CN107777815A - 一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺 - Google Patents

一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种煤化工浓盐水的处理系统，包括臭氧催化氧化系统、超滤膜系统、纳滤膜系统、MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置；所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通；所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通；所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通；所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通；所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通。本发明采用臭氧催化氧化、超滤、纳滤、蒸发结晶等分离提纯系统，实现煤化工浓盐水的分离提纯，生产出了工业品质的氯化钠和硫酸钠，实现了浓盐水的资源化利用，消除了环保风险。

Description

一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺
技术领域
本发明涉及煤化工废水处理技术领域，具体涉及一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺。
背景技术
随着近年来能源工业的迅速发展，煤化工废水已经成为重要的污染源之一。煤化工行业既是用水大户也是排污大户，单位产品废水产生量在1t/t以上，年产20万吨的甲醇装置每小时排放废水达上百吨；而且废水中含有难降解的焦油、酚等物质，成分复杂。采用一般的生化工艺很难处理，煤化工行业的废水污染控制的难度大。但是随着经济社会的可持续发展和人们对环保要求的提高，对煤化工废水处理的要求也随之越来越严格。
煤化工企业废水按照含盐量可分为两类：一类是有机废水，主要来源于煤气化工艺废水等，其特点是含盐量低、污染物以COD为主。二类是含盐废水，主要来源于循环水系统排污水、除盐水系统排水、回用系统反渗透排放的浓盐水等，及有机废水处理过程添加的药剂等，也包括生化处理后的有机废水，其特点是含盐量高，主要成分包括氨、硫酸盐、及硫氰化物等。据调查，神华集团某煤制天然气项目补充新鲜水(以黄河为水源)带入的盐量超过整个系统盐量的57％，其次是生产过程和水系统添加化学药剂产生的盐量，分别为29％和13.6％。新鲜水来源和生产工艺确定后，主要通过合理选择循环冷却系统的循环倍数和水处理药剂的品种来降低废水含盐量，然而煤化工含盐废水的总含盐量(TDS)通常在500～5000mg/L，甚至更高。
然而煤化工废水的复杂性、高污染性和难降解性导致了采用常规处理手段很难对其进行有效降解，目前已经投产的国内煤化工废水处理项目能够稳定达标排放的实例很少，绝大多数处于不稳定运行或故障状态，煤化工废水处理问题已成为制约煤化工产业发展的瓶颈。现有的煤化工企业产生大量废水，目前的处理方法一般是对有机废水进行综合处理，实现达标排放；对达到排放标准的含盐废水进行深度处理，使废水中70％以上的水分被净化后回用，得到剩余的少量浓盐水。
但是尤其难以处理的就是上述含盐废水经过深度处理后得到的浓盐水，浓盐水除含有水外，主要成分为氯化钠、硫酸钠，及少量的硝酸钠、COD等，具有极高的总含盐量(TDS)，通常在50000～80000mg/L，目前行业内主要的处理措施是将浓盐水送蒸发塘自然蒸发，或是对浓盐水进行蒸发结晶处理，形成混盐。然而蒸发塘的建设占地大，投资高，其利用受气候条件限制很大；混盐无合适的后续利用途径，如果按危废处理，费用很高。随着国家和地方政府环境标准的日趋严格，执法力度的加大，以及公众对环境保护的关注，要实现企业的可持续发展，有必要解决煤化工浓盐水的资源化利用问题。
因此，如何得到一种处理效果好和工艺稳定性强的煤化工浓盐水处理工艺，实现浓盐水的资源化利用，已成为行业内的各前沿企业亟待解决的技术问题。
发明内容
有鉴于此，本发明解决的技术问题在于提供一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺，使用本发明提供处理系统和处理工艺，能够实现浓盐水的资源化利用，消除环保风险，而且还具有处理效果好和工艺稳定性强的特点。
本发明公开了一种煤化工浓盐水的处理系统，包括臭氧催化氧化系统、超滤膜系统、纳滤膜系统、MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置；
所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通；
所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通；
所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通；
所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通；
所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通。
优选的，所述臭氧催化氧化系统包括依次相连通的进液调节池、浅层介质过滤器、精密过滤器、一级臭氧催化氧化池、气液混合输送装置、二级臭氧催化氧化池、缓冲池和尾气处理塔；
所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统的进液调节池相连通；
所述臭氧催化氧化系统的缓冲池的废气出口、所述一级臭氧催化氧化池的废气出口和所述二级臭氧催化氧化池的废气出口分别与所述尾气处理塔相连通；
所述臭氧催化氧化系统还包括臭氧发生装置；所述臭氧发生装置分别与所述一级臭氧催化氧化池和所述气液混合输送装置的进气口相连通。
优选的，所述超滤膜系统包括2～6套串联的超滤膜装置；
所述超滤膜系统的超滤浓水出口分别与所述臭氧催化氧化系统的进液调节池和所述焚烧装置相连通。
优选的，所述纳滤膜系统包括一级纳滤膜系统和二级纳滤膜系统；
所述一级纳滤膜系统包括2～6套串联的纳滤膜装置；所述二级纳滤膜系统包括1～5套串联的纳滤膜装置；
