CN104803535B - 一种从脱硫废水中回收盐的回收系统及回收工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种从脱硫废水中回收盐的回收系统及回收工艺，包括净化处理装置、预换热装置、一级蒸发结晶装置、一级转料泵、二级蒸发结晶装置、一级离心机、干燥床、二级离心机和溶盐桶。本发明将净化的脱硫废水进行两级蒸发，通过控制一级蒸发器的蒸发量和蒸发温度，使废水浓缩结晶产出NaCl，而又保证Na2SO4没有结晶出来，从而保证NaCl的含量达到99％以上。然后将一级蒸发器的物料转移到二级蒸发器继续蒸发浓缩产出NaCl和Na2SO4结晶。本发明能够连续不断地生产出高纯度的NaCl，NaCl的纯度＞99％。
Description
技术领域
本发明涉及电厂脱硫废水领域，具体涉及一种从脱硫废水中回收盐的回收系统及回收工艺。
背景技术
在我国火力电厂中烟气中SO2的排放受到严格控制，因此大部分火力发电厂都采用石灰石湿法烟气脱硫装置(FGD)来对烟气进行脱硫。但同时的，为了平衡氯离子在吸收液中的浓度，必须排放一部分吸收浆液，吸收浆液经水力分离后的清液外排称为脱硫废水。脱硫废水在火力电厂废水中排放量不大，但是其污染严重，水质特点是悬浮物、pH值、COD值含量高，超标项目有悬浮物、pH值、汞、铜、铅、锌、砷、钙、镁、铝、铁以及氟根、硫酸根、碳酸根等，对环境污染很大，属于第一类污染物。因此对脱硫废水的处理非常重视。而脱硫废水中含有较多的NaCl，处理脱硫废水的同时可回收废水中的NaCl产品，但废水中也含有较多其他的成分，如硫酸根等，蒸发结晶产盐的同时Na2SO4也同时结晶出来，掺杂在NaCl晶体中无法区分，从而影响盐的纯度。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明的目的是为了提供一种从脱硫废水中回收盐的回收系统及回收工艺，它采用净化处理与两效蒸发工艺，能够连续不断地生产出高纯度的NaCl，NaCl的纯度＞99％。
为实现上述目的，本发明采用如下技术方案：
一种从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于，包括以下步骤：
1)将脱硫废水送入净化处理装置中进行净化处理，去除钙镁离子、重金属，得到净化后的盐水；
2)将净化后的盐水进行预加热处理；
3)将加热后的盐水送入一级蒸发结晶装置中进行第一次蒸发结晶处理,所述一级蒸发结晶装置包括一级换热器、一级蒸发器,以及设置在一级换热器与一级蒸发器之间的一级循环管和一级强制循环泵；加热后的盐水在一级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在一级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经一级强制循环管进入一级蒸发器中进行汽水分离，产生一级二次蒸汽和一级浓缩盐水，一级二次蒸汽从一级蒸发器的顶部送出，一级浓缩盐水在一级强制循环泵的作用下在一级换热器与一级蒸发器之间循环流动；通过控制一级蒸发器的蒸发温度和蒸发量，使得一级浓缩盐水中的NaCl达到饱和结晶，而Na2SO4未达到饱和，进而得到NaCl结晶，NaCl结晶通过一级蒸发器底部的盐腿输送至一级离心机进行离心脱水，控制离心后的NaCl结晶的含水率＜3％，然后将NaCl结晶送入干燥床中继续干燥脱水，得到含水率＜0.1％的NaCl结晶；
