ou un appareil d'électrodialyse) ; et ensuite cristalliser via une cristallisation par évaporation de type MVR ou via une évaporation à effet multiple, afin d'obtenir des sels mixtes de sulfate de sodium et de chlorure de sodium qui contiennent une certaine quantité de sel d'ammonium. Toutefois, à l'heure actuelle, il est difficile de traiter les sels mixtes qui contiennent de l'ammonium ou bien les coûts de traitement sont très élevés ; de plus, les coûts de traitement des eaux usées s'élèvent encore davantage à cause du procédé d'élimination des ions aluminium au début du processus.
En outre, le procédé biochimique d'élimination de l'ammoniac ne peut être envisagé qu'avec des eaux usées possédant une faible teneur en ammonium ; de plus, les eaux usées contenant un catalyseur ne peuvent pas être traitées de manière directe par un traitement biochimique étant donné que leur teneur en demande chimique en oxygène (DCO) n'est pas suffisante ; en revanche, des substances organiques supplémentaires telles que du glucose ou de l'amidon etc., doivent être ajoutées au cours du processus de traitement biochimique afin de traiter l'azote ammoniacal via le procédé de traitement biochimique. Le problème le plus critique réside dans le fait que la teneur totale des eaux usées en azote qui sont traitées en passant par un procédé biochimique d'élimination de l'ammoniac ne répond pas souvent aux normes (autrement dit les teneurs en ions nitrate et en ions nitrite sortent du cadre spécifié) et un traitement supplémentaire plus perfectionné est requis ; en outre, étant donné que la teneur saline des eaux usées ne diminue pas (20 g/l ~ 30 g/l), les eaux usées ne peuvent pas être évacuées de manière directe et un traitement supplémentaire de dessalement est nécessaire.
BE2018/5260
Pour pouvoir éliminer l'azote ammoniacal dans les eaux usées qui sont traitées en passant par un procédé d'élimination de l'ammoniac par extraction à l'air, une grande quantité d'alcalis doit être ajoutée pour le réglage du pH, et la consommation d'alcalis est élevée ; étant donné que les alcalis dans les eaux usées après l'élimination de l'ammoniac ne peuvent pas être récupérés, le pH des eaux usées qui ont été traitées est très élevé, des quantités de substances alcalines sont perdues et les coûts dus au traitement sont très élevés ; en outre, étant donné que la teneur en DCO dans les eaux usées contenant un catalyseur qui ont été traitées en passant par le procédé d'extraction à l'air ne change guère, la teneur saline des eaux usées ne diminue pas (20 g/l ~ 30 g/l), le pH est très élevé, les eaux usées ne peuvent pas être évacuées de manière directe et un traitement supplémentaire de dessalement est nécessaire.
Sommaire de l'invention
Dans le but d'éliminer les inconvénients de la technique antérieure, c'est-à-dire le fait que les coûts très élevés dus au traitement d'eaux usées qui contiennent du NH4 +, du SO/', du CI' et du Na+, et le fait que l'on ne peut obtenir que des cristaux de sels mixtes, la présente invention procure un appareil et un procédé de traitement des eaux usées qui contiennent du NH4+, du SO42', du CI' et du Na+, de faible coût et respectueux de l'environnement. L'appareil et le procédé peuvent être utilisés pour récupérer de l'ammonium, du sulfate de sodium et du chlorure de sodium à partir des eaux usées, respectivement, si bien que l'on peut réutiliser les ressources dans les eaux usées, pour autant que possible.
Afin de réaliser l'objet que l'on a indiqué ci-dessus, dans un premier aspect, la présente invention procure un appareil pour le traitement des eaux usées pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui comprend : une unité de réglage du pH, une première unité d'évaporation, une première unité de séparation solide-liquide, une deuxième unité d'évaporation et une deuxième unité de séparation solide-liquide qui sont reliées de manière séquentielle, dans lequel l'unité de réglage du pH est configurée pour régler le pH des eaux usées avant la mise en oeuvre de l'évaporation;
BE2018/5260 la première unité d'évaporation est configurée pour traiter les eaux usées via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée contenant des cristaux;
la première unité de séparation solide4iquide est configurée pour traiter la première solution concentrée contenant des cristaux via une première séparation solideliquide;
la deuxième unité d'évaporation est configurée pour traiter la phase liquide obtenue dans la première unité de séparation solide4iquide via la deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée contenant des cristaux ;
la deuxième unité de séparation solide4iquide est configurée pour traiter la deuxième solution concentrée contenant des cristaux via une deuxième séparation solideliquide.
Dans un deuxième aspect, la présente invention procure un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO4 2', du CI' et du Na+, qui comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ;
2) on soumet à un traitement la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une première séparation solide4iquide et on traite la phase liquide obtenue dans la première séparation solide4iquide via une deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ;
3) on soumet à un traitement la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solide4iquide ; dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur
BE2018/5260 supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la première évaporation ;
la première évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium ;
par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 14 moles ou moins.
Dans un troisième aspect, la présente invention procure un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO/', du CI' et du Na+, qui comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une troisième évaporation afin d'obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ;
2) on soumet à un traitement la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une troisième séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la troisième séparation solide-liquide via une quatrième évaporation, afin d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium ;
3) on soumet à un traitement la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une quatrième séparation solide-liquide ;
dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation ;
la quatrième évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium ;
par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 7,15 moles ou plus.
BE2018/5260
Dans le cadre du schéma technique tel qu'on l'a décrit ci-dessus, pour des eaux usées qui contiennent du NH4 +, du SCU2', du CI' et du Na+, on règle à l'avance la valeur du pH des eaux usées qui doivent être traitées dans une plage spécifique ; on obtient des cristaux de sulfate de sodium et de l'ammoniac relativement concentré via une première évaporation et une première séparation, et on obtient ensuite des cristaux de chlorure de sodium et de l'ammoniac relativement dilué via une deuxième évaporation ; en variante, on obtient des cristaux de chlorure de sodium et de l'ammoniac relativement concentré via une troisième évaporation, et on obtient ensuite des cristaux de sulfate de sodium et de l'ammoniac relativement dilué via une quatrième évaporation et une quatrième séparation. Avec le procédé en question : on peut obtenir respectivement du sulfate de sodium et du chlorure de sodium avec une pureté élevée ; on peut éviter des difficultés liées au traitement de sels mixtes et à leur réutilisation ; on met en oeuvre le procédé de séparation de l'ammoniac et des sels de manière simultanée ; on élève la température des eaux usées et on diminue la température de la vapeur contenant de l'ammoniac dans le même temps en passant par un échange de chaleur, si bien que l'on n'a pas besoin d'un condenseur ; on utilise la chaleur dans le processus d'évaporation d'une manière raisonnable ; on économise de l'énergie ; on récupère le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sous la forme de cristaux, respectivement ; on ne génère aucun résidu de déchets ou de liquide de déchets tout au long du processus ; et on réussit la gageure de transformer les déchets en objets de valeur.
En outre, dans le procédé, en utilisant la deuxième évaporation ou la troisième évaporation en combinaison avec un traitement à basse température, on peut mettre en oeuvre la deuxième évaporation ou la troisième évaporation à une température supérieure, on augmente la teneur en produits solides de la solution concentrée obtenue dans la deuxième évaporation ou dans la troisième évaporation et on augmente l'efficacité de la vaporisation, et on obtient en même temps un effet d'économie d'énergie.
BE2018/5260
D'autres caractéristiques et avantages de la présente invention seront décrits de manière plus détaillée dans les formes de réalisation présentées ci-dessous.
Brève description des dessins
Les dessins annexés sont fournis en l'occurrence pour faciliter une meilleure compréhension de la présente invention et ils font intégralement partie du présent document. Ils sont utilisés de manière conjointe avec les formes de réalisation qui suivent dans le but d'expliquer la présente invention, mais ils ne doivent pas être considérés comme constituant une quelconque limitation à la présente invention. Dans les figures:
la figure 1 est un diagramme de structure de l'appareil de traitement des eaux usées de la présente invention ;
la figure 2 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 3 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 4 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 5 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 6 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 7 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
BE2018/5260 la figure 8 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention ;
la figure 9 est un schéma de traitement du procédé pour le traitement des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans une autre forme de réalisation de la présente invention.
Brève description des symboles
- deuxième dispositif d'évaporation ;
- premier dispositif d'évaporation ;
- premier dispositif d'échange de chaleur ;
- deuxième dispositif d'échange de chaleur ;
- troisième dispositif d'échange de chaleur ;
- quatrième dispositif d'échange de chaleur ;
- cinquième dispositif d'échange de chaleur ;
- sixième dispositif d'échange de chaleur ;
- réservoir de dégazage sous vide ;
- réservoir de stockage pour le premier ammoniac ;
- réservoir de stockage pour le deuxième ammoniac ;
- réservoir pour la première liqueur-mère ;
- réservoir pour la deuxième liqueur-mère ;
22, 55 - réservoirs de traitement à basse température ;
- réservoir de récolte des cristaux liquides ;
- premier dispositif de mesure du pH ;
- deuxième dispositif de mesure du pH ;
- première pompe de mise en circulation ;
- deuxième pompe de mise en circulation ;
- troisième pompe de mise en circulation ;
- quatrième pompe de mise en circulation ;
- cinquième pompe de mise en circulation ;
- sixième pompe de mise en circulation ;
BE2018/5260
- septième pompe de mise en circulation ;
- huitième pompe de mise en circulation ;
- neuvième pompe de mise en circulation ;
- dixième pompe de mise en circulation ;
- pompe à vide ;
- réservoir d'eau de circulation ;
- colonne d'absorption de gaz résiduaire ;
- premier dispositif de séparation solide-liquide ;
- deuxième dispositif de séparation solide-liquide ;
101 - premier compresseur ;
102 - deuxième compresseur.
Description détaillée des formes de réalisation
Ci-dessous, on explique en détail un certain nombre de formes de réalisation de la présente invention. On comprendra que les formes de réalisation que l'on décrit en l'occurrence sont uniquement fournies dans le but de décrire et d'expliquer la présente invention, et elles ne doivent pas être considérées comme constituant une quelconque limitation à la présente invention.
Les points finals et n'importe quelle valeur dans les plages révélées dans la présente invention ne sont pas limités aux plages ou aux valeurs exactes ; au lieu de cela, ces plages ou ces valeurs doivent être considérées comme englobant des valeurs qui sont proches de ces plages ou de ces valeurs. En ce qui concerne les plages numériques, les points finals des plages, les points finals des plages et les valeurs ponctuelles discrètes, et les valeurs ponctuelles discrètes peuvent être combinées pour obtenir une ou plusieurs nouvelles plages numériques qui seront considérées comme ayant été révélées de manière spécifique dans le présent document.
Ci-dessous, la présente invention sera expliquée de manière détaillée en se référant aux figures 1 à 9, mais la présente invention n'est pas limitée auxdites figures 1 à 9.
La présente invention procure un appareil de traitement des eaux usées pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, comme représenté en
BE2018/5260 figure 1, qui comprend : une unité de réglage du pH, une première unité d'évaporation, une première unité de séparation solide-liquide, une deuxième unité d'évaporation et une deuxième unité de séparation solide-liquide qui sont reliées de manière séquentielle;
dans lequel l'unité de réglage du pH est configurée pour régler le pH des eaux usées avant la mise en oeuvre de l'évaporation;
la première unité d'évaporation est configurée pour traiter les eaux usées via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée contenant des cristaux;
la première unité de séparation solide-liquide est configurée pour traiter la première solution concentrée contenant des cristaux via une première séparation solideliquide;
la deuxième unité d'évaporation est configurée pour traiter la phase liquide obtenue dans la première unité de séparation solide-liquide via la deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée contenant des cristaux ;
la deuxième unité de séparation solide-liquide est configurée pour traiter la deuxième solution concentrée contenant des cristaux via une deuxième séparation solideliquide.
Conformément à la présente invention: l'appareil de traitement que l'on décrit cidessus peut être utilisé dans le procédé de traitement des eaux usées de la présente invention ; l'unité de réglage du pH peut être utilisée pour régler le pH des eaux usées qui doivent être traitées ; la première unité d'évaporation peut être utilisée pour mettre en oeuvre la première évaporation ou la troisième évaporation dans le procédé de traitement des eaux usées de la présente invention ; la première unité de séparation solide-liquide peut être utilisée pour mettre en oeuvre la première séparation solide-liquide ou la troisième séparation solide-liquide dans le procédé de traitement des eaux usées de la présente invention ; la deuxième unité d'évaporation peut être utilisée pour mettre en oeuvre la deuxième évaporation ou la quatrième évaporation dans le procédé de traitement des eaux usées de la présente invention ; et la deuxième unité de séparation solide-liquide peut être utilisée pour mettre en
BE2018/5260 oeuvre la deuxième séparation solide-liquide ou la quatrième séparation solideliquide dans le procédé de traitement des eaux usées de la présente invention. En ce qui concerne l'appareil de traitement des eaux usées pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, de préférence l'appareil ne comprend pas un dispositif séparé de désamination du type sans évaporation (savoir un dispositif uniquement pour éliminer l'ammoniac des eaux usées, tel qu'un dispositif de traitement biochimique, une membrane de désamination et analogues), et de l'ammoniac à pureté élevée, des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium peuvent être séparés des eaux usées uniquement par la combinaison de l'unité d'évaporation et de l'unité de séparation solide-liquide.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, l'appareil de traitement des eaux usées comprend en outre une unité de traitement à basse température prévue entre la première unité d'évaporation et la première unité de séparation solide-liquide ou entre la deuxième unité d'évaporation et la deuxième unité de séparation solide-liquide, et l'unité de traitement à basse température est configurée pour mettre en oeuvre un traitement à basse température de la solution concentrée que l'on obtient dans la première unité d'évaporation ou dans la deuxième unité d'évaporation afin d'obtenir une solution traitée. Du fait que l'on prévoit l'unité de traitement à basse température, le processus d'évaporation dans la deuxième unité d'évaporation ou dans la troisième unité d'évaporation peut être mis en oeuvre en combinaison avec le traitement à basse température, d'une manière telle que l'on peut mettre en oeuvre le processus d'évaporation dans la deuxième unité d'évaporation ou dans la troisième unité d'évaporation à une température supérieure, que l'on peut augmenter la teneur en produits solides de la solution concentrée que l'on obtient dans la deuxième évaporation ou dans la troisième évaporation et que l'on peut augmenter l'efficacité de la vaporisation, tout en ayant la possibilité d'obtenir une économie d'énergie dans le même temps.
N'importe quel dispositif de refroidissement conventionnel dans la technique peut être utilisé pour faire office d'unité de traitement à basse température. Par exemple, l'unité de traitement à basse température peut représenter un réservoir 55 pour le traitement à basse température. De préférence, le réservoir 55 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant de refroidissement en son sein;
BE2018/5260 de manière spécifique, le composant de refroidissement peut représenter un composant qui introduit de l'eau de refroidissement. Avec le composant de refroidissement, la deuxième ou la troisième solution concentrée dans le réservoir pour le traitement à basse température peut être refroidie de manière rapide. De préférence, le réservoir 55 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant d'agitation en son sein. Sous l'action d'agitation du composant d'agitation, on obtient une distribution uniforme de la phase solide et de la phase liquide ainsi qu'une distribution uniforme de la température dans la deuxième ou dans la troisième solution concentrée, et on parvient à dissoudre complètement les cristaux de sulfate de sodium ainsi qu'une précipitation aussi poussée que possible des cristaux de chlorure de sodium.
L'appareil de traitement des eaux usées comprend en outre un conduit configuré pour renvoyer la phase liquide obtenue dans la deuxième unité de séparation solideliquide en direction de la première unité d'évaporation. Par le fait que l'on renvoie la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième unité de séparation solide-liquide en direction de la première unité d'évaporation, on parvient à évaporer les eaux usées dans le mode en circulation dans l'appareil de traitement des eaux usées dans la présente invention, et on obtient ainsi de manière complète un effet de séparation de l'ammoniac et des sels dans les eaux usées.
Conformément à la présente invention, l'appareil de traitement des eaux usées comprend également une unité d'échange de chaleur qui est configurée pour mettre en oeuvre un échange de chaleur entre la vapeur contenant de l'ammoniac ou son condensât et les eaux usées qui doivent être traitées, et pour obtenir de l'ammoniac. N'importe quel échangeur de chaleur conventionnel dans la technique peut être utilisé pour faire office de l'unité d'échange de chaleur. De manière spécifique, l'unité d'échange de chaleur peut représenter un échangeur de chaleur du type à enveloppe, un échangeur de chaleur du type à plaques ou un échangeur de chaleur de type tubulaire et à enveloppe, etc. De préférence, il s'agit d'un échangeur de chaleur du type à plaques. La matière de l'échangeur de chaleur peut être sélectionnée en fonction des nécessités. Par exemple, dans le but de résister à une érosion des ions chlorure, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'acier inoxydable duplex, à partir de titane et d'un alliage de titane ou encore à
BE2018/5260 partir de hastelloy. À une température peu élevée, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'une matière plastique. Par exemple, le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, configuré pour mettre en oeuvre un échange de chaleur entre la première vapeur contenant de l'ammoniac et les eaux usées qui doivent être traitées, comme indiqué en figure 2, peut être utilisé.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au dispositif d'évaporation que l'on utilise dans le procédé d'évaporation aussi longtemps que le dispositif d'évaporation peut mettre en oeuvre une évaporation. Par exemple, la première unité d'évaporation et la deuxième unité d'évaporation peuvent représenter un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type MVR, un dispositif d'évaporation du type à effet simple, un dispositif d'évaporation du type à effet multiple et un dispositif d'évaporation éclair, respectivement. Par exemple, le premier dispositif d'évaporation 2 et le deuxième dispositif d'évaporation 1, tels qu'on les représente dans les figures 2 à 9, peuvent être utilisés. De préférence, la première unité d'évaporation et/ou la deuxième unité d'évaporation représentent des dispositifs d'évaporation de type MVR/un dispositif d'évaporation de type MVR.
Le dispositif d'évaporation de type MVR peut représenter un ou plusieurs dispositifs d'évaporation choisis parmi un évaporateur MVR du type à film tombant, un évaporateur MVR du type à circulation forcée, un évaporateur MVR-FC du type à cristallisation en continu et un évaporateur MVR-OSLO du type à cristallisation en continu. Le dispositif d'évaporation de type MVR représente de préférence un évaporateur MVR du type à circulation forcée ou un évaporateur MVR-FC du type à cristallisation en continu ; de manière plus préférée, il s'agit d'un cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages qui englobe un film tombant et une circulation forcée.
Le dispositif d'évaporation à simple effet ou les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation à effet multiple peuvent représenter un ou plusieurs évaporateurs choisis parmi le groupe comprenant un évaporateur du type à film tombant, un évaporateur du type à film montant, un évaporateur du type à film raclé, un évaporateur du type à tube de circulation central, un évaporateur du type à panier,
BE2018/5260 un évaporateur du type à chauffage externe, un évaporateur du type à circulation forcée et un évaporateur de type Levin, par exemple. Les évaporateurs représentent de préférence des évaporateurs du type à circulation forcée ou des évaporateurs du type à chauffage externe. Chacun des évaporateurs indiqués ci-dessus est constitué par une chambre de chauffage et par une chambre d'évaporation et ils peuvent englober d'autres composants auxiliaires pour l'évaporation en fonction des nécessités, tels qu'un séparateur de l'écume, configuré pour séparer également les liquides et l'écume, un condenseur configuré pour la condensation complète de la vapeur d'eau secondaire et un dispositif à vide pour la dépressurisation, etc. Dans le cas où le dispositif d'évaporation représente un dispositif d'évaporation à effet multiple, aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre d'évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation à effet multiple ; en d'autres termes, le nombre d'évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation à effet multiple peut être sélectionné en fonction des conditions d'évaporation telles que requises, et ce nombre peut être égal à 2 ou plus, de préférence s'élève de 2 à 5, de manière plus préférée de 2 à 4.
Le dispositif d'évaporation éclair peut représenter un dispositif d'évaporation éclair du type à un seul étage ou un dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages. Le dispositif d'évaporation éclair du type à un seul étage ou bien les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages peut ou peuvent représenter un ou plusieurs évaporateurs choisis parmi le groupe comprenant un évaporateur éclair du type à film mince, un évaporateur éclair à vapeur-liquide du type à haut rendement, un évaporateur éclair de type rotatif, par exemple. Les évaporateurs représentent de préférence un évaporateur éclair du type à film mince, un évaporateur éclair à vapeur-liquide du type à haut rendement. Dans le cas où le dispositif d'évaporation représente un dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages, le nombre des évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages peut être égal à 2 ou plus, de préférence s'élève de 2 à 4.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la première unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation de type MVR et la deuxième unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation de type MVR; ou
BE2018/5260 bien la première unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation du type à effet multiple et la deuxième unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation de type MVR ; ou bien la première unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation de type MVR et la deuxième unité d'évaporation représente un dispositif d'évaporation du type à effet multiple.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée à la première unité de séparation solide-liquide et la deuxième unité de séparation solide-liquide pour autant qu'elles permettent d'obtenir un effet de séparation solideliquide. Par exemple, elles peuvent représenter un ou plusieurs dispositifs choisis parmi le groupe comprenant un dispositif de centrifugation, un dispositif de filtration et un dispositif de sédimentation, respectivement. Pour pouvoir améliorer l'efficacité de séparation solide-liquide, de préférence, à la fois la première unité de séparation solide-liquide et la deuxième unité de séparation solide-liquide représentent des dispositifs de centrifugation.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée à l'unité de réglage du pH pour autant qu'elle permette de régler à la plage spécifiée le pH des eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, l'unité de réglage du pH peut représenter un dispositif d'introduction d'un régulateur du pH (réactif pour le réglage du pH). On peut utiliser du NaOH pour faire office de régulateur du pH, par exemple. D'une manière spécifique, on peut ajouter une solution de NaOH aux eaux usées qui doivent être traitées, pour la mise en oeuvre du réglage du pH. Pour pouvoir surveiller le pH après le réglage, le dispositif peut également comprendre un dispositif de mesure du pH qui peut représenter n'importe quel dispositif de mesure du pH, bien connu dans la technique.
Dans la présente invention, l'appareil de traitement des eaux usées peut également comprendre des dispositifs d'échange de chaleur, tels que des échangeurs de chaleur, etc. Aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre et quant aux positions des dispositifs d'échange de chaleur. Par exemple, comme on le représente en figure 2, les dispositifs d'échange de chaleur peuvent englober le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 qui sont configurés pour
BE2018/5260 diminuer la température de la première vapeur contenant de l'ammoniac et pour élever la température des eaux usées qui doivent être traitées, le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 configuré pour diminuer la température de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et pour élever la température de la première solution concentrée, et le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 configuré pour diminuer la température de la deuxième solution traitée et pour élever la température des eaux usées qui doivent être traitées.
À titre d'un appareil de traitement des eaux usées préféré dans la présente invention, tel qu'on le représente en figure 4, l'appareil de traitement des eaux usées comprend un conduit d'introduction d'un régulateur du pH, un premier dispositif de mesure du pH 61, un premier dispositif d'évaporation 2, un premier dispositif de séparation solide-liquide 91, un deuxième dispositif d'évaporation 1, un deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et un conduit configuré pour renvoyer la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide en direction d'un endroit situé à l'avant du conduit d'introduction du régulateur du pH, qui communiquent les uns avec les autres de manière séquentielle.
À titre d'un appareil de traitement des eaux usées préféré dans la présente invention, tel qu'on le représente en figure 2, l'appareil de traitement des eaux usées comprend un conduit d'introduction d'un régulateur du pH, un premier dispositif de mesure du pH 61, un premier dispositif d'évaporation 2, un premier dispositif de séparation solide-liquide 91, un deuxième dispositif d'évaporation 1, un réservoir 55 pour le traitement à basse température, un deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et un conduit configuré pour renvoyer la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide en direction d'un endroit situé à l'avant du conduit d'introduction du régulateur du pH, qui communiquent les uns avec les autres de manière séquentielle.
Afin de tirer le meilleur profit de la chaleur dans le processus d'évaporation, l'appareil dans la forme de réalisation indiquée ci-dessus peut également comprendre un premier dispositif d'échange de chaleur 31 et un deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 montés à l'avant du premier dispositif d'évaporation 2 et configurés pour mettre en oeuvre un échange de chaleur entre la vapeur que l'on obtient lors de
BE2018/5260 l'évaporation dans la première unité d'évaporation et les eaux usées qui doivent être traitées ; ainsi qu'un quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 monté entre le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et le deuxième dispositif d'évaporation 1 et configuré pour mettre en oeuvre un échange de chaleur entre la vapeur que l'on obtient dans la deuxième unité d'évaporation et la phase liquide que l'on obtient dans la première séparation solide-liquide.
Conformément à la présente invention, l'appareil de traitement des eaux usées comprend également une unité d'absorption du gaz résiduaire, configurée pour absorber l'ammoniac dans le gaz résiduaire à partir de l'appareil de traitement des eaux usées. Une colonne d'absorption du gaz résiduaire 83 peut être utilisée pour faire office de l'unité d'absorption du gaz résiduaire. Aucune restriction particulière n'est imposée à la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire ; en d'autres termes, la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire peut représenter n'importe quelle colonne d'absorption conventionnelle bien connue dans la technique, comme par exemple une colonne d'absorption du type à plaques, une colonne d'absorption du type à garnissage, une colonne d'absorption du type à film tombant ou une colonne à vide, etc. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire peut être utilisée en combinaison avec une quatrième pompe de mise en circulation 74 qui est configurée pour entraîner l'eau en circulation à des fins de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire peut également être utilisée en combinaison avec un réservoir 82 pour l'eau en circulation ; par exemple, de l'eau peut être réalimentée avec une troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 72 pour l'eau en circulation en direction de la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire ; de l'eau fraîche peut être réalimentée en direction du réservoir 82 pour l'eau en circulation d'une manière telle que l'on peut diminuer de manière simultanée la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide comme par exemple une colonne d'absorption du type à plaques, une colonne d'absorption du type à garnissage, une colonne d'absorption du type à film tombant ou une colonne à vide, etc. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire peut être utilisée en combinaison avec une quatrième pompe de mise en circulation 74 qui est configurée pour entraîner l'eau en circulation à des fins de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire peut
BE2018/5260 également être utilisée en combinaison avec un réservoir 82 pour l'eau en circulation ; par exemple, de l'eau peut être réalimentée avec une troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 72 pour l'eau en circulation en direction de la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire ; de l'eau fraîche peut être réalimentée en direction du réservoir 82 pour l'eau en circulation d'une manière telle que l'on peut diminuer de manière simultanée la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81.
La présente invention procure en outre un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SCU2', du CI' et du Na+, qui comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium;
2) on soumet à un traitement la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une première séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la première séparation solide-liquide via une deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium;
3) on soumet à un traitement la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solideliquide;
dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la première évaporation; la première évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium; par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 14 moles ou moins.
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De préférence, les eaux usées qui doivent être traitées représentent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ; ou bien les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide.
De manière plus préférée, les eaux usées qui doivent être traitées représentent une solution mixte des eaux usées contenant des sels d'ammonium et au moins une partie de la phase liquide que l'on obtient dans le deuxième séparation solide-liquide.
De manière encore plus préférée, les eaux usées qui doivent être traitées représentent une solution mixte des usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide.
De préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé jusqu'à une valeur supérieure à 10,8 avant la mise en oeuvre de la première évaporation pour les eaux usées qui doivent être traitées. Par ailleurs, aucune restriction particulière n'est imposée à la limite supérieure du pH des eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, le pH peut s'élever à 14 ou moins ; de préférence, il s'élève à 13,5 ou moins ; de manière plus préférée, il s'élève à 13 ou moins.
Le procédé fourni dans la présente invention permet de traiter les eaux usées qui contiennent du NH4 +, du SO42', du Cl· et du Na+, et une restriction particulière est imposée en ce qui concerne les eaux usées contenant des sels d'ammonium, à l'exception du fait que les eaux usées contiennent du NH4+, du SO42', du Cl· et du Na+. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité du traitement des eaux usées, par rapport à 1 mole de SO42' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le Cl· que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève de préférence à 13,75 moles ou moins, de manière plus préférée à 13,5 moles ou moins, de manière encore plus préférée à 13 moles ou moins, de manière toujours plus préférée à 12 moles ou moins, de manière toujours plus préférée à 11 moles ou moins, de manière toujours plus préférée à 10,5 moles ou moins ; de préférence, il s'élève à 2 moles ou plus, de manière plus préférée il s'élève à 2,5 moles ou plus, de manière encore plus préférée, il s'élève à 3 moles ou plus ; par exemple de 1 à 10 moles, de préférence de 2 à 8 moles. En réglant le rapport molaire du SO4 2' au Cl· dans la plage que l'on a mentionnée ci-dessus, le sulfate de sodium précipite
BE2018/5260 complètement, mais le chlorure de sodium ne précipite pas dans la première évaporation, si bien que l'on obtient un effet de séparation efficace du sulfate de sodium. En outre, comme décrit ci-dessus et ci-dessous, dans la présente invention, on peut faire circuler la deuxième liqueur-mère que l'on obtient dans le deuxième procédé d'évaporation en direction de la première étape d'évaporation, si bien que l'on règle le rapport molaire du SO42’ au CI' dans les eaux usées qui doivent être traitées et on maintient l'état d'équilibre de l'hydroxyde de sodium.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne l'ordre du premier échange de chaleur, le réglage du pH des eaux usées qui doivent être traitées et le procédé de mélange des eaux usées qui doivent être traitées (dans le cas où les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide, un procédé de mélange des eaux usées qui doivent être traitées est requis), et l'ordre peut être sélectionné de manière appropriée en fonction des nécessités, pour autant que ces procédés soient réalisés avant la première évaporation des eaux usées qui doivent être traitées.