所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口与所述一级纳滤膜系统的第2、第3和第4套纳滤膜装置的进液口中的一个或多个相连通；
所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口与硫酸钠单效蒸发结晶系统相连通。
本发明还提供了一种煤化工浓盐水的处理工艺，包括以下步骤：
a)将煤化工浓盐水经过臭氧催化氧化工艺后，得到处理后废液；
b)将上述步骤得到的处理后废液经过超滤膜处理工艺后，得到超滤滤液；
c)将步骤b)得到的超滤滤液经过纳滤膜处理工艺后，得到纳滤滤液；
d)将上述步骤得到的纳滤滤液经过MVR蒸发浓缩后，得到浓水；
e)将上述步骤得到的浓水进行双效强制循环蒸发结晶后，得到母液；
f)将上述步骤得到的母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理。
优选的，所述煤化工浓盐水的水质包括，TDS：50000～80000mg/L、Cl-：17000～25000mg/L、SO4 2-：13000～19000mg/L、NO3 -：3500～5000mg/L、SiO2：90～130mg/L、K+：50～70mg/L、COD：≤850mg/L、色度：≤400倍；
所述煤化工浓盐水的处理量为≤60m3/h。
优选的，所述臭氧催化氧化工艺依次包括均质调节、浅层介质过滤、精密过滤、一级臭氧催化氧化、二次加入臭氧气液混合、二级臭氧催化氧化、缓冲排气和尾气处理；
所述母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺的均质调节工序；
所述一级臭氧催化氧化工序产生的尾气、所述二级臭氧催化氧化工序产生的尾气以及所述缓冲排气工序中产生的尾气均送入尾气处理工序进行加热催化裂解；
所述缓冲排气后得到的处理后废液，送入超滤膜处理工艺；
所述浅层介质过滤后的SS值≤10，所述精密过滤后的SS值≤1。
优选的，所述超滤膜处理工艺具体为：依次进行2～6次超滤膜过滤处理；
所述超滤膜处理工艺后得到的浓水，一部分送入臭氧催化氧化工艺的均质调节工序，另一部分进行焚烧处理。
优选的，所述纳滤膜处理工艺包括一级纳滤膜处理工艺和二级纳滤膜处理工艺，所述一级纳滤膜处理工艺具体为：依次进行2～6次纳滤膜过滤处理，所述二级纳滤膜处理工艺具体为：依次进行1～5次纳滤膜过滤处理；
所述纳滤膜处理工艺后得到的浓水，一部分回送至所述一级纳滤膜处理工艺的第2、第3和第4次纳滤膜过滤步骤中的一个或多个进行再次过滤，另一部分进行硫酸钠蒸发结晶处理工艺后，得到硫酸钠产品；
所述浓水回流比为10％～50％。
优选的，所述MVR蒸发浓缩为降膜式蒸发浓缩；
所述MVR蒸发浓缩的浓缩比为5～7；
所述步骤e)中，经过所述双效强制循环蒸发结晶后得到的晶浆，再经过旋流分离、增稠和分离后，得到氯化钠产品。
本发明公开了一种煤化工浓盐水的处理系统，包括臭氧催化氧化系统、超滤膜系统、纳滤膜系统、MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置；所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通；所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通；所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通；所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通；所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通。与现有技术相比，本发明针对含盐废水处理后得到的浓盐水无法有效利用的问题，采用臭氧催化氧化、超滤、纳滤、蒸发结晶等分离提纯系统，实现煤化工浓盐水的分离提纯，生产出了工业品质的氯化钠和硫酸钠，实现了资源化利用，消除了环保风险。本发明提供的处理系统和处理工艺还具有处理效果好和工艺稳定性强的特点。
附图说明
图1为本发明提供的煤化工浓盐水的处理系统的工艺流程简图。
具体实施方式
为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明优选实施方案进行描述，但是应当理解，这些描述只是为了进一步说明本发明的特征和优点，而不是对发明权利要求的限制。
本发明所有原料，对其来源没有特别限制，在市场上购买的或按照本领域技术人员熟知的常规方法制备的即可。
本发明所有原料，对其纯度没有特别限制，本发明优选采用工业纯、化学纯或本领域的常规纯度。
本发明公开了一种煤化工浓盐水的处理系统，包括臭氧催化氧化系统、超滤膜系统、纳滤膜系统、MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置；
所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通；
所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通；
所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通；
所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通；
所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通。
本发明对所述煤化工浓盐水没有特别限制，以本领域技术人员熟知的煤化工浓盐水的定义即可，本发明所述煤化工浓盐水是指煤化工生产过程中产生的含盐废水经过浓缩处理后，得到的浓盐水。
本发明所述煤化工浓盐水的处理系统，包括臭氧催化氧化系统。