4)将一级浓缩盐水通过一级转料泵转送至二级蒸发结晶装置进行第二次蒸发结晶处理,所述二级蒸发结晶装置包括二级换热器和二级蒸发器,在二级换热器和二级蒸发器之间设有二级循环管和二级强制循环泵；一级浓缩盐水首先进入二级换热器，并在二级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在二级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经二级强制循环管进入二级蒸发器中进行汽水分离，产生二级二次蒸汽和二级浓缩盐水，二级二次蒸汽从二级蒸发器的顶部送出，二级浓缩盐水在二级强制循环泵的作用下在二级换热器与二级蒸发器之间循环流动；通过控制二级蒸发器的蒸发温度和蒸发量，使得二级浓缩盐水中的NaCl和Na2SO4都过饱和析出形成晶体，进而得到混合盐浆；
5)将混合盐浆经过二级离心机离心脱水、溶盐桶溶解后，再送入步骤1)所述的净化处理装置中进行净化处理。
作为优选，在步骤2)中，将净化盐水加热至接近它的沸点(如100℃蒸发时，加热至95℃)。
作为优选，还包括以下步骤：将一级蒸发器产生的一级二次蒸汽和二级蒸发器产生的二级二次蒸汽分别经过蒸汽洗涤塔进行洗涤，再分别送入蒸汽压缩机进行加压升温，然后再将加压升温后的蒸汽分别输送至一级换热器和二级换热器中作为热源加热盐水。节省能耗的同时，降低运行费用。
作为优选，还包括以下步骤：将一级换热器和二级换热器内产生的冷凝水分别排至同一个冷凝水罐中进行收集，采用冷凝水泵输将收集到的冷凝水进行输送排放；其中，一部分冷凝水作为蒸汽洗涤塔的新鲜补充水，剩余的冷凝水排至预换热装置中与进料盐水换热降温，回收能量后外排。
作为优选，还包括以下步骤：将一级离心机产生的离心母液和二级离心机产生的离心母液分别输送到离心母液罐中进行收集，通过离心母液回流泵将离心母液罐中的离心母液送回至二级循环管中，使得离心母液进入二级蒸发器中继续蒸发。
一种从脱硫废水中回收盐的回收系统，其特征在于：包括净化处理装置、预换热装置、一级蒸发结晶装置、一级转料泵、二级蒸发结晶装置、一级离心机、干燥床、二级离心机和溶盐桶；
所述净化处理装置的进水口之一与脱硫废水输送管连接，所述净化处理装置的出水口依次通过管道与预换热装置、一级蒸发结晶装置连接；一级蒸发结晶装置的一级浓缩盐水输出口通过一级转料泵与二级蒸发结晶装置连接；
所述一级蒸发结晶装置包括一级换热器、一级蒸发器,以及设置在一级换热器与一级蒸发器之间的一级循环管和一级强制循环泵；一级蒸发器底部的盐腿的输出口与一级离心机的输入口连接，所述一级离心机的输出口与干燥床的输入口连接；
所述二级蒸发结晶装置包括二级换热器和二级蒸发器,在二级换热器和二级蒸发器之间设有二级循环管和二级强制循环泵；所述二级蒸发器的输出口与二级离心机的输入口连接，所述二级离心机的输出口与溶盐桶的输入口连接，所述溶盐桶的输出口与所述净化处理装置的进水口之二连接。
作为优选，所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括蒸汽洗涤塔和蒸汽压缩机，所述蒸汽洗涤塔的进气口分别与一级蒸发器的一级二次蒸汽输出口和二级蒸发器的二级二次蒸汽输出口连接，所述蒸汽洗涤塔的出气口与蒸汽压缩机的进气口连接，所述蒸汽压缩机的出气口分别与一级换热器和二级换热器的热源侧进气口连接。
作为优选，所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括冷凝水罐和冷凝水泵，所述冷凝水罐的进水口分别与一级换热器和二级换热器的冷凝水输出口连接，所述冷凝水罐的出水口通过冷凝水泵分别与蒸汽洗涤塔和预换热装置连接。
作为优选，所述预换热装置包括第一板式预热器和第二板式预热器，第一板式预热器和第二板式预热器的冷侧进水口分别与净化处理装置的出水口连接，第一板式预热器和第二板式预热器的冷侧出水口分别与一级蒸发结晶装置的一级循环管连接；所述第一板式预热器的热侧进水口与冷凝水罐的出水口连接；所述第二板式预热器的热侧进水口与蒸汽洗涤塔的外排洗涤水输出口连接。
作为优选，所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括离心母液罐和离心母液回流泵，所述离心母液罐的进液口分别与一级离心机和二级离心机的离心母液输出口连接，所述离心母液罐的出液口通过离心母液回流泵与二级循环管连接。
