CN104446796B - 一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统 - Google Patents

一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统 Download PDF

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Abstract

本发明提供了一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统。其特征在于：包括结晶反应器、固液分离器一、固液分离器四、进料泵、预热器、换热器一、结晶分离器、压缩机、流化床；所述的结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接进料泵，进料泵连接预热器，预热器的出液口连接换热器一，换热器一通过强制循环泵与结晶分离器的进液口连接，结晶分离器的排气口通过蒸汽管道与压缩机的进气口连接，压缩机的排气口与换热器一壳层的进气口连接，所述结晶分离器的出料口通过晶浆泵与固液分离器四连接，固液分离器四通过输送机构连接流化床。

Description

一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统
技术领域
本发明涉及烟气净化技术领域，具体涉及一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统。
背景技术
近年来随着空气污染的越来越严重，人们对烟气特别是燃煤烟气的治理提出了更高的要求；国家环境保护部2011年7月29日发布了新的《火电厂大气污染物排放标准》（GB13223－2011），对烟气的烟尘、二氧化硫、氮氧化物提出了新的排放限值。目前，烟气脱硫的有效方式为氨法、钠法等湿法烟气脱硫。以上的脱硫方法都要产生一定浓度的含硫酸盐、硝酸盐的废液。具有含盐量高、偏酸性等特性，采用普通方法处理时出水水质难于达到排放标准，针对烟气净化废水的新型处理技术的开发显得尤为重要。尤其对于环保要求较高的地区，往往要求高含盐废水“零排放”，这就对高含盐废水处理技术提出了更高的要求。需对其进行处理，同时回收有用物质，避免浪费。传统的处理方法是采用多效蒸发，造成能耗较高。
201110155630.2，名称为“脱硫后的硫酸铵/硫酸镁回收技术”的发明专利，工艺流程为：原料→原料泵→预热器→一效蒸发器→二效蒸发器→三效蒸发器→冷凝器→液封槽→排出；固料部分工艺流程：三效蒸发器→出料泵→结晶器→离心机→干燥机→料仓→包装机。该专利的蒸发器某一效的二次蒸汽不能直接作为本效热源，只能作为次效或次几效的热源。如作为本效热源必须额外给其能量，使其温度(压力)提高。
发明内容
为了解决上述技术问题，本发明提供了一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统。系统将烟气净化后的废液作为原料，先在反应器中与碳酸氢铵反应后，反应液经预热、强制循环加热、浓缩结晶后回收利用。该系统特别适合处理烟气湿法脱硫脱硝后的废液，达到变废为宝的目的，节约了蒸汽的消耗；同时，蒸馏出来的水可循环至脱硫脱硝工段作为补水使用，节约用水。
为实现上述发明目的，本发明采用如下技术方案：
一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：包括结晶反应器、固液分离器一、固液分离器四、进料泵、预热器、换热器一、结晶分离器、压缩机、流化床；所述的结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接进料泵，进料泵连接预热器，预热器的出液口连接换热器一，换热器一通过强制循环泵与结晶分离器的进液口连接，结晶分离器的排气口通过蒸汽管道与压缩机的进气口连接，压缩机的排气口与换热器一壳层的进气口连接，所述结晶分离器的出料口通过晶浆泵与固液分离器四连接，固液分离器四通过输送机构连接流化床。
烟气经湿法净化后的废液反应器与碳酸氢铵反应反应液经固液分离后，液体再经冷却结晶后得到的清液作为原料液，泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器一的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，晶体经离心分离后，固体经输送机构送至振动流化床干燥造粒得到复合肥；其中，所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器一的壳程。
本发明所述的湿法净化是指湿法脱硫或者脱硝。
本发明所述的废液与碳酸氢铵反应得到的碳酸盐固体作为吸收剂回用于烟气净化工段，液体溶液中主要含硫酸铵和硝酸铵，经过后续的热泵蒸发工序得到硫酸铵和硝酸铵晶体，用于制备复合肥。
本发明所述的结晶分离器与离心分离机之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
优选地，所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。经过旋流器的液体部分由旋流器上部重新回到结晶分离器，固体部分由旋流器下部进入稠厚器。由于经旋流器分离得到的液体，硫胺含量高，所以直接回到结晶分离器结晶。
本发明所述的湿法净化是指湿法脱硫或者脱硝。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器，有效利用锅炉余热及蒸汽冷凝水余热。
所述的压缩机为离心压缩机，离心压缩机的结构紧凑，尺寸小，重量轻；排气连续、均匀，不需要中间罐等装置；振动小，易损件少，不需要庞大而笨重的基础件；除轴承外，机器内部不需润滑，省油，且不污染被压缩的气体；转速高；维修量小，调节方便。