本发明对所述臭氧催化氧化系统没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧催化氧化系统即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧催化氧化系统优选包括依次相连通的进液调节池、浅层介质过滤器、精密过滤器、一级臭氧催化氧化池、气液混合输送装置、二级臭氧催化氧化池、缓冲池和尾气处理塔，即进液调节池为浓盐水进系统的第一个设备，缓冲池为浓盐水在臭氧催化氧化系统的最后一个设备。本发明对上述具体的设备没有特别限制，以本领域技术人员熟知的相关设备即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述臭氧催化氧化系统的缓冲池的废气出口、所述一级臭氧催化氧化池的废气出口和所述二级臭氧催化氧化池的废气出口优选分别与所述尾气处理塔相连通，即上述三个尾气出口均连入尾气处理装置，形成对臭氧催化氧化系统尾气的闭环处理。
本发明对所述臭氧催化氧化系统的臭氧来源没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧来源即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧来源优选为采用臭氧发生装置制备；本发明所述臭氧催化氧化系统优选还包括臭氧发生装置，更优选为臭氧发生装置由多套臭氧发生设备组成，更具体优选为2套以上或3套以上，或2～5套，或3～4套；所述臭氧发生装置优选分别与所述一级臭氧催化氧化池和所述气液混合输送装置的进气口相连通，更具体优选为一部分臭氧发生设备与所述一级臭氧催化氧化池的进气口相连通，另一部分臭氧发生设备与所述气液混合输送装置的进气口相连通；当臭氧发生装置为3套时，具体可以为2套臭氧发生设备与所述一级臭氧催化氧化池的进气口相连通，1套臭氧发生设备与所述气液混合输送装置的进气口相连通。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。本发明对所述气液混合输送装置没有特别限制，以本领域技术人员熟知的气液两相输送装置即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述气液混合输送装置优选为多相流泵。本发明对所述臭氧催化氧化池没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧催化氧化池即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧催化氧化池优选为具有钛金属曝气盘的臭氧催化氧化池。
本发明所述煤化工浓盐水的处理系统，包括超滤膜系统，所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通。
本发明对所述超滤膜系统没有特别限制，以本领域技术人员熟知的超滤膜装置即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述超滤膜系统优选包括2～6套串联的超滤膜装置，更优选为3～5套串联的超滤膜装置，最优选为4套串联的超滤膜装置，也可以为4套使用1套备用。本发明对上述具体的设备没有特别限制，以本领域技术人员熟知的相关设备即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述超滤膜优选为超滤膜元件(8040)；所述超滤膜的截留分子量优选为1000～5000D，更优选为2000～4000D，最优选为2500～3500D。
本发明所述超滤膜系统的超滤浓水出口优选分别与所述臭氧催化氧化系统的进液调节池和所述焚烧装置相连通，即上述超滤浓水一部分返回臭氧催化氧化系统，另一部分去焚烧装置，形成对超滤膜系统的闭环处理。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述煤化工浓盐水的处理系统，包括纳滤膜系统，所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通。
本发明对所述纳滤膜系统没有特别限制，以本领域技术人员熟知的纳滤膜装置即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述纳滤膜系统优选包括一级纳滤膜系统和二级纳滤膜系统；所述一级纳滤膜系统优选包括2～6套串联的纳滤膜装置，更优选为3～5套串联的纳滤膜装置，最优选为4套串联的纳滤膜装置，也可以为4套使用1套备用；所述二级纳滤膜系统优选包括1～5套串联的纳滤膜装置，更优选为2～4套串联的纳滤膜装置，最优选为3套串联的纳滤膜装置，也可以为3套使用1套备用。本发明对上述具体的设备没有特别限制，以本领域技术人员熟知的相关设备即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述纳滤膜优选为纳滤膜元件(8040)；所述纳滤膜的截留分子量优选为100～600D，更优选为200～500D，最优选为300～400D。
本发明所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口，即二级纳滤膜系统的纳滤浓水出口优选与所述一级纳滤膜系统的第2、第3和第4套纳滤膜装置的进液口中的一个或多个相连通，即二级纳滤膜系统的纳滤浓水一部分返回到一级纳滤膜系统中，优选为返回到一级纳滤膜系统的倒数第2套纳滤膜装置的进液口中；同时所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口与硫酸钠单效蒸发结晶系统相连通，即将另一部分纳滤浓水最终送入硫酸钠结晶系统，更优选为所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口分为三部分，一部分返回到一级纳滤膜系统，另一部分送入硫酸钠结晶系统，其余部分进入焚烧装置，从而形成纳滤膜系统的闭环处理环路，即硫酸钠的产生过程。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述煤化工浓盐水的处理系统，包括MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置，所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通，所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通，所述双效强制循环结晶系统即氯化钠蒸发结晶系统，即将MVR蒸发器的浓水最终送入氯化钠蒸发结晶系统，从而形成MVR蒸发器的闭环处理环路，即氯化钠的产生过程。