Dans la présente invention, la première évaporation garantit une absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium, ce qui signifie que l'on règle la concentration du chlorure de sodium dans le système mixte de telle manière qu'elle n'excède pas la solubilité dont les conditions de la première évaporation (y compris, mais sans y être limité, la température et le pH, etc.), sans exclure le chlorure de sodium entraîné dans les cristaux de sulfate de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de sulfate de sodium. En raison du fait que la teneur des cristaux en humidité après la séparation solide-liquide est différente, habituellement la teneur en chlorure de sodium dans les cristaux obtenus de sulfate de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse). Dans la présente invention, on considère que le chlorure de sodium n'est pas soumis à une cristallisation et à une précipitation lorsque la teneur en chlorure de sodium des cristaux obtenus de sulfate de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins. Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans le cas où le traitement à basse température n'est pas mis en oeuvre, la deuxième évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du sulfate de
BE2018/5260 sodium, ce qui signifie que la concentration du sulfate de sodium dans le système mixte n'excède pas la solubilité dont les conditions de la deuxième évaporation (y compris, mais sans y être limité, la température et le pH, etc.), sans exclure le sulfate de sodium entraîné dans les cristaux de chlorure de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de chlorure de sodium. En raison du fait que la teneur des cristaux en humidité après la séparation solide-liquide est différente, habituellement la teneur en sulfate de sodium dans les cristaux obtenus de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse). Dans la présente invention, on considère que le sulfate de sodium n'est pas soumis à une cristallisation et à une précipitation lorsque la teneur en sulfate de sodium des cristaux obtenus de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins.
Conformément à une autre forme de réalisation préférée de la présente invention, le procédé comprend en outre : le fait de traiter la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; le fait de traiter ensuite la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solide-liquide. Plus précisément, le procédé comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ;
2) on soumet à un traitement la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une première séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la première séparation solide-liquide via une deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ;
3) on soumet à un traitement la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ;
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4) on soumet à un traitement la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solide-liquide.
Dans le cas indiqué ci-dessus dans lequel le traitement à basse température est mis en oeuvre, les cristaux de chlorure de sodium précipitent dans la deuxième évaporation. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité du traitement, de préférence à la fois les cristaux de chlorure de sodium et les cristaux de sulfate de sodium précipitent dans la deuxième évaporation, d'une manière telle que l'on obtient une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. Dans le cas où l'on obtient une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium, la deuxième évaporation doit pouvoir garantir une dissolution des cristaux de sulfate de sodium dans le traitement à basse température. D'une manière spécifique, on obtient dans la deuxième évaporation la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium, et on peut dissoudre complètement les cristaux de sulfate de sodium dans le traitement à basse température. En réglant l'ampleur de l'évaporation dans la deuxième évaporation, on obtient une cristallisation et une précipitation simultanée du sulfate de sodium et du chlorure de sodium (c'est-à-dire que l'on obtient une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium dans la deuxième évaporation) ; et on dissout ensuite les cristaux de sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium et on soumet le chlorure de sodium à une cristallisation et à une précipitation ultérieures dans le traitement à basse température, d'une manière telle que l'on obtient une solution traitée qui contient uniquement des cristaux de chlorure de sodium.
La solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium n'exclut pas le sulfate de sodium entraîné dans les cristaux de chlorure de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de chlorure de sodium. En raison du fait que la teneur en humidité des cristaux après la séparation solide-liquide est différente, habituellement la teneur en sulfate de sodium des cristaux de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse ou moins). Dans la présente invention, on considère que le sulfate de sodium a été dissous lorsque la teneur en
BE2018/5260 sulfate de sodium dans les cristaux obtenus de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins.
Dans la présente invention, on comprendra, que à la fois la première vapeur contenant de l'ammoniac et la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac représentent des vapeurs d'eau secondaires, comme il est bien connu dans la technique. Toutes les valeurs de pression représentent des valeurs de pression effective.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne la mise en oeuvre spécifique de la première évaporation et de la deuxième évaporation pour autant la première évaporation et la deuxième évaporation permettent de réaliser l'objet d'évaporation dans des conditions d'évaporation correspondante. Par exemple, la première évaporation et la deuxième évaporation peuvent être mises en oeuvre respectivement dans un dispositif d'évaporation conventionnel bien connu dans la technique. De manière spécifique, le dispositif d'évaporation peut représenter un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type MVR, un dispositif d'évaporation à effet multiple, un dispositif d'évaporation à effet simple et un dispositif d'évaporation de type éclair. De préférence, la première évaporation est mise en oeuvre dans un dispositif d'évaporation de type MVR ; la deuxième évaporation est mise en oeuvre dans un dispositif d'évaporation de type MVR. La première évaporation peut être mise en oeuvre dans la première unité d'évaporation de l'appareil de traitement des eaux usées comme représenté en figure 1, la deuxième évaporation peut être mise en oeuvre dans la deuxième unité d'évaporation de l'appareil de traitement des eaux usées comme représenté en figure 1.
Le dispositif d'évaporation de type MVR peut représenter un ou plusieurs dispositifs d'évaporation choisis parmi un évaporateur MVR du type à film tombant, un évaporateur MVR du type à circulation forcée, un évaporateur MVR-FC du type à cristallisation en continu et un évaporateur MVR-OSLO du type à cristallisation en continu. Le dispositif d'évaporation de type MVR représente de préférence un évaporateur MVR du type à circulation forcée ou un évaporateur MVR-FC du type à cristallisation en continu ; de manière plus préférée, il s'agit d'un cristalliseur
BE2018/5260 d'évaporation de type MVR à deux étages qui englobe un film tombant et une circulation forcée.
Le dispositif d'évaporation à simple effet ou les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation à effet multiple peuvent représenter un ou plusieurs évaporateurs choisis parmi le groupe comprenant un évaporateur du type à film tombant, un évaporateur du type à film montant, un évaporateur du type à film raclé, un évaporateur du type à tube de circulation central, un évaporateur du type à panier, un évaporateur du type à chauffage externe, un évaporateur du type à circulation forcée et un évaporateur de type Levin, par exemple. Les évaporateurs représentent de préférence des évaporateurs du type à circulation forcée ou des évaporateurs du type à chauffage externe. Chacun des évaporateurs indiqués ci-dessus est constitué par une chambre de chauffage et par une chambre d'évaporation et ils peuvent englober d'autres composants auxiliaires pour l'évaporation en fonction des nécessités, tels qu'un séparateur de l'écume configuré pour séparer également les liquides et l'écume, un condenseur configuré pour la condensation complète de la vapeur d'eau secondaire et un dispositif à vide pour la dépressurisation, etc. Dans le cas où le dispositif d'évaporation représente un dispositif d'évaporation à effet multiple, aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre d'évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation à effet multiple ; en d'autres termes, le nombre d'évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation à effet multiple peut être sélectionné en fonction des conditions d'évaporation telles que requises, et ce nombre peut être égal à 2 ou plus, de préférence s'élève de 2 à 5, de manière plus préférée de 2 à 4.
Le dispositif d'évaporation éclair peut représenter un dispositif d'évaporation éclair du type à un seul étage ou un dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages. Le dispositif d'évaporation éclair du type à un seul étage ou bien les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages peut ou peuvent représenter un ou plusieurs évaporateurs choisis parmi le groupe comprenant un évaporateur éclair du type à film mince, un évaporateur éclair à vapeuNiquide du type à haut rendement, un évaporateur éclair de type rotatif, par exemple. Les évaporateurs représentent de préférence un évaporateur éclair du type à film mince, un évaporateur éclair à vapeuNiquide du type à haut rendement. Dans le cas où le
BE2018/5260 dispositif d'évaporation représente un dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages, le nombre des évaporateurs inclus dans le dispositif d'évaporation éclair du type à plusieurs étages peut être égal à 2 ou plus, de préférence s'élève de 2 à 4.
Dans la présente invention, dans le cas où la première évaporation et/ou la deuxième évaporation est/sont mise(s) en oeuvre dans un dispositif d'évaporation du type à effet multiple, les procédés d'alimentation pour les liquides qui doivent être évaporés peuvent être identiques ou différents l'un par rapport à l'autre et peuvent utiliser une alimentation du type à co-courant, une alimentation du type à contrecourant ou une alimentation du type à courants parallèles. D'une manière spécifique, l'alimentation du type à co-courant est telle qu'indiquée ci-après : le liquide qui doit être évaporé s'écoule à travers les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple, d'une manière séquentielle, et la vapeur contenant de l'ammoniac, que l'on obtient au cours de l'évaporation dans chaque évaporateur dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple, est chargé dans l'évaporateur suivant. De manière spécifique, l'alimentation à contre-courant se déroule comme suit : le liquide qui doit être évaporé s'écoule à travers les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation à effet multiple, d'une manière séquentielle, et la vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans chaque évaporateur dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple est chargée dans l'évaporateur précédent. De manière spécifique, l'alimentation du type à courants parallèles se déroule comme indiqué ci-après : le liquide qui doit être évaporé est chargé dans chacun des évaporateurs dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple, d'une manière séparée, et la vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans chaque évaporateur dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple est chargée dans l'évaporateur suivant. De préférence, on utilise une alimentation du type à co-courant. Dans le cas d'une alimentation du type à co-courant ou d'une alimentation du type à contre-courant, les conditions de l'évaporation se réfèrent aux conditions d'évaporation en vigueur dans la dernière évaporation dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple. Dans le cas d'une alimentation du type à courants parallèles, les conditions de
BE2018/5260 l'évaporation se réfèrent aux conditions d'évaporation en vigueur dans chaque évaporateur dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple.
Dans la présente invention, pour pouvoir charger les eaux usées qui doivent être traitées dans les évaporateurs dans le dispositif d'évaporation du type à effet multiple, d'une manière séquentielle, des pompes de mise en circulation peuvent être disposées entre chaque deux évaporateurs et les eaux usées que l'on obtient au cours de l'évaporation dans chaque évaporateur sont chargées au moyen de la pompe de mise en circulation dans l'évaporateur suivant.
Dans la présente invention, les pompes de mise en circulation que l'on utilise entre les évaporateurs peuvent être de n'importe quel type conventionnel de pompe, bien connu dans la technique. Toutefois, afin de garantir le fait d'obtenir une évaporation uniforme de la matière, le fait d'éviter la génération d'une quantité importante de germes cristallins et le fait d'empêcher les grains de cristaux dans la suspension cristalline en circulation d'entrer en collision avec le rotor de pompe à grande vitesse donnant lieu à l'obtention d'une quantité importante de germes cristallins secondaires, les pompes de mise en circulation représentent de préférence des pompes centrifuges travaillant à petite vitesse, de manière plus préférée, des rotors de pompe à la diffusion du type à débit élevé et travaillant à petite vitesse ou encore des pompes axiales du type à débit élevé et à basse pression, travaillant à petite vitesse.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 2, la première évaporation est mise en oeuvre dans le premier dispositif d'évaporation 2 qui représente un dispositif d'évaporation de type MVR; de préférence, il s'agit d'un cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages qui englobe un film tombant et une circulation forcée.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 3, la première évaporation est mise en oeuvre dans le premier dispositif d'évaporation 2 qui représente un dispositif d'évaporation à effet multiple qui se compose d'un premier évaporateur 2a, d'un deuxième évaporateur 2b, d'un troisième évaporateur 2c et d'un quatrième évaporateur 2d. Les eaux usées qui doivent être traitées sont chargées dans le premier évaporateur 2a, dans le
BE2018/5260 deuxième évaporateur 2b, dans le troisième évaporateur 2c et dans le quatrième évaporateur 2d du premier dispositif d'évaporation 2 d'une manière séquentielle à des fins d'évaporation, si bien que l'on obtient une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. La première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans chaque évaporateur dans le premier dispositif d'évaporation 2 est chargée dans l'évaporateur suivant pour mettre en oeuvre un échange de chaleur et pour obtenir un premier ammoniac. De manière plus préférée, le premier ammoniac est soumis à un premier échange de chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 afin de tirer le maximum de profit de l'énergie. La vapeur de chauffage (c'est-à-dire, de la vapeur vive que l'on utilise de manière conventionnelle dans la technique) est chargée dans le premier évaporateur 2, la vapeur de chauffage est condensée pour obtenir un condensât dans le premier évaporateur 2a, et le condensât est utilisé pour le préchauffage des eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 avant d'être utilisé pour préparer une solution de lavage de sulfate de sodium.
Dans la présente invention, les conditions de la première évaporation peuvent être sélectionnées de manière appropriée en fonction des nécessités pour autant que l'on puisse atteindre l'objet consistant à faire en sorte que l'on puisse obtenir une cristallisation du sulfate de sodium tout en empêchant la précipitation du chlorure de sodium. Les conditions de la première évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ; dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité de l'évaporation et de la réduction des coûts dus à l'équipement ainsi que de la consommation d'énergie, de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 45 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 365 °C ; une pression de -95 kPa ~ 18110 kPa ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 60 °C ~ 365 °C ; une pression de -87 kPa ~ 18110 kPa ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 75 °C ~ 175 °C ; une pression de -73 kPa ~ 653 kPa ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 80 °C ~
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130 °C ; une pression de -66 kPa -117 kPa ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 95 °C - 110 °C ; une pression de -37 kPa - 12 kPa ; de préférence, les conditions de la première évaporation englobent : une température de 95 °C - 105 °C ; une pression de -37 kPa - -7 kPa.
Dans la présente invention, la pression de travail de la première évaporation représente de préférence la pression de vapeur saturée du liquide d'alimentation évaporé.
Dans la présente invention, le débit de la première évaporation peut être sélectionné de manière appropriée en fonction de la capacité de traitement de l'appareil. Par exemple, le débit peut s'élever à 0,1 m3/heure ou plus (par exemple de 0,1 m3/heure - 500 m3/heure).
Lorsqu'on met en oeuvre la première évaporation dans les conditions indiquées cidessus, le chlorure de sodium ne cristallise pas, tandis que le sulfate de sodium cristallise, si bien que l'on garantit la pureté des cristaux obtenus de sulfate de sodium.
Conformément à la présente invention, en réglant les conditions de la première évaporation, on peut évaporer 90 % en masse ou plus (de préférence 95 % en masse ou plus) d'ammoniac dans les eaux usées qui doivent être traitées et on peut obtenir de cette manière un premier ammoniac à une concentration élevée. Le premier ammoniac peut être utilisé de manière directe dans le procédé de production du catalyseur, ou bien il peut être neutralisé avec un acide afin d'obtenir un sel d'ammonium, avant d'être réutilisé sous la forme du sel d'ammonium, ou bien il peut être mélangé avec de l'eau avant de réutiliser le sel d'ammonium correspondant ou l'ammoniac correspondant. Dans un cas dans lequel la première évaporation est mise en oeuvre dans un dispositif d'évaporation du type à effet multiple, dans le but d'obtenir un ammoniac fort, on peut récolter séparément le condensât de la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans le premier évaporateur et/ou dans le deuxième évaporateur, c'est-à-dire que l'on peut récolter séparément le condensât de la vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans le deuxième évaporateur et/ou dans le troisième évaporateur. Le premier ammoniac que l'on a mentionné ci-dessus peut être récolté de manière séparée ou en combinaison, en
BE2018/5260 fonction des nécessités. Afin de régler la concentration de l'ammoniac, on peut régler de manière appropriée les conditions d'évaporation dans les évaporateurs.
Conformément à la présente invention, la première évaporation garantit le fait que le chlorure de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées n'est pas soumis à une cristallisation et à une précipitation (c'est-à-dire que le chlorure de sodium n'est pas sursaturé) ; de préférence, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève à X ou moins (de préférence à 0,999 X ou moins, de manière plus préférée de 0,95 X à 0,999 X, de manière encore plus préférée de 0,99 X à 0,9967 X), X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la première évaporation. En réglant le degré de la première évaporation au sein de la plage susmentionnée, le sulfate de sodium cristallise et précipite autant que possible, tandis que le chlorure de sodium ne précipite pas. En faisant en sorte que le sulfate de sodium cristallise dans la première évaporation autant que possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
Dans la présente invention, on vérifie le degré de la première évaporation en surveillant la concentration du liquide que l'on obtient dans la première évaporation. De manière spécifique, en réglant la concentration du liquide que l'on obtient dans la première évaporation au sein de la plage susmentionnée, le chlorure de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées ne cristallise pas et il ne précipite pas dans la première évaporation. En l'occurrence, on surveille la concentration du liquide que l'on obtient dans la première évaporation en mesurant la densité du liquide ; de manière spécifique, on peut mesurer la densité avec un densitomètre.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, avant de traiter les eaux usées qui doivent être traitées en recourant à la première évaporation, les eaux usées qui doivent être traitées sont soumises à un premier échange de chaleur avec la vapeur contenant de l'ammoniac ou avec le premier ammoniac (condensât de la première vapeur contenant de l'ammoniac) que l'on obtient à partir du premier dispositif d'évaporation. Aucune restriction particulière
BE2018/5260 n'est imposée au procédé spécifique du premier échange de chaleur ; en d'autres termes, le premier échange de chaleur peut être mis en oeuvre dans un procédé d'échange de chaleur conventionnel bien connu dans la technique. L'échange de chaleur peut être mis en oeuvre à une ou plusieurs reprises, de préférence de 2 à 4 reprises, de manière plus préférée de 2 à 3 reprises. Grâce à l'échange de chaleur, l'ammoniac obtenu est soumis à un refroidissement ultérieur et on fait circuler la chaleur à l'intérieur de l'appareil de traitement dans toute la mesure du possible ; par conséquent, l'énergie est utilisée de manière raisonnable et le gaspillage est réduit.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 2, le premier échange de chaleur est mis en oeuvre au moyen d'un premier dispositif d'échange de chaleur 31, d'un troisième dispositif d'échange de chaleur 33, d'un cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, et d'un deuxième dispositif d'échange de chaleur 32. De manière spécifique, la première vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 d'une manière séquentielle, le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, et la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium s'écoule à travers le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 ; dans le même temps, les eaux usées qui doivent être traitées s'écoulent à travers un ou plusieurs des dispositifs choisis parmi le premier dispositif d'échange de chaleur 31, le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, et s'écoule à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la première vapeur contenant de l'ammoniac, une deuxième fois.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 3, le premier échange de chaleur est mis en oeuvre au moyen du premier dispositif d'échange de chaleur 31, du troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et du cinquième dispositif d'échange de chaleur 35. De manière spécifique, le condensât de la première vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 (deuxième ammoniac à température élevée) que l'on obtient dans le deuxième dispositif d'évaporation 1
BE2018/5260 s'écoule à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, et une partie de la solution concentrée que l'on obtient dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 s'écoule à travers le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 ; une partie des eaux usées qui doivent être traitées s'écoule à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31, une autre partie des eaux usées qui doivent être traitées s'écoulent à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, et la partie restante des eaux usées qui doivent être traitées s'écoule à travers le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 ; ensuite, les trois parties des eaux usées qui doivent être traitées sont fusionnées.
Grâce au premier échange de chaleur, les eaux usées qui doivent être traitées sont chauffées de manière à pouvoir être évaporées de façon plus aisée ; dans le même temps, la première vapeur contenant de l'ammoniac est refroidie afin d'obtenir un premier ammoniac qui peut être stocké dans un réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; par ailleurs, le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac est refroidi dans le but d'obtenir un deuxième ammoniac qui peut être stocké dans un réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; en outre, la deuxième solution concentrée est refroidie pour faciliter le traitement à basse température.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 3, la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le dernier évaporateur (le quatrième évaporateur 2d) dans le premier dispositif d'évaporation 2 échange de la chaleur avec un milieu de refroidissement dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, si bien que l'on obtient de l'ammoniac que l'on stocke dans un réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Le milieu de refroidissement peut représenter de l'eau de refroidissement ou une solution aqueuse de glycol, etc. Dans le cas où l'on utilise de l'eau ordinaire de refroidissement, on fait circuler l'eau de refroidissement et on la réutilise ; dans le cas où l'on utilise les eaux usées contenant des sels d'ammonium pour faire office d'eau de refroidissement, on renvoie de préférence les eaux usées contenant des sels d'ammonium directement au processus de traitement après l'échange de chaleur (par exemple on les renvoie en direction du premier procédé de réglage du pH).
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Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au premier dispositif d'échange de chaleur 31, au deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, au troisième dispositif d'échange de chaleur 33, et au cinquième dispositif d'échange de chaleur 35. En d'autres termes, les échangeurs de chaleur en question peuvent représenter des échangeurs de chaleur conventionnels bien connus dans la technique, pour autant qu'ils permettent d'atteindre l'objectif consistant à mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées. De manière spécifique, l'unité d'échange de chaleur peut représenter un échangeur de chaleur du type à enveloppe, un échangeur de chaleur du type à lac ou un échangeur de chaleur tubulaire et à enveloppe, etc. De préférence, il s'agit d'un échangeur de chaleur du type à plaques. La matière de l'échangeur de chaleur peut être sélectionnée en fonction des nécessités. Par exemple, dans le but de résister à une érosion des ions chlorure, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'acier inoxydable duplex, à partir de titane et d'un alliage de titane ou encore à partir de hastelloy. À une température peu élevée, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'une matière plastique.
Conformément à la présente invention, pour tirer un profit maximal de l'énergie thermique dans la première vapeur contenant de l'ammoniac, de préférence, via le premier échange de chaleur, la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 50 °C ~ 370 °C ; de manière plus préférée, elle s'élève à 72 °C ~ 182 °C ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 85 °C ~ 137 °C ; de manière toujours plus préférée, elle s'élève à 102 °C ~ 112 °C.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de réglage du pH. Par exemple, le pH des eaux usées qui doivent être traitées peut être réglé en ajoutant une substance alcaline. Aucune restriction particulière n'est imposée à la substance alcaline pour autant que la substance alcaline puisse atteindre l'objectif consistant à régler le pH. Afin d'éviter l'introduction de n'importe quelle nouvelle impureté dans les eaux usées qui doivent être traitées et afin d'améliorer la pureté des cristaux obtenus, la substance alcaline représente de préférence du NaOH.
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La substance alcaline peut être ajoutée en recourant à un procédé conventionnel bien connu dans la technique. Toutefois, de préférence, la substance alcaline est mélangée sous la forme d'une solution aqueuse avec les eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, une solution aqueuse qui contient la substance alcaline peut être chargée dans un conduit par lequel on introduit les eaux usées qui doivent être traitées. Aucune restriction particulière n'est imposée quant à la teneur de la solution aqueuse en substance alcaline, pour autant que la solution aqueuse permette d'atteindre l'objectif consistant à régler le pH. Toutefois, dans le but de réduire la quantité d'eau et de réduire ultérieurement les coûts, on utilise de préférence une solution aqueuse saturée de la substance alcaline. Pour surveiller le pH des eaux usées qui doivent être traitées, on peut mesurer le pH des eaux usées qui doivent être traitées, après le réglage du pH.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 2, le premier procédé d'évaporation est mis en oeuvre dans le premier dispositif d'évaporation 2. De manière spécifique, avant de charger les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 ou dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour le premier échange de chaleur, on procède à un premier réglage du pH par l'introduction d'une solution aqueuse qui contient la substance alcaline, dans le conduit à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le dispositif d'échange de chaleur et on y mélange les matières ; ensuite, on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour le premier échange de chaleur et on procède à un réglage du pH pour la deuxième fois en introduisant la solution aqueuse qui contient la substance alcaline dans le conduit à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le dispositif d'échange de chaleur et on y mélange les matières.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 3, le premier procédé d'évaporation est mis en oeuvre dans le premier dispositif d'évaporation 2. Avant de charger les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 ou dans le cinquième dispositif
BE2018/5260 d'échange de chaleur 35 pour le premier échange de chaleur, on procède à un premier réglage du pH par l'introduction d'une solution aqueuse qui contient la substance alcaline, dans le conduit principal à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 et on y mélange les matières ; on procède ensuite à un réglage du pH pour la deuxième fois en introduisant la solution aqueuse qui contient la substance alcaline dans le conduit à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'évaporation 2.
En passant par un double réglage du pH, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé pour être supérieur à 9, de préférence supérieur à 10,8, avant de charger les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'évaporation 2. De préférence, via le premier réglage du pH, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées pour qu'il soit supérieur à 7 (de préférence, il s'élève de 7 à 9) ; via le deuxième réglage du pH, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées pour qu'il soit supérieur à 9 (de préférence, il est supérieur à 10,8). Conformément à la présente invention, de préférence, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées pour qu'il soit supérieur à 7, avant le premier échange de chaleur.
Afin de détecter le pH après le premier réglage du pH et après le deuxième réglage du pH, de préférence on procure un premier dispositif de mesure du pH 61 dans le conduit principal à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 afin de mesurer le pH après le premier réglage du pH et on procure un deuxième dispositif de mesure du pH 62 dans le conduit principal à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 afin de mesurer le pH après le deuxième réglage du pH.
Conformément à la présente invention, le procédé peut également comprendre la cristallisation de la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans un dispositif de cristallisation afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium. Dans ce cas, les conditions
BE2018/5260 d'évaporation de la première évaporation doivent garantir la cristallisation et la précipitation du sulfate de sodium dans le dispositif de cristallisation tout en garantissant en même temps une absence de précipitation du chlorure de sodium. Aucune restriction particulière n'est imposée au dispositif de cristallisation. Par exemple, le dispositif de cristallisation peut représenter un réservoir pour les cristaux liquides, un réservoir de récolte des cristaux liquides, un épaississeur équipé d'un agitateur ou un épaississeur sans agitateur, etc. Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la cristallisation est mise en oeuvre dans un réservoir de récolte 56 pour les cristaux liquides. Aucune restriction particulière n'est imposée aux conditions de cristallisation. Par exemple, les conditions de la cristallisation peuvent englober : une température de 45 °C ou plus, de préférence de 95 °C ~ 107 °C, de manière plus préférée de 85 °C ~ 105 °C ; une durée de cristallisation de 5 minutes ~ 24 heures, de préférence de 5 minutes ~ 35 minutes. Conformément à la présente invention, en variante, le procédé de cristallisation de la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium peut être mis en oeuvre dans un premier dispositif d'évaporation comprenant un cristalliseur (par exemple un cristalliseur d'évaporation du type à circulation forcée). Dans ce cas, la température de cristallisation est égale à la température de la première évaporation. Dans la présente invention, la température de cristallisation est de préférence égale à la température de la première évaporation.
Conformément à la présente invention, lorsque la cristallisation est mise en oeuvre dans un dispositif de cristallisation séparé, la première évaporation doit en outre garantir le fait que le chlorure de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas (c'est-à-dire, le fait que le chlorure de sodium n'est pas sursaturé) ; de préférence, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève à X ou moins (de préférence à 0,999 X ou moins, de manière plus préférée de 0,95 X à 0,999 X, de manière encore plus préférée de 0,99 X à 0,9967 X), X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la cristallisation.
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Dans la présente invention, via la première séparation solide-liquide de la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, on obtient des cristaux de sulfate de sodium et une première liqueur-mère (c'est-à-dire une phase liquide obtenue dans la première séparation solide-liquide). Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de la première séparation solide-liquide. Par exemple, le procédé peut être sélectionné parmi un ou plusieurs procédés choisis parmi une centrifugation, une filtration et une sédimentation.
Conformément à la présente invention, la première séparation solide-liquide peut être mise en oeuvre dans un premier dispositif de séparation solide-liquide (par exemple une machine centrifuge, un filtre à bande ou un filtre à cadres et à plateaux, etc.). Après la première séparation solide-liquide, la première liqueur-mère que l'on obtient dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 est stockée de manière temporaire dans un réservoir 53 pour la première liqueur-mère, et elle peut être pompée via une sixième pompe de mise en circulation 76 jusque dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation. Par ailleurs, il est inévitable que les cristaux de sulfate de sodium que l'on obtient aient absorbé un certain nombre d'impuretés telles que des ions chlorure, de l'ammoniac libre et des ions hydroxyle, etc. De préférence, on lave les cristaux de sulfate de sodium dans un premier lavage avec de l'eau, avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou avec la solution de sulfate de sodium et on les sèche afin d'éliminer les impuretés absorbées, de réduire l'odeur atypique du sel solide, de diminuer la causticité et d'améliorer la pureté des cristaux. Afin d'empêcher la dissolution des cristaux de sulfate de sodium dans le processus de lavage, on lave de préférence les cristaux de sulfate de sodium avec une solution de sulfate de sodium. De manière plus préférée, la concentration de la solution de sulfate de sodium représente de préférence la concentration du sulfate de sodium dans la solution aqueuse dans laquelle le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés de manière simultanée à la température correspondant aux cristaux de sulfate de sodium qui doivent être lavés.
Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne le procédé spécifique pour la première séparation solide-liquide et en ce qui concerne le premier lavage. Par exemple, la première séparation solide-liquide et le premier lavage peuvent être mis en oeuvre avec un appareil d'élutriation conventionnel et avec un
BE2018/5260 appareil de séparation solide-liquide en combinaison, ou bien ils peuvent être mis en oeuvre dans un appareil de séparation solide-liquide de type étagé tel qu'un filtre à bande. De préférence, le premier lavage comprend une élutriation et/ou une élution. Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne l'élutriation et en ce qui concerne l'élution. En d'autres termes, elles peuvent être mises en oeuvre avec un procédé conventionnel bien connu dans la technique. Aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre de cycles de l'élutriation et de l'élution. Par exemple, on peut sélectionner un cycle ou plus. Afin d'obtenir des cristaux de sulfate de sodium de pureté supérieure, de préférence l'élutriation et l'élection sont mises en oeuvre à concurrence de 2 à 4 cycles. Dans le procédé d'élutriation, le liquide d'élutriation n'est habituellement pas remis en circulation lorsqu'on utilise les eaux usées contenant des sels d'ammonium pour faire office de liquide d'élutriation ; ou bien le liquide d'élutriation peut être réutilisé via une circulation à contre-courant lorsque le liquide de lavage recyclé dans le premier lavage est utilisé pour faire office de liquide d'élutriation. Avant la mise en oeuvre de l'élutriation, on met en oeuvre de préférence une séparation solide-liquide préliminaire par sédimentation afin d'obtenir une suspension qui contient des cristaux de sulfate de sodium (pour autant que la teneur en liquide s'élève à 35 % en masse ou moins ; de préférence cette étape est de préférence mise en oeuvre dans un appareil bien connu dans la technique tel qu'un bassin de sédimentation ou un réservoir de sédimentation, etc.). Dans le procédé d'élutriation, par rapport à 1 partie en poids de suspension qui contient des cristaux de sulfate de sodium, le liquide utilisé pour l'élutriation représente 1 ~ 20 parties en poids. L'élution est de préférence mise en oeuvre avec une solution de sulfate de sodium. Afin d'améliorer davantage l'effet de l'élutriation et pour obtenir des cristaux de sulfate de sodium possédant une pureté supérieure, le lavage est mis en oeuvre de préférence avec le liquide que l'on obtient au cours de l'élution, de manière plus préférée avec de l'eau ou avec une solution de sulfate de sodium. Le liquide obtenu au cours du lavage est de préférence renvoyé à une position qui précède l'achèvement du réglage du pH avant la première évaporation. Par exemple, le liquide peut être renvoyé au deuxième procédé de réglage du pH via une huitième pompe 78 de mise en circulation avant d'être alimenté dans le premier dispositif d'évaporation 2.