优选地，所述的离心压缩机为三级串联，压缩机电机配160Kw。压缩机串联能够得到更高的压头，同时提高二次蒸汽温度，作为热源重新返回换热器一强制循环蒸发。
优选地，所述换热器一的冷凝液出液口和二级预热器的冷凝液出液口连接储液罐，储液罐的出液口连接一级预热器壳层的进液口。将换热器一和二级预热器的冷凝液作为一级预热器的热源，节约能源。
所述的一级预热器的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水使用实现了零排放。
本发明所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
烟气经湿法净化后的废液送入结晶反应器与碳酸氢铵反应，反应完成后，液体进入一次冷却结晶器结晶，固液分离器二将清液经换热器加热后送入蒸馏塔，再将蒸馏得到的清液送入二次冷却结晶器结晶，固液分离器三将清液经换热器加热后送入蒸发系统除去多余水分，得到高纯度的铵盐溶液。
本发明采用一次冷却结晶器-蒸馏塔-二次冷却结晶器的系统处理铵盐母液，二次结晶是为了析出溶液中未反应完全的碳酸氢铵和硫酸钠等杂质，同时减少物料消耗；蒸馏是为了脱除溶液中的游离氨和二氧化碳。
本发明所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。一次冷却结晶析出的固体析出大量的十水硫酸钠、碳酸氢钠和碳酸氢铵，返回到结晶反应器中继续反应。
本发明所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。二次冷却结晶析出四水硫酸钠和硫酸铵的混合物，进一步降低硫酸铵母液中的硫酸钠含量；同时返回到一次冷却结晶工序中进一步冷却结晶，以提高硫酸铵的产品纯度。
本发明所述二次冷却结晶器连接固液分离器四。分离得到的液体如直接进入蒸发系统会因为饱和而析出，在硫酸钠达到饱和之前，将滤液送入到二次冷却结晶器进行冷却结晶，将硫酸钠析出后再进入后序的蒸发系统，从而保障硫酸铵产品的纯度。
本发明所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
蒸馏得到的氨气和二氧化碳返回反应器中继续反应，减少物料消耗，以及降低对环境的污染；通过增压风机将气体分散到结晶器底部，从下往上，利用结晶器溶液充分回收氨气和二氧化碳。
所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。一次冷却结晶后的清液通过与蒸馏塔底部出液进行换热达到60℃以上，再送入蒸馏塔，节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
优选地，所述的一次和二次冷却结晶器为DTB冷却结晶器，结晶的能力高。
所述的固液分离器一为离心分离机或者带式过滤机。
本发明所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
本发明的有益效果在于：
1、为了适应烟气净化废液的结晶蒸发过程，本发明采用强制循环蒸发系统。物料在换热器一的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，在强制循环泵的推动下进入结晶分离器后压力降低产生闪蒸，产生的二次蒸汽从蒸汽管路排出，物料产生过饱和结晶沉降，强制循环蒸发产生的二次蒸汽经过压缩机压缩后作为换热器的热源。节约了蒸汽的消耗，每年节约生蒸汽7000t左右，实现了节能。同时减少50%以上的占地面积。
2、本发明的二级预热器与换热器的冷凝液作为一级预热器的热源，同时，一级预热器的冷凝液回到烟气净化工段作为补水使用，节约用水的同时，实现了零排放。
3、由于物料含有大量酸根离子（Cl-，NO3 -），故采用强制循环蒸发结晶工艺，可有效避免结晶堵管，设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料，保证设备使用寿命。
4、本发明采用离心压缩机作为热泵，工作时它本身消耗很少一部分电能，却能从二次蒸汽中提取4-7倍于电能，提升温度进行利用。压缩离心机本身结构紧凑，尺寸小，重量轻；排气连续、均匀，不需要中间罐等装置；振动小，易损件少，不需要庞大而笨重的基础件；除轴承外，机器内部不需润滑，省油，且不污染被压缩的气体；转速高；维修量小，调节方便。
5、本发明将烟气净化的废液，包括脱硫或者脱硝的废液与碳酸氢铵反应，反应液中含有硫酸铵和硝酸铵等铵盐，固液分离器一分离得到的固体可作为烟气的吸收剂回用于烟气净化工段。采用一次冷却结晶器-蒸馏塔-二次冷却结晶器的系统处理铵盐母液，二次结晶是为了析出溶液中未反应完全的碳酸氢铵和硫酸钠等杂质，同时减少物料消耗；蒸馏是为了脱除溶液中的游离氨和二氧化碳。得到高纯度的铵盐溶液。最终产品的氮含量符合电力标准的副产硫酸铵产品要求：总氮≥18%，外观白色颗粒。
6、本发明所述的固液分离器二连接回到结晶反应器，一次冷却结晶析出的十水硫酸钠、碳酸氢钠和碳酸氢铵固体返回到结晶反应器中继续反应；固液分离器三连接回到一次冷却结晶器，二次冷却结晶析出的析出四水硫酸钠和硫酸铵的混合物固体返回到一次冷却结晶工序中冷却结晶；固液分离器四连接回到二次冷却结晶器，分离后的溶液中含有大量的硫酸铵，回到二次冷却结晶工序中冷却结晶析出。以上操作是硫酸铵收率的有力保证，系统得到铵盐产品的收率达到99%以上，每吨废液可以副产0.25-0.35吨铵盐产品。
7、由于蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器，使一次冷却结晶后的清液通过与蒸馏塔底部出液进行换热，温度达到60℃以上，再送入蒸馏塔，节省蒸馏蒸汽消耗，降低装置能耗。