本发明所述双效强制循环结晶系统的母液出口与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通，即双效强制循环结晶系统的产生母液一部分送入焚烧装置处理，另一部分返回至臭氧催化氧化系统，更优选为所述双效强制循环结晶系统的母液出口与所述臭氧催化氧化系统的进液调节池相连通，即将氯化钠蒸发结晶系统的母液一部分焚烧处理，另一部分返回臭氧催化氧化系统处理，从而形成液相最终的闭环处理环路。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述返回臭氧催化系统的环路，还优选为，将所述双效强制循环结晶系统的该母液出口与所述活性炭过滤装置连接后，再与双效强制循环结晶系统的二效结晶器入口相连通继续循环；也可以与所述含盐废水处理系统的生化水处理系统相连通，更具体优选为与所述含盐废水处理系统的生化水处理系统活性炭处理装置相连通，从而实现液相的闭环多处理环路，整体闭环大循环环路。本发明对所述含盐废水处理系统没有特别限制，以本领域技术人员熟知的煤化工含盐废水处理系统即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述煤化工含盐废水处理系统优选包括优选依次包括生化水处理系统、中水处理系统和浓水深度处理系统；所述生化水处理系统具体优选依次包括活性炭处理装置和除氟过滤装置；所述中水处理系统具体优选依次包括搅拌澄清装置、多介质过滤装置、超滤装置和反渗透装置；所述浓水深度处理系统优选依次包括钠离子交换装置、多介质过滤装置、超滤装置和反渗透装置。
本发明相应的还提供了一种煤化工浓盐水的处理工艺，包括以下步骤：
a)将煤化工浓盐水经过臭氧催化氧化工艺后，得到处理后废液；
b)将上述步骤得到的处理后废液经过超滤膜处理工艺后，得到超滤滤液；
c)将步骤b)得到的超滤滤液经过纳滤膜处理工艺后，得到纳滤滤液；
d)将上述步骤得到的纳滤滤液经过MVR蒸发浓缩后，得到浓水；
e)将上述步骤得到的浓水进行双效强制循环蒸发结晶后，得到母液；
f)将上述步骤得到的母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理。
本发明对所述煤化工浓盐水没有特别限制，以本领域技术人员熟知的煤化工浓盐水的定义即可，本发明所述煤化工浓盐水是指煤化工生产过程中产生的含盐废水经过浓缩处理后，得到的浓盐水；本发明所述含盐废水可以包括循环水系统排污水、除盐水系统排水、回用系统反渗透排放的浓盐水等，及有机废水处理过程添加的药剂等，也包括生化处理后的有机废水，其特点是含盐量高，主要成分包括氨、硫酸盐、及硫氰化物等。本发明所述煤化工浓盐水的水质可以为TDS：50000～80000mg/L、Cl-：17000～25000mg/L、SO4 2-：13000～19000mg/L、NO3 -：3500～5000mg/L、SiO2：90～130mg/L、K+：50～70mg/L、COD：≤850mg/L、色度：≤400倍；其中所述TDS可以为50000～80000mg/L，也可以为55000～75000mg/L，或者为60000～70000mg/L；所述Cl-可以为17000～25000mg/L，也可以为18000～24000mg/L，或者为19000～23000mg/L；所述SO4 2-可以为13000～19000mg/L，也可以为14000～18000mg/L，或者为15000～17000mg/L；所述NO3 -可以为3500～5000mg/L，也可以为3800～4800mg/L，或者为4000～4500mg/L；所述SiO2可以为90～130mg/L，也可以为100～120mg/L，或者为105～115mg/L；所述K+可以为50～70mg/L，也可以为55～65mg/L，或者为58～62mg/L；所述COD可以为≤850mg/L，也可以为≤800mg/L，或者为≤750mg/L；所述色度可以为≤400倍，也可以为≤350倍，或者为≤200倍；本发明所述煤化工浓盐水的处理量优选为≤60m3/h，更优选为≤50m3/h，更优选为≤40m3/h。
本发明首先将煤化工浓盐水经过臭氧催化氧化工艺后，得到处理后废液。
本发明对所述臭氧催化氧化工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧催化氧化工艺即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧催化氧化工艺优选依次包括均质调节、浅层介质过滤、精密过滤、一级臭氧催化氧化、二次加入臭氧气液混合、二级臭氧催化氧化、缓冲排气和尾气处理，即均质调节为浓盐水进入浓盐水的处理工艺的第一个工序，缓冲排气为浓盐水在臭氧催化氧化系统的最后一个工序。本发明对上述具体工序的参数没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述浅层介质过滤后的SS值优选为≤10，更优选为≤8，更优选为≤5；所述精密过滤后的SS值优选为≤1，更优选为≤0.8，更优选为≤0.5。
本发明为提高浓盐水的处理效果，提高浓盐水的资源利用率，整体工艺形成处理闭合环路，所述一级臭氧催化氧化工序产生的尾气、所述二级臭氧催化氧化工序产生的尾气以及所述缓冲排气工序中产生的尾气均送入尾气处理工序进行加热催化裂解，即上述三个工序的尾气均通入尾气处理装置进行加热催化裂解，排放和/或得到更多有价值的副产物，形成对臭氧催化氧化系统尾气的闭环处理。
本发明对所述臭氧催化氧化工艺的臭氧来源没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧来源即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧来源优选为采用臭氧发生装置制备；本发明对所述臭氧催化氧化的催化剂没有特别限制，以本领域技术人员熟知的臭氧催化氧化的催化剂即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述臭氧催化氧化剂优选为金属钛，更具体优选为采用钛金属曝气盘进行催化。
本发明所述臭氧催化氧化工艺优选还包括臭氧发生工序，更优选为由多套臭氧发生设备组成，更具体优选为2套以上或3套以上，或2～5套，或3～4套；所述臭氧发生工序优选分别与所述一级臭氧催化氧化工序和所述二次加入臭氧气液混合工序的进气口相连通，更具体优选为一部分臭氧送入一级臭氧催化氧化工序，另一部分臭氧送入二次加入臭氧气液混合工序；当臭氧发生装置为3套时，具体可以为2套臭氧发生设备产生的臭氧送入一级臭氧催化氧化工序，1套臭氧发生设备产生的臭氧送入二次加入臭氧气液混合工序。
