CN108726772A - 一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法 - Google Patents

一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法。该方法是利用陶瓷膜过滤+高压反渗透+膜蒸馏+蒸发结晶工艺实现钠碱脱硫液深度处理回用的方法。本发明可实现钠碱脱硫液的深度处理回用，在有效去除脱硫液中悬浮物的基础上，实现钠碱脱硫液中水资源的回收，解决石化企业中钠碱脱硫液处理困难的问题。经本方法处理后形成的系统产水可直接回用于循环水，实现钠碱脱硫液的深度处理回用。

Description

一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法
技术领域
本发明涉及工业废水处理领域，具体说是一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法。尤指利用陶瓷膜过滤+高压反渗透+膜蒸馏+蒸发结晶技术处理石化企业钠碱脱硫液的深度处理回用方法。
背景技术
随着现代社会对化石燃料的消耗持续增加，SOx和NOx及粉尘等大气污染物也随之大量产生，这些物质大量排入大气将造成严重的大气污染。SO2、NOx和颗粒物的排放在我国有严格限制，石油化学工业污染物排放标准(GB31571-2015)要求SO2低于100mg/m3，NOX低于150mg/m3，颗粒物低于20mg/m3。目前，几乎所有石化企业的催化裂化装置都建立了烟气脱硫系统。
国内石化企业广泛采用Belco公司开发的EDV湿法洗涤技术，该法在有效脱除烟气中的硫氧化物的同时可将烟气中的粉尘洗脱，但是随之会产生大量的脱硫液。脱硫液的处理费用较高，在某些大型石化企业，通常将脱硫液与其它废水混兑后作为一般废水处理，虽暂时解决了环保问题，但易导致污水回用企业回用水水质盐含量逐渐增高的问题，难以实现企业的盐平衡。有些企业也将脱硫液单独处理，如采用钠钙双碱法、循环钠碱法等技术来回收钠碱，但成本和长周期运行制约了该类技术的推广应用。随着石油化学工业污染物排放标准(GB31571-2015)的实行，某些地区对含盐废水的排放有严格的限制，例如北京要求外排废水中可溶性固体含量低于1600mg/L。因此EDV湿法洗涤技术产生的高浓度含盐脱硫液存在排放处理的问题，已成为技术使用单位的一个难题。
利用膜组合工艺配套蒸发技术是行之有效的方法，专利201510275955.2采用纳滤和反渗透的膜法组合工艺处理脱硫废水，随后使用离子交换、冷冻结晶和蒸发工艺实现盐类的分离回收，但是该工艺存在运行压力高、软化加药量大、能耗高以及系统复杂设备繁多的问题。专利201610038282.3公布了一种电厂脱硫废水处理系统，采用纳滤、反渗透和电驱动膜组合，后加蒸发结晶实现脱硫废水的处理，但存在处理单元多，流程复杂的问题。专利201010232059.5使用双极膜电渗析法处理钠碱烟气脱硫液，实现脱硫液的零排放，但是该系统存在投资高、能耗大的问题。
发明内容
针对现有技术中存在的缺陷，本发明的目的在于提供一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法。
为达到以上目的，本发明采取的技术方案是：
一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法，包括如下步骤：
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水；高压反渗透产水、膜蒸馏产水和蒸发结晶产水回用于循环水补水。
在上述技术方案的基础上，步骤1中所述钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体45000～55000mg/L，悬浮物1000～2000mg/L，油含量0～1mg/L，Cl-100～150mg/L，SO4 2-25000～35000mg/L，Mg2+15～25mg/L，Ca2+20～100mg/L，溶硅2～6mg/L。
在上述技术方案的基础上，经步骤1～4处理后的产水电导率＜1200μS/cm，COD＜60mg/L，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
在上述技术方案的基础上，步骤1中脱除的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
在上述技术方案的基础上，步骤1中所述陶瓷膜过滤单元选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.08～0.15MPa。
在上述技术方案的基础上，步骤2中所述高压反渗透单元采用碟管式反渗透膜组件，膜组件形式为多个碟片式膜片串联在一个中心管上构成碟片式膜柱；高压反渗透单元的运行条件为：操作压力为6～9MPa，进水pH为7～8；
在此条件下，高压反渗透单元的膜通量为7～10L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为75000～110000mg/L。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元采用中空纤维膜组件，膜蒸馏形式采用内压式真空膜蒸馏，即进料液进入膜蒸馏膜孔内，膜组件壳程抽真空。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元中膜组件的膜材料为聚偏氟乙烯、聚四氟乙烯或聚丙烯。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元可以采用工厂余热等废热作为低温热源。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元的运行条件为：进水pH为7～8，进水温度为60～75℃，进料液侧膜面流速为0.6～1.2m/s，渗透侧真空度-0.075～-0.085MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为5～10L/m2·h，膜蒸馏浓水TDS控制在200000mg/L。
在上述技术方案的基础上，步骤4中所述蒸发结晶单元采用现有市售蒸发结晶器，热源采用废蒸汽加热或电加热。
本发明所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，在有效处理钠碱脱硫液的基础上，实现脱硫液中水资源的回收，解决钠碱脱硫液在处理过程中悬浮物含量高、能耗高的问题，最终实现钠碱脱硫液的深度处理回用。经本方法处理后形成的系统产水可直接回用于循环水补水，实现钠碱脱硫液的处理回用，同时经本方法处理后得到的高纯度硫酸钠盐，也可作为再生资源回收利用。
本发明与现有技术的实质性区别在于：针对现有技术的技术缺陷，本发明采用陶瓷膜过滤+高压反渗透+膜蒸馏+蒸发结晶技术处理钠碱脱硫液。通过采用该技术，有效利用了低温废热，实现了钠碱脱硫液的深度处理回用。和现有技术相比，本发明涉及的技术设备运行维护容易、环境适应能力强、可实现撬装化处理、技术经济性好。
其有益效果是：
1、本发明采用陶瓷膜过滤处理钠碱脱硫液，和沉淀池、精密过滤技术相比，本发明涉及的技术设备简单、自动化程度高、运行维护容易、环境适应能力强、占地面积少，且陶瓷膜耐污染能力强、通量大；本发明采用的陶瓷膜过滤尤其适用于场地和配套设施不完善地区的钠碱脱硫液处理；
2、本发明采用高压反渗透+膜蒸馏处理钠碱脱硫液，充分结合了二者的技术优势，大大降低了运行成本；
3、本发明采用膜蒸馏技术充分利用了工厂低温废热，并采用蒸发结晶技术处理膜蒸馏浓水，充分利用了膜蒸馏浓水的余热，降低了运行成本；
4、采用本发明的方法进行钠碱脱硫液的深度处理回用，解决了石化企业钠碱脱硫液处理困难的问题，同时实现了水资源回用。
附图说明
本发明有如下附图：
图1本发明的工艺流程图。
具体实施方式
以下结合附图对本发明作进一步详细说明。
如图1所示，本发明所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，采用“陶瓷膜过滤+高压反渗透+膜蒸馏+蒸发结晶”技术，具体包括如下步骤：