8、由于蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部，蒸馏得到的氨气和二氧化碳返回反应器中继续反应，将气体从结晶器的底部送入，分散到底部，从下往上，使结晶器溶液与氨气和二氧化碳气体充分反应，回收氨气和二氧化碳。减少物料消耗的同时，降低对环境的污染。
9、由于将旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。经过旋流器的液体部分由旋流器上部重新回到结晶分离器，固体部分由旋流器下部进入稠厚器，经旋流器分离得到的液体，硫胺含量高，所以直接回到结晶分离器结晶，进一步提高硫胺的产率。
10、由于固液分离器四连接回到二次冷却结晶器。分离得到的液体如直接进入蒸发系统会因为饱和而析出，在硫酸钠达到饱和之前，将滤液送入到二次冷却结晶器进行冷却结晶，将硫酸钠析出后再进入后序的蒸发系统，从而进一步保障硫酸铵产品的纯度。
附图说明
图1为本发明的烟气净化副产物的热泵蒸发系统结构图。
图2为本发明的实施例7的热泵蒸发系统结构图。
图3为本发明的实施例9的热泵蒸发系统结构图。
图4为本发明的实施例14-15的热泵蒸发系统结构图。
图中标记为：1、结晶反应器，2、固液分离器一，3、进料泵，4、预热器，5、换热器一，6、结晶分离器，7、压缩机，8、一级预热器，9、二级预热器，10、储液罐，11、一次冷却结晶器，12、固液分离器二，13、换热器二，14、蒸馏塔、15、二次冷却结晶器，16、固液分离器三，17、换热器三，18、固液分离器四，19、流化床，20、旋流器，21、稠厚器。
具体实施方式
下面结合具体实施方式对本发明的实质性内容作进一步详细的描述。
实施例1
一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：包括结晶反应器、固液分离器一、固液分离器四、进料泵、预热器、换热器一、结晶分离器、压缩机、流化床；所述的结晶反应器的出料口连接固液分离器一、固液分离器一的出液口连接进料泵，进料泵连接预热器，预热器的出液口连接换热器一，换热器一通过强制循环泵与结晶分离器的进液口连接，结晶分离器的排气口通过蒸汽管道与压缩机的进气口连接，压缩机的排气口与换热器一壳层的进气口连接，所述结晶分离器的出料口通过晶浆泵与固液分离器四连接，固液分离器四通过输送机构连接流化床。
实施例2
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
实施例3
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。
实施例4
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。
所述的压缩机为离心压缩机。
实施例5
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。
所述的压缩机为离心压缩机。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
实施例6
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。
所述的压缩机为离心压缩机。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
所述换热器一的冷凝液出液口和二级预热器的冷凝液出液口连接储液罐，储液罐的出液口连接一级预热器壳层的进液口。
实施例7
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
所述的结晶分离器与固液分离器四之间还依次连接有旋流器和稠厚器。
所述旋流器的上部连接回到结晶分离器，下部连接稠厚器。
所述的压缩机为离心压缩机。
所述的预热器分为一级预热器和二级预热器。
所述换热器一的冷凝液出液口和二级预热器的冷凝液出液口连接储液罐，储液罐的出液口连接一级预热器壳层的进液口。
所述的一级预热器的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水。
实施例8
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
实施例9
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
实施例10
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
实施例11
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
实施例12
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
实施例13
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。
实施例14
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。
所述的二次冷却结晶器连接固液分离器四。
实施例15
本实施例与实施例7基本相同，在此基础上：
所述的固液分离器一与进料泵之间还依次连接有一次冷却结晶器、固液分离器二、蒸馏塔、二次冷却结晶器和固液分离器三，所述的固液分离器二通过换热器二连接蒸馏塔，所述的固液分离器三通过换热器三连接进料泵。
所述的固液分离器二连接回到结晶反应器。
所述的固液分离器三连接回到一次冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排气口通过增压风机连接结晶反应器的底部。
所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
所述蒸馏塔的排液口通过换热器二的壳程连接二次冷却结晶器。