本发明对所述臭氧催化氧化工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述臭氧催化氧化工艺的具体步骤优选如下所述：
浓盐水进入调节池内适度冷却后，经泵提升进入浅层介质过滤器进行过滤，去除水中绝大部分的悬浮物和胶体物质，浅层介质过滤器进行自动过滤和反洗(反洗污水回流至生化系统最前端的原水调节池)，过滤后的出水再经过精密过滤器，进一步去除水中的悬浮物和胶体物质，然后通过一级催化氧化池顶部的布水管进入一级催化氧化工序。臭氧气体(来自臭氧发生器)通入一级催化氧化池底部的钛金属曝气盘进行曝气，通过臭氧催化氧化作用，对水中的一部分有机物进行直接矿化(分解成无害气体)，同时对水中的难降解有机物进行开环断链和部分矿化。
一级催化氧化工艺段的产水通过管道连接至多相流泵(当一级催化氧化池检修或停用时，精密过滤器的出水直接引入到二级催化氧化工艺段的调节池)，经多相流泵与臭氧气体(来自另一台臭氧发生器)混合后(即二次加入臭氧气液混合)进入二级臭氧催化氧化工序，二级臭氧催化氧化工艺段再次矿化掉水中的部分有机物，经过两级催化氧化处理后的产水溢流至缓冲池，在缓冲池内释放掉水中的溶解态臭氧后进入后续系统。一、二级臭氧催化氧化池和缓冲池产生的尾气被吸入尾气处理塔，经加热催化裂解，去除掉尾气中残存的臭氧后达标排放。
本发明然后将上述步骤得到的处理后废液经过超滤膜处理工艺后，得到超滤滤液；本发明所述缓冲排气后得到的处理后废液，送入超滤膜处理工艺；
本发明对所述超滤膜处理工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的超滤膜即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述超滤膜处理工艺具体优选为：依次进行2～6次超滤膜过滤处理，更优选为3～5次，最优选为4次串联的超滤膜过滤处理，也可以为4次使用1次备用。本发明对上述具体的参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的相关超滤膜过滤参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述超滤膜处理工艺后得到的浓水，优选一部分送入臭氧催化氧化工艺的均质调节工序，另一部分进行焚烧处理，即上述超滤浓水一部分返回臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理，形成对超滤膜处理工艺的闭环处理。
本发明对所述超滤膜处理工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述超滤膜处理工艺的具体步骤优选如下所述：
浓盐水60m3/h由原水罐经上述臭氧催化氧化工艺后能够去除悬浮物，再经过超滤膜去除80％左右总硅，部分COD大分子有机物。超滤膜处理工艺含有5次超滤膜过滤处理，4用1备，有效浓缩40倍(每套10倍左右)，产生高盐浓水约1.5m3/h一部分去臭氧催化氧化工艺，另一部分去三废焚烧炉工艺，产水约58.5m3/h优选进入超滤膜产水缓冲罐，超滤膜的回收率≥97.5％。
本发明随后将上述步骤b)得到的超滤滤液经过纳滤膜处理工艺后，得到纳滤滤液。
本发明对所述纳滤膜处理工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的纳滤膜工艺即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述纳滤膜处理工艺优选包括一级纳滤膜处理工艺和二级纳滤膜处理工艺；所述一级纳滤膜处理工艺优选依次进行2～6次串联的纳滤膜过滤处理，更优选为3～5次，最优选为4次，也可以为4次使用1次备用；所述二级纳滤膜处理工艺优选依次进行1～5次串联的纳滤膜过滤处理，更优选为2～4次，最优选为3次，也可以为3次使用1次备用。本发明对上述具体的过滤参数没有特别限制，以本领域技术人员熟知的相关纳滤膜过滤工艺参数即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。
本发明所述纳滤膜处理工艺后得到的浓水，即二级纳滤膜处理工艺的纳滤浓水一部分优选回送至所述一级纳滤膜处理工艺的第2、第3和第4套纳滤膜过滤处理工序中，即二级纳滤膜系统的纳滤浓水一部分优选返回到一级纳滤膜系统中，更优选为返回到一级纳滤膜处理工艺的倒数第2次纳滤膜过滤处理工序中；同时所述纳滤膜处理工艺的另一部分纳滤浓水送入硫酸钠蒸发结晶工艺中，即将另一部分纳滤浓水最终送入硫酸钠结晶工艺，更优选为所述纳滤膜系统的纳滤浓水分为三部分，一部分返回到一级纳滤膜处理工艺，另一部分送入硫酸钠结晶工艺，其余部分进入焚烧工艺，从而形成纳滤膜处理工艺的闭环处理环路，即硫酸钠的产生过程。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述浓水的回流比优选为10％～50％，更优选为20％～40％，最优选为25％～35％。
本发明对所述纳滤膜处理工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述纳滤膜处理工艺的具体步骤优选如下所述：
超滤膜产水经缓冲罐进入一级纳滤膜处理工艺，一级纳滤膜处理工艺优选含有5次纳滤膜过滤处理，4用1备，浓缩5～6倍(每套1.5倍左右)，截留大部分硫酸钠，让少量硫酸钠和氯化钠透过一级纳滤膜处理工艺，前3次过滤处理由于TDS较低可以有效分离硫酸钠和氯化钠，最后1次由于TDS增高，浓液侧与产水侧浓度差增大，有少部分硫酸钠透过膜。一级纳滤产水再经缓冲罐进入二级纳滤膜处理工艺，二级纳滤膜处理工艺优选含有4次纳滤膜过滤处理，3用1备，浓缩5～6倍(每套2倍左右)，截留剩余的硫酸钠让大部分氯化钠透过二级纳滤膜处理工艺。为提高产水回收率及分离效果，二级纳滤膜处理工艺的浓水一部分回流到一级纳滤膜处理工艺最后2次过滤处理的前端继续过滤，把二级纳滤膜浓水中的硫酸钠继续浓缩，另一部分纳滤浓水进入硫酸钠蒸发结晶工艺经过蒸发结晶后得到硫酸钠产品，纳滤产水进入MVR蒸发浓缩工艺进行蒸发浓缩二级纳滤浓水约10.5m3/h(主要含硫酸钠)，纳滤产水48m3/h(主要含氯化钠)，氯化钠侧产水率80％。