本发明的有益效果在于：
1、本发明将脱硫废水中含有钙镁离子、重金属以及硫酸根离子先采用预处理将钙镁和重金属去除，将净化的脱硫废水进行两级蒸发，通过控制一级蒸发器的蒸发量和蒸发温度，使废水浓缩结晶产出NaCl，而又保证Na2SO4没有结晶出来，从而保证NaCl的含量达到99％以上。然后将一级蒸发器的物料转移到二级蒸发器继续蒸发浓缩产出NaCl和Na2SO4结晶。
2、本发明采用蒸汽循环再压缩(MVR)工艺替代现有技术中的普通蒸发，回收蒸发产生的二次蒸汽，经过洗涤后进入蒸汽压缩机加压升温后回到蒸发器加热室内作为热源加热盐水；
3、本发明采用蒸汽洗涤塔洗涤蒸发器蒸发产生的二次蒸汽，净化的二次蒸汽进入蒸汽压缩机可避免盐分对压缩机的腐蚀，并且净化的二次蒸汽作为热源加热盐水后可冷凝得到干净的冷凝水，可作为厂区内部的水系统水源；
4、本发明设置两台板式预热器，分别用冷凝水和蒸汽洗涤塔外排的洗涤水与进料盐水换热，最大限度的回收热量。
综上所述，本发明采用净化处理与两效蒸发工艺，能够连续不断地生产出高纯度的NaCl，NaCl的纯度＞99％。
附图说明
图1为本发明所述的从脱硫废水中回收盐的回收系统的工艺流程框图。
图2为本发明所述的从脱硫废水中回收盐的回收系统的结构示意图。
其中，1、净化处理装置；2、预换热装置；21、第一板式预热器；22、第二板式预热器；3、一级蒸发结晶装置；31、一级换热器；32、一级蒸发器；33、一级循环管；34、一级强制循环泵；4、一级转料泵；5、二级蒸发结晶装置；51、二级换热器；52、二级蒸发器；53、二级循环管；54、二级强制循环泵；6、一级离心机；7、干燥床；8、二级离心机；9、溶盐桶；10、脱硫废水输送管；11、蒸汽洗涤塔；12、蒸汽压缩机；13、冷凝水罐；14、冷凝水泵；15、离心母液罐；16、离心母液回流泵。
具体实施方式
下面，结合附图以及具体实施方式，对本发明做进一步描述：
具体实施例：
参照图1-2，本实施例所述的一种从脱硫废水中回收盐的回收系统，包括净化处理装置1、预换热装置2、一级蒸发结晶装置3、一级转料泵4、二级蒸发结晶装置5、一级离心机6、干燥床7、二级离心机8和溶盐桶9；所述净化处理装置1为软化水设备。
所述净化处理装置1的进水口之一与脱硫废水输送管10连接，所述净化处理装置1的出水口依次通过管道与预换热装置2、一级蒸发结晶装置3连接；一级蒸发结晶装置3的一级浓缩盐水输出口通过一级转料泵4与二级蒸发结晶装置5连接；
所述一级蒸发结晶装置3包括一级换热器31、一级蒸发器32，以及设置在一级换热器31与一级蒸发器32之间的一级循环管33和一级强制循环泵34；一级蒸发器32底部的盐腿的输出口与一级离心机6的输入口连接，所述一级离心机6的输出口与干燥床7的输入口连接；
所述二级蒸发结晶装置5包括二级换热器51和二级蒸发器52，在二级换热器51和二级蒸发器52之间设有二级循环管53和二级强制循环泵54；所述二级蒸发器52的输出口与二级离心机8的输入口连接，所述二级离心机8的输出口与溶盐桶9的输入口连接，所述溶盐桶9的输出口与所述净化处理装置1的进水口之二连接。
所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括蒸汽洗涤塔11和蒸汽压缩机12，所述蒸汽洗涤塔11的进气口分别与一级蒸发器32的一级二次蒸汽输出口和二级蒸发器52的二级二次蒸汽输出口连接，所述蒸汽洗涤塔11的出气口与蒸汽压缩机12的进气口连接，所述蒸汽压缩机12的出气口分别与一级换热器31和二级换热器51的热源侧进气口连接。
所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括冷凝水罐13和冷凝水泵14，所述冷凝水罐13的进水口分别与一级换热器31和二级换热器51的冷凝水输出口连接，所述冷凝水罐13的出水口通过冷凝水泵14分别与蒸汽洗涤塔11和预换热装置2连接。