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Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, on traite la première solution concentrée qui contient du sulfate de sodium, que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2, via une séparation solide-liquide préliminaire, par sédimentation, on soumet la première solution concentrée traitée à une élutriation pour la première fois avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans un réservoir d'élutriation et on soumet ensuite à une élutriation pour la seconde fois avec le liquide que l'on obtient au cours du lavage complémentaire des cristaux de sulfate de sodium dans un autre réservoir d'élutriation, et enfin on charge la suspension que l'on obtient en passant par les deux élutriations, dans un dispositif de séparation solide-liquide pour une séparation solide-liquide ; on soumet ensuite les cristaux que l'on obtient dans la séparation solide-liquide à une élution avec une solution de sulfate de sodium et on renvoie à la deuxième élutriation le liquide que l'on obtient au cours de l'élution. En passant par le procédé de lavage que l'on a indiqué ci-dessus, on améliore la pureté des cristaux de sulfate de sodium obtenus, on n'introduit aucun liquide de lavage en excès dans le système et on améliore l'efficacité du traitement des eaux usées.
Dans la présente invention, les conditions d'évaporation de la deuxième évaporation peuvent être sélectionnées de manière appropriée en fonction des nécessités.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans le cas où le traitement à basse température n'est pas mis en oeuvre, la deuxième évaporation permet d'atteindre l'objectif consistant à faire en sorte que le chlorure de silicium cristallise et précipite, tout en empêchant la précipitation du sulfate de sodium. Les conditions de la deuxième évaporation peuvent englober : une température de 35 °C ~ 85 °C; une pression de -98 kPa ~ -58 kPa. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité de l'évaporation et de la réduction des coûts dus à l'équipement ainsi que de la consommation d'énergie, de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 35 °C ~ 60 °C; une pression de -97,5 kPa ~ -87 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 40 °C ~ 60 °C; une pression de -97 kPa ~ -87 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 60 °C; une pression de -95 kPa ~ -87 kPa; de préférence, les
BE2018/5260 conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 55 °C; une pression de -95 kPa ~ -90 kPa.
Grâce à la mise en oeuvre de la deuxième évaporation dans les conditions indiquées ci-dessus, le sulfate de sodium ne cristallise pas, tandis que le chlorure de sodium cristallise, d'une manière telle que l'on garantit la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenus.
Dans le cas indiqué ci-dessus, lorsqu'on ne met pas en oeuvre le traitement à basse température, la deuxième évaporation garantit le fait que le sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée n'est pas soumis à une cristallisation et à une précipitation (c'est-à-dire que le sulfate de sodium n'est pas sursaturé) ; de préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée s'élève à Y ou moins (de préférence de 0,9 Y à 0,99 Y, de manière plus préférée de 0,95 Y à 0,98 Y), Y représentant la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la deuxième évaporation. En réglant le degré de la deuxième évaporation au sein de la plage susmentionnée, le chlorure de sodium cristallise et précipite autant que possible, tandis que le sulfate de sodium ne précipite pas. En faisant en sorte que le chlorure de sodium cristallise dans la deuxième évaporation autant que possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
Dans la présente invention, pour atteindre l'objectif tel que le chlorure de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas dans la première évaporation et tel que les cristaux de sulfate de sodium ne cristallisent pas et ne précipitent pas dans la deuxième évaporation, de préférence les conditions de la première évaporation et celles de la deuxième évaporation sont telles que : la température de la première évaporation est supérieure à la température de la deuxième évaporation à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière toujours plus préférée supérieure à concurrence de 40 °C ~ 60 °C. En réglant la température de la première évaporation et la température de la
BE2018/5260 deuxième évaporation, on obtient respectivement une cristallisation et une précipitation du sulfate de sodium et du chlorure de sodium, et on améliore ainsi la pureté des cristaux obtenus de sulfate de sodium et de chlorure de sodium.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans le cas où l'on met en oeuvre le traitement à basse température, la deuxième évaporation permet d'atteindre l'objectif consistant à garantir une absence de cristaux de sulfate de sodium dans le liquide traité. Les conditions de la deuxième évaporation peuvent englober : une température de 35 °C ou plus ; une pression de 95 kPa ou plus ; dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité de l'évaporation et de la réduction des coûts dus à l'équipement ainsi que de la consommation d'énergie, de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 45 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 175 °C; une pression de -95 kPa - 18110 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 175 °C; une pression de -95 kPa - 653 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 60 °C ~ 175 °C ; une pression de -87 kPa - 18110 kPa ; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 60 °C ~ 175 °C; une pression de -87 kPa - 653 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 75 °C 175 °C; une pression de -73 kPa - 653 kPa; de préférence, les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 80 °C ~ 130 °C; une pression de -66 kPa -117 kPa ; une température de 95 °C - 110 °C; une pression de -37 kPa - 12 kPa; une température de 100 °C - 110 °C; une pression de -23 kPa - 12 kPa.
Grâce à la mise en oeuvre de la deuxième évaporation dans les conditions mentionnées ci-dessus, on peut améliorer l'efficacité de l'évaporation et on peut réduire la consommation d'énergie. Les cristaux de sulfate de sodium dans la solution concentrée sont complètement dissous via le traitement à basse température, tandis que l'on garantit une quantité maximale d'évaporation (multiple de concentration), de façon à garantir la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenus.
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Dans la présente invention, la pression de travail de la deuxième évaporation représente de préférence la pression de vapeur saturée du liquide d'alimentation évaporé.
En outre, la quantité d'évaporation dans la deuxième évaporation peut être sélectionnée de manière appropriée en fonction de la capacité de traitement de l'appareil et de la quantité des eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, la quantité d'évaporation peut s'élever à 0,1 m3/heure ou plus (par exemple de 0,1 m3/heure ~ 500 m3/heure).
Dans le cas indiqué ci-dessus, dans lequel le traitement à basse température est mis en oeuvre, la deuxième évaporation garantit le fait que le chlorure de sodium dans la phase liquide que l'on obtient dans la première séparation solide-liquide cristallise et précipite ; de préférence, le chlorure de sodium et le sulfate de sodium dans la phase liquide que l'on obtient dans la première séparation solide-liquide cristallisent et précipitent en même temps ; on obtient ensuite une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure grâce au traitement à basse température. De préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève à Y' ou moins (de préférence de 0,9 Y' à 0,99 Y', de manière plus préférée de 0,95 Y' à 0,98 Y'), Y' représentant la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions du traitement à basse température. En réglant le degré de la deuxième évaporation au sein de la plage mentionnée ci-dessus, le chlorure de sodium cristallise et précipite dans toute la mesure possible, tandis que le sulfate de sodium qui précipite est complètement dissous dans les conditions du traitement à basse température. En faisant en sorte que le chlorure de sodium cristallise dans la deuxième évaporation dans toute la mesure possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
Dans la présente invention, on vérifie le degré de la deuxième évaporation en surveillant la quantité d'évaporation (ou la quantité du condensât) dans la deuxième évaporation ou la concentration de la solution concentrée. De manière spécifique, lorsqu'on vérifie le degré de la deuxième évaporation en mesurant la quantité
BE2018/5260 d'évaporation, on règle un multiple de concentration en réglant la quantité d'évaporation (c'est-à-dire la quantité de vapeur d'eau secondaire ou la quantité d'ammoniac) et on surveille le degré de concentration par l'évaporation en mesurant la quantité d'évaporation, d'une manière telle que l'on peut dissoudre le sulfate de sodium qui précipite dans la solution concentrée obtenue au cours de l'évaporation, via le traitement à basse température. De manière spécifique, on peut utiliser un débitmètre massique pour mesurer l'écoulement et par conséquent pour mesurer la quantité de la vapeur d'eau secondaire ; ou bien on peut mesurer la quantité du condensât ; lorsqu'on vérifie le degré de la deuxième évaporation via une mesure de la concentration, le sulfate de sodium dans la solution concentrée ne cristallise pas et il ne précipite pas au cours de l'évaporation lorsqu'on règle la concentration de la solution concentrée que l'on obtient au cours de l'évaporation dans la plage mentionnée ci-dessus et on surveille la concentration du liquide obtenu via l'évaporation en mesurant sa densité ; de manière spécifique, on peut utiliser un densitomètre pour mesurer la densité.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention : le deuxième procédé d'évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, la première liqueur-mère est chargée dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 avec une sixième pompe de mise en circulation 76 pour la deuxième évaporation, dans le but d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de traitement à basse température pour autant que la température soit réglée de manière appropriée dans le traitement à basse température d'une manière telle que les cristaux de sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée, qui contient des cristaux de chlorure de sodium obtenu dans la deuxième évaporation, soient dissous. De préférence, la température du traitement à basse température est inférieure à la température de la deuxième évaporation. De manière spécifique, les conditions du traitement à basse température peuvent englober : une température de 13 °C ~ 100 °C ; de préférence de 15 °C ~ 45 °C ; de manière plus préférée de 15 °C ~ 35 °C ; de manière plus préférée de 17,9 °C ~ 35 °C ; de manière encore plus préférée de 20 °C ~ 30 °C ; par exemple, la température peut être de 18 °C, 19 °C,
BE2018/5260 °C, °C, °C, °C, 22 °C, 23 °C, 24 °C, 25 °C, 26 °C, 27 °C, 28 °C, 29 °C, 30 °C, 31 °C, °C, 34 °C, 35 °C, 36 °C, 37 °C, 38 °C, 39 °C, 40 °C, 41 °C, 42 °C, 43 °C, °C, 46 °C, 47 °C, 48 °C, 49 °C, 50 °C, 55 °C ou 60 °C. Afin de garantir l'effet du traitement à basse température, le temps de rétention du traitement à basse température peut s'élever de 10 minutes ~ 600 minutes ; de préférence il s'élève à 20 minutes ~ 300 minutes ; de manière plus préférée, il s'élève à 50 minutes ~ 70 minutes ; de manière encore plus préférée, il s'élève à 55 minutes ~ 65 minutes.
Dans la présente invention, en réglant les conditions de la deuxième évaporation et du traitement à basse température, on peut mettre en oeuvre la deuxième évaporation à une température de vaporisation supérieure et sous une pression d'évaporation plus proche de la pression normale, de façon à éviter le problème d'une faible efficacité de l'évaporation à une température inférieure ; ainsi, on peut améliorer l'efficacité de la vaporisation, on peut réduire la consommation d'énergie dans le processus d'évaporation et on peut améliorer la vitesse de traitement des eaux usées. Sur cette base, le réglage de la température pour le traitement à basse température est plus aisé et plus simple, et le traitement à basse température peut être mis en oeuvre à une température inférieure à la température d'évaporation (par exemple à une température de 45 °C ou moins), afin de faciliter la dissolution du sulfate de sodium et la précipitation du chlorure de sodium.
Dans la présente invention, le traitement à basse température peut être mis en oeuvre dans n'importe quel dispositif de refroidissement conventionnel bien connu dans la technique. Par exemple, on peut utiliser un réservoir 55 pour le traitement à basse température. De préférence, le réservoir 55 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant de refroidissement en son sein ; de manière spécifique, le composant de refroidissement peut représenter un composant qui introduit de l'eau de refroidissement. Avec le composant de refroidissement, la deuxième solution concentrée dans le réservoir pour le traitement à basse température peut être refroidie rapidement. De préférence, le réservoir 55 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant d'agitation en son sein. Sous l'action d'agitation du composant d'agitation, la distribution de la phase solide et de la phase liquide ainsi que la distribution de la température dans la deuxième solution concentrée sont uniformes, et on obtient un objet qui consiste à
BE2018/5260 faire en sorte que les cristaux de sulfate de sodium soient dissous de manière complète et que les cristaux de chlorure de sodium précipitent dans la meilleure mesure possible.
Dans la présente invention, pour atteindre l'objectif tel que le chlorure de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas dans la première évaporation et tel que les cristaux de sulfate de sodium qui ont précipité dans la deuxième évaporation puissent être dissous dans le procédé de traitement à basse température, de préférence les conditions de la première évaporation et celles du traitement à basse température sont telles que : la température de la première évaporation est supérieure à la température du traitement à basse température à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 90 °C ; de manière toujours plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière particulièrement préférée supérieure à concurrence de 50 °C ~ 60 °C. En réglant la température de la première évaporation et la température du traitement à basse température, le sulfate de sodium cristallise et précipite de manière séparée dans la première évaporation et le sulfate de sodium peut être dissous dans le traitement à basse température lorsque les cristaux de sulfate de sodium et les cristaux de chlorure de sodium ont précipité dans la deuxième évaporation, si bien que l'on améliore la pureté des cristaux obtenus de sulfate de sodium et de chlorure de sodium.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 3, la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 met en oeuvre le deuxième échange de chaleur avec la première liqueur-mère (ou avec la solution mixte de la première liqueur-mère, du liquide en circulation et du deuxième éluant) dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34, et on obtient un deuxième ammoniac. Conformément à la présente invention, après le deuxième échange de chaleur, la température de la première liqueur-mère (ou de la solution mixte de la première liqueur-mère, du liquide en circulation et du deuxième éluant) s'élève à 35 °C ou plus, de préférence s'élève à 50 °C ~ 200 °C, de manière plus
BE2018/5260 préférée, s'élève à 75 °C ~ 184 °C, de manière encore plus préférée s'élève à 102 °C ~ 117°C.
Aucune restriction particulière n'est imposée au quatrième dispositif d'échange de chaleur 34. En d'autres termes, le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 peut représenter n'importe quel échangeur de chaleur conventionnel bien connu dans la technique, pour autant qu'il permette d'atteindre l'objectif consistant à condenser la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac. De manière spécifique, l'échangeur de chaleur peut représenter un échangeur de chaleur du type à enveloppe, un échangeur de chaleur du type à plaques, un échangeur de chaleur de type tubulaire et à enveloppe ou un échangeur de chaleur tubulaire du type à vis sans fin, etc. La matière de l'échangeur de chaleur peut être sélectionnée en fonction des nécessités. Par exemple, étant donné que la vapeur d'eau secondaire n'est pas corrosive pour l'acier inoxydable, on utilise de préférence un échangeur de chaleur tubulaire du type à vis sans fin, en acier inoxydable.
Dans la présente invention, la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ou bien la solution traitée que l'on obtient dans le traitement à basse température sont traitées via une deuxième séparation solide-liquide afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium et une deuxième liqueur-mère (c'est-àdire une phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide). Aucune restriction particulière ne concerne le procédé de la deuxième séparation solide-liquide. Par exemple, le procédé peut être sélectionné à partir d'un ou plusieurs procédés choisis parmi une centrifugation, une filtration et une sédimentation.
Conformément à la présente invention, la deuxième séparation solide-liquide peut être mise en oeuvre dans un deuxième dispositif de séparation solide-liquide (une machine centrifuge, un filtre à bande ou un filtre à cadres et à plateaux, etc.). Après la deuxième séparation solide-liquide, la deuxième liqueur-mère que l'on obtient dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 est stockée de manière temporaire dans un réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère, et elle peut être renvoyée au premier dispositif d'évaporation 2 pour à nouveau la première évaporation. De manière spécifique, la deuxième liqueur-mère peut être renvoyée au
BE2018/5260 moyen d'une neuvième pompe de mise en circulation 79 jusqu'à une position qui précède le premier réglage du pH ou le deuxième réglage du pH et elle est mélangée avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin d'obtenir les eaux usées qui doivent être traitées. Par ailleurs, il est inévitable que les cristaux de chlorure de sodium que l'on obtient aient absorbé un certain nombre d'impuretés telles que des ions sulfate, de l'ammoniac libre et des ions hydroxyle, etc. De préférence, on lave les cristaux de chlorure de sodium dans un deuxième lavage avec de l'eau, avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou avec la solution de chlorure de sodium et on les sèche afin d'éliminer les impuretés absorbées, de réduire l'odeur atypique du sel solide, de diminuer la causticité et d'améliorer la pureté des cristaux. Afin d'empêcher la dissolution des cristaux de chlorure de sodium dans le processus de lavage, on lave de préférence les cristaux de chlorure de sodium avec une solution de chlorure de sodium. De manière plus préférée, la concentration de la solution de chlorure de sodium représente de préférence la concentration du chlorure de sodium dans la solution aqueuse dans laquelle le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés de manière simultanée à la température correspondant aux cristaux de chlorure de sodium qui doivent être lavés.
Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé spécifique pour la deuxième séparation solide-liquide et pour le deuxième lavage. Par exemple, la deuxième séparation solide-liquide et le deuxième lavage peuvent être mis en oeuvre avec un appareil d'élutriation conventionnel et avec un appareil de séparation solide-liquide en combinaison, ou bien ils peuvent être mis en oeuvre dans un appareil étagé de séparation solide-liquide tel qu'un filtre à bande. De préférence, le deuxième lavage comprend une élutriation et/ou une élution. Aucune restriction particulière n'est imposée à l'élutriation et à l'élution. Par exemple, on peut sélectionner un ou plusieurs cycles. Afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure, on met de préférence en oeuvre l'élutriation et l'élution pendant 2 à 4 cycles. Dans le procédé d'élutriation, le liquide l'élutriation n'est habituellement pas réutilisé par circulation lorsque les eaux usées contenant des sels d'ammonium sont utilisées pour faire office de liquide d'élutriation ; ou bien le liquide d'élutriation peut être réutilisé via une circulation à contre-courant lorsque le liquide de lavage recyclé dans le deuxième lavage est utilisé pour faire office de liquide d'élutriation.
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Avant la mise en oeuvre de l'élutriation, de préférence on met en oeuvre une séparation préliminaire solide-liquide par sédimentation afin d'obtenir une suspension qui contient des cristaux de chlorure de sodium (pour autant que la teneur en liquide s'élève à 35 % en masse ou moins ; cette étape est de préférence mise en oeuvre dans un appareil bien connu dans la technique tel qu'un bassin de sédimentation ou un réservoir de sédimentation, etc.). Dans le procédé d'élutriation, par rapport à 1 partie en poids de la suspension qui contient des cristaux de chlorure de sodium, le liquide que l'on utilise pour l'élutriation représente de 1 à 20 parties en poids. De préférence, l'élution est mise en oeuvre avec une solution de chlorure de sodium (la concentration de la solution de chlorure de sodium représente de préférence la concentration du chlorure de sodium dans une solution aqueuse dans laquelle à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés à la température correspondant aux cristaux de chlorure de sodium qui doivent être lavés). Afin d'améliorer davantage l'effet de l'élutriation et pour obtenir des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure, le lavage est mis en oeuvre de préférence avec le liquide que l'on obtient au cours de l'élution. Pour le liquide que l'on obtient au cours du lavage, de préférence, on renvoie l'agent d'élutriation des eaux usées contenant des sels d'ammonium jusqu'à une position qui précède le deuxième réglage du pH avant l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation et les autres liquides de lavage sont renvoyés au deuxième dispositif de d'évaporation. Par exemple, comme on le représente en figure 3, le liquide est renvoyé au moyen d'une dixième pompe de mise en circulation 80 jusqu'au deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation une nouvelle fois.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ou la solution traitée est traitée via une séparation préliminaire solide-liquide par sédimentation, la solution obtenue est soumise à une élutriation pour la première fois avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans un réservoir d'élutriation, elle est ensuite soumise à une élutriation pour la deuxième fois avec le liquide que l'on obtient dans le lavage complémentaire des cristaux de chlorure de sodium dans un autre réservoir d'élutriation et enfin la suspension que l'on obtient en passant par les deux élutriations est chargée dans le deuxième dispositif de séparation solideBE2018/5260 liquide pour la séparation solide-liquide ; ensuite, les cristaux que l'on obtient dans la séparation solide-liquide sont soumis à une élution avec la solution de chlorure de sodium (la concentration de la solution de chlorure de sodium représente de préférence la concentration du chlorure de sodium dans une solution aqueuse dans laquelle à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés à la température correspondant aux cristaux de chlorure de sodium qui doivent être lavés), et le liquide que l'on obtient dans l'élution est renvoyé pour faire office d'agent d'élutriation à la deuxième élutriation. Via le procédé de lavage indiqué ci-dessus qui englobe une élutriation et une élution, on parvient à améliorer la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenus, on n'introduit aucun liquide de lavage en excès dans le système et on améliore l'efficacité du traitement des eaux usées.
Dans la présente invention, lorsqu'on utilise des dispositifs d'évaporation de type MVR pour la mise en oeuvre de la première évaporation et/ou de la deuxième évaporation, afin d'améliorer la teneur en produits solides du dispositif d'évaporation de type MVR et afin de diminuer la teneur du liquide en ammoniac, de préférence on chauffe une partie du liquide (c'est-à-dire le liquide dans le dispositif d'évaporation de type MVR, que l'on désigne également ci-après par l'expression liquide en circulation) après l'évaporation dans le dispositif d'évaporation de type MVR et on le remet ensuite en circulation en direction du dispositif d'évaporation de type MVR à des fins d'évaporation. Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne la proportion de la partie du liquide remise en circulation en direction du dispositif d'évaporation de type MVR après l'évaporation dans le dispositif d'évaporation de type MVR. Par exemple, le premier rapport de remise en circulation pour la première évaporation peut s'élever de 10 à 200, de préférence il s'élève de 40 à 100 ; le deuxième rapport de remise en circulation pour la deuxième évaporation peut s'élever de 0,1 à 100, de préférence de 5 à 50. En l'occurrence, le rapport de remise en circulation désigne le rapport entre la quantité remise en circulation et la différence de la quantité totale du liquide dans le dispositif d'évaporation de type MVR et de la quantité remise en circulation. De préférence, le premier liquide en circulation dans la première évaporation est renvoyé à une position qui précède l'achèvement du réglage du pH avant la première évaporation. Comme on le représente en figure 2, le premier liquide en circulation peut être
BE2018/5260 renvoyé au moyen d'une deuxième pompe de mise en circulation 72 au conduit de transport des eaux usées entre le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour y être mélangé avec les eaux usées qui doivent être traitées, et ensuite, le mélange obtenu est traité par le deuxième réglage du pH, est soumis à un échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et est finalement alimenté dans le premier dispositif d'évaporation 2. De préférence, le deuxième liquide en circulation dans la deuxième évaporation est renvoyé à une position qui précède l'achèvement du deuxième échange de chaleur. Comme on le représente en figure 2, le deuxième liquide en circulation peut être renvoyé au moyen d'une septième pompe de mise en circulation 77 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur avant d'être finalement alimenté dans le deuxième dispositif d'évaporation 1.
Dans la présente invention, lorsque qu'on utilise des dispositifs d'évaporation de type MVR pour la mise en oeuvre de la première évaporation et/ou pour la deuxième évaporation, le procédé comprend en outre le fait de comprimer la première vapeur contenant de l'ammoniac et/ou la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac. La compression peut être mise en oeuvre avec un compresseur tel qu'un premier compresseur 101 et un deuxième compresseur 102. Grâce à la compression de la vapeur contenant de l'ammoniac, de l'énergie est alimentée dans le système d'évaporation de type MVR afin de garantir le fait que le processus d'élévation de la température des eaux usées - évaporation - chute de la température soit mis en oeuvre en continu. On doit faire entrer de la vapeur de déclenchement pour amorcer le processus d'évaporation de type MVR, mais l'énergie est uniquement alimentée au moyen des compresseurs dans ce type d'opération en continu, en l'absence d'une quelconque autre entrée d'énergie. Les compresseurs peuvent représenter des compresseurs conventionnels bien connus dans la technique tels que des compresseurs centrifuges, des compresseurs du type à turbine ou des compresseurs Roots, etc. Via la compression avec les compresseurs, on élève la température de la vapeur contenant de l'ammoniac à concurrence de 5 °C ~ 20 °C.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, après avoir traité la première vapeur contenant de l'ammoniac via le premier échange de
BE2018/5260 chaleur et la première condensation, le gaz résiduaire qui subsiste est traité par élimination de l'ammoniac avant d'être mis à l'atmosphère ; après avoir traité la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac via le deuxième échange de chaleur et la deuxième condensation, le gaz résiduaire qui subsiste est traité par élimination de l'ammoniac avant d'être mis à l'atmosphère. Le gaz résiduaire qui subsiste après avoir traité la première vapeur contenant de l'ammoniac via le premier échange de chaleur et via la première condensation représente le gaz résiduaire évacué du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, et le gaz résiduaire qui subsiste après avoir traité la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac via le deuxième échange de chaleur et via la deuxième condensation représente le gaz résiduaire évacué du deuxième dispositif d'échange de chaleur 34. Par le fait que l'on élimine l'ammoniac du gaz résiduaire mentionné ci-dessus, on peut diminuer davantage la teneur du gaz résiduaire en polluants, d'une manière telle que l'on peut mettre le gaz résiduaire directement à l'atmosphère.
La présente invention procure en outre un procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO4 2', du CI' et du Na+, qui comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une troisième évaporation afin d'obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium;
2) on soumet à un traitement la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une troisième séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la troisième séparation solide-liquide via une quatrième évaporation, afin d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium;
3) on soumet à un traitement la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une quatrième séparation solide-liquide;
BE2018/5260 dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation ; dans la quatrième évaporation, on obtient une absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium ; par rapport à 1 mole de SO4 2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 7,15 moles ou plus.
De préférence, les eaux usées qui doivent être traitées représentent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ; ou bien les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la quatrième séparation solide-liquide.
De manière plus préférée, les eaux usées qui doivent être traitées représentent une solution mixte des eaux usées contenant des sels d'ammonium et d'au moins une partie de la phase liquide que l'on obtient dans la quatrième séparation solide-liquide.
De manière encore plus préférée, les eaux usées qui doivent être traitées représentent une solution mixte des eaux usées contenant des sels d'ammonium et de la phase liquide que l'on obtient dans la quatrième séparation solide-liquide.
De préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 10,8 avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation. Par ailleurs, aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne la limite supérieure du pH des eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, le pH peut être égal à 14 ou moins ; de préférence, il s'élève à 13,5 ou moins ; de manière plus préférée, il s'élève à 13 ou moins.
Le procédé fourni dans la présente invention permet de traiter les eaux usées qui contiennent du NH4 +, du SO42', du CI' et du Na+, et aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne les eaux usées contenant des sels d'ammonium, à l'exception du fait que les eaux usées contiennent du NH4+, du SO42', du CI' et du Na+. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité du traitement des eaux usées, par rapport à 1 mole de SO42' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève de
BE2018/5260 préférence à 7,15 moles ou plus, de manière plus préférée à 9,5 moles ou plus, de manière encore plus préférée à 13 moles ou plus, de manière toujours plus préférée à 10 moles ou plus, de manière toujours plus préférée à 50 moles ou moins ; de préférence il s'élève à 40 moles ou moins, de manière plus préférée, il s'élève à 30 moles ou moins, comme par exemple de 8 à 20 moles, de préférence de 11 à 20 moles, de manière plus préférée de 10 à 12 moles ou de 11 à 15 moles. En réglant le rapport molaire du SO4 2’ au CI' dans la plage que l'on a mentionnée ci-dessus, le chlorure de sodium précipite complètement au cours de la troisième évaporation et on atteint ainsi l'objectif consistant à séparer le chlorure de sodium de manière efficace. En outre, comme décrit ci-dessus et ci-dessous, dans la présente invention, on peut faire circuler la phase liquide que l'on obtient au cours de la quatrième séparation solide4iquide en direction de la troisième étape d'évaporation, si bien que l'on règle le rapport molaire du SO4 2' au CI' dans les eaux usées qui doivent être traitées et on maintient l'état d'équilibre de l'hydroxyde de sodium.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans lequel le traitement à basse température n'est pas mis en œuvre, la troisième évaporation garantit une absence de cristallisation et de précipitation de la part du sulfate de sodium, ce qui signifie que la concentration du sulfate de sodium dans le système mixte n'excède pas la solubilité dans les conditions de la troisième évaporation (y compris, mais sans y être limité, la température et le pH, etc.), sans exclure le sulfate de sodium entraîné dans les cristaux de chlorure de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de chlorure de sodium. Sur base du fait que la teneur en humidité des cristaux après la séparation solide4iquide est différente, habituellement la teneur en sulfate de sodium des cristaux de chlorure de sodium obtenus s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse ou moins). Dans la présente invention, on considère que le sulfate de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas lorsque la teneur en sulfate de sodium dans les cristaux obtenus de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins.
Conformément à une autre forme de réalisation préférée de la présente invention, le procédé comprend en outre : le fait de traiter la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; le
BE2018/5260 fait de traiter ensuite la solution traite qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une troisième séparation solide-liquide. Plus précisément, le procédé comprend les étapes suivantes dans lesquelles :
1) on soumet les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via une troisième évaporation afin d'obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ;
2) on soumet la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium à un traitement via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ;
3) on traite la solution traitée qui contient les cristaux de chlorure de sodium via un troisième séparation solide-liquide et on traite la phase liquide que l'on obtient dans la troisième séparation solide-liquide via une quatrième évaporation afin d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium ;
4) on soumet la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium au traitement via une quatrième séparation solide-liquide.
Dans le cas indiqué ci-dessus dans lequel on met en oeuvre le traitement à basse température, les cristaux de chlorure de sodium précipitent au cours de la troisième évaporation. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité du traitement, de préférence à la fois les cristaux de chlorure de sodium et les cristaux de sulfate de sodium précipitent dans la troisième évaporation, et on obtient de cette manière une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. Dans le cas où l'on obtient une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium, la troisième évaporation doit garantir le fait que les cristaux de sulfate de sodium vont être dissous dans le traitement à basse température. D'une manière spécifique, on obtient dans la troisième évaporation, une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure
BE2018/5260 de sodium et on peut dissoudre complètement les cristaux de sulfate de sodium dans le traitement à basse température. En réglant la quantité d'évaporation dans la troisième évaporation, le sulfate de sodium et le chlorure de sodium cristallisent et précipitent en même temps (c'est-à-dire que l'on obtient une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium dans la troisième évaporation) ; et on dissout ensuite les cristaux de sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium, et le chlorure de sodium cristallise et précipite ultérieurement dans le traitement à basse température, d'une manière telle que l'on obtient une solution traitée qui contient uniquement des cristaux de chlorure de sodium.
La solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium n'exclut pas le sulfate de sodium entraîné dans les cristaux de chlorure de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de chlorure de sodium. Sur base du fait que la teneur en humidité des cristaux après la séparation solide-liquide est différente, habituellement la teneur en sulfate de sodium des cristaux de chlorure de sodium obtenus s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse ou moins). Dans la présente invention, on considère que le sulfate de sodium a été dissous lorsque la teneur en sulfate de sodium dans les cristaux obtenus de chlorure de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins.