本发明对所述硫酸钠蒸发结晶工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述硫酸钠蒸发结晶工艺优选为硫酸钠单效蒸发结晶工艺，更优选硫酸钠单效蒸发结晶工艺后还包括旋流分离、增稠和分离步骤，其具体步骤优选如下所述：
经过纳滤膜处理的浓水(硫酸钠溶液)，由上料泵经预热器预热后送入一效(单效)蒸发器，进行进一步浓缩结晶，达到一定固含量后经一效出料泵送入一效旋流器，上清液回流至一效蒸发器，增稠后的晶浆进入1#稠厚器，经1#离心机离心分离得到硫酸钠结晶，再经干燥后包装作为产品出售。分离硫酸钠后的母液含COD、氯离子和硫酸根较高，其他杂质离子较少，优选返回含盐废水的生化水处理工艺(与下述含盐废水的生化水处理工艺的选择和优选原则相同)，优选根据杂质离子的富集情况需间歇排出部分母液去三废焚烧炉系统，带走系统内富集的杂质离子和COD。当浓水的COD高于100mg/L，浓水优选先经活性炭过滤后再进单效蒸发器。
本发明然后将上述步骤得到的纳滤滤液经过MVR蒸发浓缩后，得到浓水。本发明对所述MVR蒸发浓缩处理工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的蒸发浓缩处理工艺即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述MVR蒸发浓缩处理的浓缩比优选为5～7，更优选为5.5～6.5，最优选为6。
本发明对所述MVR蒸发浓缩处理工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述MVR蒸发浓缩处理工艺的具体步骤优选如下所述：
经过纳滤膜处理的氯化钠溶液(纳滤滤液)送到MVR蒸发器中进行浓缩，进入MVR蒸发系统的物料在板式换热器中使用蒸发器产生的高温蒸馏水作为热源加热。预热后的盐水然后进入各自的脱氧罐中使用蒸发器中产生的二次蒸汽脱氧。预热脱氧后的盐水进入蒸发器的底部物料罐。蒸发器是立式降膜设计。盐水从底部物料罐循环至顶部物料罐，通过物料分配系统进入换热管，并在管壁上形成物料膜，在盐水物料通过换热管的过程中蒸发，盐水和二次蒸汽从换热管底部进入底部物料罐与循环盐水混合，盐水完成少量的浓缩。二次蒸汽从底部物料罐水平进入折板消雾器。夹带的盐水滴在通过消雾器的过程中被去除，重新回到底部物料罐。消雾后的二次蒸汽，几乎不含任何液滴，进入机械蒸汽压缩机。压缩机提高二次蒸汽的压力，增强后的二次蒸汽的冷凝点高于换热管中盐水的沸点，通过管道进入蒸发器的壳程，并在换热管外壁冷凝。
本发明再将上述步骤得到的浓水进行双效强制循环蒸发结晶后，得到母液。
本发明将MVR蒸发器的浓水最终送入双效强制循环蒸发结晶(氯化钠蒸发结晶工艺)，从而形成MVR蒸发器的闭环处理环路，即氯化钠的产生过程。本发明对所述双效强制循环蒸发结晶处理工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的蒸发结晶处理工艺即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整。本发明为提高浓盐水的处理效果，优选所述双效强制循环蒸发结晶后得到的晶浆，再经过旋流分离、增稠和分离后，得到氯化钠产品。
本发明对所述双效强制循环蒸发结晶处理工艺的具体步骤和流程没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明为提高浓盐水的处理效果，所述双效强制循环蒸发结晶处理工艺的具体步骤优选如下所述：
经上述MVR降膜蒸浓缩工艺之后，浓盐水送到氯化钠缓冲罐，在经二效上料泵送入双效强制循环结晶系统的二效蒸发器进行进一步浓缩结晶，达到一定固含量后经二效出料泵送入二效旋流器，上清液回流至二效蒸发器，旋流增稠后的晶浆进入二效稠厚器，经离心分离得到氯化钠结晶，再经干燥后包装作为产品出售。本发明上述步骤关键是控制蒸发终点浓度在氯化钠的结晶区，达到一定固含量后经出料泵送入旋流器，上清液回流至二效蒸发器，增稠后的晶浆进入稠厚器，经离心分离得到氯化钠结晶产品出售。
本发明最后将上述步骤得到的母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理。
本发明所述双效强制循环结晶处理工艺的母液分别送入所述焚烧炉处理工艺和所述臭氧催化氧化处理工艺相连通，即双效强制循环结晶处理工艺的产生母液一部分送入焚烧炉处理工艺处理，另一部分返回至臭氧催化氧化处理工艺，更优选为返回至所述臭氧催化氧化处理工艺的均质调节工序，更优选为所述双效强制循环结晶处理工艺的母液分为三部分，一部分送入焚烧炉处理工艺处理，另一部分返回至臭氧催化氧化处理工艺，其余部分可以进行自循环工艺，从而形成液相最终的闭环处理环路。本发明对所述一部分和另一部分的具体比例没有特别限制，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明具体可以为通常将分离氯化钠后的母液经活性炭过滤可返回二效结晶器继续循环，为了保证氯化钠的纯度，如果母液富集到一定程度各种杂盐含量较高时需要外排三废焚烧炉工艺。
本发明所述返回臭氧催化处理工艺的环路，还优选为，将所述双效强制循环结晶处理工艺的这一部分母液经过活性炭过滤后，再送至双效强制循环结晶处理工艺的二效结晶工序继续循环；也可以回送至含盐废水处理工艺的生化水处理工艺，更具体优选为送至含盐废水处理工艺的生化水处理工艺的活性炭处理工序相连通，从而实现液相的闭环多处理环路，整体闭环大循环环路。本发明对所述含盐废水处理工艺没有特别限制，以本领域技术人员熟知的煤化工含盐废水处理工艺即可，本领域技术人员可以根据实际生产情况、浓盐水水质或处理要求进行选择和调整，本发明所述煤化工含盐废水处理工艺优选包括优选依次包括生化水处理工艺、中水处理工艺和浓水深度处理工艺；所述生化水处理工艺具体优选依次包括活性炭处理工序和除氟过滤工序；所述中水处理工艺具体优选依次包括搅拌澄清工序、多介质过滤工序、超滤工序和反渗透工序；所述浓水深度处理工艺优选依次包括钠离子交换工序、多介质过滤工序、超滤工序和反渗透工序。
参见图1，图1为本发明提供的煤化工浓盐水的处理系统的工艺流程简图。
本发明针对现有的含盐废水处理后得到的浓盐水还不能资源化利用的问题，采用臭氧催化氧化、超滤、纳滤、蒸发结晶等分离提纯工艺，并将催化氧化、超滤、纳滤、蒸发结晶、三废焚烧等化工单元技术以特定顺序有机组合，形成一套完整的煤化工浓盐水分离提纯，生产工业盐产品的资源化利用的工艺技术，实现了废水的全部回收利用，而且部分浓缩母液循环处理，提高了盐的回收率，减少了送三废焚烧的物料量。本发明最终生产出了工业品质的氯化钠和硫酸钠，实现了资源化利用，消除了环保风险。本发明提供的处理系统和处理工艺还具有处理效果好和工艺稳定性强的特点。
