CN112110590A - 一种脱硫废水的资源化回收系统装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种脱硫废水的资源化回收系统装置及方法，所述的资源化回收系统装置沿物料流向包括依次连接的废水浓缩单元、调质沉淀单元、膜过滤单元和蒸发结晶单元；所述的调质沉淀单元包括沿物料流向依次连接的至少两级调质模块；所述的膜过滤单元包括沿物料流向依次连接的纳滤装置和海水反渗透装置。本发明将化学调质处理和物理膜过滤处理相结合，经化学调质后将易沉淀的离子先行去除，防止膜过滤过程中堵塞膜孔或在膜表面结垢，膜过滤产生的浓水再回流至废水浓缩单元，提高了进入废水浓缩单元的脱硫废水中的镁离子和硫酸根离子，降低了废水浓缩单元的工作压力。
Description
技术领域
本发明属于废水处理技术领域，涉及一种脱硫废水的资源化回收系统装置及方法，尤其涉及一种物理处理和化学处理相结合的脱硫废水的资源化回收系统装置及方法。
背景技术
国内脱硫废水零排放技术主要有3种，分别是蒸发池、蒸发结晶及烟道蒸发。蒸发池是通过自然蒸发减少废水体积的一种方法，在美国约有10余个电厂应用此技术进行脱硫废水的处理。蒸发池的处理效率取决于废水水量而非污染物浓度，因此，该方法适用于处理高浓度、总量少的含盐废水。此外，蒸发池处理废水成本低，适用于土地价格低的半干旱或干旱地区使用。但是此技术需要做防渗处理，且当废水处理量大时，所需土地面积增加，处理成本增加。为提高蒸发池的蒸发速率，减少蒸发池的占地面积，可考虑采用机械雾化蒸发。机械雾化蒸发技术利用高速旋转的扇叶或是高压喷嘴将废水雾化成细小液滴，通过液滴与空气的强烈对流进行蒸发。在上世纪90年代，此技术已经应用于矿井高含盐水及电厂高含盐水的处理。但该技术存在液滴的风吹损失，造成周边环境的盐污染。
蒸发结晶技术主要包括3个步骤，即预处理+膜/热力浓缩+结晶:预处理主要是去除脱硫废水中的硬度离子；浓缩主要是将脱硫废水减量化，产生可用水和浓水；浓水经过结晶器形成盐分然后回收利用或者填埋。蒸发结晶技术是一项成熟的技术，在国内外都有部分应用，但经济上存在着投资和运行费用高等问题，限制了此技术的广泛应用。
烟道蒸发技术是利用气液两相流喷嘴将脱硫废水雾化并喷入空预器与除尘器之间的烟道中，利用烟气余热将废水完全蒸发，使废水中的污染物转化为结晶物或盐类，随飞灰一起被除尘器捕集。脱硫废水烟道蒸发降低了烟道温度，减少了脱硫系统的水耗量。但烟道蒸发技术受限于两方面:处理废水量少，且受锅炉负荷影响大；不适用于除尘器前安装烟冷器的电厂。
CN209759208U公开了一种脱硫废水蒸发浓缩零排放的系统，包括：脱硫废水储液箱；预洗浓缩塔，包括连接在预洗浓缩塔入口的低温烟道支管，用于将低温烟气引入预洗浓缩塔，设置在所述预洗浓缩塔内自上而下依次设置的喷淋层，旋汇耦合器和浆液池，所述喷淋层通过循环泵与浆液池连接；以及蒸发塔包括连接在蒸发塔入口的高温烟道支管，用于将空预器前端的高温烟气引入蒸发塔，自上而下依次设置在蒸发塔内的雾化器，用于使脱硫废水雾化和整流格栅用于均布烟气。
CN107032428A公开了一种欠饱和烟气浓缩结晶脱硫废水零排放处理系统和方法，具体包括：经过脱硝后的烟气进入空气预热器与空气进行换热，换热后的烟气进入除尘器除尘，除尘后的烟气进入浓缩塔，对来自脱硫塔的脱硫废水加热浓缩，浓缩后的脱硫废水进入结晶塔中雾化，雾化后的脱硫废水在来自SCR脱硝反应塔的烟气的加热作用下蒸干结晶，结晶后的细小固体颗粒物或盐类以及灰尘在烟气带动下进入除尘器除去。
CN106477794B公开了一种脱硫废水浓缩及烟气干燥综合处理的系统与方法，包括设置在脱硫塔底部的脱硫废水池，与脱硫废水池连接、用于脱硫废水预处理的三级沉淀池，与三级沉淀池连接、用于液固分离的过滤器，与过滤器连接、用于脱硫废水浓缩的蒸发器，与蒸发器连接、用于存放浓脱硫废水的废水池，与水池连接、用于输送浓脱硫废水的水泵，与水泵连接的浓脱硫废水蒸发结晶装置，还包括与烟囱和浓脱硫废水蒸发结晶装置连接的旁路烟道系统，所述的旁路烟道系统包括用于气固分离的旋风分离机和除尘器，用于输送旁路热烟气的风机。
但目前现有的脱硫废水处理方法参与单一的化学处理或物理处理，无法实现废水的深度处理和资源化回收。
发明内容
针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种脱硫废水的资源化回收系统装置及方法，本发明利用上游脱硫系统外排的高温烟气的热量对脱硫废水进行蒸发浓缩，无需额外热源即可完成脱硫废水的提浓，再通过多级调质沉淀，逐级脱除了脱硫废水中的硫酸根离子和镁离子。最后通过膜过滤单元浓缩后，蒸发结晶得到纯度较高的氯盐产品。本发明将化学调质处理和物理膜过滤处理相结合，经化学调质后将易沉淀的离子先行去除，防止膜过滤过程中堵塞膜孔或在膜表面结垢，膜过滤产生的浓水再回流至废水浓缩单元，提高了进入废水浓缩单元的脱硫废水中的镁离子和硫酸根离子，降低了废水浓缩单元的工作压力。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种脱硫废水的资源化回收系统装置，所述的资源化回收系统装置沿物料流向包括依次连接的废水浓缩单元、调质沉淀单元、膜过滤单元和蒸发结晶单元。
所述的调质沉淀单元包括沿物料流向依次连接的至少两级调质模块。