Dans la présente invention, la quatrième évaporation garantit une absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium, ce qui signifie que l'on règle la concentration du chlorure de sodium dans le système mixte de telle manière qu'elle n'excède pas la solubilité dont les conditions de la quatrième évaporation (y compris, mais sans y être limité, la température et le pH, etc.), sans exclure le chlorure de sodium entraîné dans les cristaux de sulfate de sodium ou absorbé à la surface des cristaux de sulfate de sodium. En raison du fait que la teneur des cristaux en humidité après la séparation solide-liquide est différente, habituellement la teneur en chlorure de sodium dans les cristaux obtenus de sulfate de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins (de préférence à 4 % en masse). Dans la présente invention, on considère que le chlorure de sodium n'est pas soumis à une
BE2018/5260 cristallisation et à une précipitation lorsque la teneur en chlorure de sodium des cristaux obtenus de sulfate de sodium s'élève à 8 % en masse ou moins.
Dans la présente invention, on comprendra que, à la fois la troisième vapeur contenant de l'ammoniac et la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac représentent des vapeurs d'eau secondaires, comme il est bien connu dans la technique. Toutes les valeurs de pression représentent des valeurs de pression effective.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée quant à la mise en oeuvre spécifique de la troisième évaporation et de la quatrième évaporation, pour autant que la troisième évaporation et la quatrième évaporation permettent d'atteindre l'objectif consistant à obtenir une évaporation dans des conditions d'évaporation correspondantes. Par exemple, la troisième évaporation et la quatrième évaporation peuvent être mises en oeuvre respectivement dans un dispositif d'évaporation conventionnel bien connu dans la technique. De manière spécifique, le dispositif d'évaporation peut représenter un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type MVR, un dispositif d'évaporation à effet multiple, un dispositif d'évaporation à effet simple et un dispositif d'évaporation de type éclair. De préférence, la troisième évaporation est mise en oeuvre dans un dispositif d'évaporation de type MVR. La troisième évaporation peut être mise en oeuvre dans la troisième unité d'évaporation de l'appareil de traitement des eaux usées comme représenté en figure 1, la quatrième évaporation peut être mise en oeuvre dans la deuxième unité d'évaporation de l'appareil de traitement des eaux usées comme représenté en figure 1.
Les types et les utilisations du dispositif d'évaporation de type MVR, du dispositif d'évaporation à effet multiple, du dispositif d'évaporation à effet unique et du dispositif d'évaporation de type éclair peuvent être les mêmes que ceux indiqués dans la forme de réalisation mentionnée ci-dessus et ne seront pas explicités de manière plus détaillée en l'occurrence.
Dans la présente invention, les conditions de la troisième évaporation peuvent être sélectionnées de manière appropriée en fonction des nécessités.
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Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans le cas où le traitement à basse température n'est pas mis en oeuvre, la troisième évaporation permet d'atteindre l'objectif consistant à faire en sorte que le chlorure de silicium cristallise et précipite, tout en empêchant la précipitation du sulfate de sodium. Les conditions de la troisième évaporation peuvent englober : une température de 30 °C ~ 85 °C ; une pression de -98 kPa ~ -58 kPa. Afin d'améliorer l'efficacité de la vaporisation, de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 35 °C ~ 60 °C ; une pression de -97,5 kPa ~ -87 kPa ; de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 40 °C ~ 60 °C ; une pression de -97 kPa ~ -87 kPa ; de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 60 °C ; une pression de -95 kPa ~ -87 kPa ; de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 45 °C ~ 55 °C ; une pression de -95 kPa ~ -90 kPa.
Grâce à la mise en oeuvre de la troisième évaporation dans les conditions indiquées ci-dessus, le sulfate de sodium ne cristallise pas, tandis que le chlorure de sodium cristallise, d'une manière telle que l'on garantit la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenus.
Dans le cas indiqué ci-dessus, lorsqu'on ne met pas en oeuvre le traitement à basse température, le sulfate de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées ne cristallise pas et il ne précipite pas dans la troisième évaporation (c'est-à-dire que le sulfate de sodium n'est pas sursaturé) ; de préférence, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée s'élève à Y ou moins (de préférence de 0,9 Y à 0,99 Y, de manière plus préférée de 0,95 Y à 0,98 Y), Y représentant la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la troisième évaporation. En réglant le degré de la troisième évaporation au sein de la plage susmentionnée, le chlorure de sodium cristallise et précipite autant que possible, tandis que le sulfate de sodium ne précipite pas. En faisant en sorte que le chlorure de sodium cristallise dans la troisième évaporation autant que possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
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Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, dans le cas où l'on met en oeuvre le traitement à basse température, la troisième évaporation permet d'atteindre l'objectif consistant à garantir une absence totale de cristaux de sulfate de sodium dans le liquide traité. Les conditions de la troisième évaporation peuvent englober : une température de 35 °C ou plus ; une pression de 95 kPa ou plus. Dans le but d'améliorer l'efficacité de la vaporisation, de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 45 °C 175 °C ; une pression de -95 kPa - 18110 kPa ; de préférence, les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 60 °C - 365 °C ; une pression de -87 kPa -18110 kPa ; de préférence : une température de 75 °C - 175 °C ; une pression de -95 kPa - 653 kPa ; de préférence : une température de 60 °C - 175 °C ; une pression de -87 kPa - 18110 kPa ; de préférence : une température de 60 °C 175 °C ; une pression de -87 kPa - 653 kPa ; de préférence : une température de 75 °C - 175 °C ; une pression de -66 kPa - 1177 kPa ; de préférence : une température de 95 °C - 115 °C ; une pression de -37 kPa - 12 kPa ; de préférence : une température de 100 °C - 110 °C ; une pression de -23 kPa - 12 kPa.
Grâce à la mise en oeuvre de la troisième évaporation dans les conditions mentionnées ci-dessus, on peut améliorer l'efficacité de l'évaporation et on peut réduire la consommation d'énergie. Les cristaux de sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée sont complètement dissous via le traitement à basse température, tandis qu'une quantité maximale d'évaporation (multiple de concentration) est garantie, de façon à assurer la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenus.
Dans la présente invention, la pression de travail de la troisième évaporation représente de préférence la pression de vapeur saturée du liquide d'alimentation évaporé.
Dans la présente invention, le débit de la troisième évaporation peut être sélectionné de manière appropriée en fonction de la capacité de traitement de l'appareil. Par exemple, le débit peut s'élever à 0,1 m3/heure ou plus (par exemple de 0,1 m3/heure - 500 m3/heure).
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Conformément à la présente invention, en réglant les conditions de la troisième évaporation, on peut évaporer 90 % en masse ou plus (de préférence 95 % en masse ou plus) d'ammoniac dans les eaux usées qui doivent être traitées, et on peut ainsi obtenir un troisième ammoniac avec une concentration élevée. Le troisième ammoniac peut être réutilisé de manière directe dans le procédé de production du catalyseur ou bien il peut être neutralisé avec un acide afin d'obtenir un sel d'ammonium et ensuite réutilisé sous la forme du sel d'ammonium ou bien il peut être mélangé avec de l'eau et avec un sel d'ammonium correspondant ou avec de l'ammoniac avant d'être réutilisé.
Dans le cas indiqué ci-dessus, dans lequel le traitement à basse température est mis en oeuvre, le chlorure de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées cristallise et précipite dans la troisième évaporation ; de préférence, le chlorure de sodium et le sulfate de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées cristallisent et précipitent en même temps au cours de la troisième évaporation, si bien que l'on obtient une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure grâce au traitement à basse température. De préférence, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève à Y' ou moins (de préférence de 0,9 Y' à 0,99 Y', de manière plus préférée de 0,95 Y' à 0,98 Y'), Y' représentant la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions du traitement à basse température. En réglant le degré de la troisième évaporation au sein de la plage mentionnée ci-dessus, le chlorure de sodium cristallise et précipite dans toute la mesure possible, tandis que le sulfate de sodium est dissous dans les conditions du traitement à basse température. En faisant en sorte que le chlorure de sodium cristallise dans la troisième évaporation dans toute la mesure possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
Dans la présente invention, on vérifie le degré de la troisième évaporation en surveillant la quantité d'évaporation (ou la quantité du condensât) dans la troisième évaporation ou bien la concentration de la solution concentrée. De manière spécifique, lorsqu'on vérifie le degré de la deuxième évaporation en mesurant la
BE2018/5260 quantité d'évaporation, on règle un multiple de concentration en réglant la quantité d'évaporation (c'est-à-dire la quantité de la vapeur d'eau secondaire ou la quantité de l'ammoniac) et on surveille le degré de concentration en mesurant la quantité d'évaporation, d'une manière telle que le sulfate de sodium qui précipite dans la solution concentrée que l'on obtient dans l'évaporation peut être dissous via le traitement à basse température. De manière spécifique, on peut utiliser un débitmètre massique pour mesurer le débit et ainsi mesurer la quantité de la vapeur d'eau secondaire ; ou bien on peut mesurer la quantité du condensât ; lorsqu'on vérifie le degré de la deuxième évaporation en mesurant la concentration, le sulfate de sodium dans la solution concentrée ne cristallise pas et il ne précipite pas au cours de l'évaporation en réglant la concentration de la solution concentrée que l'on obtient dans l'évaporation avec la plage susmentionnée et on surveille la concentration du liquide obtenu via l'évaporation en mesurant la densité ; de manière spécifique, on peut utiliser un densitomètre afin de mesurer la densité.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation, les eaux usées qui doivent être traitées mettent en oeuvre un premier échange de chaleur avec la troisième vapeur contenant de l'ammoniac ou avec le troisième ammoniac (le condensât de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac). Aucune restriction particulière n'est imposée quant au procédé spécifique du premier échange de chaleur ; en d'autres termes, le premier échange de chaleur peut être mis en oeuvre dans un procédé conventionnel d'échange de chaleur tel qu'il est bien connu dans la technique. Le premier échange de chaleur peut être mis en oeuvre à une ou à plusieurs reprises, de préférence de 2 à 4 reprises, de manière plus préférée de 2 à 3 reprises. Il y a le premier échange de chaleur, l'ammoniac que l'on obtient est refroidi et la chaleur est mise en circulation à l'intérieur de l'appareil de traitement dans la meilleure mesure possible, si bien que l'énergie est utilisée de manière raisonnable et que l'on réduit les déchets.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 6, le premier échange de chaleur est mis en oeuvre dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, et
BE2018/5260 dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32. De manière spécifique, la troisième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 s'écoule à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 d'une manière séquentielle, et la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium s'écoule à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 ; dans le même temps, les eaux usées qui doivent être traitées s'écoulent à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 ou le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, pour le premier échange de chaleur, et s'écoule ensuite à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 32, pour le premier échange de chaleur. Via le premier échange de chaleur, les eaux usées qui doivent être traitées sont chauffées d'une manière telle qu'elles peuvent être évaporées de manière plus aisée ; en même temps, la troisième vapeur contenant de l'ammoniac est condensée pour obtenir un troisième ammoniac qui peut être stocké dans un réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au premier dispositif d'échange de chaleur 31, au cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 et au deuxième dispositif d'échange de chaleur 32. En d'autres termes, ces échangeurs de chaleur peuvent représenter des échangeurs de chaleur conventionnels bien connus dans la technique, pour autant qu'ils permettent d'atteindre l'objectif consistant à mettre en oeuvre le premier échange de chaleur entre la troisième vapeur contenant de l'ammoniac et les eaux usées qui doivent être traitées. De manière spécifique, l'unité d'échange de chaleur peut représenter un échangeur de chaleur du type à enveloppe, un échangeur de chaleur du type à plaques ou un échangeur de chaleur de type tubulaire et à enveloppe, etc. De préférence, il s'agit d'un échangeur de chaleur du type à plaques. La matière de l'échangeur de chaleur peut être sélectionnée en fonction des nécessités. Par exemple, dans le but de résister à une érosion des ions chlorure, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'acier inoxydable duplex, à partir de titane et d'un alliage de titane ou encore à partir de hastelloy. À une température peu élevée, on peut sélectionner un échangeur de chaleur fabriqué à partir d'une matière plastique.
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Conformément à la présente invention, afin de tirer complètement profit de l'énergie thermique dans la troisième vapeur contenant de l'ammoniac, de préférence, via le premier échange de chaleur, la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 52 °C ~ 182 °C ; de manière plus préférée, elle s'élève à 67 °C ~ 182 °C ; de manière plus préférée, elle s'élève à 87 °C ~ 137 °C ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 102 °C ~ 117 °C.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de réglage du pH. Par exemple, le pH des eaux usées qui doivent être traitées peut être réglé en ajoutant une substance alcaline. Aucune restriction particulière n'est imposée à la substance alcaline pour autant que la substance alcaline puisse atteindre l'objectif consistant à régler le pH. Afin d'éviter l'introduction de n'importe quelle nouvelle impureté dans les eaux usées qui doivent être traitées et afin d'améliorer la pureté des cristaux obtenus, la substance alcaline représente de préférence du NaOH.
La substance alcaline peut être ajoutée via un procédé conventionnel bien connu dans la technique. Toutefois, de préférence, la substance alcaline est mélangée sous la forme d'une solution aqueuse avec les eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, une solution aqueuse qui contient la substance alcaline peut être chargée dans un conduit par lequel on introduit les eaux usées qui doivent être traitées. Aucune restriction particulière n'est imposée quant à la teneur de la solution aqueuse en substance alcaline, pour autant que la solution aqueuse permette d'atteindre l'objectif consistant à régler le pH. Toutefois, dans le but de réduire la quantité d'eau et de réduire ultérieurement les coûts, on utilise de préférence une solution aqueuse saturée de la substance alcaline. Pour surveiller le pH des eaux usées qui doivent être traitées, on peut mesurer le pH des eaux usées qui doivent être traitées, après le réglage du pH.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, telle qu'on la représente en figure 6, le troisième procédé d'évaporation est mis en oeuvre dans le premier dispositif d'évaporation 2. De manière spécifique, avant de charger les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 ou dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, pour le premier
BE2018/5260 échange de chaleur, on procède à un réglage du pH pour la première fois via l'introduction d'une solution aqueuse qui contient la substance alcaline, dans le conduit à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le dispositif d'échange de chaleur et on y mélange les matières ; ensuite, on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le premier dispositif d'échange de chaleur 32 ou dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, pour le premier échange de chaleur, on procède à un réglage du pH pour la deuxième fois via l'introduction de la solution aqueuse qui contient la substance alcaline, dans le conduit à travers lequel on charge les eaux usées qui doivent être traitées, dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et on y mélange les matières. Via un réglage du pH à deux reprises, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées à une valeur supérieure à 9, de préférence à une valeur supérieure à 10,8, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation. De préférence, via le premier réglage du pH, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à une valeur supérieure 7 (de préférence une valeur qui s'élève à 7,9) ; via le deuxième réglage du pH, on règle le pH des eaux usées qui doivent être traitées à une valeur qui est supérieure à 9 (de préférence qui est supérieure à 10,8). Conformément à la présente invention, on règle de préférence le pH des eaux usées qui doivent être traitées pour qu'il possède une valeur qui est supérieure à 7, avant le premier échange de chaleur.
Afin de détecter le pH après le premier réglage du pH et le deuxième réglage du pH, de préférence on procure un premier dispositif de mesure du pH 61 dans le conduit à travers lequel les eaux qui doivent être traitées sont chargées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 afin de mesurer le pH après le premier réglage du pH ; et un deuxième dispositif de mesure du pH 62 est prévu dans le conduit à travers lequel les eaux usées qui doivent être traitées sont chargées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 afin de mesurer le pH après le deuxième réglage du pH.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne l'ordre du premier échange de chaleur, le réglage du pH des eaux usées qui doivent être traitées et le procédé de mélange des eaux usées qui doivent être traitées (dans le cas où les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux
BE2018/5260 usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solide-liquide, un procédé de mélange des eaux usées qui doivent être traitées est requis), et l'ordre peut être sélectionné de manière appropriée en fonction des nécessités, pour autant que ces procédés soient réalisés avant la première évaporation des eaux usées qui doivent être traitées.
Conformément à la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de traitement à basse température pour autant que la température soit réglée de manière appropriée dans le traitement à basse température d'une manière telle que les cristaux de sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée, qui contient des cristaux de chlorure de sodium obtenu dans la troisième évaporation, soient dissous. Conformément à la présente invention, la température du traitement à basse température est inférieure à la température de la troisième évaporation. De manière spécifique, les conditions du traitement à basse température peuvent englober : une température de 13 °C ~ 100 °C ; de préférence de 15 °C ~ 45 °C ; de manière plus préférée de 15 °C ~ 35 °C ; de manière plus préférée de 17,9 °C ~ 35 °C ; par exemple, la température peut être de 18 °C, 19 °C, 20 °C, 21 °C, 22 °C, °C, 36 °C, 37 °C, 38 °C, 39 °C, 40 °C, 41 °C, 42 °C, 43 °C, 44 °C, 45 °C, 46 °C, °C, 48 °C, 49 °C, 50 °C, 55 °C ou 60 °C. Afin de garantir l'effet du traitement à basse température, le temps de rétention du traitement à basse température peut s'élever à 10 minutes ~ 600 minutes ; de préférence il s'élève à 20 minutes ~ 300 minutes ; de manière plus préférée, il s'élève à 50 minutes ~ 70 minutes.
Dans la présente invention, en réglant les conditions de la troisième évaporation et du traitement à basse température, la troisième évaporation peut être mise en oeuvre à une température de vaporisation supérieure et sous une pression d'évaporation plus proche de la pression normale, de façon à éviter le problème d'une faible efficacité de l'évaporation à une température inférieure ; ainsi, on peut améliorer l'efficacité de la vaporisation, on peut réduire la consommation d'énergie dans le processus d'évaporation et on peut améliorer la vitesse du traitement des eaux usées. Sur cette base, le réglage de la température pour le traitement à basse température est plus aisé et plus simple, et le traitement à basse température peut être mis en oeuvre à une température inférieure à la température d'évaporation (par
BE2018/5260 exemple à une température de 45 °C ou moins), afin de faciliter la dissolution du sulfate de sodium et la précipitation du chlorure de sodium.
Dans la présente invention, le traitement à basse température peut être mis en oeuvre dans n'importe quel dispositif de refroidissement conventionnel bien connus dans la technique. Par exemple, on peut utiliser un réservoir 22 pour le traitement à basse température. De préférence, le réservoir 22 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant de refroidissement en son sein ; de manière spécifique, le composant de refroidissement peut représenter un composant qui introduit de l'eau de refroidissement. Avec le composant de refroidissement, la deuxième solution concentrée dans le réservoir pour le traitement à basse température peut être refroidie rapidement. De préférence, le réservoir 22 pour le traitement à basse température peut être équipé d'un composant d'agitation en son sein. Sous l'action d'agitation du composant d'agitation, la distribution de la phase solide et de la phase liquide ainsi que la distribution de la température dans la deuxième solution concentrée sont uniformes, et on obtient un objet qui consiste à faire en sorte que les cristaux de sulfate de sodium soient dissous de manière complète et que les cristaux de chlorure de sodium précipitent dans la meilleure mesure possible.
Dans la présente invention, la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ou la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium est traitée via une troisième séparation solide-liquide afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium et une troisième liqueur-mère (c'est-à-dire la phase liquide que l'on obtient dans la troisième séparation solide-liquide). Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de la troisième séparation solide-liquide. Par exemple le procédé peut être sélectionné à partir d'un ou plusieurs procédés choisis parmi une centrifugation, une filtration et une sédimentation.
Conformément à la présente invention, la séparation solide-liquide pour le troisième condensât peut être mise en oeuvre dans un premier dispositif de séparation solideliquide 91 (par exemple une machine centrifuge, un filtre à bande ou un filtre à cadres et à plateaux, etc.). Après la séparation solide-liquide, la troisième liqueurmère que l'on obtient dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 est
BE2018/5260 stockée de manière temporaire dans un réservoir 53 pour la première liqueur-mère, et elle peut être pompée via une sixième pompe de mise en circulation 76 jusque dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation. Par ailleurs, il est inévitable que les cristaux de chlorure de sodium que l'on obtient aient absorbé un certain nombre d'impuretés telles que des ions chlorure, de l'ammoniac libre et des ions hydroxyle, etc. De préférence, on lave les cristaux de chlorure de sodium dans un premier lavage avec de l'eau, avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou avec la solution de chlorure de sodium et on les sèche afin d'éliminer les impuretés absorbées, de réduire l'odeur atypique du sel solide, de diminuer la causticité et d'améliorer la pureté des cristaux. Afin d'empêcher la dissolution des cristaux de chlorure de sodium dans le processus de lavage, on lave de préférence les cristaux de chlorure de sodium avec une solution de chlorure de sodium. De manière plus préférée, la concentration de la solution de chlorure de sodium représente de préférence la concentration du chlorure de sodium dans la solution aqueuse dans laquelle le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés de manière simultanée à la température correspondant aux cristaux de chlorure de sodium qui doivent être lavés.
Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé spécifique pour la troisième séparation solide-liquide et pour le premier lavage. Par exemple, la première séparation solide-liquide et le troisième lavage peuvent être mis en oeuvre avec un appareil d'élutriation conventionnel et avec un appareil de séparation solide-liquide en combinaison, ou bien ils peuvent être mis en oeuvre dans un appareil étagé de séparation solide-liquide tel qu'un filtre à bande. De préférence, le deuxième lavage comprend une élutriation et/ou une élution. Aucune restriction particulière n'est imposée à l'élutriation et à l'élution. En d'autres termes, elles peuvent être mises en oeuvre avec un procédé conventionnel bien connu dans la technique. Aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre de cycles de l'élutriation et de l'élution. Par exemple, on peut sélectionner un ou plusieurs cycles. Afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure, on met de préférence en oeuvre l'élutriation et l'élution pendant 2 à 4 cycles. Dans le procédé d'élutriation, le liquide l'élutriation n'est habituellement pas réutilisé par circulation lorsque les eaux usées contenant des sels d'ammonium sont utilisées pour faire
BE2018/5260 office de liquide d'élutriation ; ou bien le liquide d'élutriation peut être réutilisé via une circulation à contre-courant lorsque le liquide de lavage recyclé dans le deuxième lavage est utilisé pour faire office de liquide d'élutriation. Avant la mise en oeuvre de l'élutriation, de préférence on obtient une suspension qui contient des cristaux de chlorure de sodium (pour autant que la teneur en liquide s'élève à 35 % en masse ou moins) via une séparation préliminaire solide-liquide par sédimentation. Dans le procédé d'élutriation, par rapport à 1 partie en poids de la suspension qui contient des cristaux de chlorure de sodium, le liquide que l'on utilise pour l'élutriation représente de 1 à 20 parties en poids. De préférence, l'élution est mise en oeuvre avec une solution de chlorure de sodium. Afin d'améliorer davantage l'effet de l'élutriation et pour obtenir des cristaux de chlorure de sodium possédant une pureté supérieure, le lavage est mis en oeuvre de préférence avec le liquide que l'on obtient au cours de l'élution, de manière plus préférée avec une solution aqueuse ou avec une solution de chlorure de sodium. Le liquide que l'on obtient au cours du lavage est de préférence renvoyé jusqu'à une position qui précède le deuxième réglage du pH avant la troisième évaporation. Par exemple, le liquide peut être renvoyé au moyen d'une huitième pompe de mise en circulation 78 à un endroit qui se situe avant le deuxième réglage du pH et on peut le mélanger avec les eaux usées qui doivent être traitées ; on le soumet ensuite à un traitement le mélange obtenu via le deuxième réglage du pH, on fait en sorte qu'il s'écoule jusque dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur et on le renvoie ensuite à la troisième évaporation.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ou une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium, que l'on obtient via le traitement à basse température, est soumise à un traitement via une séparation préliminaire solide-liquide par sédimentation, la solution obtenue est soumise à une élutriation pour la première fois avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans un réservoir d'élutriation et est ensuite soumise à une élutriation pour la deuxième fois avec le liquide obtenu dans le lavage complémentaire des cristaux de chlorure de sodium dans un autre réservoir d'élutriation, et enfin la suspension que l'on obtient via les deux élutriations est chargée dans un dispositif de séparation
BE2018/5260 solide-liquide pour une séparation solide-liquide ; les cristaux que l'on obtient dans la séparation solide-liquide sont soumis à une élution avec une solution de chlorure de sodium et le liquide que l'on obtient au cours de l'élution est renvoyé à la deuxième élutriation. En passant par le procédé de lavage indiqué ci-dessus, on améliore la pureté des cristaux de chlorure de sodium obtenu, on n'introduit aucun liquide de lavage en excès dans le système et on améliore l'efficacité du traitement des eaux usées.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée aux conditions d'évaporation de la quatrième évaporation. En d'autres termes, les conditions de l'évaporation peuvent être sélectionnées de manière appropriée en fonction des nécessités pour autant que l'on puisse atteindre l'objet consistant à faire en sorte que l'on obtienne une concentration de la troisième liqueur-mère. Les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus; une pression de -95 kPa ou plus. Dans le cadre d'un perfectionnement de l'efficacité de l'évaporation, de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent: une température de 45 °C ou plus; une pression de -95 kPa ou plus; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 45 °C - 365 °C; une pression de -95 kPa - 18110 kPa; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 60 °C - 365 °C ; une pression de -87 kPa - 18110 kPa; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 75 °C ~ 175 °C ; une pression de -73 kPa - 653 kPa ; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 80 °C ~ 130 °C ; une pression de -66 kPa -117 kPa; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent: une température de 95 °C - 110 °C ; une pression de -37 kPa - 12 kPa ; de préférence, les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 95 °C 105 °C ; une pression de -37 kPa - -7 kPa.
Dans la présente invention, la pression de travail de la quatrième évaporation représente de préférence la pression de vapeur saturée du liquide d'alimentation évaporé.
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En outre, la quantité d'évaporation dans la quatrième évaporation peut être sélectionnée de manière appropriée en fonction de la capacité de traitement de l'appareil et en fonction de la quantité des eaux usées qui doivent être traitées. Par exemple, la quantité d'évaporation peut s'élever à 0,1 m3/heure ou plus (par exemple de 0,1 m3/heure ~ 500 m3/heure).
Par le fait de mettre en oeuvre la quatrième évaporation dans les conditions indiquées ci-dessus, le chlorure de sodium ne cristallise pas, tandis que le sulfate de sodium cristallise, si bien que l'on garantit la pureté des cristaux de sulfate de sodium obtenus.
Conformément à la présente invention, le chlorure de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées ne cristallise pas et il ne précipite pas dans la quatrième évaporation (c'est-à-dire que le chlorure de sodium n'est pas sursaturé) ; de préférence, via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève à X ou moins (de préférence à 0,999 X ou plus, de manière plus préférée de 0,95 X à 0,999 X, de manière encore plus préférée de 0,99 X à 0,9967 X), X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la quatrième évaporation. En réglant le degré de la quatrième évaporation au sein de la plage susmentionnée, le sulfate de sodium cristallise et précipite autant que possible, tandis que le chlorure de sodium ne précipite pas. En faisant en sorte que le sulfate de sodium cristallise dans la quatrième évaporation autant que possible, on peut améliorer l'efficacité du traitement des eaux usées et on peut réduire la déperdition d'énergie.
Dans la présente invention, on vérifie le degré de la quatrième évaporation en surveillant la concentration du liquide que l'on obtient dans la quatrième évaporation. De manière spécifique, en réglant la concentration du liquide que l'on obtient dans la quatrième évaporation au sein de la plage susmentionnée, le chlorure de sodium dans les eaux usées qui doivent être traitées ne cristallise pas et il ne précipite pas dans la quatrième évaporation. En l'occurrence, on surveille la concentration du liquide que l'on obtient dans la quatrième évaporation en mesurant la densité du liquide ; de manière spécifique, on peut mesurer la densité avec un densitomètre.
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Conformément à la présente invention, le procédé peut en outre comprendre le fait de cristalliser la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans un dispositif de cristallisation afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium. Dans ce cas, les conditions d'évaporation de la quatrième évaporation doivent garantir la cristallisation et la précipitation du sulfate de sodium dans le dispositif de cristallisation tout en garantissant en même temps une absence de précipitation du chlorure de sodium (via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève à X ou moins). Aucune restriction particulière n'est imposée au dispositif de cristallisation. Par exemple, le dispositif de cristallisation peut représenter un réservoir pour les cristaux liquides, un réservoir de récolte des cristaux liquides, un épaississeur équipé d'un agitateur ou un épaississeur sans agitateur, etc. Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la cristallisation est mise en oeuvre dans un réservoir de récolte 56 pour les cristaux liquides. Aucune restriction particulière n'est imposée aux conditions de cristallisation. Par exemple, les conditions de la cristallisation peuvent englober : une température de 45 °C ou plus, de préférence de 95 °C ~ 107 °C, de manière plus préférée de 85 °C ~ 105 °C ; une durée de cristallisation de 5 minutes ~ 24 heures, de préférence de 5 minutes ~ 30 minutes. Conformément à la présente invention, en variante, le procédé de cristallisation de la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium peut être mis en oeuvre dans un premier dispositif d'évaporation comprenant un cristalliseur (par exemple un cristalliseur d'évaporation du type à circulation forcée). Dans ce cas, la température de cristallisation est égale à la température de la quatrième évaporation. Dans la présente invention, la température de cristallisation est de préférence égale à la température de la quatrième évaporation.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac met en oeuvre un deuxième échange de chaleur avec la troisième liqueur-mère, si bien que l'on obtient un quatrième ammoniac. Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé spécifique du deuxième échange de chaleur ; en d'autres termes, le deuxième échange de chaleur peut être mis en oeuvre dans un procédé d'échange de chaleur conventionnel bien
BE2018/5260 connu dans la technique. Le deuxième échange de chaleur peut être mis en oeuvre à une ou plusieurs reprises, de préférence de 2 à 4 reprises, de manière plus préférée de 2 à 3 reprises, de manière particulièrement préférée à 2 reprises. Via le deuxième échange de chaleur, l'ammoniac obtenu est soumis à un refroidissement et on fait circuler la chaleur à l'intérieur de l'appareil de traitement dans toute la mesure du possible ; par conséquent, l'énergie est utilisée de manière raisonnable et on réduit la quantité de déchets.