为了进一步说明本发明，以下结合实施例对本发明提供的一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺进行详细描述，但是应当理解，这些实施例是在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，只是为进一步说明本发明的特征和优点，而不是对本发明权利要求的限制，本发明的保护范围也不限于下述的实施例。
实施例1
总工艺路线：催化氧化+超滤+纳滤+MVR+蒸发结晶
三废焚烧炉。一实现水的零排放，二实现固废的资源化，三实现废气达标排放。即含盐废水中水全部回收利用，废水中95％的盐被分离生产工业品质氯化钠、硫酸钠产品，5％杂盐送三废焚烧炉焚烧，实现废气达标排放。
参见图1，图1为本发明提供的煤化工浓盐水的处理系统的工艺流程简图。
浓盐水进水水质参见表1，表1为浓盐水进水水质。
表1浓盐水进水水质
序号 项目 单位 正常工况
1 进水水量 m3/h 60
2 TDS mg/L 50000-80000
3 Cl- mg/L 17000-25000
4 SO4 2- mg/L 13000-19000
5 NO3 - mg/L 3500-5000
6 SiO2 mg/L 90-130
7 K+ mg/L 50-70
8 COD mg/L 850
9 色度 倍 400
1、臭氧催化氧化工艺系统：
将煤化工浓盐水经过臭氧催化氧化工艺后，得到处理后废液。
煤化工浓盐水进入调节池内适度冷却后，经泵提升进入浅层介质过滤器进行过滤，去除水中绝大部分的悬浮物和胶体物质，浅层介质过滤器进行自动过滤和反洗(反洗污水回流至生化系统最前端的原水调节池)，过滤后的出水再经过精密过滤器，进一步去除水中的悬浮物和胶体物质(出水SS≤10)，然后通过一级催化氧化池顶部的布水管进入一级催化氧化池。臭氧气体(来自臭氧发生器)通入一级催化氧化池底部的钛金属曝气盘进行曝气，通过臭氧催化氧化作用，对水中的一部分有机物进行直接矿化(分解成无害气体)，同时对水中的难降解有机物进行开环断链和部分矿化。
一级催化氧化工艺段的产水通过管道连接至多相流泵(当一级催化氧化池检修或停用时，精密过滤器的出水直接引入到二级催化氧化工艺段的调节池)，经多相流泵与臭氧气体(来自另一台臭氧发生器)混合后进入二级臭氧催化氧化池，二级臭氧催化氧化工艺段再次矿化掉水中的部分有机物，经过两级催化氧化处理后的产水溢流至缓冲池，在缓冲池内释放掉水中的溶解态臭氧后进入后续工段。一、二级臭氧催化氧化池和缓冲池产生的尾气被吸入尾气处理塔，经加热催化裂解，去除掉尾气中残存的臭氧后达标排放。参见表2，表2为臭氧催化氧化工艺系统的出水水质指标。
表2催化氧化系统出水水质指标
2、超滤、纳滤：
将上述步骤得到的处理后废液(催化氧化系统出水)经过超滤膜处理工艺后，得到超滤滤液；然后经过纳滤膜处理工艺后，得到纳滤滤液。
处理后废液60m3/h由原水罐经预处理去除悬浮物后，再经过超滤膜去除80％左右总硅，部分COD大分子有机物。一级超滤膜系统5套，4用1备，浓缩40倍(每套10倍左右)，产生高盐浓水约1.5m3/h部分去催化氧化系统，部分去三废焚烧炉，产水约58.5m3/h进入超滤膜产水缓冲罐，超滤膜的回收率＞97.5％。
超滤膜产水经缓冲罐进入一级纳滤膜系统，一级纳滤膜系统5套，4用1备，浓缩5-6倍(每套1.5倍左右)，截留大部分硫酸钠让少量硫酸钠和氯化钠透过一级纳滤膜系统，前3套由于TDS较低可以有效分离硫酸钠和氯化钠，最后1套由于TDS增高，浓液侧与产水侧浓度差增大，有少部分硫酸钠透过膜。一级纳滤产水再经缓冲罐进入二级纳滤膜系统，二级纳滤膜系统4套，3用1备，浓缩5～6倍(每套2倍左右)，截留剩余的硫酸钠让大部分氯化钠透过二级纳滤膜系统。为提高产水回收率及分离效果，二级纳滤膜浓水回流到一级纳滤膜最后二套前端继续过滤，把二级纳滤膜浓水中的硫酸钠继续浓缩。二级纳滤浓水约10.5m3/h(主要含硫酸钠)，纳滤产水48m3/h(主要含氯化钠)，氯化钠侧产水率80％。纳滤浓水进入硫酸钠蒸发结晶系统经过蒸发结晶后得到硫酸钠产品，纳滤产水(纳滤滤液)进入MVR系统进行蒸发浓缩。参见表3，表3为纳滤滤液的出水水质。
表3纳滤滤液的出水水质
3、MVR蒸发
将上述步骤得到的纳滤滤液经过MVR蒸发浓缩后，得到浓水。
经过钠滤膜处理的氯化钠溶液TDS为36000mg/L，送到MVR蒸发器中进行浓缩，浓缩比大概为6，TDS达到215000mg/L。
进入MVR蒸发系统的物料在板式换热器中使用蒸发器产生的高温蒸馏水作为热源加热。预热后的盐水然后进入各自的脱氧罐中使用蒸发器中产生的二次蒸汽脱氧。预热脱氧后的盐水进入蒸发器的底部物料罐。蒸发器是立式降膜设计。盐水从底部物料罐循环至顶部物料罐，通过物料分配系统进入换热管，并在管壁上形成物料膜，在盐水物料通过换热管的过程中蒸发，盐水和二次蒸汽从换热管底部进入底部物料罐与循环盐水混合，盐水完成少量的浓缩。二次蒸汽从底部物料罐水平进入折板消雾器。夹带的盐水滴在通过消雾器的过程中被去除，重新回到底部物料罐。消雾后的二次蒸汽，几乎不含任何液滴，进入机械蒸汽压缩机。压缩机提高二次蒸汽的压力，增强后的二次蒸汽的冷凝点高于换热管中盐水的沸点，通过管道进入蒸发器的壳程，并在换热管外壁冷凝。MVR蒸发浓缩的浓缩比为7。
4、氯化钠蒸发结晶系统
将上述步骤得到的浓水进行双效强制循环蒸发结晶后，得到母液。母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理。
浓水经降膜蒸发器浓缩之后，送到氯化钠缓冲罐，在经二效上料泵送入双效强制循环结晶系统的二效蒸发器进行进一步浓缩结晶，达到一定固含量后经二效出料泵送入二效旋流器，上清液回流至二效蒸发器，增稠后的晶浆进入二效稠厚器，经离心分离得到氯化钠结晶，再经干燥后包装作为产品出售。关键是控制蒸发终点浓度在氯化钠的结晶区。达到一定固含量后经出料泵送入旋流器，上清液回流至二效蒸发器，增稠后的晶浆进入稠厚器，经离心分离得到氯化钠结晶(3.5t/h,纯度≥92％，含水率≤4％)，再经干燥后(3.5t/h,纯度≥92％，含水率≤1％)包装作为产品出售。
分离氯化钠后的母液经活性炭过滤一般可返回二效结晶器继续循环，为了保证氯化钠的纯度，如果母液富集到一定程度各种杂盐含量较高时需要外排三废焚烧炉系统。