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水；高压反渗透产水、膜蒸馏产水和蒸发结晶产水回用于循环水补水。
在上述技术方案的基础上，步骤1中所述钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体45000～55000mg/L，悬浮物1000～2000mg/L，油含量0～1mg/L，Cl-100～150mg/L，SO4 2-25000～35000mg/L，Mg2+15～25mg/L，Ca2+20～100mg/L，溶硅2～6mg/L。
在上述技术方案的基础上，经步骤1～4处理后的钠碱脱硫液，系统产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
在上述技术方案的基础上，步骤1中脱除的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
在上述技术方案的基础上，步骤1中所述陶瓷膜过滤单元选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.08～0.15MPa。
在上述技术方案的基础上，步骤2中所述高压反渗透单元采用碟管式反渗透膜组件，膜组件形式为多个碟片式膜片串联在一个中心管上构成碟片式膜柱；高压反渗透单元的运行条件为：操作压力为6～9MPa，进水pH 7～8；
在此条件下，高压反渗透单元的膜通量为7～10L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为75000～110000mg/L。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元采用中空纤维膜组件，膜蒸馏形式采用内压式真空膜蒸馏，即进料液进入膜蒸馏膜孔内，膜组件壳程抽真空。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元中膜组件的膜材料为聚偏氟乙烯、聚四氟乙烯或聚丙烯。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元可以采用工厂余热等废热作为低温热源。
在上述技术方案的基础上，步骤3中所述膜蒸馏单元的运行条件为：进水pH为7～8，进水温度为60～75℃，进料液侧膜面流速为0.6～1.2m/s，渗透侧真空度-0.075～-0.085MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为5～10L/m2·h，膜蒸馏浓水TDS控制在200000mg/L。
在上述技术方案的基础上，步骤4中所述蒸发结晶单元采用现有市售蒸发结晶器，热源采用废蒸汽加热或电加热。
以下为若干具体实施例。
实施例1
钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体45000mg/L，悬浮物1000mg/L，Cl-100mg/L，SO4 2-25000mg/L，Mg2+15mg/L，Ca2+20mg/L，溶硅2mg/L。
处理步骤如下：
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.08MPa。
在此条件下，陶瓷膜过滤出水的固体悬浮物含量为1.0mg/L；经过陶瓷膜过滤分离出的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；运行条件为：操作压力为6MPa，进水pH 7。
在此条件下，高压反渗透的膜通量为7～8L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为75000mg/L；高压反渗透产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；膜蒸馏组件的膜材料为聚四氟乙烯，运行条件为进水pH 7，进水温度为60℃，进料液侧膜面流速为1.2m/s，渗透侧真空度为-0.085MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为5L/m2·h左右，膜蒸馏浓水TDS 200000mg/L，膜蒸馏产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水。蒸发结晶产水也满足循环水补水标准。
实施例2
钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体50000mg/L，悬浮物1500mg/L，油含量0.5mg/L，Cl-120mg/L，SO4 2-30000mg/L，Mg2+20mg/L，Ca2+60mg/L，溶硅4mg/L。
处理步骤如下：
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.12MPa。
在此条件下，陶瓷膜过滤出水的固体悬浮物含量为1.0mg/L；经过陶瓷膜过滤分离出的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；运行条件为：操作压力为8MPa，进水pH 7.5。
在此条件下，高压反渗透的膜通量为8～9L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为100000mg/L；高压反渗透产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；膜蒸馏组件的膜材料为聚丙烯，运行条件为进水pH 7.5，进水温度为70℃，进料液侧膜面流速为0.6m/s，渗透侧真空度为-0.08MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为8L/m2·h，膜蒸馏浓水TDS控制在200000mg/L，膜蒸馏产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水。蒸发结晶产水也满足循环水补水标准。
实施例3
钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体55000mg/L，悬浮物2000mg/L，油含量1mg/L，Cl-150mg/L，SO4 2-35000mg/L，Mg2+25mg/L，Ca2+100mg/L，溶硅6mg/L。
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.15MPa。
在此条件下，陶瓷膜过滤出水的固体悬浮物含量为1.0mg/L；经过陶瓷膜过滤分离出的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；运行条件为：操作压力为9MPa，进水pH 8。
在此条件下，高压反渗透的膜通量为8～10L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为110000mg/L；高压反渗透产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；膜蒸馏组件的膜材料为聚偏氟乙烯，运行条件为进水pH 8，进水温度为75℃，进料液侧膜面流速为0.8m/s，渗透侧真空度为-0.075MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为10L/m2·h，膜蒸馏浓水TDS控制在200000mg/L，膜蒸馏产水电导率＜1200μS/cm，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水。蒸发结晶产水也满足循环水补水标准。
以上所述仅为本发明的较佳可行实施例，并非因此局限本发明的专利范围，故凡是运用本发明说明书及附图内容所作的等效变化，均包含于本发明的保护范围。
本说明书中未作详细描述的内容属于本领域专业技术人员公知的现有技术。