Conformément à la présente invention, de préférence, comme on le représente en figure 6, le deuxième échange de chaleur est mis en oeuvre dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34. De manière spécifique, la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 s'écoule à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 de manière séquentielle ; la troisième liqueur-mère s'écoule à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et est ensuite mélangée avec la troisième liqueur-mère et le troisième liquide en circulation (une partie de la solution concentrée dans le deuxième dispositif d'évaporation 1) ; et la solution mélangée obtenue s'écoule à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 pour le deuxième échange de chaleur, d'une manière telle que l'on élève la température de la troisième liqueur-mère pour faciliter l'évaporation ; de manière simultanée, on condense la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac afin d'obtenir un quatrième ammoniac que l'on peut stocker dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac.
Conformément à la présente invention, après le deuxième échange de chaleur, la température de la troisième liqueur-mère s'élève à 42 °C ou plus ; de préférence, elle s'élève à 52 °C ~ 372 °C ; de manière plus préférée, elle s'élève à 82 °C ~ 182 °C ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 102 °C ~ 112 °C.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, le quatrième procédé d'évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, la troisième liqueur-mère est chargée dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 avec une sixième pompe de mise en circulation 76 pour la quatrième
BE2018/5260 évaporation, afin d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium.
Dans la présente invention, pour atteindre l'objectif tel que le sulfate de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas dans la quatrième évaporation et tel que le chlorure de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas dans la quatrième évaporation, de préférence les conditions de la troisième évaporation et celles de la quatrième évaporation sont telles que : la température de la troisième évaporation est inférieure à la température de la quatrième évaporation à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière toujours plus préférée supérieure à concurrence de 50 °C ~ 59 °C. En réglant la température de la troisième évaporation et la température de la quatrième évaporation, on obtient respectivement une cristallisation et une précipitation du sulfate de sodium et du chlorure de sodium, et on améliore ainsi la pureté des cristaux obtenus de sulfate de sodium et de chlorure de sodium.
Dans la présente invention, pour atteindre l'objectif tel que le chlorure de sodium ne cristallise pas et qu'il ne précipite pas dans la quatrième évaporation et tel que le sulfate de sodium qui a précipité dans la troisième évaporation puisse être dissous dans le procédé de traitement à basse température, de préférence les conditions de la quatrième évaporation et celles du traitement à basse température sont telles que: la température de la quatrième évaporation est supérieure à la température du traitement à basse température à concurrence de 5 °C ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière toujours plus préférée supérieure à concurrence de 50 °C ~ 60 °C. En réglant la température de la quatrième évaporation et la température du traitement à basse température, le sulfate de sodium peut être dissous dans le traitement à basse température lorsque les cristaux de sulfate de sodium et les cristaux de chlorure de sodium ont précipité dans la troisième évaporation, et lorsque le sulfate de sodium peut cristalliser et précipiter de manière séparée dans la quatrième évaporation, d'une manière telle que l'on améliore ainsi la pureté des cristaux obtenus de sulfate de sodium et de chlorure de sodium.
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Dans la présente invention, la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, que l'on obtient dans la quatrième évaporation, est soumise à un traitement via une quatrième séparation solide-liquide afin d'obtenir des cristaux de sulfate de sodium et une quatrième liqueur-mère (c'est-à-dire la phase liquide que l'on obtient dans la quatrième séparation solide-liquide). Aucune restriction particulière n'est imposée au procédé de la quatrième séparation solideliquide : par exemple, le procédé peut être choisi parmi un ou plusieurs procédés à savoir une centrifugation, une filtration et une sédimentation.
Conformément à la présente invention, la quatrième séparation solide-liquide peut être mise en oeuvre dans un deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (par exemple, une machine centrifuge, un filtre à bande ou un filtre à cadres et à plateaux, etc.). Après la quatrième séparation solide-liquide, la quatrième liqueurmère que l'on obtient dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 est renvoyée au premier dispositif d'évaporation 2 pour à nouveau la première évaporation. De manière spécifique, la quatrième liqueur-mère peut être renvoyée au moyen d'une neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du deuxième processus de réglage du pH. Par ailleurs, il est inévitable que les cristaux de sulfate de sodium que l'on obtient aient absorbé un certain nombre d'impuretés telles que des ions sulfate, de l'ammoniac libre et des ions hydroxyle, etc. De préférence, on lave les cristaux de sulfate de sodium dans un deuxième lavage avec de l'eau, avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou avec la solution de sulfate de sodium et on les sèche afin d'éliminer les impuretés absorbées, de réduire l'odeur atypique du sel solide, de diminuer la causticité et d'améliorer la pureté des cristaux. Afin d'empêcher la dissolution des cristaux de sulfate de sodium dans le processus de lavage, on lave de préférence les cristaux de sulfate de sodium avec une solution de sulfate de sodium. De manière plus préférée, la concentration de la solution de sulfate de sodium représente de préférence la concentration du sulfate de sodium dans la solution aqueuse dans laquelle le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés de manière simultanée à la température correspondant aux cristaux de sulfate de sodium qui doivent être lavés.
Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne le procédé spécifique de la quatrième séparation solide-liquide et en ce qui concerne le
BE2018/5260 deuxième lavage. Par exemple, la quatrième séparation solide-liquide et le deuxième lavage peuvent être mis en oeuvre avec un appareil d'élutriation conventionnel et avec un appareil de séparation solide-liquide en combinaison, ou bien ils peuvent être mis en oeuvre dans un appareil de séparation solide-liquide de type étagé tel qu'un filtre à bande. De préférence, le deuxième lavage comprend une élutriation et/ou une élution. Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne l'élutriation et en ce qui concerne l'élution. En d'autres termes, elles peuvent être mises en oeuvre avec un procédé conventionnel bien connu dans la technique. Aucune restriction particulière n'est imposée quant au nombre de cycles de l'élutriation et de l'élution. Par exemple, on peut sélectionner un cycle ou plus. Afin d'obtenir des cristaux de sulfate de sodium de pureté supérieure, de préférence l'élutriation et l'élection sont mises en oeuvre à concurrence de 2 à 4 cycles. Dans le procédé d'élutriation, le liquide d'élutriation n'est habituellement pas réutilisé via une remise en circulation lorsqu'on utilise les eaux usées contenant des sels d'ammonium pour faire office de liquide d'élutriation ; ou bien le liquide d'élutriation peut être réutilisé via une circulation à contre-courant lorsque le liquide de lavage recyclé dans le deuxième lavage est utilisé pour faire office de liquide d'élutriation. Avant la mise en oeuvre de l'élutriation, on obtient de préférence une suspension qui contient des cristaux de sulfate de sodium (pour autant que la teneur en liquide s'élève à 35 % en masse ou moins) via une séparation solide-liquide préliminaire par sédimentation. Dans le procédé d'élutriation, par rapport à 1 partie en poids de suspension qui contient des cristaux de sulfate de sodium, le liquide utilisé pour l'élutriation représente 1 ~ 20 parties en poids. L'élution est de préférence mise en oeuvre avec une solution de sulfate de sodium. Afin d'améliorer davantage l'effet de l'élutriation et pour obtenir des cristaux de sulfate de sodium possédant une pureté supérieure, le lavage est mis en oeuvre de préférence avec le liquide que l'on obtient au cours de l'élution. Pour le liquide que l'on obtient au cours du lavage, de préférence l'agent d'élutriation des eaux usées contenant des sels d'ammonium est renvoyé à une position qui précède le deuxième procédé de réglage du pH avant la troisième évaporation, et les autres liquides de lavage sont renvoyés en direction du quatrième processus d'évaporation. Par exemple, le liquide est renvoyé au moyen de
BE2018/5260 la dixième pompe 80 de mise en circulation du deuxième dispositif d'évaporation 1, pour une nouvelle fois la quatrième évaporation.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium, que l'on obtient dans la quatrième évaporation est soumise à un traitement via une séparation préliminaire solide-liquide par sédimentation, la solution obtenue est soumise à une élutriation pour la première fois avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans un réservoir d'élutriation, avant d'être soumise à une élutriation pour la deuxième fois avec le liquide que l'on obtient dans le lavage complémentaire des cristaux de sulfate de sodium, dans un autre réservoir d'élutriation, et enfin la suspension que l'on obtient via les deux élutriations est chargée dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide pour la quatrième séparation solide-liquide ; ensuite, les cristaux que l'on obtient dans la séparation solide-liquide sont soumis à une élution avec une solution de sulfate de sodium, et le liquide que l'on obtient au cours de l'élution est renvoyé à titre d'agent d'élutriation en direction de la deuxième élutriation. Via le processus de lavage mentionné ci-dessus, qui englobe une élutriation et une élution, on améliore la pureté des cristaux de sulfate de sodium obtenus, on n'introduit aucun liquide de lavage en excès dans le système et on améliore l'efficacité du traitement des eaux usées.
Dans la présente invention, lorsqu'on utilise des dispositifs d'évaporation de type MVR pour la mise en oeuvre de la troisième évaporation et/ou de la quatrième évaporation, afin d'améliorer la teneur en produits solides dans le dispositif d'évaporation de type MVR et afin de diminuer la teneur du liquide en ammoniac, on chauffe de préférence une partie du liquide (c'est-à-dire le liquide dans le dispositif d'évaporation de type MVR, que l'on désigne également par l'expression liquide mis en circulation) après l'évaporation dans le dispositif d'évaporation de type MVR et on la remet en circulation en direction du dispositif d'évaporation de type MVR à des fins d'évaporation. Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne la proportion de la partie du liquide remise en circulation en direction du dispositif d'évaporation de type MVR après l'évaporation dans le dispositif d'évaporation de type MVR. Par exemple, le rapport de la troisième remise en circulation pour le liquide d'évaporation peut s'élever de 10 à 200, de préférence de 40 à 150 ; le
BE2018/5260 quatrième rapport remis en circulation pour la quatrième évaporation peut s'élever de 0,1 à 100, de préférence de 5 à 50. En l'occurrence, le rapport de remise en circulation désigne le rapport entre la quantité remise en circulation et la différence de la quantité totale de liquide dans le dispositif d'évaporation de type MVR et de la quantité remise en circulation. De préférence, le troisième liquide mis en circulation dans la troisième évaporation est renvoyé à une position qui précède l'achèvement du réglage du pH avant la troisième évaporation. Comme on le représente en figure 6, le troisième liquide de mise en circulation peut être renvoyé au moyen de la deuxième pompe de circulation 72 en direction du conduit de transport des eaux usées entre le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et peut être mélangé avec les eaux usées qui doivent y être traitées ; et le mélange obtenu est ensuite soumis à un traitement via le deuxième réglage du pied H, met en oeuvre un échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et est enfin alimenté dans le premier dispositif d'évaporation
2. De préférence, le quatrième liquide de mise en circulation dans la quatrième évaporation est renvoyé à une position qui précède l'achèvement du deuxième échange de chaleur. Comme on le représente en figure 6, le quatrième liquide de mise en circulation peut être renvoyé au moyen de la septième pompe de mise en circulation 67 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur pour être finalement alimenté dans le deuxième dispositif d'évaporation 1.
Dans la présente invention, lorsqu'on utilise des dispositifs d'évaporation de type MVR pour la mise en oeuvre de la troisième évaporation et/ou de la quatrième évaporation, le procédé comprend en outre le fait de comprimer la troisième vapeur contenant de l'ammoniac et/ou la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac. La compression peut être mise en oeuvre avec un compresseur tel qu'un premier compresseur 101 et un deuxième compresseur 102. Grâce à la compression de la vapeur contenant de l'ammoniac, de l'énergie est alimentée dans le système d'évaporation de type MVR afin de garantir le fait que le processus d'élévation de la température des eaux usées - évaporation - chute de la température soit mis en oeuvre en continu. On doit faire entrer de la vapeur de déclenchement pour amorcer le processus d'évaporation de type MVR, mais l'énergie est uniquement alimentée au
BE2018/5260 moyen des compresseurs dans ce type d'opération en continu, en l'absence d'une quelconque autre entrée d'énergie. Les compresseurs peuvent représenter des compresseurs conventionnels bien connus dans la technique tels que des compresseurs centrifuges, des compresseurs du type à turbine ou des compresseurs Roots, etc. Via la compression avec les compresseurs, on élève la température de la vapeur contenant de l'ammoniac à concurrence de 5 °C ~ 20 °C.
Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, après avoir traité la troisième vapeur contenant de l'ammoniac via le premier échange de chaleur et la première condensation, le gaz résiduaire qui subsiste est traité par élimination de l'ammoniac avant d'être mis à l'atmosphère ; après avoir traité la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac via le deuxième échange de chaleur et la deuxième condensation, le gaz résiduaire qui subsiste est traité par élimination de l'ammoniac avant d'être mis à l'atmosphère. Comme on le représente en figure 6, le gaz résiduaire qui subsiste après avoir traité la troisième vapeur contenant de l'ammoniac via le premier échange de chaleur et via la première condensation représente le gaz résiduaire évacué du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, et le gaz résiduaire qui subsiste après avoir traité la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac via le deuxième échange de chaleur et via la deuxième condensation représente le gaz résiduaire évacué du deuxième dispositif d'échange de chaleur 34. Par le fait que l'on élimine l'ammoniac du gaz résiduaire mentionné ci-dessus, on peut diminuer davantage la teneur du gaz résiduaire en polluants, d'une manière telle que l'on peut mettre le gaz résiduaire directement à l'atmosphère.
À titre de procédé pour l'élimination d'ammoniac que l'on a mentionné ci-dessus, l'ammoniac peut être absorbé dans la colonne d'absorption du gaz résiduaire 83. Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne la colonne d'absorption du gaz résiduaire 83 ; en d'autres termes, la colonne d'obtention du gaz résiduaire 83 peut représenter n'importe quelle colonne d'absorption conventionnelle bien connue dans la technique, comme par exemple une colonne d'absorption du type à plaques, une colonne d'absorption du type à garnissage, une colonne d'absorption du type à film tombant ou une colonne à vide, etc. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire renferme en son sein de l'eau mise en circulation, l'eau mise en circulation étant mise en circulation dans la colonne d'absorption du
BE2018/5260 gaz résiduaire 83 sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ou bien de l'eau peut être réalimentée à la tour d'absorption du gaz résiduaire 83 au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau mise en circulation ; de l'eau fraîche peut être réalimentée dans le réservoir 82 pour l'eau de mise en circulation et de cette manière on peut diminuer la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81 en même temps. Le gaz résiduaire et l'eau mise en circulation dans la colonne d'absorption du gaz résiduaire 83 peuvent s'écouler dans un mode à contre-courant ou dans un mode d'écoulement de type co-courant, de préférence s'écoulent dans un mode du type à contre-courant. L'eau mise en circulation peut être réalimentée avec de l'eau fraîche. Afin de garantir une absorption dans une large mesure du gaz résiduaire, on peut également ajouter de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire de façon à absorber l'ammoniac et analogue dans le gaz résiduaire. L'eau de mise en circulation peut être réutilisée dans la production ou peut être directement vendue sous la forme d'une solution ammoniacale ou d'une solution de sulfate d'ammonium après son absorption du gaz résiduaire. Le gaz résiduaire peut être chargé dans la colonne d'adsorption du gaz résiduaire 83 au moyen de la pompe à vide 81.
Dans la présente invention, aucune restriction particulière n'est imposée aux eaux usées contenant des sels d'ammonium pour autant que les eaux usées contenant de sel d'ammonium représentent des eaux usées qui contiennent du NH4 +, du SO4 2', du CI' et du Na+. En outre, le procédé que procure la présente invention est particulièrement approprié pour le traitement des eaux usées qui possèdent une teneur élevée en sels. De manière spécifique, les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans la présente invention peuvent représenter des eaux usées qui proviennent d'un procédé de production d'un tamis moléculaire, d'alumine ou d'un catalyseur pour le raffinage du pétrole ou bien les eaux usées que l'on obtient en traitant les eaux usées qui proviennent d'un procédé de procédé de production d'un tamis moléculaire, d'alumine ou d'un catalyseur pour le raffinage du pétrole par élimination des impuretés et par concentration, comme décrit ci-dessus ; de préférence, il s'agit d'eaux usées que l'on obtient en traitant les eaux usées qui proviennent d'un procédé de procédé de production d'un tamis moléculaire,
BE2018/5260 d'alumine ou d'un catalyseur pour le raffinage du pétrole via une élimination des impuretés et une concentration, comme on le décrit ci-dessous.
La teneur en NH4 + des eaux usées contenant des sels d'ammonium peut s'élever à 8 mg/litre ou plus ; de préférence, elle s'élève à 300 mg/litre ou plus.
La teneur en Na+ des eaux usées contenant des sels d'ammonium peut s'élever à 510 mg/litre ou plus ; de préférence, elle s'élève à 1 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 2 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 4 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 8 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 16 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 32 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 40 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 50 g/litre ou plus ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 60 g/litre ou plus.
La teneur en SO4 2' des eaux usées contenant des sels d'ammonium peut s'élever à 1 g/litre ou plus ; de préférence, elle s'élève à 2 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 4 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 8 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 16 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 32 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 40 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 50 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 60 g/litre ou plus ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 70 g/litre ou plus.
La teneur en CI' des eaux usées contenant des sels d'ammonium peut s'élever à 970 mg/litre ou plus ; de préférence, elle s'élève à 2 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 4 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 8 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 16 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 32 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 40 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 50 g/litre ou plus ; de manière encore plus préférée, elle s'élève à 60 g/litre ou plus.
Aucune restriction particulière n'est imposée en ce qui concerne les limites supérieures du NH4 +, du SO42', du CI' et du Na+ que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium. Lorsqu'on prend en compte la disponibilité des eaux usées, les limites supérieures du SO42', du CI' et du Na+ dans les eaux usées
BE2018/5260 s'élèvent à 200 g/litre ou moins, respectivement ; de préférence, elles s'élèvent à 150 g/litre ou moins ; la limite supérieure du NH4 + s'élève à 50 g/litre ou moins, de préférence elle s'élève à 40 g/litre ou moins, de préférence elle s'élève à 30 g/litre ou moins. Dans le but d'améliorer l'efficacité de la première évaporation et de réduire la consommation d'énergie du traitement du procédé de traitement, par rapport à la teneur en SO42’ des eaux usées contenant des sels d'ammonium, la teneur en CI' des eaux usées contenant des sels d'ammonium doit être aussi faible que possible. Par exemple, par rapport à 1 mol de SO42’ que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium, le CI' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève à 30 moles ou moins, de préférence il s'élève à 20 moles ou moins, de manière plus préférée il s'élève à 15 moles ou moins, de manière plus préférée il s'élève à 10 moles ou moins. Lorsqu'on prend en compte la praticabilité, par rapport à 1 mol de SCU2' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium, le CI' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève de préférence à 0,1 mole ou plus, de manière plus préférée, il s'élève à 0,5 mole ou plus, de manière plus préférée il s'élève à 1 mole ou plus, comme par exemple de 0,5 à 10 moles, de préférence de 1 à 9 moles. En confinant le rapport molaire du SO42’ au CI' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium au sein de la plage susmentionnée, la majeure partie de l'eau peut être évaporée dans la première évaporation de manière à réduire la quantité de liquide en circulation dans le système de traitement, à réduire la consommation en énergie et à améliorer le rendement économique du procédé de traitement.
Dans le but d'améliorer l'efficacité de la troisième évaporation et de réduire la consommation en énergie du processus de traitement, par rapport à la teneur en SO/' des eaux usées contenant des sels d'ammonium, la teneur en CI' des eaux usées contenant des sels d'ammonium doit être aussi élevée que possible. Par exemple, par rapport à 1 mol de SO42’ que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium, le CI' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève à 1 mole ou plus, de préférence il s'élève à 2 moles ou plus, de manière plus préférée il s'élève à 5 moles ou plus, de manière plus préférée il s'élève à 9,5 moles ou moins. Lorsqu'on prend en compte la praticabilité, par rapport à 1 mol de SO/' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium, le CI' que
BE2018/5260 contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève de préférence à 20 mole ou moins, de manière plus préférée, il s'élève à 150 moles ou moins, de manière plus préférée il s'élève à 100 mole ou moins, de manière plus préférée il s'élève à 50 moles ou moins, de manière plus préférée il s'élève à 30 moles ou moins. En confinant le rapport molaire du SO4 2' au CI' que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium au sein de la plage susmentionnée, la majeure partie de l'eau peut être évaporée dans la troisième évaporation de manière à réduire la quantité de liquide en circulation dans le système de traitement, à réduire la consommation en énergie et à améliorer le rendement économique du procédé de traitement.
Dans la présente invention, les ions de sels inorganiques que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium englobent en outre des ions de sels inorganiques tels que Mg2+, Ca3+, K+, Fe3+, et des ions des éléments des terres rares, etc., sans compter le NH4+, le SO42', le CI' et le Na+. La teneur en ions de sels inorganiques (par exemple Mg2+, Ca3+, K+, Fe3+, et des ions des éléments des terres rares, etc.), s'élève de préférence à 100 mg/litre ou moins, respectivement ; de manière plus préférée, elle s'élève à 500 mg/litre ou moins, respectivement ; de manière particulièrement préférée, les ions de sels inorganiques sont absents. En confinant la teneur en ions de sels inorganiques dans les plages mentionnées cidessus, on peut améliorer davantage la pureté des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium que l'on obtient en définitive. Afin de réduire les teneurs des eaux usées contenant des sels d'ammonium en autres ions de sels inorganiques, on procède de préférence à une élimination des impuretés comme on le décrit ci-dessous.
La teneur totale en matières dissoutes des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève à 1,6 g/litre ou plus ; de préférence, elle s'élève à 4 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 8 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 16 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 32 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 40 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 50 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 60 g/litre ou plus ; de manière plus préférée, elle s'élève à 100 g/litre ou plus ; de
BE2018/5260 manière plus préférée, elle s'élève à 150 g/litre ou plus ; de manière toujours plus préférée, elle s'élève à 200 g/litre ou plus.
Dans la présente invention, le pH des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève de préférence à 4 ~ 8, comme par exemple à 6 ~ 7.
En outre, en tenant compte du fait que la DCO dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium peut donner lieu à une obturation de la membrane dans le processus de concentration et à des effets négatifs sur la pureté sur la couleur, etc., des sels au cours de l'évaporation et au cours de la cristallisation, la DCO dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium doit être aussi faible que possible (de préférence, elle s'élève à 20 mg/litre ou moins, de manière plus préférée, elle s'élève à 10 mg/litre ou moins). De préférence, on élimine la DCO au cours d'un traitement préalable. De manière spécifique, on peut éliminer la DCO en passant par un processus biologique ou par un processus d'oxydation plus récent, etc. Lorsque la teneur en DCO est très élevée, de préférence on utilise un agent d'oxydation pour l'oxydation et l'agent d'oxydation peut représenter un réactif de Fenton par exemple.
Dans la présente invention, dans le but de diminuer la concentration des ions d'impuretés dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium, dans le but de garantir une opération stable et continue du processus de traitement et dans le but de réduire les coûts de maintenance et de mise en service de l'équipement, de préférence on élimine les impuretés dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium avant la mise en oeuvre du traitement avec le procédé de traitement fourni par la présente invention. De préférence, le procédé d'élimination des impuretés est choisi parmi un ou plusieurs procédés comprenant une séparation solide-liquide, une précipitation chimique, une adsorption, un échange d'ions et une oxydation.
La séparation solide-liquide peut être mise en oeuvre par filtration, par centrifugation ou par segmentation, etc. ; la précipitation chimique peut être mise en oeuvre via un réglage du pH, par précipitation des carbonates ou par précipitation des sels de magnésium, etc. ; l'adsorption peut être mise en oeuvre par adsorption physique et/ou par adsorption chimique et l'adsorbant spécifique peut être choisi parmi du charbon actif, du gel de silice, d'alumine, un tamis moléculaire et de l'argile naturelle,
BE2018/5260 etc.; l'échange d'ions peut être mis en oeuvre avec n'importe quelle résine cationique acide forte et n'importe quelle résine cationique acide faible ; l'oxydation peut être mise en oeuvre avec n'importe quel agent d'oxydation conventionnel bien connu dans la technique, tel que l'ozone, une solution de peroxyde d'hydrogène ou du permanganate de potassium, etc. et elle est de préférence mise en oeuvre avec de l'ozone ou avec une solution de peroxyde d'hydrogène, etc., afin d'éviter l'introduction de toute nouvelle impureté.
Le procédé spécifique d'élimination des impuretés peut être choisi en fonction des types d'impuretés que contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium. Des substances en suspension peuvent être éliminées via une séparation solideliquide ; des substances inorganiques et des substances organiques peuvent être éliminées via une précipitation chimique, un échange d'ions ou une adsorption, comme par exemple un échange de cations acides faibles ou une adsorption sur du charbon actif, etc. ; des substances organiques peuvent être éliminées par adsorption et/ou par oxydation, de préférence elles sont éliminées via une oxydation et via une adsorption biologique à l'ozone sur du charbon actif. Conformément à une forme de réalisation préférée de la présente invention, les impuretés dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium sont éliminées par filtration, par échange de cations acides faibles et via une adsorption biologique à l'ozone sur du charbon actif et par oxydation, de manière séquentielle. En recourant au procédé d'élimination des impuretés telles qu'indiqué ci-dessus, on peut éliminer la majeure partie des substances en suspension, de la dureté, de la silice et des substances organiques, on peut diminuer le risque d'entartrage, et on permet au procédé de traitement des eaux usées de travailler en continu et de manière stable.
Dans la présente invention, lorsque les eaux usées contenant des sels d'ammonium possèdent une teneur en sels relativement faibles, les eaux usées contenant des sels d'ammonium peuvent être traitées par concentration d'une manière telle que la teneur en sels atteigne la plage requise pour les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans la présente invention, avant de mettre en oeuvre le traitement avec le procédé de traitement fourni par la présente invention. De préférence, le procédé de concentration est choisi parmi une concentration sur une membrane d'électrodialyse et/ou une osmose inverse ; de manière plus préférée, la
BE2018/5260 concentration est mise en oeuvre via une concentration sur une membrane d'électrodialyse et une osmose inverse et aucune restriction particulière n'est imposée quant à l'ordre de la concentration sur une membrane d'électrodialyse et l'osmose inverse. Les appareils et les conditions de traitement via une concentration sur une membrane d'électrodialyse et via une osmose inverse peuvent représenter des types conventionnels bien connus dans la technique et ils peuvent être choisis en fonction de la condition spécifique des eaux usées qui doivent être traitées. De manière spécifique, la concentration sur une membrane d'électrodialyse peut être mise en oeuvre dans un système d'électrodialyse unidirectionnel ou dans un système d'électrodialyse inverse ; l'osmose inverse peut être mise en oeuvre avec une membrane enroulée en spirale, une membrane sous la forme d'une feuille plate, une membrane tubulaire discoïde et une membrane vibrante ou via une combinaison des membranes en question. Grâce à cette concentration, on peut améliorer l'efficacité de traitement des eaux usées et on peut éviter le gaspillage d'énergie qu'implique une charge d'évaporation élevée.
Dans une forme de réalisation préférée de la présente invention, les eaux usées contenant des sels d'ammonium représentent des eaux usées que l'on obtient par traitement des eaux usées qui proviennent d'un procédé de traitement de production d'un tamis moléculaire via une élimination des impuretés par précipitation chimique, filtration, échange de cations acides faibles et adsorption biologique à l'ozone sur du charbon active et oxydation, concentration en utilisant une membrane d'électrodialyse et concentration via une osmose inverse.
Les conditions de la précipitation chimique que l'on a mentionnée ci-dessus sont de préférence les suivantes : on utilise du carbonate de sodium à titre d'agent de traitement, on ajoute du carbonate de sodium en une quantité de 1,2 à 1,4 mole par rapport à 1 mole d'ion calcium dans les eaux usées, on règle le pH des eaux usées à 7, la température réactionnelle s'élève de 20 à 35 °C et la durée de la réaction s'élève de 0,5 à 4 heures.
Les conditions de la filtration que l'on a mentionnée ci-dessus sont de préférence les suivantes : l'unité de filtration représente un filtre à milieux multiples, qui utilise des doubles couches de milieux filtrants qui se composent d'anthracite brûlant sans
BE2018/5260 flamme et de verre de silice, l'anthracite brûlant sans flamme possédant une granulométrie de 0,7 à 1,7 mm, le verre de silice possédant une granulométrie de 0,5 à 1,3 mm et la vitesse de filtration s'élevant de 10 à 30 m/heure. Les milieux filtrants sont régénérés via un processus de régénération comprenant un lavage à contrecourant avec de l'air - un lavage à contre-courant avec de l'air-de l'eau - un lavage à contre-courant avec de l'eau, et la durée de la régénération s'élève de 10 à 15 heures.
Les conditions de l'échange de cations acides faibles que l'on a mentionné ci-dessus sont de préférence les suivantes : une plage de pH de 6,5 à 7,5; une température < 40 °C ; une hauteur de la couche de résine de 1,5 à 3,0 m; une concentration en HCl dans le liquide régénéré de 4,5 à 5 % en masse ; une dose de régénérant (mesurée à 100 %) de 50 à 60 kg/m3 de résine humide ; une vitesse de l'écoulement du HCl liquide à des fins de régénération de 4,5 à 5,5 m/heure ; une durée de mise en contact pour la régénération de 35 à 45 minutes; une vitesse du débit de lavage de 18 à 22 m/heure; une durée du lavage de 2 à 30 minutes; une vitesse de l'écoulement opérationnel de 15 à 30 m/heure. La résine cationique acide peut représenter la résine cationique acide SNT D113 disponible auprès de Langfang Sanat Chemical Co., Ltd, par exemple.
Les conditions de l'adsorption biologique à l'ozone sur des charbons actifs que l'on a mentionnées ci-dessus ainsi que les conditions d'oxydation sont de préférence les suivantes : temps de rétention de l'ozone de 50 à 70 minutes ; vitesse de filtration du lit vide de 0,5 à 0,7 m/heure.
Les conditions de la concentration que l'on a mentionnées ci-dessus sur une membrane d'électrodialyse sont de préférence les suivantes : un courant de 145 à 155 A; une tension de 45 à 65 V. La membrane d'électrodialyse peut représenter une membrane d'électrodialyse disponible auprès de Astom (une société japonaise), par exemple.
Les conditions de l'osmose inverse que l'on a mentionnées ci-dessus sont de préférence les suivantes : une pression de travail de 5,4 à 5,6 MPa; une température d'entrée de 25 à 35 °C; un pH de 6,5 à 7,5. La membrane de l'osmose inverse peut
BE2018/5260 représenter une membrane de dessalement des eaux de mer TM810C qui est disponible auprès de Toray Bluestar Membrane Co., Ltd, par exemple.