所述的膜过滤单元包括沿物料流向依次连接的纳滤装置和海水反渗透装置。
本发明利用上游脱硫系统外排的高温烟气的热量对脱硫废水进行蒸发浓缩，无需额外热源即可完成脱硫废水的提浓，再通过多级调质沉淀，逐级脱除了脱硫废水中的硫酸根离子和镁离子。最后通过膜过滤单元浓缩后，蒸发结晶得到纯度较高的氯盐产品。本发明将化学调质处理和物理膜过滤处理相结合，经化学调质后将易沉淀的离子先行去除，防止膜过滤过程中堵塞膜孔或在膜表面结垢，膜过滤产生的浓水再回流至废水浓缩单元，提高了进入废水浓缩单元的脱硫废水中的镁离子和硫酸根离子，降低了废水浓缩单元的工作压力。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的废水浓缩单元包括浓缩装置，所述的浓缩装置外接进气管道，上游脱硫系统外排的烟气经进气烟道送入浓缩装置。
优选地，所述的进气烟道上设置有增压风机。
优选地，所述的浓水装置的壳体底部接入脱硫废水储罐，脱硫废水储罐向浓缩装置中注入脱硫废水，形成废水池。
优选地，所述的废水池上方设置有废水喷淋层，所述的废水池通过外设的废水循环管路接入废水喷淋层，脱硫废水流经废水喷淋管路在浓缩装置内循环喷淋，循环喷淋的脱硫废水与通入浓缩装置的烟气接触浓缩。
优选地，所述的废水循环管路上设置有循环泵。
优选地，所述的废水喷淋层包括喷淋主管以及设置于所述喷淋主管上的至少一个喷淋头，所述的喷淋主管连接废水循环管路的出口端。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的调质模块沿物料流向包括依次连接的调质装置和分离装置。
优选地，所述的调质装置和分离装置之间的连接管路上还设置有絮凝沉淀池。
优选地，所述的调质装置内配置有搅拌装置。
优选地，所述的调质装置的壳体底部设置有曝气装置。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的调质沉淀单元沿物料流向包括依次连接的一级调质模块和二级调质模块。
优选地，所述的一级调质模块包括沿物料流向依次连接的一级调质装置和一级固液分离装置。
优选地，所述的一级调质装置外接一级加药装置，所述的一级加药装置内储存有消石灰。
优选地，所述的二级调质模块包括沿物料流向依次连接的二级调质装置、絮凝沉淀池和二级固液分离装置。
优选地，所述的二级调质装置外接二级加药装置，所述的二级加药装置内储存有消石灰和絮凝剂。
作为本发明一种优选的技术方案，所述纳滤装置的进水口设置有保安过滤器。
优选地，所述的纳滤装置的淡水出口连接海水反渗透装置，所述的纳滤装置的浓水出口接入所述的脱硫废水储罐。
本发明采用纳滤装置来处理调质沉淀后的脱硫废水，对脱硫废水中未被完全沉淀去除的硫酸根离子进行截留，在截留硫酸根阴离子时，会优先截留镁离子，因此在镁离子浓度足够的情况下，纳滤装置对钙离子的截留量相对减少，大部分的钙离子穿过纳滤膜，钙离子通过纳滤膜进入产水侧的比例相应增加，避免了在截留侧形成易于结垢的硫酸钙，降低了纳滤膜表面的结垢风险，保障了纳滤膜装置的稳定运行。同时，由于镁离子被大量截留，确保了蒸发结晶后得到的氯盐产品的纯度，避免因产生大量杂盐而带来的二次污染。此外，本发明将纳滤浓水排入脱硫废水储罐，提高了进入浓缩装置的脱硫废水中的硫酸根离子浓度，降低了浓缩装置的运行压力，缩短了浓缩时间，同时也解决了纳滤浓水的处置问题，无需对外排放避免带来新的治理负担。
优选地，所述的海水反渗透装置的淡水出口分为两路，一路接入外排管路，另一路回接所述的纳滤装置，海水反渗透的部分产水进入纳滤装置的进水侧；所述的海水反渗透装置的浓水出口接入所述的蒸发结晶单元。
在本发明中，海水反渗透装置产出的淡水返回纳滤装置，用于稀释纳滤进水，同时对纳滤膜表面进行反冲洗。纳滤装置采用海水反渗透装置产出的淡水来稀释纳滤进水并水洗纳滤膜，有效降低了纳滤膜表面的结垢风险，保障了纳滤装置的温度运行。
优选地，所述的蒸发结晶单元的冷凝水出口接入所述的外排管路。
优选地，所述的蒸发结晶单元包括MVR蒸发装置。
第二方面，本发明提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，采用第一方面所述的资源化回收系统装置对脱硫废水进行资源化回收，所述方法包括：
脱硫废水与上游脱硫系统外排的烟气同时通入废水浓缩单元，脱硫废水与烟气接触后提浓得到浓缩废液，浓缩废液进入调质沉淀单元，经过多级调质生成的沉淀外排，上清液送入膜过滤单元，依次经纳滤和海水反渗透处理后得到的浓水进行蒸发结晶得到氯盐产品。
作为本发明一种优选的技术方案，所述方法具体包括：
(Ⅰ)脱硫废水通入浓缩装置，增压风机将上游脱硫系统的外排烟气送入浓缩装置，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，得到浓缩废液；
(Ⅱ)浓缩废液通入一级调质装置，向一级调质装置内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置；向二级调质装置内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，絮凝物外排；