5、硫酸钠蒸发结晶系统
经过纳滤膜处理的纳滤浓水，硫酸钠溶液TDS为105000mg/L，由上料泵经预热器预热后送入一效蒸发器，进行进一步浓缩结晶，达到一定固含量后经一效出料泵送入一效旋流器，上清液回流至一效蒸发器，增稠后的晶浆进入1#稠厚器，经1#离心机离心分离得到硫酸钠结晶，再经干燥后包装作为产品出售。
分离硫酸钠后的母液含COD、氯离子和硫酸根较高，其他杂质离子较少，一般可返回臭氧催化氧化系统；根据杂质离子的富集情况需间歇排出部分母液去三废焚烧炉系统，带走系统内富集的杂质离子和COD。如果来水硫酸钠溶液的COD高于100mg/L，硫酸钠溶液先经活性炭过滤后再进一效蒸发器。
以上对本发明提供的一种煤化工浓盐水的处理系统和处理工艺进行了详细的介绍，本文中应用了具体个例对本发明的原理及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只是用于帮助理解本发明的方法及其核心思想，包括最佳方式，并且也使得本领域的任何技术人员都能够实践本发明，包括制造和使用任何装置或系统，和实施任何结合的方法。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以对本发明进行若干改进和修饰，这些改进和修饰也落入本发明权利要求的保护范围内。本发明专利保护的范围通过权利要求来限定，并可包括本领域技术人员能够想到的其他实施例。如果这些其他实施例具有不是不同于权利要求文字表述的结构要素，或者如果它们包括与权利要求的文字表述无实质差异的等同结构要素，那么这些其他实施例也应包含在权利要求的范围内。

Claims (10)

1.一种煤化工浓盐水的处理系统，其特征在于，包括臭氧催化氧化系统、超滤膜系统、纳滤膜系统、MVR蒸发器、双效强制循环结晶系统和焚烧装置；
所述臭氧催化氧化系统的出液口与所述超滤膜系统相连通；
所述超滤膜系统的滤液出口与所述纳滤膜系统相连通；
所述纳滤膜系统的滤液出口与所述MVR蒸发器相连通；
所述MVR蒸发器的浓水出口与所述双效强制循环结晶系统相连通；
所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统相连通。
2.根据权利要求1所述的煤化工浓盐水的处理系统，其特征在于，所述臭氧催化氧化系统包括依次相连通的进液调节池、浅层介质过滤器、精密过滤器、一级臭氧催化氧化池、气液混合输送装置、二级臭氧催化氧化池、缓冲池和尾气处理塔；
所述双效强制循环结晶系统的母液出口分别与所述焚烧装置和所述臭氧催化氧化系统的进液调节池相连通；
所述臭氧催化氧化系统的缓冲池的废气出口、所述一级臭氧催化氧化池的废气出口和所述二级臭氧催化氧化池的废气出口分别与所述尾气处理塔相连通；
所述臭氧催化氧化系统还包括臭氧发生装置；所述臭氧发生装置分别与所述一级臭氧催化氧化池和所述气液混合输送装置的进气口相连通。
3.根据权利要求2所述的煤化工浓盐水的处理系统，其特征在于，所述超滤膜系统包括2～6套串联的超滤膜装置；
所述超滤膜系统的超滤浓水出口分别与所述臭氧催化氧化系统的进液调节池和所述焚烧装置相连通。
4.根据权利要求1所述的煤化工浓盐水的处理系统，其特征在于，所述纳滤膜系统包括一级纳滤膜系统和二级纳滤膜系统；
所述一级纳滤膜系统包括2～6套串联的纳滤膜装置；所述二级纳滤膜系统包括1～5套串联的纳滤膜装置；
所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口与所述一级纳滤膜系统的第2、第3和第4套纳滤膜装置的进液口中的一个或多个相连通；
所述纳滤膜系统的纳滤浓水出口与硫酸钠单效蒸发结晶系统相连通。
5.一种煤化工浓盐水的处理工艺，其特征在于，包括以下步骤：
a)将煤化工浓盐水经过臭氧催化氧化工艺后，得到处理后废液；
b)将上述步骤得到的处理后废液经过超滤膜处理工艺后，得到超滤滤液；
c)将步骤b)得到的超滤滤液经过纳滤膜处理工艺后，得到纳滤滤液；
d)将上述步骤得到的纳滤滤液经过MVR蒸发浓缩后，得到浓水；
e)将上述步骤得到的浓水进行双效强制循环蒸发结晶后，得到母液；
f)将上述步骤得到的母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺，另一部分进行焚烧处理。
6.根据权利要求5所述的处理工艺，其特征在于，所述煤化工浓盐水的水质包括，TDS：50000～80000mg/L、Cl-：17000～25000mg/L、SO4 2-：13000～19000mg/L、NO3 -：3500～5000mg/L、SiO2：90～130mg/L、K+：50～70mg/L、COD：≤850mg/L、色度：≤400倍；
所述煤化工浓盐水的处理量为≤60m3/h。
7.根据权利要求5所述的处理工艺，其特征在于，所述臭氧催化氧化工艺依次包括均质调节、浅层介质过滤、精密过滤、一级臭氧催化氧化、二次加入臭氧气液混合、二级臭氧催化氧化、缓冲排气和尾气处理；
所述母液一部分回送至臭氧催化氧化工艺的均质调节工序；
所述一级臭氧催化氧化工序产生的尾气、所述二级臭氧催化氧化工序产生的尾气以及所述缓冲排气工序中产生的尾气均送入尾气处理工序进行加热催化裂解；
所述缓冲排气后得到的处理后废液，送入超滤膜处理工艺；
所述浅层介质过滤后的SS值≤10，所述精密过滤后的SS值≤1。
8.根据权利要求5所述的处理工艺，其特征在于，所述超滤膜处理工艺具体为：依次进行2～6次超滤膜过滤处理；
所述超滤膜处理工艺后得到的浓水，一部分送入臭氧催化氧化工艺的均质调节工序，另一部分进行焚烧处理。
9.根据权利要求5所述的处理工艺，其特征在于，所述纳滤膜处理工艺包括一级纳滤膜处理工艺和二级纳滤膜处理工艺，所述一级纳滤膜处理工艺具体为：依次进行2～6次纳滤膜过滤处理，所述二级纳滤膜处理工艺具体为：依次进行1～5次纳滤膜过滤处理；
所述纳滤膜处理工艺后得到的浓水，一部分回送至所述一级纳滤膜处理工艺的第2、第3和第4次纳滤膜过滤步骤中的一个或多个进行再次过滤，另一部分进行硫酸钠蒸发结晶处理工艺后，得到硫酸钠产品；
所述浓水回流比为10％～50％。
10.根据权利要求5所述的处理工艺，其特征在于，所述MVR蒸发浓缩为降膜式蒸发浓缩；
所述MVR蒸发浓缩的浓缩比为5～7；
所述步骤e)中，经过所述双效强制循环蒸发结晶后得到的晶浆，再经过旋流分离、增稠和分离后，得到氯化钠产品。
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