Conformément à la présente invention, on peut entamer le traitement des eaux usées directement avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium. Lorsque la teneur ionique des eaux usées contenant des sels d'ammonium répond aux conditions spécifiées dans la présente invention, les première/troisième évaporations peuvent être mises en oeuvre avant de mettre en oeuvre les deuxième/quatrième évaporations dans les conditions qui sont spécifiées dans la présente invention ; lorsque la teneur ionique des eaux usées contenant des sels d'ammonium ne répond pas aux conditions qui sont spécifiées dans la présente invention, la première évaporation peut être réglée d'une manière telle que la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'approche de la concentration utile pour la précipitation ; la première solution concentrée est ensuite soumise à un traitement via la deuxième évaporation et via le traitement facultatif à basse température ; la solution obtenue est soumise à un traitement via une séparation solide-liquide afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium et la deuxième liqueur-mère ; et la deuxième liqueur-mère est ensuite mélangée avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin de régler la teneur ionique des eaux usées qui doivent être traitées dans la plage spécifiée dans la présente invention ; ensuite, la première évaporation est mise en oeuvre dans le but d'obtenir des cristaux de sulfate de sodium ; ou bien, la troisième évaporation peut être réglée d'une manière telle que la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée s'approche de la concentration propice à la précipitation ; la troisième solution concentrée est ensuite soumise à un traitement via le traitement facultatif à basse température et via la quatrième évaporation ; la solution obtenue est soumise à un traitement via une séparation solide-liquide afin d'obtenir des cristaux de sulfate de sodium et la quatrième liqueur-mère ; et la quatrième liqueurmère est ensuite mélangée avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium dans le but de régler la teneur ionique des eaux usées qui doivent être traitées dans la plage spécifiée dans la présente invention ; la troisième évaporation est ensuite mise en oeuvre afin d'obtenir des cristaux de chlorure de sodium. Bien entendu, en variante, la teneur ionique des eaux usées qui doivent être traitées peut être réglée
BE2018/5260 avec du sulfate de sodium et du chlorure de sodium dans l'étape initiale, pour autant que les eaux usées qui doivent être traitées puissent répondre aux exigences concernant les teneurs en SO4 2' et en CI' des eaux usées qui doivent être traitées dans la présente invention.
Ci-dessous, la présente invention sera expliquée de manière détaillée via ses formes de réalisation.
Dans les formes de réalisation qui suivent, les eaux usées contenant des sels d'ammonium représentent des eaux usées que l'on obtient par traitement des eaux usées qui proviennent d'un procédé de production d'un tamis moléculaire de manière séquentielle par élimination des impuretés via une précipitation chimique, via une filtration, via un échange de cations acides faibles et via une adsorption biologique à l'ozone sur du charbon actif et via une oxydation, une concentration avec une membrane d'électrodialyse et une concentration via une osmose inverse, de manière séquentielle.
Forme de réalisation 1
Comme on le représente en figure 2, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 80 g/litre de NaCI, 81 g/litre de Na2SO4, 48 g/litre de NH4CI, et 49,4 g/litre de (NH4)2SO4, pH = 6,2) à un débit de 5 m3/heure et on les mélange avec la deuxième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (rapport molaire du SO4 2' au CI' est de 1:3,7487); on charge les eaux usées qui doivent être traitées dans le conduit principal du premier dispositif d'échange de chaleur 31, du troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et du cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 (tous représentant des échangeurs de chaleur en alliage de titane du type à plaques) ; on surveille le pH du mélange avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 9,2) ; on alimente une partie des eaux usées qui doivent être traitées (3 m3/heure) au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 jusque dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât de la première vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 99 °C; on alimente une autre partie des eaux usées qui doivent être traitées
BE2018/5260 (2 m3/heure) dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 99 °C ; on alimente la partie restante des eaux usées qui doivent être traitées dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la deuxième solution concentrée que l'on obtient dans la deuxième évaporation, d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 102 °C ; on fusionne ensuite les parties des eaux usées qui doivent être traitées et on alimente les eaux usées fusionnées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du deuxième réglage du pH ; on surveille le pH après le réglage, avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la première vapeur recyclée contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 107 °C ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 (cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée) à des fins d'évaporation pour obtenir la première vapeur contenant de l'ammoniac et la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. Dans le premier dispositif d'évaporation 2, la température d'évaporation s'élève à 100 °C, la pression s'élève à -22,82 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 3,82 m3/heure. On comprime la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 12 °C) ; la première vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées, de
BE2018/5260 manière séquentielle, et on procède à une condensation pour obtenir un premier ammoniac et on stocke le premier ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides du premier dispositif d'évaporation 2, on fait en sorte qu'une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 représente un premier liquide remis en circulation et que l'on met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; le premier liquide de mise en circulation pénètre ensuite une nouvelle fois dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour la première évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 75,9). On surveille le degré de la première évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la concentration du chlorure de sodium dans la solution concentrée que l'on obtient via la première évaporation, pour obtenir une valeur de 0,9935 X (306,2 g/litre).
On alimente la première solution concentrée dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la première séparation solide-liquide. On obtient 4,48 m3 de la première liqueur-mère qui contient 306,2 g/litre de NaCI, 54,0 g/litre de Na2SO4, 13,8 g/litre de NaOH et 0,60 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la première liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 664,41 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 5,0 % en masse ou moins) à une élution avec 54 g/litre d'une solution de sulfate de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de sulfate de sodium et ensuite on sèche ; on obtient ainsi 664,41 kg de sulfate de sodium (avec une pureté de 99,4 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 jusqu'à une position qui précède le deuxième réglage du pH et on mélange avec les eaux usées qui doivent être traitées; et on alimente le mélange obtenu dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la première évaporation.
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Le procédé de deuxième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (cristalIiseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée). On alimente la première liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. Dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,02 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 2,01 m3/heure. Afin d'améliorer la teneur en produits solides dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on prélève une partie de la première liqueur-mère après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour faire office de deuxième liquide de mise en circulation et on le met en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur ; et on l'alimente ensuite dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 42,3). La deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation est soumise à une compression dans le deuxième compresseur 102 (la température s'élève à concurrence de 12 °C) ; la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur avec la première liqueur-mère et avec la partie des eaux usées qui doivent être traitées provenant de la première pompe de mise en circulation 71, avant d'être refroidie afin d'obtenir un deuxième ammoniac, et le deuxième ammoniac est stocké dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On surveille le degré de la deuxième évaporation avec le débitmètre massique prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de régler la quantité d'évaporation dans la deuxième évaporation pour obtenir une valeur de 2,01 m3/heure (ce qui équivaut à un réglage de la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée à une valeur de 0,979 Y, c'est-à-dire à une valeur de 91,6 g/litre). Après l'évaporation de la première liqueurmère dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on soumet la deuxième solution
BE2018/5260 concentrée obtenue qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium à un traitement à basse température dans le réservoir 55 pour le traitement à basse température (la température s'élève à 17,9 °C et le temps de séjour s'élève à 70 minutes), afin d'obtenir une solution qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) pour une séparation solide-liquide. On obtient par heure 2,58 m3 de la deuxième liqueurmère qui contient 277,6 g/litre de NaCI, 91,6 g/litre de Na2SO4, 2,34 g/litre de NaOH et 0,01 g/litre de NH3 par heure ; et on stocke la deuxième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. Toute la quantité de la deuxième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du conduit d'introduction des eaux usées à des fins de mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium, de telle sorte que l'on obtient des eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 769,43 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 6,0 % en masse ou moins) à une élution avec 277,6 g/litre d'une solution de chlorure de sodium possédant la même masse sèche que celle du chlorure de sodium ; on utilise ensuite une partie du gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium pour préparer 277,6 g/litre d'une solution de chlorure de sodium ; et on sèche le gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium dans un dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 661,71 kg de chlorure de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,5 % en masse) ; on renvoie le liquide de lavage au moyen de la dixième pompe de mise en circulation 80 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur et on le renvoie ensuite au deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau
BE2018/5260 en circulation en son sein; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire. Par ailleurs, on déclenche l'évaporation de type MVR en chargeant de la vapeur d'eau à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 3,83 m3 d'ammoniac à une concentration de 3,45 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,01 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,137 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 2
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 1, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 65 g/litre de NaCI, 130 g/litre de Na2SO4, 12 g/litre de NH4CI, et 24,4 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,5, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:2,291. On fait s'écouler une partie des eaux usées qui doivent être traitées (4 m3/heure) à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour le premier échange de chaleur d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 94 °C ; on fait s'écouler une autre partie des eaux usées qui doivent être traitées (1 m3/heure) à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 pour le premier échange de chaleur d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 99 °C ; et on fait s'écouler la partie restante des eaux usées qui doivent être traitées à travers le
BE2018/5260 cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour le premier échange de chaleur d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 99 °C ; on fusionne ensuite les parties des eaux usées qui doivent être traitées et on fait s'écouler les eaux usées fusionnées à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour un échange de chaleur ; au final, la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 107 °C. Dans le premier dispositif d'évaporation 2, la température d'évaporation s'élève à 95 °C, la pression s'élève à -36,36 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 4,31 m3/heure. Dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, la température d'évaporation s'élève à 100 °C, la pression s'élève à -22,83 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 1,17 m3/heure. La température du traitement à basse température s'élève à 20 °C, et le temps de séjour s'élève à 55 minutes.
On obtient par heure 911,15 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 783,59 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 2,68 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 307,2 g/litre de NaCI, 54,5 g/litre de Na2SO4, 1,83 g/litre de NaOH, et 0,35 g/litre de NH3.
On obtient par heure 456,76 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 38,24 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,6 % en masse) ; on obtient par heure 1,67 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 279,5 g/litre de NaCI, 88,7 g/litre de Na2SO4, 4,13 g/litre de NaOH, et 0,011 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,31 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,1 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,17 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,085 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac: et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
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Forme de réalisation 3
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 1, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 168 g/litre de NaCI, 35 g/litre de Na2SO4, 40 g/litre de NH4CI, et 8,47 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,6, et le rapport molaire du SO/' au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:9,3964. La température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, s'élève à 99 °C ; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, s'élève à 99 °C ; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 105 °C ; et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 112 °C. Dans le premier dispositif d'évaporation 2, la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,02 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 2,36 m3/heure. Dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, la température d'évaporation s'élève à 110 °C, la pression s'élève à 11,34 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 3,16 m3/heure. La température du traitement à basse température s'élève à 25 °C, et le temps de séjour s'élève à 50 minutes.
On obtient par heure 251,35 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 216,16 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,6 % en masse) ; on obtient par heure 8,22 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 306,4 g/litre de NaCI, 52,5 g/litre de Na2SO4, 2,64 g/litre de NaOH, et 0,18 g/litre de NH3.
On obtient par heure 1236,21 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 1063,14 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par
BE2018/5260 heure 5,03 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 279,5 g/litre de NaCI, 82,2 g/litre de Na2SCU, 4,13 g/litre de NaOH, et 0,017 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 2,36 m3 d'ammoniac à une concentration de 3,0 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 3,16 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,044 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 4
Comme on le représente en figure 3, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 158 g/litre de NaCI, 46 g/litre de Na2SO4, 57 g/litre de NH4CI, et 16,9 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,4) à un débit de 5 m3/heure dans le conduit du système de traitement ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit de transport des eaux usées pour le réglage du pH ; et on mélange ensuite les eaux usées avec la deuxième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SCU2' au CI' qu'elles contiennent est égal à 1:7,9515) ; et on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 9), avant d'alimenter les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 (tous ceux-ci représentant des échangeurs de chaleur en alliage de titane du type à plaques) ; ensuite, on alimente une partie des eaux usées qui doivent être traitées (2 m3/heure) au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour le premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la première vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 99 °C ; on alimente une autre partie des eaux usées qui doivent être traitées (3 m3/heure) dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 pour le premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température
BE2018/5260 des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 99 °C ; et on alimente la partie restante des eaux usées qui doivent être traitées dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour le premier échange de chaleur avec la deuxième solution concentrée, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 103 °C ; on fusionne ensuite les parties des eaux usées qui doivent être traitées et on alimente les eaux usées fusionnées dans le premier dispositif d'évaporation 2 ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées, jusque dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour le réglage du pH ; et on surveille le pH après le réglage, avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; on fait ensuite s'écouler les eaux usées qui doivent être traitées, après le réglage du pH, à travers les évaporateurs dans le premier dispositif d'évaporation 2 à des fins d'évaporation d'une manière séquentielle ; et on obtient ainsi la première vapeur contenant de l'ammoniac et la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. Le premier dispositif d'évaporation 2 se compose d'un premier évaporateur 2a, d'un deuxième évaporateur 2b, d'un troisième évaporateur 2c et d'un quatrième évaporateur 2d (tous les évaporateurs représentent des évaporateurs du type à circulation forcée). Les conditions de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 sont telles que représentées dans le tableau 1 :
Tableau 1
Évaporateur Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
Premier dispositif d'évaporation 2 1er évaporateur 2a 145 239,9 0,588
2ème évaporateur 2b 130 116,8 0,588
3ème évaporateur 2c 117 42,0 0,588
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4ème évaporateur 2d 105 -7,1 0,588
Deuxième dispositif d'évaporation 1 105 -7,1 3,354
On alimente la première vapeur contenant de l'ammoniac, que l'on obtient dans l'évaporation dans chaque évaporateur, dans l'évaporateur suivant pour mettre en oeuvre un échange de chaleur et pour obtenir un premier ammoniac et on procède ensuite à un échange de chaleur ultérieure avec les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 ; la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation dans le quatrième évaporateur 2d met en oeuvre un échange de chaleur avec l'eau de refroidissement (les eaux usées contenant des sels d'ammonium) dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, d'une manière telle que l'on obtient un premier ammoniac ; on fusionne le premier ammoniac et on l'entrepose dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. On charge de la vapeur de chauffage (c'est-à-dire de la vapeur vive que l'on utilise d'une manière conventionnelle dans la technique) dans le premier évaporateur 2a, et on utilise le condensât que l'on obtient via la condensation de la vapeur de chauffage dans le premier évaporateur 2a afin de préparer une solution de lavage. On surveille le degré de la première évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de contrôler la concentration du chlorure de sodium dans la solution concentrée que l'on obtient via la première évaporation et on obtient une valeur de 0,99353 X (307 g/litre). On règle la première solution concentrée que l'on obtient dans l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 à des fins de cristallisation dans le réservoir de récolte 56 des cristaux liquides (température de la cristallisation 105 °C, durée de la cristallisation 5 minutes) afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium.
On alimente la suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la première séparation solide-liquide. On obtient 7,743 m3 de la première liqueur-mère qui contient 307 g/litre de NaCI, 52,73 g/litre de Na2SO4, 1,67 g/litre de NaOH et 0,287 g/litre de NH3 par heure et on stocke la première liqueur-mère de
BE2018/5260 manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 371,47 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 5,8 % en masse ou moins) à une élution avec 52,5 g/litre d'une solution de sulfate de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de sulfate de sodium et ensuite on sèche dans un dessiccateur ; on obtient ainsi 315,74 kg de sulfate de sodium (avec une pureté de 99,5 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 jusqu'à une position qui précède le deuxième réglage du pH et on mélange avec les eaux usées qui doivent être traitées ; et on alimente le mélange obtenu dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la première évaporation.
On alimente la première liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueurmère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée) pour la deuxième évaporation afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium ; les conditions de l'évaporation sont telles que représentées dans le tableau 1 ci-dessus. On comprime la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 dans le deuxième compresseur 102 (on élève la température à raison de 14 °C) ; on fait ensuite circuler la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur ; et elle s'écoule ensuite à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur avec une partie des eaux usées afin d'obtenir un deuxième ammoniac ; et on stocke le deuxième ammoniac dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. Afin d'améliorer la concentration des produits solides dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on fait circuler une partie du liquide après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 à titre de liquide en circulation au moyen de la septième pompe le mise en circulation 77 en direction du deuxième dispositif
BE2018/5260 d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 41,8). On surveille le degré de la deuxième évaporation avec le débitmètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de régler la quantité d'évaporation dans la deuxième évaporation à une valeur de 3,354 m3/heure (ce qui équivaut à régler la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée à une valeur de 0,978 Y, c'est-à-dire de 88,7 g/litre). Après évaporation de la première liqueur-mère dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on soumet la deuxième solution concentrée que l'on obtient et qui contient des cristaux de sucre de sodium et des cristaux de chlorure de sodium à un traitement à basse température dans le réservoir de traitement à basse température 55 (la température s'élève à 20 °C et le temps de séjour s'élève à 55 minutes) afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) à des fins de séparation solide-liquide. On obtient 4,371 m3 de la deuxième liqueur-mère qui contient 279,6 g/litre de NaCI, 88,7 g/litre de Na2SO4, 2,81 g/litre de NaOH et 0,287 g/litre de NH3 par heure et on stocke la deuxième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. On fait circuler la totalité de la deuxième liqueur-mère au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du conduit d'introduction des eaux usées et on la mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 1286,86 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 5,2 % en masse ou moins) à une élution avec 279,6 g/litre d'une solution de chlorure de sodium possédant la même masse sèche que celle du chlorure de sodium et on sèche dans un dessiccateur d'une manière telle que l'on obtient par heure 1106,70 kg de chlorure de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,4 % en masse) ; on renvoie le liquide de lavage au moyen de la dixième pompe de mise en circulation 80 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur et on le renvoie ensuite au deuxième dispositif d'évaporation 1.
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En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein ; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire. Par ailleurs, on déclenche l'évaporation de type MVR en chargeant de la vapeur d'eau à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 2,353 m3 d'ammoniac à une concentration de 4,46 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 3,354 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,064 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 5
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 4, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 76 g/litre de NaCI, 128 g/litre de Na2SO4, 16 g/litre de NH4CI, et 27,4 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,7, et le rapport molaire du SO4 2' au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:2,9034. La température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, s'élève à 95 °C; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, s'élève à
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100 °C ; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 93 °C ; et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 93 °C. Les conditions 5 d'évaporation du premier dispositif d'évaporation 2 et du deuxième dispositif d'évaporation 1 sont telles que représentées dans le tableau 2. La température du traitement à basse température s'élève à 25 °C, et le temps de séjour s'élève à 60 minutes.
Tableau 2
Évaporateur Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
Premier dispositif d'évaporation 2 1er évaporateur 2a 140 193,8 1,037
2ème évaporateur 2b 125 84,9 1,037
3ème évaporateur 2c 110 11,4 1,037
4ème évaporateur 2d 95 -36,4 1,036
Deuxième dispositif d'évaporation 1 107 0 1,386
On obtient par heure 918,33 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 789,76 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 3,73 15 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 305,6 g/litre de NaCI, 55,15 g/litre de Na2SO4, 1,15 g/litre de NaOH, et 0,308 g/litre de NH3.
On obtient par heure 547,13 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 465,06 kg de
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101 chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 2,493 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 280,9 g/litre de NaCI, 83 g/litre de ix^SCU, 1,73 g/litre de NaOH, et 0,023 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,147 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,41 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,386 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,083 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 6
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 4, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 118 g/litre de NaCI, 116 g/litre de Na2SO4, 19 g/litre de NH4CI, et 19 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,8, et le rapport molaire du SO4 2' au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:4,4621. La température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, s'élève à 98 °C ; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, s'élève à 103 °C ; la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 103 °C. Les conditions d'évaporation du premier dispositif d'évaporation 2 et du deuxième dispositif d'évaporation 1 sont telles que représentées dans le tableau 3. La température du traitement à basse température s'élève à 30 °C, et le temps de séjour s'élève à 65 minutes.
Tableau 3
Évaporateur Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
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102
Premier dispositif d'évaporation 2 1er évaporateur 2a 145 239,9 0,520
2ème évaporateur 2b 130 116,8 0,518
3ème évaporateur 2c 115 32,6 0,518
4ème évaporateur 2d 100 -22,9 0,518
Deuxième dispositif d'évaporation 1 105 -7,1 3,448
On obtient par heure 793,13 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 682,09 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 5,886 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 305,8 g/litre de NaCI, 53,84 g/litre de Na2SO4, 2,2 g/litre de NaOH, et 0,18 g/litre de NH3.
On obtient par heure 806,90 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 693,93 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 3,925 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 282,9 g/litre de NaCI, 79,6 g/litre de Na2SO4, 2,76 g/litre de NaOH, et 0,016 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,448 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,53 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac; on obtient par heure 2,074 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,05 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
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Forme de réalisation 7
Comme on le représente en figure 4, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 80 g/litre de NaCI, 82 g/litre de Na2SO4, 50 g/litre de NH4CI, et 52,1 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,8) à un débit de 5 m3/heure dans le réservoir de dégazage sous vide 4 pour le dégazage sous vide ; on introduit une solution de 45,16 % en masse d'hydroxyde de sodium dans le conduit relié au premier dispositif d'échange de chaleur 31 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour le premier réglage du pH et on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 7,5) ; on alimente une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium après le premier réglage du pH au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 jusque dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la première vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 98 °C ; on alimente une autre partie des eaux usées après le premier réglage du pH au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 48 °C ; on fusionne les deux parties des eaux usées contenant des sels d'ammonium et on les mélange avec la deuxième liqueur-mère recyclée (qui a été alimentée à un débit d'alimentation de 8,75 m3/heure) afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SO42’ au CI' qu'elles contiennent s'élève à 1:6,261) ; on introduit ensuite une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du deuxième réglage du pH ; et on mesure la valeur du pH après le deuxième réglage du pH avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour la mise en oeuvre
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104 du premier échange de chaleur avec la première vapeur recyclée contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 107 °C ; après le premier échange de chaleur, on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 (cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée) à des fins d'évaporation pour obtenir la première vapeur contenant de l'ammoniac et la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. En ce qui concerne les conditions de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 : la température d'évaporation s'élève à 100 °C, la pression s'élève à -22,82 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 3,92 m3/heure. On comprime la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 12 °C) ; la première vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées, de manière séquentielle, et on procède à un refroidissement pour obtenir un premier ammoniac et on stocke le premier ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides du premier dispositif d'évaporation 2, on fait en sorte qu'une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 représente un premier liquide remis en circulation et que l'on met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; et le premier liquide de mise en circulation pénètre ensuite une nouvelle fois dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour la première évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 77,8). On surveille le degré de la première évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la concentration du chlorure de sodium dans la solution concentrée que l'on obtient via la première évaporation, pour obtenir une valeur de 0,9935 X (306,2 g/litre).
On alimente la première solution concentrée que l'on obtient lors de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la première séparation solide-liquide.
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On obtient 10,58 m3 de la première liqueur-mère qui contient 306,2 g/litre de NaCI, 54,0 g/litre de Na2SO4, 1,4 g/litre de NaOH et 0,27 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la première liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 809,7 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 6,9 % en masse ou moins) à une élution avec 54 g/litre d'une solution de sulfate de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de sulfate de sodium et ensuite on sèche ; on obtient ainsi 688,25 kg de sulfate de sodium (avec une pureté de 99,7 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la cinquième pompe de mise en circulation 75 dans le conduit avant le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et on mélange avec les eaux usées qu'il contient ; et on alimente le mélange obtenu dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la première évaporation.
Le procédé de deuxième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (un cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée). On alimente la première liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation afin d'obtenir une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 : la température d'évaporation s'élève à 50 °C, la pression s'élève à -92,67 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 1,95 m3/heure. Afin d'améliorer la teneur en produits solides dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on prélève une partie de la première liqueur-mère après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour faire office de deuxième liquide de mise en circulation et on le met en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur avec la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac ; et on l'alimente ensuite dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation (le deuxième rapport de remise en
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106 circulation s'élève à 16). La deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation est soumise à une compression dans le deuxième compresseur 102 (la température s'élève à concurrence de 12 °C) ; la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur d'une manière séquentielle ; et on la soumet à un refroidissement afin d'obtenir un deuxième ammoniac, et le deuxième ammoniac est stocké dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On pompe le liquide de lavage après la deuxième séparation solide4iquide et une partie de la première liqueur-mère après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 via la neuvième pompe de mise en circulation 79 et via la septième pompe de mise en circulation 77 respectivement et on les mélange dans le conduit ; ensuite, le liquide mélangé échange de la chaleur avec la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 ; une partie des eaux usées qui doivent être traitées à partir de la première pompe de mise en circulation 71 échange de la chaleur avec le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33. On surveille le degré de la deuxième évaporation avec le densitomètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de régler la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée afin d'obtenir une valeur de 0,9702 Y (c'est-à-dire 65,3 g/litre). On soumet la première liqueur-mère à une évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 et on obtient ainsi une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide4iquide 92 (une machine centrifuge) pour une séparation solide4iquide. On obtient par heure 8,75 m3 de la deuxième liqueur-mère qui contient 293,8 g/litre de NaCI, 65,3 g/litre de Na2SO4, 1,7 g/litre de NaOH et 0,013 g/litre de NH3 par heure ; et on stocke la deuxième liqueurmère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. La deuxième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 en direction du conduit d'introduction des eaux usées avant le deuxième réglage du pH et on la mélange avec les eaux usées qu'il contient, de telle
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107 sorte que l'on obtient des eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 785,29 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 7,1 % en masse ou moins) à une élution avec 293,8 g/litre d'une solution de chlorure de sodium possédant la même masse sèche que celle du chlorure de sodium et on sèche ensuite dans le dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 675,35 kg de chlorure de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,4 % en masse) ; on remet en circulation le deuxième liquide de lavage que l'on a obtenu au cours de lavage au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du réservoir de dégazage sous vide 4, à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein ; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 3,92 m3 d'ammoniac à une concentration de 3,53 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,95 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,144 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
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Par ailleurs, on déclenche l'évaporation de type MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Forme de réalisation 8
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 7, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 60 g/litre de NaCI, 130 g/litre de Na2SO4, 15 g/litre de NH4CI, et 33,0 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,8, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient est de 1:4,462. La température des eaux usées après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 67 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 102 °C. Les conditions d'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 sont telles que la température s'élève à 95 °C, la pression est de -36,36 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 4,48 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 sont telles que la température s'élève à 55 °C, la pression est de -90,15 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 1,05 m3/heure.
On obtient par heure 978,40 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 831,63 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,3 % en masse) ; on obtient par heure 7,25 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 307,2 g/litre de NaCI, 54,5 g/litre de Na2SO4, 1,8 g/litre de NaOH, et 0,18 g/litre de NH3.
On obtient par heure 444,79 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 378,07 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 6,30 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 295,5 g/litre de NaCI, 63,1 g/litre de Na2SO4, 2,1 g/litre de NaOH, et 0,01 g/litre de NH3.
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Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,48 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,4 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,05 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,11 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 9
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 7, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 160 g/litre de NaCI, 55 g/litre de Na2SO4, 32 g/litre de NH4CI, et 11,2 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,2, et le rapport molaire du SO4 2' au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient est de 1:9,249. La température des eaux usées après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 73 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 112 °C. Les conditions d'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 sont telles que la température s'élève à 105 °C, la pression est de -7,02 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,63 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 sont telles que la température s'élève à 45 °C, la pression est de -94,69 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,86 m3/heure.
On obtient par heure 385,26 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 331,32 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 11,98 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 306,4 g/litre de NaCI, 52,5 g/litre de Na2SO4, 2,6 g/litre de NaOH, et 0,11 g/litre de NH3.
On obtient par heure 1151,57 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 978,83 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par
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110 heure 9,18 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 291,2 g/litre de NaCI, 67,9 g/litre de Na2SC>4, 3,4 g/litre de NaOH, et 0,0084 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 2,63 m3 d'ammoniac à une concentration de 2,3 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,86 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,043 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 10
Comme on le représente en figure 5, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 156 g/litre de NaCI, 50 g/litre de Na2SO4, 60 g/litre de NH4CI, et 19,55 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,3) à un débit de 5 m3/heure dans le conduit du système de traitement ; on introduit une solution de 45,16 % en masse d'hydroxyde de sodium dans le conduit pour le premier réglage du pH, on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 7,5) ; on alimente une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium (2,5 m3/heure) après le premier réglage du pH dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 (un échangeur de chaleur en matière plastique du type à plaques) pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât de la première vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 99 °C ; et on alimente la partie restante des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 (un échangeur de chaleur duplex en acier inoxydable du type à plaques) pour le premier échange de chaleur avec le condensât de la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium jusqu'à 60 °C ; on fusionne ensuite les deux parties des eaux usées et on les mélange avec la deuxième liqueur-mère (qui a été alimentée à un débit d'alimentation de 15,31 m3/heure) afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SO42’ au CI' qu'elles contiennent
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111 s'élève à 1:10,356). On alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour le premier échange de chaleur avec la vapeur recyclée contenant le premier ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 113 °C ; on introduit ensuite une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 2 (cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée) pour le deuxième réglage du pH ; on surveille la valeur du pH après le réglage avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; après le deuxième réglage du pH, on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 2 à des fins d'évaporation dans le but d'obtenir la première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. En ce qui concerne le premier dispositif d'évaporation 2 : la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,02 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 2,53 m3/heure. On comprime la première vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le compresseur 10 (la température s'élève à concurrence de 14 °C) ; la première vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées, de manière séquentielle, et on procède à un refroidissement pour obtenir de l'ammoniac et on stocke l'ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides du premier dispositif d'évaporation 2, on fait en sorte qu'une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 représente un liquide remis en circulation et que l'on met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; et le liquide de mise en circulation pénètre ensuite une nouvelle fois dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour la première évaporation (le rapport de remise
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112 en circulation s'élève à 56,2). On surveille le degré de la première évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée, pour obtenir une valeur de 0,99352 X (307,0 g/litre).
On alimente la première solution concentrée dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la première séparation solide-liquide. On obtient 18,43 m3 de la première liqueur-mère qui contient 307,0 g/litre de NaCI,
52,7 g/litre de Na2SO4, 1,67 g/litre de NaOH et 0,13 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la première liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 407,73 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 6,8 % en masse ou moins) à une élution avec 52,7 g/litre d'une solution de sulfate de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de sulfate de sodium et ensuite on sèche ; on obtient ainsi 350,64 kg de sulfate de sodium (avec une pureté de 99,4 % en masse) par heure ; on met en circulation l'éluant obtenu au cours de l'élution au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 ; et on l'alimente ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois à des fins de première évaporation.