所述预换热装置2包括第一板式预热器21和第二板式预热器22，第一板式预热器21和第二板式预热器22的冷侧进水口分别与净化处理装置1的出水口连接，第一板式预热器21和第二板式预热器22的冷侧出水口分别与一级蒸发结晶装置3的一级循环管33连接；所述第一板式预热器21的热侧进水口与冷凝水罐13的出水口连接；所述第二板式预热器22的热侧进水口与蒸汽洗涤塔11的外排洗涤水输出口连接。
所述从脱硫废水中回收盐的回收系统还包括离心母液罐15和离心母液回流泵16，所述离心母液罐15的进液口分别与一级离心机6和二级离心机8的离心母液输出口连接，所述离心母液罐15的出液口通过离心母液回流泵16与二级循环管53连接。
一种从脱硫废水中回收盐的回收工艺，包括以下步骤：
1)将脱硫废水送入净化处理装置中进行净化处理，去除钙镁离子、重金属，得到净化后的盐水；含杂质的废盐水输送进入界区，部分去溶盐桶，溶解二级蒸发产出的盐结晶，溶解的浆液用盐浆输送泵送回净化处理装置，与另一部分废盐水汇合一起净化去除钙、镁、重金属等杂质，净化后含有少量SO4 2-的净化盐水通过净化盐水输送泵输送，一部分进入第一板式预热器，与外排冷凝水换热；一部分进入第二板式预热器，与蒸汽洗涤塔外排水换热；一小部分去到一级蒸发器底部盐腿作为淘洗水和冲洗水。
2)将净化后的盐水分别送入第一板式换热器和第二板式换热器中进行预加热处理；将净化盐水加热至接近它的沸点。
3)将加热后的盐水送入一级蒸发结晶装置中进行第一次蒸发结晶处理,所述一级蒸发结晶装置包括一级换热器、一级蒸发器,以及设置在一级换热器与一级蒸发器之间的一级循环管和一级强制循环泵；加热后的盐水在一级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在一级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经一级强制循环管进入一级蒸发器中进行汽水分离，产生一级二次蒸汽和一级浓缩盐水，一级二次蒸汽从一级蒸发器的顶部送出，一级浓缩盐水在一级强制循环泵的作用下在一级换热器与一级蒸发器之间循环流动；通过控制一级蒸发器的蒸发温度和蒸发量(根据此蒸发温度下的NaCl和Na2SO4的互溶度关系，计算得到蒸发量)，使得一级浓缩盐水中的NaCl达到饱和结晶，而Na2SO4未达到饱和，进而得到NaCl结晶，NaCl结晶通过一级蒸发器底部的盐腿输送至一级离心机进行离心脱水，控制离心后的NaCl结晶的含水率＜3％，然后将NaCl结晶送入干燥床中继续干燥脱水，得到含水率＜0.1％的NaCl结晶；
4)将一级浓缩盐水(包括饱和盐水和部分NaCl固体)通过一级转料泵转送至二级蒸发结晶装置进行第二次蒸发结晶处理,所述二级蒸发结晶装置包括二级换热器和二级蒸发器,在二级换热器和二级蒸发器之间设有二级循环管和二级强制循环泵；一级浓缩盐水首先进入二级换热器，并在二级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在二级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经二级强制循环管进入二级蒸发器中进行汽水分离，产生二级二次蒸汽和二级浓缩盐水，二级二次蒸汽从二级蒸发器的顶部送出，二级浓缩盐水在二级强制循环泵的作用下在二级换热器与二级蒸发器之间循环流动；通过控制二级蒸发器的蒸发温度和蒸发量(根据此蒸发温度下的NaCl和Na2SO4的互溶度关系，计算得到蒸发量)，使得二级浓缩盐水中的NaCl和Na2SO4都过饱和析出形成晶体，进而得到混合盐浆；
5)将混合盐浆经过二级离心机离心脱水、溶盐桶溶解后，再送入步骤1)所述的净化处理装置中进行净化处理。