所述的二次冷却结晶器连接固液分离器四。
所述的设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
实施例16
以碳酸氢钠作为吸收剂的湿发烟气净化废液作为初始的原料液，采用本发明的热泵蒸发系统，得到硫酸铵副产品的量如下表：
表1
烟气经湿法净化后的废液反应器与碳酸氢铵反应反应液经固液分离后，液体再经冷却结晶后得到的清液作为原料液，泵入预热器，预热后的原料液进入换热器，在换热器一的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，原料液在强制循环泵的推动下进入结晶分离器，在结晶分离器内产生闪蒸，原料液产生过饱和而结晶，晶体经离心分离后，固体经输送机构送至振动流化床干燥造粒得到复合肥；其中，所述闪蒸产生的二次蒸汽经压缩机压缩后作为热源进入换热器一的壳程。
所述的原料液在预热器中的流速为0.5-3m/s，在此流速下能够加大对流传热系数，提高传热效率，减少污垢在管子表面沉积的可能性，同时是避免流速增大导致动力消耗过多选择的最佳流速。
所述的一级预热器中，原料液被加热至50-70℃，利用蒸馏水余热将原料由25℃加热到50-70℃，传热效率为最佳。
所述的二级预热器中，原料液被加热至90-100℃，利用蒸汽提高进入循环蒸发器的原料温度，提高循环蒸发器传热效率，减少能耗。
所述的换热器一中，原料液被加热至105-108℃，达到物料沸点，进入蒸发结晶器，直接蒸发产生二次蒸汽。
所述强制循环泵的表压为0.03-0.05MPa，在此压力下能够保证二次蒸汽的温度。
原料液进入结晶分离器的流速为1-2.5m/s，既不破坏晶体，又在合理的流速范围。
原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为80-85℃，压力为40-50kPa，提供稳定的蒸汽温度及压力，使后续压缩机能够稳定运行。
所述压缩机的出口温度为106℃，作为热源重新返回换热器一实现强制循环蒸发。
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为-2~0℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为98~105℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.05—0.08Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例17
本实施例与实施例1基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为0.6m/s。
实施例18
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为0.5m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至50℃，二级预热器中，原料液被加热至90℃。
实施例19
本实施例与实施例5基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为3m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至70℃，二级预热器中，原料液被加热至100℃。
所述的换热器一中，原料液被加热至108℃，
实施例20
本实施例与实施例8基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为1m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至55℃，二级预热器中，原料液被加热至92℃。
所述的换热器一中，原料液被加热至105℃，
所述强制循环泵的表压为0.03MPa，
实施例21
本实施例与实施例8基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为2m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至65℃，二级预热器中，原料液被加热至98℃。
所述的换热器一中，原料液被加热至107℃，
所述强制循环泵的表压为0.05MPa，
原料液进入结晶分离器的流速为2.5m/s，
原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为85℃，压力为50kPa，
实施例22
本实施例与实施例14基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为2.2m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至60℃，二级预热器中，原料液被加热至95℃。
所述的换热器一中，原料液被加热至106℃，
所述强制循环泵的表压为0.04MPa，
原料液进入结晶分离器的流速为1m/s，
原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为80℃，压力为40kPa，
实施例23
本实施例与实施例15基本相同，在此基础上：
原料液在预热器中的流速为1.8m/s。
所述的一级预热器中，原料液被加热至62℃，二级预热器中，原料液被加热至96℃。
所述的换热器一中，原料液被加热至106.5℃，
所述强制循环泵的表压为0.042MPa，
原料液进入结晶分离器的流速为1.8m/s，
原料液在结晶分离器内产生闪蒸，闪蒸产生的二次蒸汽的温度为82℃，压力为45kPa，
所述压缩机的出口温度为106℃。
实施例24