Le procédé de deuxième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (un dispositif d'évaporation du type à effet multiple) qui se compose d'un premier évaporateur 1a, d'un deuxième évaporateur 1b et d'un troisième évaporateur 1c (tous représentant des évaporateurs du type à circulation forcée). On alimente la première liqueur-mère au moyen de la cinquième pompe de mise en circulation 75 jusque dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la deuxième évaporation ; on évapore la première liqueur-mère dans le premier évaporateur 1a ; on l'alimente ensuite dans le deuxième évaporateur 1b à des fins d'évaporation ; et on l'alimente dans le troisième évaporateur 1c à des fins d'évaporation ; on obtient en définitive une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation dans le premier évaporateur 1a : la température d'évaporation s'élève à 86 °C, la pression s'élève à -55,83 kPa, et
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113 la quantité d'évaporation s'élève à 1,08 m3/heure ; dans le deuxième évaporateur 1b : la température d'évaporation s'élève à 71 °C, la pression s'élève à -77,40 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 1,07 m3/heure ; dans le troisième évaporateur 1c : la température d'évaporation s'élève à 56 °C, la pression s'élève à -89,56 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 1,06 m3/heure. On alimente la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le premier évaporateur 1a dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, dans le deuxième évaporateur 1b pour la mise en oeuvre d'un échange de chaleur et pour obtenir un deuxième ammoniac ; on charge la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation dans le deuxième évaporateur 1b, dans le troisième évaporateur 1c pour la mise en oeuvre d'un échange de chaleur et pour obtenir un premier ammoniac ; on alimente le deuxième ammoniac dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ; et on le stocke ensuite dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On charge de la vapeur de chauffage (c'est-à-dire de la vapeur vive que l'on utilise d'une manière conventionnelle dans la technique) dans le premier évaporateur 1 ; et on utilise le condensât que l'on obtient par condensation de la vapeur de chauffage dans le premier évaporateur 1a afin de préparer une solution de lavage. On alimente la deuxième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient lors de l'évaporation dans le troisième évaporateur 1c dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur avec le milieu froid et afin d'obtenir un deuxième ammoniac ; et on stocke le deuxième ammoniac dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On surveille le degré de la deuxième évaporation avec le densitomètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de contrôler la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée pour obtenir une valeur qui s'élève à 0,9693 Y (c'est-à-dire 63,1 g/litre). Après avoir soumis à une évaporation la première liqueur-mère dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on règle la deuxième solution concentrée que l'on obtient en définitive, qui contient des cristaux de chlorure de sodium, à des fins de cristallisation dans le réservoir de récolte de cristaux liquides 56 (la température de cristallisation s'élève à 55 °C et la durée de
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114 cristallisation s'élève à 30 minutes) afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente la suspension cristalline qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide4iquide 92 (une machine centrifuge) pour une séparation solide4iquide et on obtient par heure 15,31 m3 de la deuxième liqueur-mère qui contient 295,6 g/litre de NaCI, 63,1 g/litre de Na2SO4, 2,0 g/litre de NaOH et 0,13 g/litre de NH3 par heure ; la deuxième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du conduit d'introduction des eaux usées et on la mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées ; on soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide4iquide (on obtient par heure 1293,73 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 7,0 % en masse ou moins) à une élution avec 295 g/litre d'une solution de chlorure de sodium possédant la même masse sèche que celle du chlorure de sodium ; et on sèche ensuite dans le dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 1112,6 kg de chlorure de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,4 % en masse) ; on remet en circulation le liquide de lavage que l'on a obtenu au cours de lavage au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du troisième dispositif d'échange de chaleur 33 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein ; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On
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115 charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 2,53 m3 d'ammoniac à une concentration de 4,44 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 3,21 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,072 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Par ailleurs, on déclenche l'évaporation de type MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Forme de réalisation 11
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 10, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 71 g/litre de NaCI, 132 g/litre de Na2SO4, 16 g/litre de NH4CI, et 30,24 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 7,0, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient est de 1:4,163. La température des eaux usées après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 64 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 102 °C. Les conditions d'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 sont telles que la température s'élève à 95 °C, la pression est de -36,36 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,53 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le premier évaporateur 1a dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 sont telles que la température s'élève à 80 °C, la pression est de 65,87 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,43 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le deuxième évaporateur 1b sont telles que la température s'élève à 64 °C, la pression est de -84,0 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,43 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le troisième évaporateur 1c sont telles que la température s'élève à 46 °C, la pression est de -94,33 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,42 m3/heure.
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116
On obtient par heure 970,09 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 824,57 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 6,59 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 305,6 g/litre de NaCI, 55,15 g/litre de Na2SO4, 1,15 g/litre de NaOH, et 0,19 g/litre de NH3.
On obtient par heure 518,3 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 440,5 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 5,42 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 292,6 g/litre de NaCI, 67,4 g/litre de Na2SO4, 1,4 g/litre de NaOH, et 0,012 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,26 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,46 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,28 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,095 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 12
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 10, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 118 g/litre de NaCI, 116 g/litre de Na2SO4, 19 g/litre de NH4CI, et 18,99 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,8, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient est de 1:6,419. La température des eaux usées après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 97 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 107 °C. Les conditions d'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 sont telles que la température s'élève à 100 °C, la pression est de -22,83 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 3,52 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le premier évaporateur 1a dans le deuxième dispositif
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117 d'évaporation 1 sont telles que la température s'élève à 86 °C, la pression est de 55,83 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,667 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le deuxième évaporateur 1b sont telles que la température s'élève à 71 °C, la pression est de -77,4 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,666 m3/heure. Les conditions d'évaporation dans le troisième évaporateur 1c sont telles que la température s'élève à 56 °C, la pression est de -89,56 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,665 m3/heure.
On obtient par heure 792,33 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 681,41 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 10,95 m3 de la première liqueur-mère à des concentrations de 305,8 g/litre de NaCI, 53,84 g/litre de Na2SO4, 2,2 g/litre de NaOH, et 0,099 g/litre de NH3.
On obtient par heure 817,22 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 694,64 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 9,06 m3 de la deuxième liqueur-mère à des concentrations de 293,3 g/litre de NaCI, 65 g/litre de Na2SO4, 2,656 g/litre de NaOH, et 0,0072 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,515 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,5 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,998 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,051 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 13
Comme on le représente en figure 6, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 159 g/litre de NaCI, 48 g/litre de Na2SO4, 39 g/litre de NH4CI, et 12 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 7) à un débit de 5 m3/heure dans le système de traitement au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 ; on
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118 introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit principal du premier dispositif d'échange de chaleur 31 et du cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 (les deux échangeurs sont des échangeurs de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour le premier réglage du pH ; et on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 7,8) ; on alimente les eaux usées contenant des sels d'ammonium après le premier réglage du pH dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, respectivement, pour le premier échange de chaleur avec le condensât de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac et avec la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium que l'on obtient au cours de la troisième évaporation, d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 102 °C ; on mélange ensuite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec la quatrième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SCU2' au CI' qu'elles contiennent s'élève à 1:11,346) ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées, dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du deuxième réglage du pH ; on surveille le pH après le réglage avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 11 ) ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la troisième vapeur recyclée contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 112 °C ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées, après avoir procédé à deux reprises aux premiers échanges de chaleur, à un débit d'alimentation de 476,5 m3/heure afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 (un cristalliseur d'évaporation MVR à deux étages du type à film tombant et la circulation forcée) à des fins d'évaporation, pour obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et
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119 une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation de la troisième évaporation : la température s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,02 kPa, la quantité d'évaporation s'élève à 4,82 m3/heure. On comprime la troisième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 18 °C) ; la troisième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées, de manière séquentielle, et on procède à un refroidissement pour obtenir un troisième ammoniac et on stocke le troisième ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides de la solution concentrée dans le premier dispositif d'évaporation 2, une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 est remise en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; et on l'alimente ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation (le rapport de la troisième remise en circulation s'élève à 95,3). On surveille le degré de la troisième évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la quantité d'évaporation dans la troisième évaporation pour obtenir une valeur s'élevant à 4,82 m3/heure (ce qui est équivalent au fait de régler la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée pour obtenir une valeur de 0,978 Y, c'est-à-dire 88,9 g/litre).
On traite la troisième solution concentrée obtenue qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium à basse température dans le réservoir 22 de traitement à basse température (température : 20 °C, durée : 60 minutes) afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente le liquide traité qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la troisième séparation solide-liquide. On obtient 7,17 m3 de la troisième liqueur-mère
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120 qui contient 279,8 g/litre de NaCI, 88,9 g/litre de Na2SO4, 2,64 g/litre de NaOH et 0,31 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la troisième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 1190,32 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 3,9 % en masse ou moins) à une élution avec 279,8 g/litre d'une solution de chlorure de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium ; et ensuite on sèche dans un dessiccateur ; on obtient ainsi 1011,78 kg de chlorure de sodium (avec une pureté de 99,5 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 76 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 ; et on l'alimente ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation.
Le procédé de quatrième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (un cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée). On alimente la troisième liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 et dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 de manière séquentielle ; et on l'alimente ensuite dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation dans le but d'obtenir une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 : la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,02 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 0,78 m3/heure. Afin d'améliorer la teneur en produits solides dans la solution concentrée dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on prélève une partie de la troisième liqueur-mère après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour faire office de liquide de mise en circulation et on le met en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 ; et on l'alimente ensuite dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation (le quatrième rapport de remise en
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121 circulation s'élève à 9,6). La quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation est soumise à une compression dans le deuxième compresseur 102 (la température s'élève à concurrence de 18 °C) ; la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur d'une manière séquentielle ; et on la soumet à un refroidissement afin d'obtenir un quatrième ammoniac, et le quatrième ammoniac est stocké dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On surveille le surveille le degré de la quatrième évaporation avec le densitomètre massique prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de régler la concentration du chlorure de sodium dans la solution concentrée obtenue via la quatrième évaporation afin d'obtenir une valeur de 0,9935 X (c'est-à-dire une valeur de 306,5 g/litre).
On alimente la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) pour la quatrième séparation solide-liquide. On obtient par heure 6,70 m3 de la quatrième liqueur-mère qui contient 306,5 g/litre de NaCI, 52,5 g/litre de Na2SO4, 2,89 g/litre de NaOH et 0,01 g/litre de NH3 par heure ; et on stocke la quatrième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. Toute la quantité de la quatrième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du conduit d'introduction des eaux usées entre le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et on la mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium, de telle sorte que l'on obtient des eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 349,84 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 3,9 % en masse ou moins) à une élution avec 52,5 g/litre d'une solution de sulfate de sodium possédant la même masse sèche que celle du sulfate de sodium et on sèche ensuite dans le dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 300,87 kg de chlorure de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,5 % en masse) ; on remet en circulation le
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122 liquide de lavage au moyen de la dixième pompe de mise en circulation 80 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire. Par ailleurs, on déclenche l'évaporation MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 4,82 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,5 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac; on obtient par heure 0,78 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,28 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 14
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 13, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 58 g/litre de NaCI, 120 g/litre de Na2SO4, 19 g/litre de NH4CI, et 40 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 7,1, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:8,665. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 97 °C et la
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123 température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 97,5 °C. Les conditions d'évaporation de la troisième évaporation sont telles que la température s'élève à 100 °C, la pression est de -22,83 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 3,47 m3/heure. La température du traitement à basse température s'élève à 25 °C et le temps de rétention s'élève à 55 minutes. Les conditions d'évaporation en ce qui concerne la quatrième évaporation sont telles que la température s'élève à 95 °C, la pression est de -36,36 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,28 m3/heure.
On obtient par heure 454,10 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 390,53 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,6 % en masse) ; on obtient par heure 25,59 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 280,6 g/litre de NaCI, 82,9 g/litre de Na2SO4, 2,2 g/litre de NaOH, et 0,12 g/litre de NH3.
On obtient par heure 962,68 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 818,28 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 23,56 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 303,2 g/litre de NaCI, 55,3 g/litre de Na2SO4, 2,4 g/litre de NaOH, et 0,005 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,47 m3 d'ammoniac à une concentration de 2,2 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,28 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,13 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 15
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 13, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 80 g/litre de NaCI, 78 g/litre de Na2SO4, 29 g/litre de NH4CI, et 28,7 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,6, et le rapport molaire du
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SO/' au Cl· que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:8,745. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 s'élève à 105 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 117 °C. Les conditions d'évaporation en ce qui concerne la troisième évaporation sont telles que la température s'élève à 110 °C, la pression est de 11,34 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 4,26 m3/heure. Les conditions d'évaporation en ce qui concerne la quatrième évaporation sont telles que la température s'élève à 100 °C, la pression est de -22,82 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 1,40 m3/heure. La température du traitement à basse température s'élève à 20 °C et le temps de rétention s'élève à 60 minutes.
On obtient par heure 657,86 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 559,18 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 13,55 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 280,2 g/litre de NaCI, 89,1 g/litre de Na2SO4, 1,7 g/litre de NaOH, et 0,18 g/litre de NH3.
On obtient par heure 632,55 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 543,99 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 12,39 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 306,1 g/litre de NaCI, 53,9 g/litre de Na2SO4, 1,85 g/litre de NaOH, et 0,0099 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,26 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,8 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,40 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,16 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 16
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Comme on le représente en figure 7, on alimente les eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 149 g/litre de NaCI, 49 g/litre de Na2SO4, 45 g/litre de NH4CI, et 15 g/litre de (NhU^SCU, avec un pH = 7,0) à un débit de 5 m3/heure dans le conduit du système de traitement ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit avant le premier dispositif d'échange de chaleur 31 ou le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 (les deux échangeurs sont des échangeurs de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour le premier réglage du pH ; et on surveille le pH après le mélange avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 8) ; on alimente une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium (4,5 m3/heure) au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 103 °C ; et on alimente la partie restante des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la troisième solution concentrée, d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium jusqu'à 103 °C ; on fusionne ensuite les parties des eaux usées et on mélange ensuite les eaux usées fusionnées avec la quatrième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SCU2' au CI' qu'elles contiennent s'élève à 1:11,227). On alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la troisième vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 112 °C ; on introduit ensuite une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 2 pour le deuxième réglage du pH ; et on surveille la valeur du pH après le réglage avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; après le deuxième réglage du pH, on alimente les
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126 eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 2 (un cristalliseur d'évaporation MVR à deux étages, du type à film tombant et à circulation forcée) à des fins d'évaporation, et on obtient de cette manière une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contiennent des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. On soumet la troisième vapeur contenant de l'ammoniac, que l'on obtient au cours de l'évaporation, à une compression dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 17 °C) ; la troisième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 de manière séquentielle à des fins d'échange de chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées et avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium respectivement et on le soumet à un refroidissement afin d'obtenir un troisième ammoniac ; on stocke ensuite le troisième ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides de la solution concentrée dans le premier dispositif d'évaporation 2, on prélève une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 à titre de liquide remis en circulation et on le met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; et on l'alimente ensuite une nouvelle fois dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour la troisième évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 92,6). On surveille le degré de la troisième évaporation avec le débitmètre massique prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la quantité d'évaporation dans la troisième évaporation à une valeur de 4,69 m3/heure (ce qui est équivalent au fait de régler la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée pour obtenir une valeur de 0,976 Y, c'est-à-dire 83 g/litre).
Les conditions d'évaporation de la troisième évaporation sont telles que représentées dans le tableau 4.
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Tableau 4
Dispositif d'évaporation Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
Premier dispositif d'évaporation 2 105 -7,02 4,69
Deuxième dispositif d'évaporation 1 (dispositif d'évaporation à effet multiple) 1er évaporateur 1a 145 239,9 0,25
2ème évaporateur 1b 130 116,77 0,25
3ème évaporateur 1c 115 32,56 0,25
4ème évaporateur 1d 100 -22,83 0,24
On traite la troisième solution concentrée obtenue qui contient des cristaux de sulfate de sodium et des cristaux de chlorure de sodium à basse température dans le réservoir 22 de traitement à basse température (température : 25 °C, temps de rétention : 55 minutes) afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium.
On alimente le liquide traité qui contient des cristaux de chlorure de sodium dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la troisième séparation solide-liquide. On obtient 9,38 m3 de la troisième liqueur-mère qui contient 281 g/litre de NaCI, 83 g/litre de Na2SO4, 1,66 g/litre de NaOH et 0,18 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la troisième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 1157,43 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 3,6 % en masse ou moins) à une élution avec 281 g/litre d'une solution de chlorure de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium ; et ensuite on sèche dans un dessiccateur ; on obtient ainsi
995,39 kg de chlorure de sodium (avec une pureté de 99,4 % en masse) par heure ;
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128 on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 ; et on l'alimente ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation.
Le procédé de quatrième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 qui se compose d'un premier évaporateur 1a, d'un deuxième évaporateur 1b, d'un troisième évaporateur 1c et d'un quatrième évaporateur 1 (tous représentant des évaporateurs du type à circulation forcée). On alimente la troisième liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et dans le sixième dispositif d'échange de chaleur 36 de manière séquentielle ; et on l'alimente ensuite dans les évaporateurs dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation dans le but d'obtenir une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. Les conditions des évaporations sont représentées dans le tableau 1 ci-dessus. On alimente la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac, que l'on obtient lors de l'évaporation dans chaque évaporateur, dans l'évaporateur suivant afin de mettre en oeuvre un échange de chaleur et pour obtenir un condensât ; et on procède ensuite à un échange de chaleur avec la troisième liqueur-mère dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 afin d'obtenir un quatrième ammoniac. La quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le quatrième évaporateur 1d met en oeuvre un échange de chaleur avec l'eau de refroidissement (les eaux usées contenant des sels d'ammonium) dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33, si bien que l'on obtient un quatrième ammoniac ; on fusionne le quatrième ammoniac et on le stocke dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On charge de la vapeur de chauffage (c'est-à-dire de la vapeur vive que l'on utilise d'une manière conventionnelle dans la technique) dans le premier évaporateur 1a, et on utilise le condensât que l'on obtient via la condensation de la vapeur de chauffage dans le premier évaporateur 1a afin de préparer une solution de lavage. On surveille le degré de la troisième évaporation avec le densitomètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de contrôler la concentration du chlorure de sodium dans la solution concentrée que l'on
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129 obtient via la première évaporation et on obtient une valeur de 0,9935 X (308,1 g/litre). On règle la quatrième solution concentrée que l'on obtient dans l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 à des fins de cristallisation dans le réservoir de récolte 56 des cristaux liquides (température de la cristallisation 100 °C, durée de la cristallisation 5 minutes) afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium.
On alimente la suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) pour la quatrième séparation solide-liquide. On obtient 8,70 m3 de la quatrième liqueur-mère qui contient 308,1 g/litre de NaCI, 53,9 g/litre de Na2SO4, 1,82 g/litre de NaOH et 0,01 g/litre de NH3 par heure et on stocke la quatrième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. On met la totalité de la quatrième liqueur-mère en circulation au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du conduit pour les eaux usées entre le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et on la mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 378,37 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 4,3 % en masse ou moins) à une élution avec 53,9 g/litre d'une solution de sulfate de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de sulfate de sodium et ensuite on sèche dans un dessiccateur ; on obtient ainsi 321,62 kg de sulfate de sodium (avec une pureté de 99,5 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la dixième pompe de mise en circulation 80 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du troisième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en
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130 circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire. Par ailleurs, on déclenche l'évaporation MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 4,69 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,8 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 0,99 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,17 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 17
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 16, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 69 g/litre de NaCI, 138 g/litre de Na2SO4, 12 g/litre de NH4CI, et 24,4 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 7,1, et le rapport molaire du SO4 2' au Cl· que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:9,085. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 104 °C ; et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 114 °C. Les conditions d'évaporation de la troisième évaporation et de la quatrième évaporation sont telles que représentées dans le tableau 5. La température du traitement à basse température s'élève à 30 °C, et le temps de séjour s'élève à 50 minutes.
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Tableau 5
Dispositif d'évaporation Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
Premier dispositif d'évaporation 2 107 0 3,31
Deuxième dispositif d'évaporation 1 (dispositif d'évaporation à effet multiple) 1er évaporateur 1a 150 291,6 0,58
2ème évaporateur 1b 135 152,93 0,58
3ème évaporateur 1c 120 56,97 0,58
4ème évaporateur 1d 105 -7,02 0,58
On obtient par heure 475,12 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 408,95 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 26,11 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 283,4 g/litre de NaCI, 79,9 g/litre de Na2SO4, 2,66 g/litre de NaOH, et 0,077 g/litre de NH3.
On obtient par heure 968,12 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 822,91 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 24,04 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 306,3 g/litre de NaCI, 52,5 g/litre de Na2SO4, 2,97 g/litre de NaOH, et 0,003 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,31 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,4 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,32 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,08 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
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Forme de réalisation 18
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 16, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 106 g/litre de NaCI, 103 g/litre de Na2SO4, 21 g/litre de NH4CI, et 20,7 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 7,2, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées que l'on obtient et qui doivent être traitées est de 1:9,189. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 et dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35, s'élève à 103 °C 10 ; et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 112 °C. Les conditions d'évaporation dans la troisième évaporation et dans la quatrième évaporation sont telles que représentées dans le tableau 6. La température du traitement à basse température s'élève à 25 °C, et le temps de séjour s'élève à 55 15 minutes.
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Tableau 6
Dispositif d'évaporation Température /°C Pression / kPa Quantité d'évaporation / (m3/h)
Premier dispositif d'évaporation 2 105 -7,02 3,86
Deuxième dispositif d'évaporation 1 (dispositif d'évaporation à effet multiple) 1er évaporateur 1a 140 193,83 0,44
2ème évaporateur 1b 125 84,91 0,44
3ème évaporateur 1c 110 11,34 0,44
4ème évaporateur 1d 95 -36,36 0,44
On obtient par heure 757,97 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 644,27 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 19,57 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 280,4 g/litre de NaCI, 82,7 g/litre de Na2SO4, 2,64 g/litre de NaOH, et 0,15 g/litre de NH3.
On obtient par heure 737,81 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 627,14 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 18,09 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 303,2 g/litre de NaCI, 55,1 g/litre de Na2SO4, 2,85 g/litre de NaOH, et 0,0049 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,86 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,4 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,76 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,16 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ;
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134 et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 19
Comme on le représente en figure 8, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 160 g/litre de NaCI, 50 g/litre de Na2SO4, 39 g/litre de NH4CI, et 12,4 g/litre de (NhU^SCU, avec un pH = 6,5) à un débit de 5 m3/heure dans le réservoir de dégazage sous vide 4 à des fins de dégazage sous vide ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit pour le premier réglage du pH ; et on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 7,5) ; après le réglage du pH, on alimente une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium (1 m3/heure) au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 48 °C ; et on alimente la partie restante des eaux usées contenant des sels d'ammonium dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 49 °C; on fusionne ensuite les deux parties des eaux usées contenant des sels d'ammonium; et on mélange les eaux usées fusionnées contenant des sels d'ammonium avec la quatrième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SO42’ au CI' qu'elles contiennent s'élève à 1:12,656) ; on introduit une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit à travers lequel on alimente les eaux usées qui doivent être traitées, dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 pour la mise en oeuvre du deuxième réglage du pH ; on surveille le pH après le réglage avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 11) ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en
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135 alliage de titane du type à plaques) pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec la troisième vapeur recyclée contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées qui doivent être traitées jusqu'à 57 °C ; on alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'évaporation 2 (un cristalliseur d'évaporation MVR à deux étages du type à film tombant et la circulation forcée) à des fins d'évaporation, pour obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium et des cristaux de chlorure de sodium. Dans le premier dispositif d'évaporation 2, la température d'évaporation s'élève à 50 °C, la pression s'élève à -92,7 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 4,56 m3/heure. On comprime la troisième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 10 °C) ; la troisième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium, respectivement, et on procède à un refroidissement pour obtenir un troisième ammoniac ; on stocke le troisième ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides dans le premier dispositif d'évaporation 2, on prélève une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 à titre de troisième liquide de mise en circulation et on le met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins d'échange de chaleur ; et le premier liquide de mise en circulation pénètre ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation (le rapport de la troisième remise en circulation s'élève à 95,4). On surveille le degré de la troisième évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée pour obtenir une valeur de 0,9705 Y, c'est-à-dire 65,7 g/litre).
On alimente la troisième solution concentrée dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 (une machine centrifuge) pour la troisième séparation solide-liquide.
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On obtient 20,87 m3 de la troisième liqueur-mère qui contient 294,6 g/litre de NaCI,
65,7 g/litre de Na2SO4, 0,22 g/litre de NaOH et 0,11 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la troisième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 1196,17 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 3,9 % en masse ou moins) à une élution avec 295 g/litre d'une solution de chlorure de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium ; et ensuite on sèche ; on obtient ainsi 1016,74 kg de chlorure de sodium (avec une pureté de 99,5 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la cinquième pompe de mise en circulation 75 jusqu'à un endroit situé avant le deuxième réglage du pH et on le mélange avec les eaux usées qui doivent être traitées ; et on alimente le mélange obtenu dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation.
Le procédé de quatrième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (un cristalliseur d'évaporation de type MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée). On alimente la troisième liqueur-mère dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 pour la mise en oeuvre d'un échange de chaleur avec le condensât de la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac ; et on l'alimente ensuite dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 pour la mise en oeuvre d'un échange de chaleur avec la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac ; et on l'alimente enfin dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation dans le but d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 : la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression s'élève à -7,0 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 1,05 m3/heure. Afin d'améliorer la teneur en produits solides dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on prélève une partie de la troisième liqueur-mère après l'évaporation dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour faire office de liquide
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137 de mise en circulation et on le met en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 ; et on l'alimente ensuite dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 pour la quatrième évaporation (le quatrième rapport de remise en circulation s'élève à 4). La quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation est soumise à une compression dans le deuxième compresseur 102 (la température s'élève à concurrence de 12 °C) ; la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 et à travers le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur d'une manière séquentielle pour la mise en oeuvre du deuxième échange de chaleur avec la troisième liqueur-mère ; et elle s'écoule à travers le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 pour la mise en oeuvre du premier échange de chaleur avec une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium transportées par la première pompe de mise en circulation 71 ; et on la soumet à un refroidissement afin d'obtenir un quatrième ammoniac, et le quatrième ammoniac est stocké dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On surveille le degré de la quatrième évaporation avec le densitomètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de régler la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée afin d'obtenir une valeur de 0,99355 X (c'est-à-dire 307,9 g/litre). On évapore la troisième liqueur-mère dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 et on obtient de cette manière une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium.
On alimente la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) pour la quatrième séparation solide-liquide. On obtient par heure 20,21 m3 de la quatrième liqueur-mère qui contient 307,9 g/litre de NaCI, 53,0 g/litre de Na2SO4, 0,30 g/litre de NaOH et 0,0035 g/litre de NH3 par heure ; et on stocke la quatrième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 54 pour la deuxième liqueur-mère. Toute la quantité de la quatrième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 jusqu'à un endroit qui précède le deuxième réglage du pH et on la mélange avec les eaux usées préchauffées contenant des sels d'ammonium, de telle sorte que l'on obtient des
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138 eaux usées qui doivent être traitées. On soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 364,15 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 3,8 % en masse ou moins) à une élution avec 53 g/litre d'une solution de sulfate de sodium possédant la même masse sèche que celle du sulfate de sodium et on sèche ensuite dans le dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 313,17 kg de sulfate de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,5 % en masse) ; on met en circulation le deuxième liquide de lavage que l'on obtient au cours du procédé de lavage au moyen de la neuvième pompe de mise en circulation 79 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du réservoir de dégazage sous vide 4, du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau en circulation en son sein ; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 4,56 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,63 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,05 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,21 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
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Par ailleurs, on déclenche l'évaporation MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Forme de réalisation 20
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 19, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 60 g/litre de NaCI, 130 g/litre de Na2SO4, 15 g/litre de NH4CI, et 33,04 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,6, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:11,496. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 s'élève à 53 °C, la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium, après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31, s'élève à 54 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 62 °C. La température d'évaporation de la troisième évaporation s'élève à 55 °C, la pression est de -90,2 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,76 m3/heure. La température d'évaporation de la quatrième évaporation s'élève à 95 °C, la pression est de -36,4 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 2,93 m3/heure.
On obtient par heure 445,34 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 378,54 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,6 % en masse) ; on obtient par heure 82,63 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 296,6 g/litre de NaCI, 63,6 g/litre de Na2SO4, 0,29 g/litre de NaOH, et 0,032 g/litre de NH3.
On obtient par heure 977,85 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 831,17 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 80,07 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 306,1 g/litre de NaCI, 55,3 g/litre de Na2SO4, 0,3 g/litre de NaOH, et 0,0013 g/litre de NH3.
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Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 2,76 m3 d'ammoniac à une concentration de 2,26 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,93 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,087 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 21
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 19, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 81 g/litre de NaCI, 79 g/litre de Na2SO4, 32 g/litre de NH4CI, et 31,72 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,4, et le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:11,123. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le cinquième dispositif d'échange de chaleur 35 s'élève à 43 °C, la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 44 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 52 °C. La température d'évaporation de la troisième évaporation s'élève à 45 °C, la pression est de -94,7 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 3,73 m3/heure. La température d'évaporation de la quatrième évaporation s'élève à 100 °C, la pression est de -22,9 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 1,99 m3/heure.
On obtient par heure 675,13 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 580,61 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 36,26 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 292,4 g/litre de NaCI, 67,3 g/litre de Na2SO4, 0,1 g/litre de NaOH, et 0,076 g/litre de NH3.