还包括以下步骤：将一级蒸发器产生的一级二次蒸汽和二级蒸发器产生的二级二次蒸汽分别经过蒸汽洗涤塔进行洗涤，再分别送入蒸汽压缩机进行加压升温，然后再将加压升温后的蒸汽分别输送至一级换热器和二级换热器中作为热源加热盐水。节省能耗的同时，降低运行费用。
还包括以下步骤：将一级换热器和二级换热器内产生的冷凝水分别排至同一个冷凝水罐中进行收集，采用冷凝水泵输将收集到的冷凝水进行输送排放；其中，一部分冷凝水作为蒸汽洗涤塔的新鲜补充水，剩余的冷凝水排至预换热装置中与进料盐水换热降温，回收能量后外排。
还包括以下步骤：将一级离心机产生的离心母液和二级离心机产生的离心母液分别输送到离心母液罐中进行收集，通过离心母液回流泵将离心母液罐中的离心母液送回至二级循环管中，使得离心母液进入二级蒸发器中继续蒸发。
以下通过实施例1详细说明：在不同温度下，一级蒸发结晶装置和二级蒸发结晶装置的蒸发量的计算过程。在实施例1-3中，从脱硫废水中回收盐的回收系统及回收工艺与上文相同。
某电厂12m3/h脱硫废水深度处理
水质数据如下表1：
表1 原水水质数据表
| 成分 | kg/h | g/l | ％ |
| CaSO4 | 36.2 | 3.02 | 0.30 |
| NaNO3 | 6.4 | 0.53 | 0.05 |
| Na2SO4 | 23.7 | 1.98 | 0.19 |
| MgCl2 | 166.2 | 13.85 | 1.36 |
| 重金属 | 0.0201 | 0.0017 | 0.00 |
| NaCl | 15.1 | 1.25 | 0.12 |
| H2O | 11932.4 | 994.37 | 97.97 |
| M | 12180 | ||
| ρ | 1015 | kg/m3 | |
| Q | 12.0 | m/h |
废水经过净化处理后，水质数据如下表2：
表2 净化处理后的水质数据表
| 进料 | kg/h | g/l | ％ |
| CaSO4 | 0.0 | 0.00 | 0.00 |
| CaCl2 | 0.0 | 0.00 | 0.00 |
| Na2SO4 | 317.3 | 21.88 | 1.99 |
| Na2CO3 | 4.35 | 0.30 | 0.03 |
| NaOH | 1.45 | 0.10 | 0.01 |
| NaNO3 | 0.0 | 0.00 | 0.00 |
| 重金属 | 0.0 | 0.00 | 0.00 |
| NaCl | 2900.0 | 200.00 | 18.19 |
| H2O | 12720.1 | 877.25 | 79.78 |
| M | 15943.1551 | 1099.53 | 100.00 |
| ρ | 1099.52794 | kg/m3 | |
| Q | 14.5 | m/h | |
| 温度 | 25 | ℃ |
物料中主要是硫酸钠和氯化钠，根据硫酸钠-氯化钠-水的互溶度，通过控制蒸发温度和蒸发量，使得氯化钠先达到饱和析出，而硫酸钠未达到饱和析出。例如：
实施例1：50℃蒸发
氯化钠-硫酸钠-水的溶解度组分,如表3：
表3 50℃时氯化钠-硫酸钠-水的溶解度
根据50℃时的氯化钠-硫酸钠的互溶度关系，第一级蒸发要控制硫酸钠组分小于5.3％，而氯化钠的组分大于24.2％，才可以析出氯化钠晶体，而硫酸钠没析出。即一级蒸发量为:
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＜5.3％；
M蒸发＜M总-M(Na2SO4)*100％/5.3％；
M蒸发＜15943.2-317.3*100％/5.3％Kg/h；
即M蒸发＜9956.4Kg/h；
此时氯化钠组分含量为:M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-9956.4)*100％＝48.44％；
大于此温度下氯化钠的溶解度24.2％，氯化钠析出。