本实施例与实施例8基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为-2℃。
实施例25
本实施例与实施例11基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为0℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为105℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
实施例26
本实施例与实施例12基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为-1.8℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为98℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.05Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例27
本实施例与实施例14基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为-1.5℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为100℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.08Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。
实施例28
本实施例与实施例15基本相同，在此基础上：
所述的一次和二次冷却结晶的温度均为-1℃。
所述蒸馏塔的蒸馏温度为102℃，除去溶液中的游离氨和二氧化碳。
所述增压风机出口气体的压力为0.06Mpa，保证气体与溶液充分接触，反应完全。

Claims (12)

1.一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：包括结晶反应器（1）、固液分离器一（2）、固液分离器四（18）、进料泵（3）、预热器（4）、换热器一（5）、结晶分离器（6）、压缩机（7）、流化床（19）；所述的结晶反应器（1）的出料口连接固液分离器一（2）、固液分离器一（2）的出液口连接进料泵（3），进料泵（3）连接预热器（4），预热器（4）的出液口连接换热器一（5），换热器一（5）通过强制循环泵与结晶分离器（6）的进液口连接，结晶分离器（6）的排气口通过蒸汽管道与压缩机（7）的进气口连接，压缩机（7）的排气口与换热器一（5）壳层的进气口连接，所述结晶分离器（6）的出料口通过晶浆泵与固液分离器四（18）连接，固液分离器四（18）通过输送机构连接流化床（19）；
所述的压缩机（7）为离心压缩机；
所述的固液分离器一（2）与进料泵（3）之间还依次连接有一次冷却结晶器（11）、固液分离器二（12）、蒸馏塔（14）、二次冷却结晶器（15）和固液分离器三（16），所述的固液分离器二（12）通过换热器二（13）连接蒸馏塔（14），所述的固液分离器三（16）通过换热器三（17）连接进料泵（3）。
2.根据权利求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的结晶分离器（6）与固液分离器四（18）之间还依次连接有旋流器（20）和稠厚器（21）。
3.根据权利求2所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述旋流器（20）的上部连接回到结晶分离器（6），下部连接稠厚器（21）。
4.根据权利要求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的预热器（4）分为一级预热器（8）和二级预热器（9）。
5.根据权利要求4所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述换热器一（5）的冷凝液出液口和二级预热器（9）的冷凝液出液口连接储液罐（10），储液罐（10）的出液口连接一级预热器（8）壳层的进液口。
6.根据权利要求4所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的一级预热器（8）的冷凝液出液口连接回到烟气净化工段作为补水。
7.根据权利要求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的固液分离器二（12）连接回到结晶反应器（1）；所述的固液分离器三（16）连接回到一次冷却结晶器（11）。
8.根据权利要求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述蒸馏塔（14）的排气口通过增压风机连接结晶反应器（1）的底部。
9.根据权利要求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的一次和二次冷却结晶器均为DTB冷却结晶器。
10.根据权利要求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述蒸馏塔（14）的排液口通过换热器二（13）的壳程连接二次冷却结晶器（15）。
11.根据权利求1所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：所述的二次冷却结晶器（15）连接固液分离器四（18）。
12.根据权利要求1-11中任一项所述的一种利用烟气净化副产物制备化肥的热泵蒸发系统，其特征在于：设备材料以及与物料接触部分的管道选用TA2材料。
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