Claims (10)

1.一种钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：包括如下步骤：
步骤1，钠碱脱硫液进入陶瓷膜过滤单元进行过滤，将钠碱脱硫液中的固体悬浮物脱除，形成陶瓷膜过滤出水；
步骤2，陶瓷膜过滤出水进入高压反渗透单元浓缩，形成高压反渗透产水和高压反渗透浓水；
步骤3，高压反渗透浓水进入膜蒸馏单元继续浓缩，形成膜蒸馏产水和膜蒸馏浓水；
步骤4，膜蒸馏浓水进入蒸发结晶单元进行蒸发结晶处理，得到盐类晶体和蒸发结晶产水；高压反渗透产水、膜蒸馏产水和蒸发结晶产水回用于循环水补水。
2.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤1中所述钠碱脱硫液的主要水质特征为：总溶解性固体45000～55000mg/L，悬浮物1000～2000mg/L，油含量0～1mg/L，Cl-100～150mg/L，SO4 2-25000～35000mg/L，Mg2+15～25mg/L，Ca2+20～100mg/L，溶硅2～6mg/L。
3.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：经步骤1～4处理后的产水电导率＜1200μS/cm，COD＜60mg/L，Cl-＜200mg/L，总油＜0.5mg/L，满足循环水补水回用标准。
4.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤1中脱除的固体悬浮物收集固化后集中外运处理。
5.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤1中所述陶瓷膜过滤单元选择50nm孔径的陶瓷膜滤芯，过滤压力为0.08～0.15MPa。
6.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤2中所述高压反渗透单元采用碟管式反渗透膜组件，膜组件形式为多个碟片式膜片串联在一个中心管上构成碟片式膜柱；高压反渗透单元的运行条件为：操作压力为6～9MPa，进水pH为7～8；
在此条件下，高压反渗透单元的膜通量为7～10L/m2·h，高压反渗透浓水TDS为75000～110000mg/L。
7.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤3中所述膜蒸馏单元采用中空纤维膜组件，膜蒸馏形式采用内压式真空膜蒸馏，进料液进入膜蒸馏膜孔内，膜组件壳程抽真空；步骤3中所述膜蒸馏单元中膜组件的膜材料为聚偏氟乙烯、聚四氟乙烯或聚丙烯。
8.根据权利要求7所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤3中所述膜蒸馏单元的运行条件为：进水pH为7～8，进水温度为60～75℃，进料液侧膜面流速为0.6～1.2m/s，渗透侧真空度-0.075～-0.085MPa；
在此条件下，膜蒸馏单元的膜通量为5～10L/m2·h，膜蒸馏浓水TDS控制在200000mg/L。
9.根据权利要求8所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤3中所述膜蒸馏单元采用工厂余热作为低温热源。
10.根据权利要求1所述的钠碱脱硫液的深度处理回用方法，其特征在于：步骤4中所述蒸发结晶单元采用现有市售蒸发结晶器，热源采用废蒸汽加热或电加热。
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