剩余的溶液转移至第二级蒸发析出硫酸钠和氯化钠混合晶体。二级蒸发析出的混合晶体返回净化处理装置作为净化处理的中间载体。
经计算该项目总的蒸发量为11897.4Kg/h，需要生产的氯化钠为219.7Kg/，为了设备制造方便，设置一、二级的蒸发量一样，为5948.7Kg/h。
此时一级蒸发后的硫酸钠和氯化钠组分分别为：
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＝317.3/(15943.2-5948.7)*100％＝3.17％
M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-5948.7)*100％＝29.02％
也就是说可以析出29.02％-25％＝4.02％＝401.77Kg/h的纯氯化钠，满足设计设想。
实施例2：75℃蒸发
氯化钠-硫酸钠-水的溶解度组分,如表4：
表4 75℃时氯化钠-硫酸钠-水的溶解度
根据75℃时的氯化钠-硫酸钠的互溶度关系，第一级蒸发要控制硫酸钠组分小于4.95％，而氯化钠的组分大于25.25％，才可以析出纯氯化钠晶体，而硫酸钠没析出。即一级蒸发量为:
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＜4.95％；
M蒸发＜M总-M(Na2SO4)*100％/4.95％；
M蒸发＜15943.2-317.3*100％/4.95％Kg/h；
即M蒸发＜9533.1Kg/h；
此时氯化钠组分含量为:
M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-9533.1)*100％＝45.24％；
大于此温度下氯化钠的溶解度25.9％，氯化钠析出。
剩余的溶液转移至第二级蒸发析出硫酸钠和氯化钠混合晶体。二级蒸发析出的混合晶体返回净化处理装置作为净化处理的中间载体。
经计算该项目总的蒸发量为11897.4Kg/h，需要生产的氯化钠为219.7Kg/，为了设备制造方便，设置一、二级的蒸发量一样，为5948.7Kg/h。
此时一级蒸发后的硫酸钠和氯化钠组分分别为：
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＝317.3/(15943.2-5948.7)*100％＝3.17％；
M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-5948.7)*100％＝29.02％；
也就是说可以析出29.02％-26％＝3.02％＝301.82Kg/h的纯氯化钠，满足设计设想。
实施例3：100℃蒸发
氯化钠-硫酸钠-水的溶解度组分,如表5：
表5 100℃时氯化钠-硫酸钠-水的溶解度
根据100℃时的氯化钠-硫酸钠的互溶度关系，第一级蒸发要控制硫酸钠组分小于4.51％，而氯化钠的组分大于25.9％，才可以析出氯化钠晶体，而硫酸钠没析出。即一级蒸发量为:
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＜4.51％；
M蒸发＜M总-M(Na2SO4)*100％/4.51％；
M蒸发＜15943.2-317.3*100％/4.51％Kg/h；
即M蒸发＜8907.7Kg/h；
此时,氯化钠组分含量为:
M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-8907.7)*100％＝41.23％；
大于此温度下氯化钠的溶解度25.9％，氯化钠析出。
剩余的溶液转移至第二级蒸发析出硫酸钠和氯化钠混合晶体。二级蒸发析出的混合晶体返回净化处理作为净化处理的中间载体。
经计算该项目总的蒸发量为11897.4Kg/h，需要生产的氯化钠为219.7Kg/，为了设备制造方便，设置一、二级的蒸发量一样，为5948.7Kg/h。