On obtient par heure 657,0 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 580,6 kg de sulfate
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141 de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 34,52 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 307,1 g/litre de NaCI, 54,3 g/litre de Na2SO4, 0,105 g/litre de NaOH, et 0,0039 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,73 m3 d'ammoniac à une concentration de 2,3 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,99 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,13 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et l'ammoniac peut être recyclé et peut être réutilisé dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Forme de réalisation 22
Comme on le représente en figure 9, on alimente des eaux usées contenant des sels d'ammonium (contenant 156 g/litre de NaCI, 49 g/litre de Na2SO4, 62 g/litre de NH4CI, et 19,8 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,7) à un débit de 5 m3/heure au moyen de la première pompe de mise en circulation 71 dans le conduit du système de traitement ; on introduit une solution de 45,16 % en masse d'hydroxyde de sodium dans le conduit pour le premier réglage du pH ; et on surveille le pH après le réglage avec le premier dispositif de mesure du pH 61 (un dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 7,4) ; on alimente une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium (3 m3/heure) après le premier réglage du pH dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 (un échangeur de chaleur en matière plastique du type à plaques) pour mettre en oeuvre le premier échange de chaleur avec le condensât recyclé de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium s'élève jusqu'à 54 °C ; et on alimente la partie restante de la troisième vapeur contenant de l'ammoniac dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 (un échangeur de chaleur duplex en acier inoxydable du type à plaques) à des fins d'échange de chaleur avec le condensât recyclé de la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac d'une manière telle que l'on élève la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium jusqu'à 70 °C ; on fusionne ensuite les deux parties des eaux usées contenant des sels d'ammonium et on les mélange avec la quatrième liqueur-mère afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées (le rapport molaire du SO4 2' au
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Cl· qu'elles contiennent s'élève à 1:12,444). On alimente ensuite les eaux usées qui doivent être traitées dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 (un échangeur de chaleur en alliage de titane du type à plaques) pour le premier échange de chaleur avec la vapeur recyclée contenant le troisième ammoniac, d'une manière telle que la température des eaux usées qui doivent être traitées s'élève jusqu'à 62 °C ; après avoir mis en oeuvre à deux reprises les premiers échange de chaleur, on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le conduit relié au premier dispositif d'évaporation 2 ; et on introduit ensuite une solution d'hydroxyde de sodium à une concentration de 45,16 % en masse dans le conduit pour le deuxième réglage du pH ; et on surveille la valeur du pH après le réglage avec le deuxième dispositif de mesure du pH 62 (dispositif de mesure du pH) (la valeur mesurée s'élève à 10,8) ; après le deuxième réglage du pH, on alimente les eaux usées qui doivent être traitées dans le premier dispositif d'échange de chaleur 2 (un cristalliseur d'évaporation MVR à deux étages du type à film tombant et à circulation forcée) à des fins d'évaporation, dans le but d'obtenir la troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium. En ce qui concerne le premier dispositif d'évaporation 2 : la température d'évaporation s'élève à 55 °C, la pression s'élève à -90,2 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 4,63 m3/heure. On comprime la troisième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation, dans le premier compresseur 101 (la température s'élève à concurrence de 10 °C) ; la troisième vapeur contenant de l'ammoniac s'écoule ensuite à travers le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à travers le premier dispositif d'échange de chaleur 31 de manière séquentielle, dans le but d'échanger de la chaleur avec les eaux usées qui doivent être traitées et avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium, respectivement; et on procède à un refroidissement pour obtenir un troisième ammoniac; et on stocke le troisième ammoniac dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac. Par ailleurs, afin d'améliorer la teneur en produits solides du premier dispositif d'évaporation 2, on fait en sorte qu'une partie du liquide après l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2 représente un liquide remis en circulation et que l'on met en circulation au moyen de la deuxième pompe de mise en circulation 72 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 à des fins
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143 d'échange de chaleur ; et le liquide de mise en circulation pénètre ensuite une nouvelle fois dans le premier dispositif d'évaporation 2 pour la troisième évaporation (le rapport de remise en circulation s'élève à 96,4). On surveille le degré de la troisième évaporation avec le densitomètre prévu sur le premier dispositif d'évaporation 2 afin de régler la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée, pour obtenir une valeur de 0,9707 Y (66,25 g/litre).
On alimente la troisième solution concentrée, que l'on obtient lors de l'évaporation dans le premier dispositif d'évaporation 2, dans le premier dispositif de séparation solide4iquide 91 (une machine centrifuge) pour la première séparation solide4iquide. On obtient 24,13 m3 de la troisième liqueur-mère qui contient 293,8 g/litre de NaCI, 66,25 g/litre de Na2SO4, 0,18 g/litre de NaOH et 0,10 g/litre de NH3 par heure ; on stocke la troisième liqueur-mère de manière temporaire dans le réservoir 53 pour la première liqueur-mère ; on soumet le chlorure de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide4iquide (on obtient par heure 1306,96 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium avec une teneur en eau s'élevant à 14 % en masse, la teneur en sulfate de sodium s'élevant à 3,9 % en masse ou moins) à une élution avec 293 g/litre d'une solution de chlorure de sodium qui représente la même masse sèche que celle du gâteau de filtre des cristaux de chlorure de sodium et ensuite on sèche ; on obtient ainsi 1124 kg de chlorure de sodium (avec une pureté de 99,4 % en masse) par heure ; on met en circulation le liquide de lavage au moyen de la huitième pompe de mise en circulation 78 en direction du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 ; et on l'alimente ensuite dans le premier dispositif d'évaporation 2 une nouvelle fois pour la troisième évaporation.
Le procédé de quatrième évaporation est mis en oeuvre dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 (un dispositif d'évaporation du type à effet multiple) qui se compose d'un premier évaporateur 1a, d'un deuxième évaporateur 1b et d'un troisième évaporateur 1c (tous représentant des évaporateurs du type à circulation forcée). On alimente la troisième liqueur-mère dans le réservoir 54 pour la liqueur-mère au moyen de la cinquième pompe de mise en circulation 75 jusque dans le deuxième dispositif d'évaporation 1 ; on évapore la troisième liqueur-mère dans le premier évaporateur 1a ; on l'alimente ensuite dans le deuxième évaporateur 1b à des fins d'évaporation ; et on l'alimente dans le troisième évaporateur 1c à des fins
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144 d'évaporation ; on obtient en définitive une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium. En ce qui concerne les conditions d'évaporation dans le premier évaporateur 1a : la température d'évaporation s'élève à 128 °C, la pression s'élève à 103,53 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 0,41 m3/heure ; dans le deuxième évaporateur 1 b : la température d'évaporation s'élève à 114 °C, la pression s'élève à 28,07 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 0,40 m3/heure ; dans le troisième évaporateur 1c : la température d'évaporation s'élève à 100 °C, la pression s'élève à -22,83 kPa, et la quantité d'évaporation s'élève à 0,40 m3/heure. On alimente la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient au cours de l'évaporation dans le premier évaporateur 1a dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, dans le deuxième évaporateur 1b pour la mise en oeuvre d'un deuxième échange de chaleur et pour obtenir un quatrième ammoniac ; on charge la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient dans l'évaporation dans le deuxième évaporateur 1b, dans le troisième évaporateur 1c pour la mise en oeuvre d'un deuxième échange de chaleur et pour obtenir un quatrième ammoniac ; on alimente l'ammoniac que l'on obtient à partir du deuxième évaporateur 1b et à partir du premier évaporateur 1c dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34 à des fins d'échange de chaleur avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium ; et on le stocke ensuite dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On charge de la vapeur de chauffage (c'est-à-dire de la vapeur vive que l'on utilise d'une manière conventionnelle dans la technique) dans le premier évaporateur 1a ; on soumet la vapeur de chauffage à une condensation pour obtenir un condensât dans le premier évaporateur 1a ; et on utilise le condensât afin de soumettre à un préchauffage les eaux usées qui doivent être traitées (la matière brute) dans le premier dispositif d'évaporation 2 ; et on l'utilise ensuite pour préparer une solution de lavage. On alimente la quatrième vapeur contenant de l'ammoniac que l'on obtient lors de l'évaporation dans le troisième évaporateur 1c dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, dans le troisième dispositif d'échange de chaleur 33 à des fins d'échange de chaleur avec l'eau de refroidissement (les eaux usées contenant des sels d'ammonium) et afin d'obtenir un quatrième ammoniac ; et on stocke le quatrième ammoniac dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac. On surveille le degré de la
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145 quatrième évaporation avec le densitomètre prévu sur le deuxième dispositif d'évaporation 1 afin de contrôler la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée pour obtenir une valeur qui s'élève à 0,99355 Y (c'està-dire 307,1 g/litre). Après avoir soumis à une évaporation la troisième liqueur-mère dans le deuxième dispositif d'évaporation 1, on règle la quatrième solution concentrée que l'on obtient en définitive, qui contient des cristaux de sulfate de sodium, à des fins de cristallisation dans le réservoir de récolte de cristaux liquides 56 (la température de cristallisation s'élève à 100 °C et la durée de cristallisation s'élève à 10 minutes) afin d'obtenir une suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium.
On alimente la suspension cristalline qui contient des cristaux de sulfate de sodium dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 (une machine centrifuge) pour une séparation solide-liquide et on obtient par heure 20,13 m3 de la quatrième liqueur-mère qui contient 307,1 g/litre de NaCI, 54,2 g/litre de Na2SO4, 0,19 g/litre de NaOH et 0,0053 g/litre de NH3 par heure ; la quatrième liqueur-mère est mise en circulation au moyen de la septième pompe de mise en circulation 77 en direction du conduit d'introduction des eaux usées et on la mélange avec les eaux usées contenant des sels d'ammonium afin d'obtenir des eaux usées qui doivent être traitées ; on soumet le sulfate de sodium solide que l'on obtient dans la séparation solide-liquide (on obtient par heure 407,7 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau s'élevant à 15 % en masse, la teneur en chlorure de sodium s'élevant à 4 % en masse ou moins) à une élution avec 54 g/litre d'une solution de sulfate de sodium possédant la même masse sèche que celle du sulfate de sodium ; et on sèche ensuite dans le dessiccateur, d'une manière telle que l'on obtient par heure 346,54 kg de sulfate de sodium (avec une pureté s'élevant à 99,5 % en masse) ; on met en circulation le deuxième liquide de lavage que l'on a obtenu au cours de lavage au moyen de la sixième pompe de mise en circulation 76 en direction du deuxième dispositif d'évaporation 1.
En outre, on introduit le gaz résiduaire évacué à partir du deuxième dispositif d'échange de chaleur 32 et à partir du troisième dispositif d'échange de chaleur 33 au moyen de la pompe à vide 81 dans la colonne d'absorption de gaz résiduaire 83 à des fins d'absorption. La colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire possède de l'eau
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146 en circulation en son sein ; on fait circuler l'eau de circulation dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire sous l'action de la quatrième pompe de mise en circulation 74 ; on réapprovisionne de l'eau dans la colonne d'adsorption 83 du gaz résiduaire au moyen de la troisième pompe de mise en circulation 73 à partir du réservoir 82 pour l'eau de circulation, en même temps ; en outre, on réapprovisionne de l'eau fraîche dans le réservoir 82 pour l'eau de circulation et on diminue ainsi la température et la teneur en ammoniac de l'eau de service de la pompe à vide 81. On charge ensuite de l'acide sulfurique dilué dans la colonne d'absorption 83 du gaz résiduaire pour absorber l'ammoniac ou analogue dans le gaz résiduaire.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure : 4,63 m3 d'ammoniac à une concentration de 2,56 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 1,21 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,19 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac ; et on peut recycler l'ammoniac et le réutiliser dans un procédé de production d'un tamis moléculaire.
Par ailleurs, on déclenche l'évaporation de type MVR en chargeant de la vapeur à une température de 143,3 °C dans l'étape initiale.
Forme de réalisation 23
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 22, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 160 g/litre de NaCI, 25 g/litre de Na2SO4, 39 g/litre de NH4CI, et 6,2 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,5. La température des eaux usées contenant des sels d'ammonium après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 44 °C, la température des eaux usées contenant des sels d'ammonium, après l'échange de chaleur dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34, s'élève à 100 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 52 °C. Le rapport molaire du SO42· au CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:14,438. La température d'évaporation de la troisième évaporation s'élève à 45 °C, la pression est de -94,69 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 4,94 m3/heure. La
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147 température d'évaporation de la quatrième évaporation dans le premier évaporateur 1a s'élève à 130 °C, la pression est de 116,77 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,19m3/heure ; dans le deuxième évaporateur 1b, la température d'évaporation s'élève à 117 °C, la pression est de 41,92 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,19 m3/heure ; dans le troisième évaporateur 1c, la température d'évaporation s'élève à 105 °C, la pression est de -7,02 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,18 m3/heure
On obtient par heure 1198,31 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 1018,57 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 9,49 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 291,8 g/litre de NaCI, 67 g/litre de Na2SO4, 0,16 g/litre de NaOH, et 0,07 g/litre de NH3.
On obtient par heure 177,95 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 14 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 153,04 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 9,00 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 307,9 g/litre de NaCI, 53,1 g/litre de Na2SO4, 0,17 g/litre de NaOH, et 0,0031 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 4,94 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,38 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 0,56 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,118 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac.
Forme de réalisation 24
On traite les eaux usées contenant des sels d'ammonium avec le procédé que l'on décrit dans la forme de réalisation 22, mais : on traite des eaux usées contenant des sels d'ammonium qui contiennent 105 g/litre de NaCI, 108 g/litre de Na2SO4, 20 g/litre de NH4CI, et 20,91 g/litre de (NH4)2SO4, avec un pH = 6,7. La température d'une partie des eaux usées contenant des sels d'ammonium (2,5 m3/heure) après l'échange de chaleur dans le premier dispositif d'échange de chaleur 31 s'élève à 49 °C, la température de la partie restante des eaux usées contenant des sels
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148 d'ammonium, après l'échange de chaleur dans le quatrième dispositif d'échange de chaleur 34, s'élève à 85 °C et la température des eaux usées qui doivent être traitées, après l'échange de chaleur dans le deuxième dispositif d'échange de chaleur 32, s'élève à 57 °C. Le rapport molaire du SO4 2' au Cl· que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 1:11,333. La température d'évaporation de la troisième évaporation s'élève à 50 °C, la pression est de -92,7 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 3,35 m3/heure. La température d'évaporation de la quatrième évaporation dans le premier évaporateur 1a s'élève à 125 °C, la pression est de 84,91 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,77 m3/heure ; dans le deuxième évaporateur 1b, la température d'évaporation s'élève à 110 °C, la pression est de 11,34 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,75 m3/heure ; dans le troisième évaporateur 1c, la température d'évaporation s'élève à 95 °C, la pression est de -36,37 kPa et la quantité d'évaporation s'élève à 0,75 m3/heure
On obtient par heure 745,41 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de chlorure de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le premier dispositif de séparation solide-liquide 91 et on obtient par heure en définitive 633,59 kg de chlorure de sodium (possédant une pureté de 99,5 % en masse) ; on obtient par heure 52,06 m3 de la troisième liqueur-mère à des concentrations de 294,6 g/litre de NaCI, 65,7 g/litre de Na2SO4, 0,22 g/litre de NaOH, et 0,056 g/litre de NH3.
On obtient par heure 768,53 kg d'un gâteau de filtre de cristaux de sulfate de sodium possédant une teneur en eau de 15 % en masse dans le deuxième dispositif de séparation solide-liquide 92 et on obtient par heure en définitive 653,25 kg de sulfate de sodium (possédant une pureté de 99,4 % en masse) ; on obtient par heure 50,07 m3 de la quatrième liqueur-mère à des concentrations de 306,2 g/litre de NaCI, 55,3 g/litre de Na2SO4, 0,229 g/litre de NaOH, et 0,0017 g/litre de NH3.
Dans la présente forme de réalisation, on obtient par heure 3,35 m3 d'ammoniac à une concentration de 1,63 % en masse dans le réservoir de stockage 51 pour le premier ammoniac ; on obtient par heure 2,27 m3 d'ammoniac à une concentration de 0,12 % en masse dans le réservoir de stockage 52 pour le deuxième ammoniac.
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Bien que l'on décrive ci-dessus un certain nombre de formes de réalisation préférées de la présente invention, la présente invention n'est pas limitée aux détails indiqués dans ces formes de réalisation. L'homme de métier spécialisé dans la technique peut procéder à des modifications et à des variations par rapport au schéma technique de 5 la présente invention sans se départir de l'esprit de la présente invention. Toutefois, toutes ces modifications et toutes ces variations seront considérées comme rentrant dans le cadre de protection de la présente invention.
En outre, il convient d'indiquer que les caractéristiques techniques spécifiques que l'on décrit dans les formes de réalisation ci-dessus peuvent être combinées sous 10 n'importe quelle forme appropriée, à condition que l'on évite tout conflit. Afin d'éviter des répétitions inutiles, les combinaisons possibles ne sont pas décrites de manière spécifique dans la présente invention.
En outre, différentes formes de réalisation de la présente invention peuvent être combinées librement en fonction des nécessités, pour autant que les combinaisons 15 en question ne s'écartent pas de l'idéal et de l'esprit de la présente invention.
Toutefois, de telles combinaisons seront également considérées comme rentrant dans le cadre révélé dans la présente invention.

Claims (3)

  1. REVENDICATIONS
    1. Appareil de traitement des eaux usées pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, comprenant : une unité de réglage du pH, une première unité d'évaporation, une première unité de séparation solide-liquide, une deuxième unité d'évaporation et une deuxième unité de séparation solide-liquide qui sont reliées de manière séquentielle ;
    dans lequel l'unité de réglage du pH est configurée pour régler le pH des eaux usées avant la mise en oeuvre de l'évaporation ;
    la première unité d'évaporation est configurée pour traiter les eaux usées via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de l'ammoniac et une première solution concentrée contenant des cristaux ;
    la première unité de séparation solide-liquide est configurée pour traiter la première solution concentrée contenant des cristaux via une première séparation solideliquide;
    la deuxième unité d'évaporation est configurée pour traiter la phase liquide obtenue dans la première unité de séparation solide-liquide via la deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée contenant des cristaux ; et la deuxième unité de séparation solide-liquide est configurée pour traiter la deuxième solution concentrée contenant des cristaux via une deuxième séparation solideliquide.
    2. Appareil de traitement des eaux usées selon la revendication 1, comprenant en outre une unité de traitement à basse température disposée entre la première unité d'évaporation et la première unité de séparation solide-liquide ou entre la deuxième unité d'évaporation et la deuxième unité de séparation solide-liquide ; l'unité de traitement à basse température est configurée pour traiter la solution concentrée obtenue dans la première unité d'évaporation ou dans la deuxième unité d'évaporation via un traitement à basse température, afin d'obtenir une solution traitée.
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    3. Appareil de traitement des eaux usées selon la revendication 1 ou 2, comprenant en outre un conduit configuré pour renvoyer la phase liquide obtenue dans la deuxième unité de séparation solide-liquide en direction de la première unité d'évaporation.
    4. Appareil de traitement des eaux usées selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel la première unité d'évaporation et la deuxième unité d'évaporation représentent un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type recompression mécanique de vapeur (MVR), un dispositif d'évaporation du type à effet simple, un dispositif d'évaporation du type à effet multiple et un dispositif d'évaporation éclair, respectivement ;
    de préférence, la première unité d'évaporation et/ou la deuxième unité d'évaporation représente(nt) des dispositifs d'évaporation de type MVR/un dispositif d'évaporation de type MVR.
    5. Appareil de traitement des eaux usées selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel la première unité de séparation solide-liquide et la deuxième unité de séparation solide-liquide représentent un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif de centrifugation, un dispositif de filtration et un dispositif de sédimentation, respectivement ;
    de préférence, à la fois la première unité de séparation solide-liquide et la deuxième unité de séparation solide-liquide représentent des dispositifs de centrifugation.
    6. Appareil de traitement des eaux usées selon l'une quelconque des revendications 1 à 3, dans lequel l'unité de réglage du pH et un dispositif d'introduction d'un élément régulateur du pH.
    7. Procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO/', du CI' et du Na+, comprenant les étapes suivantes dans lesquelles :
    1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une première évaporation afin d'obtenir une première vapeur contenant de
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    152 l'ammoniac et une première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium ; dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium;
  2. 2) on soumet à un traitement la première solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une première séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la première séparation solide-liquide via une deuxième évaporation, afin d'obtenir une deuxième vapeur contenant de l'ammoniac et une deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ;
  3. 3) on soumet à un traitement la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solideliquide; dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la première évaporation ;
    la première évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium ;
    par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 14 moles ou moins.
    8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel la deuxième évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du sulfate de sodium.
    9. Procédé selon la revendication 7, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées représentent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou bien les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la deuxième séparation solideliquide ;
    de préférence, par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 13,8 moles ou moins;
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    153 de préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 10,8, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la première évaporation;
    de préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé avec du NaOH.
    10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 7 à 9, dans lequel, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève à X ou moins, X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la première évaporation ;
    de préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée s'élève à Y ou moins, Y représentant la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la deuxième évaporation ;
    de préférence, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève de 0,95 X à 0,999 X ;
    de préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la deuxième solution concentrée s'élève de 0,9 Y à 0,99 Y.
    11. Procédé selon la revendication 7 ou 9, comprenant en outre : le fait de traiter la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; le fait de traiter ensuite la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une deuxième séparation solideliquide, et les conditions du traitement à basse température englobent : une température de 13 °C ~ 100 °C ;
    de préférence, la deuxième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium contient également des cristaux de sulfate de sodium, les cristaux de
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    154 sulfate de sodium sont dissous et la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium est obtenue dans le traitement à basse température ;
    de préférence, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève à X ou moins, X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions de la première évaporation ;
    de préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève à Y' ou moins, Y' représentant la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée lorsqu'à la fois le sulfate de sodium et le chlorure de sodium sont saturés dans les conditions du traitement à basse température ;
    de préférence, via la première évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la première solution concentrée s'élève de 0,95 X à 0,999 X ;
    de préférence, via la deuxième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève de 0,9 Y' à 0,99 Y'.
    12. Procédé selon la revendication 10, dans lequel les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 30 °C ~ 85 °C ; une pression de -98 kPa ~ -58 kPa ;
    de préférence, une température de 35 °C ~ 60 °C ; une pression de -97,5 kPa ~ -87 kPa ;
    de préférence, une température de 40 °C ~ 60 °C ; une pression de -97 kPa ~ -87 kPa ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 60 °C ; une pression de -95 kPa ~ -87 kPa ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 55 °C ; une pression de -95 kPa ~ -90 kPa ;
    de préférence, la température de la première évaporation est supérieure à la température de la deuxième évaporation à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus
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    155 préférée supérieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière toujours plus préférée supérieure à concurrence de 40 °C - 60 °C.
    13. Procédé selon la revendication 11, dans lequel les conditions de la deuxième évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 175 °C; une pression de -95 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 60 °C ~ 175 °C; une pression de -87 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 75 °C ~ 175 °C; une pression de -73 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 80 °C ~ 130 °C; une pression de -66 kPa -117 kPa;
    de préférence, une température de 95 °C - 110 °C; une pression de -37 kPa - 12 kPa.
    14. Procédé selon la revendication 13, dans lequel les conditions du traitement à basse température englobent : une température de 15 °C - 45 °C, de manière préférée de 15 °C - 35 °C, de manière encore plus préférée de 17,9 °C - 35 °C ;
    de préférence, la température de la première évaporation est supérieure à la température du traitement à basse température à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C - 90 °C.
    15. Procédé selon l'une quelconque des revendications 7 à 14, dans lequel les conditions de la première évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ;
    de préférence, une température de 45 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ; de préférence, une température de 45 °C - 365 °C ; une pression de -95 kPa 18110 kPa ;
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    156 de préférence, une température de 60 °C - 365 °C ; une pression de -87 kPa 18110 kPa ;
    de préférence, une température de 75 °C ~ 175 °C ; une pression de -73 kPa - 653 kPa ;
    de préférence, une température de 80 °C ~ 130 °C ; une pression de -66 kPa -117 kPa ;
    de préférence, une température de 95 °C - 110 °C ; une pression de -37 kPa - 12 kPa.
    16. Procédé pour le traitement d'eaux usées contenant des sels d'ammonium, qui contiennent du NH4 +, du SO4 2', du CI' et du Na+, comprenant les étapes suivantes dans lesquelles :
    1) on soumet à un traitement les eaux usées qui doivent être traitées, via une troisième évaporation afin d'obtenir une troisième vapeur contenant de l'ammoniac et une troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ;
    2) on soumet à un traitement la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une troisième séparation solide-liquide et on traite la phase liquide obtenue dans la troisième séparation solide-liquide via une quatrième évaporation, afin d'obtenir une quatrième vapeur contenant de l'ammoniac et une quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium ;
    3) on soumet à un traitement la quatrième solution concentrée qui contient des cristaux de sulfate de sodium via une quatrième séparation solide-liquide ; dans lequel le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 9, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation ;
    la quatrième évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du chlorure de sodium ;
    par rapport à 1 mole de SO4 2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 7,15 moles ou plus.
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    17. Procédé selon la revendication 16, dans lequel les eaux usées qui doivent être traitées représentent les eaux usées contenant des sels d'ammonium ou bien les eaux usées qui doivent être traitées contiennent les eaux usées contenant des sels d'ammonium et la phase liquide que l'on obtient dans la quatrième séparation solideliquide ;
    de préférence, par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 9,5 moles ou plus ;
    de préférence, par rapport à 1 mole de SCU2' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées, le CI' que contiennent les eaux usées qui doivent être traitées s'élève à 10 moles ou plus ;
    de préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé à une valeur supérieure à 10,8, avant de soumettre les eaux usées qui doivent être traitées à un traitement via la troisième évaporation ;
    de préférence, le pH des eaux usées qui doivent être traitées est réglé avec du NaOH.
    18. Procédé selon la revendication 16, dans lequel la troisième évaporation garantit l'absence de cristallisation et de précipitation du sulfate de sodium.
    19. Procédé selon l'une quelconque des revendications 16 à 18, dans lequel, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée s'élève à Y ou moins, Y représentant la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions de la troisième évaporation ;
    de préférence, via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève à X ou moins, X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions de la quatrième évaporation ;
    BE2018/5260
    158 de préférence, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la troisième solution concentrée s'élève de 0,9 Y à 0,99 Y ;
    de préférence, via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève de 0,95 X à 0,999 X.
    20. Procédé selon la revendication 16 ou 17, comprenant en outre : le fait de traiter la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via un traitement à basse température afin d'obtenir une solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium ; le fait de traiter ensuite la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium via une troisième séparation solide-liquide, et les conditions du traitement à basse température englobent : une température de 13 °C ~ 100 °C ;
    de préférence, la troisième solution concentrée qui contient des cristaux de chlorure de sodium contient également des cristaux de sulfate de sodium, les cristaux de sulfate de sodium sont dissous et la solution traitée qui contient des cristaux de chlorure de sodium est obtenue dans le traitement à basse température ;
    de préférence, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève à Y' ou moins, Y' représentant la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions du traitement à basse température ;
    via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève à X ou moins, X représentant la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée lorsqu'à la fois le chlorure de sodium et le sulfate de sodium sont saturés dans les conditions de la quatrième évaporation ;
    de préférence, via la troisième évaporation, la concentration du sulfate de sodium dans la solution traitée s'élève de 0,9 Y' à 0,99 Y' ;
    de préférence, via la quatrième évaporation, la concentration du chlorure de sodium dans la quatrième solution concentrée s'élève de 0,95 X à 0,999 X.
    BE2018/5260
    159
    21. Procédé selon la revendication 19, dans lequel les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 30 °C ~ 85 °C ; une pression de -98 kPa - -58 kPa ;
    de préférence, une température de 35 °C ~ 60 °C ; une pression de -97,5 kPa - -87 kPa ;
    de préférence, une température de 40 °C ~ 60 °C ; une pression de -97 kPa -87 kPa ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 60 °C ; une pression de -95 kPa -87 kPa ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 55 °C ; une pression de -95 kPa -90 kPa ;
    de préférence, la température de la troisième évaporation est inférieure à la température de la quatrième évaporation à concurrence de 5 °C ou plus ; de manière plus préférée inférieure à concurrence de 20 °C ou plus ; de manière encore plus préférée inférieure à concurrence de 35 °C ~ 70 °C ; de manière toujours plus préférée inférieure à concurrence de 50 °C - 59 °C.
    22. Procédé selon la revendication 20, dans lequel les conditions de la troisième évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus ; une pression de -95 kPa ou plus ;
    de préférence, une température de 45 °C ~ 175 °C; une pression de -95 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 60 °C ~ 175 °C; une pression de -87 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 75 °C ~ 175 °C; une pression de -73 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 80 °C ~ 130 °C; une pression de -66 kPa -117 kPa;
    de préférence, une température de 95 °C - 110 °C; une pression de -37 kPa - 12 kPa.
    BE2018/5260
    160
    23. Procédé selon la revendication 22, dans lequel les conditions du traitement à basse température englobent : une température de 15 °C ~ 45 °C, de manière préférée de 15 °C ~ 35 °C, de manière encore plus préférée de 17,9 °C ~ 35 °C ;
    de préférence, la température de la quatrième évaporation est supérieure à la température du traitement à basse température à concurrence de 5 °C ou plus; de manière plus préférée supérieure à concurrence de 20 °C ou plus; de manière encore plus préférée supérieure à concurrence de 35 °C - 90 °C.
    24. Procédé selon l'une quelconque des revendications 16 à 23, dans lequel les conditions de la quatrième évaporation englobent : une température de 35 °C ou plus; une pression de -95 kPa ou plus ;
    de préférence, une température de 45 °C - 365 °C ; une pression de -95 kPa 18110 kPa ;
    de préférence, une température de 60 °C - 365 °C ; une pression de -87 kPa 18110 kPa ;
    de préférence, une température de 75 °C ~ 175 °C; une pression de -73 kPa - 653 kPa;
    de préférence, une température de 80 °C ~ 130 °C; une pression de -66 kPa -117 kPa;
    de préférence, une température de 95 °C - 110 °C; une pression de -37 kPa - 12 kPa.
    25. Procédé selon l'une quelconque des revendications 7 à 15, dans lequel la première évaporation et la deuxième évaporation sont mises en oeuvre avec un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type MVR, un dispositif d'évaporation du type à effet simple, un dispositif d'évaporation du type à effet multiple et un dispositif d'évaporation éclair, respectivement ;
    de préférence, la première évaporation est mise en oeuvre avec un dispositif d'évaporation de type MVR ;
    de préférence, la deuxième évaporation est mise en oeuvre avec un dispositif d'évaporation de type MVR.
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    161
    26. Procédé selon l'une quelconque des revendications 16 à 24, dans lequel la troisième évaporation et la quatrième évaporation sont mises en oeuvre avec un ou plusieurs dispositifs choisis parmi un dispositif d'évaporation de type MVR, un dispositif d'évaporation du type à effet simple, un dispositif d'évaporation du type à effet multiple et un dispositif d'évaporation éclair, respectivement ;
    de préférence, la troisième évaporation est mise en oeuvre avec un dispositif d'évaporation de type MVR ;
    de préférence, la quatrième évaporation est mise en oeuvre avec un dispositif d'évaporation de type MVR.
    27. Procédé selon l'une quelconque des revendications 7 à 26, dans lequel dans les eaux usées contenant des sels d'ammonium, la teneur en NH4 + est de 8 mg/l ou plus, la teneur en SCU2' est de 1 g/l ou plus, la teneur en CI' est de 970 mg/l ou plus, et la teneur en Na+ est de 510 mg/l ou plus ;
    de préférence, les eaux usées contenant des sels d'ammonium représentent des eaux usées provenant d'un procédé de production d'un tamis moléculaire, d'alumine ou d'un catalyseur pour le raffinage du pétrole ;
    de préférence, le procédé comprend en outre le fait de traiter les eaux usées contenant des sels d'ammonium via une élimination des impuretés et via une concentration.
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