此时一级蒸发后的硫酸钠和氯化钠组分分别为：
M(Na2SO4)/(M总-M蒸发)*100％＝317.3/(15943.2-5948.7)*100％＝3.17％；
M(NaCl)/(M总-M蒸发)*100％＝2900/(15943.2-5948.7)*100％＝29.02％；
也就是说可以析出29.02％-26.1％＝2.92％＝291.84Kg/h的纯氯化钠，满足设计设想。
一级蒸发后的溶液指标如表6：
表6 一级蒸发后的溶液指标
| 成分 | kg/h | g/l | ％ |
| Na2SO4 | 317.3 | 40.01 | 3.33 |
| Na2CO3 | 4.35 | 0.55 | 0.05 |
| NaOH | 1.45 | 0.18 | 0.02 |
| NaCl | 2490.3 | 314.05 | 26.17 |
| H2O | 6701.9 | 845.20 | 70.43 |
从以上指标可以看出，硫酸钠未达到饱和浓度，析出的是NaCl，盐浆经离心机分离脱水后含水率＜3％。离心脱水后固体盐中含水量为6.8kg/h，则盐中各成分含量如表7：
表7 离心脱水后固体盐中各成分含量
| 成分 | kg/h | ％ |
| Na2SO4 | 0.227 | 0.100076 |
| Na2CO3 | 0.003 | 0.001372 |
| NaOH | 0.001 | 0.000457 |
| NaCl | 221.529 | 97.78399 |
| H2O | 4.8 | 2.114101 |
再经过干燥床干燥后，含水率可＜0.1％，则盐中各成分含量如表8：
表8 干燥床干燥后固体盐中各成分含量
| 成分 | kg/h | ％ |
| Na2SO4 | 0.227 | 0.102135 |
| Na2CO3 | 0.003 | 0.0014 |
| NaOH | 0.001 | 0.000467 |
| NaCl | 221.529 | 99.79599 |
| H2O | 0.222 | 0.100008 |
| M | 222.0 | 100 |
干燥后的盐NaCl含量达到99.79％。
一级蒸发后浓缩液转至二级继续蒸发，Na2SO4也达到饱和析出，与NaCl晶体混在一起，影响NaCl的浓度。这部分混盐回溶后返回净化单元净化处理，并在净化处理中去除Na2SO4，再进入蒸发单元，如此循环，可以不断地从一级蒸发器中得到高浓度的NaCl晶体。
根据这种机理，我们工艺选定合适的蒸发温度，确定该温度下氯化钠和硫酸钠的互溶度，再确定合适的蒸发量，来确保从一级蒸发中产出高纯度的氯化钠结晶。实际应用中由于废水中含有其他成分影响氯化钠和硫酸钠的互溶度，需经过试验或其他有效途径来确定互溶度，并随之调整。
对于本领域的技术人员来说，可根据以上描述的技术方案以及构思，做出其它各种相应的改变以及变形，而所有的这些改变以及变形都应该属于本发明权利要求的保护范围之内。
Claims (5)
1.一种从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于，包括以下步骤：
1)将脱硫废水送入净化处理装置中进行净化处理，去除钙镁离子、重金属，得到净化后的盐水；
2)将净化后的盐水进行预加热处理；
3)将加热后的盐水送入一级蒸发结晶装置中进行第一次蒸发结晶处理，所述一级蒸发结晶装置包括一级换热器、一级蒸发器，以及设置在一级换热器与一级蒸发器之间的一级循环管和一级强制循环泵；加热后的盐水在一级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在一级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经一级强制循环管进入一级蒸发器中进行汽水分离，产生一级二次蒸汽和一级浓缩盐水，一级二次蒸汽从一级蒸发器的顶部送出，一级浓缩盐水在一级强制循环泵的作用下在一级换热器与一级蒸发器之间循环流动；通过控制一级蒸发器的蒸发温度和蒸发量，使得一级浓缩盐水中的NaCl达到饱和结晶，而Na2SO4未达到饱和，进而得到NaCl结晶，NaCl结晶通过一级蒸发器底部的盐腿输送至一级离心机进行离心脱水，控制离心后的NaCl结晶的含水率＜3％，然后将NaCl结晶送入干燥床中继续干燥脱水，得到含水率＜0.1％的NaCl结晶；
4)将一级浓缩盐水通过一级转料泵转送至二级蒸发结晶装置进行第二次蒸发结晶处理，所述二级蒸发结晶装置包括二级换热器和二级蒸发器，在二级换热器和二级蒸发器之间设有二级循环管和二级强制循环泵；一级浓缩盐水首先进入二级换热器，并在二级换热器内被蒸汽加热，盐水获取热量蒸发得到水蒸气，在二级换热器中产生汽水混合物，汽水混合物经二级强制循环管进入二级蒸发器中进行汽水分离，产生二级二次蒸汽和二级浓缩盐水，二级二次蒸汽从二级蒸发器的顶部送出，二级浓缩盐水在二级强制循环泵的作用下在二级换热器与二级蒸发器之间循环流动；通过控制二级蒸发器的蒸发温度和蒸发量，使得二级浓缩盐水中的NaCl和Na2SO4都过饱和析出形成晶体，进而得到混合盐浆；
5)将混合盐浆经过二级离心机离心脱水、溶盐桶溶解后，再送入步骤1)所述的净化处理装置中进行净化处理。
2.根据权利要求1所述的从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于：在步骤2)中，将净化盐水加热至接近它的沸点。
3.根据权利要求1所述的从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于：还包括以下步骤：将一级蒸发器产生的一级二次蒸汽和二级蒸发器产生的二级二次蒸汽分别经过蒸汽洗涤塔进行洗涤，再分别送入蒸汽压缩机进行加压升温，然后再将加压升温后的蒸汽分别输送至一级换热器和二级换热器中作为热源加热盐水。
4.根据权利要求1所述的从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于：还包括以下步骤：将一级换热器和二级换热器内产生的冷凝水分别排至同一个冷凝水罐中进行收集，采用冷凝水泵输将收集到的冷凝水进行输送排放；其中，一部分冷凝水作为蒸汽洗涤塔的新鲜补充水，剩余的冷凝水排至预换热装置中与进料盐水换热降温，回收能量后外排。
5.根据权利要求1所述的从脱硫废水中回收盐的回收工艺，其特征在于：还包括以下步骤：将一级离心机产生的离心母液和二级离心机产生的离心母液分别输送到离心母液罐中进行收集，通过离心母液回流泵将离心母液罐中的离心母液送回至二级循环管中，使得离心母液进入二级蒸发器中继续蒸发。
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Denomination of invention: Recycling system and recycling process for recycling salt from desulfurization waste water Effective date of registration: 20181228 Granted publication date: 20170315 Pledgee: Bank of China Limited by Share Ltd. Guangzhou Panyu branch Pledgor: GUANGZHOU SINPURELY ENERGY CONSERVATION & ENVIRONMENTAL PROTECTION TECHNOLOGY CO.,LTD. Registration number: 2018440000409 |
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