(Ⅲ)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤浓水回流至脱硫废水储罐，纳滤淡水进入海水反渗透装置，得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透淡水部分回流至纳滤装置的进水侧，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到氯盐产品。
本发明首先利用廉价的氢氧化钙代替氢氧化钠，通过化学处理实现了镁离子和硫酸根离子的沉淀去除，随后经物理处理，即采用纳滤和反渗透浓缩处理，形成浓缩液，最后浓缩液经过蒸发结晶得到纯度较高的氯化钙晶体。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅰ)中，通入浓缩装置的脱硫废水中的含盐量为3～4wt％，例如可以是3.0wt％、3.1wt％、3.2wt％、3.3wt％、3.4wt％、3.5wt％、3.6wt％、3.7wt％、3.8wt％、3.9wt％或4.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，通入浓缩装置的脱硫废水中氯离子浓度为10000～15000mg/L，例如可以是10000mg/L、10500mg/L、11000mg/L、11500mg/L、12000mg/L、12500mg/L、13000mg/L、13500mg/L、14000mg/L、14500mg/L或15000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，通入浓缩装置的脱硫废水中硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L，例如可以是5000mg/L、5100mg/L、5200mg/L、5300mg/L、5400mg/L、5500mg/L、5600mg/L、5700mg/L、5800mg/L、5900mg/L或6000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，上游脱硫系统的外排烟气温度为40～80℃，例如可以是40℃、45℃、50℃、55℃、60℃、65℃、70℃、75℃或80℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，烟气在浓缩装置内的流速为3～8m/s，例如可以是3m/s、4m/s、5m/s、6m/s、7m/s或8m/s，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为1～10L/m3，例如可以是1L/m3、2L/m3、3L/m3、4L/m3、5L/m3、6L/m3、7L/m3、8L/m3、9L/m3或10L/m3，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的浓缩废液的pH值为1～4，例如可以是1.0、1.5、2.0、2.5、3.0、3.5或4.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的浓缩废液中氯离子的浓度为18000～20000mg/L，例如可以是18000mg/L、18200mg/L、18400mg/L、18600mg/L、18800mg/L、19000mg/L、19200mg/L、19400mg/L、19600mg/L、19800mg/L或20000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的浓缩废液中硫酸根离子的浓度为8000～10000mg/L，例如可以是8000mg/L、8200mg/L、8400mg/L、8600mg/L、8800mg/L、9000mg/L、9200mg/L、9400mg/L、9600mg/L、9800mg/L或10000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅱ)中，所述的一级上清液的pH为4～5，例如可以是4.0、4.1、4.2、4.3、4.4、4.5、4.6、4.7、4.8、4.9或5.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的一级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L，例如可以是18000mg/L、18200mg/L、18400mg/L、18600mg/L、18800mg/L、19000mg/L、19200mg/L、19400mg/L、19600mg/L、19800mg/L或20000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的一级上清液中硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L，例如可以是5000mg/L、5100mg/L、5200mg/L、5300mg/L、5400mg/L、5500mg/L、5600mg/L、5700mg/L、5800mg/L、5900mg/L或6000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的二级清液的pH值为9～10，例如可以是9.0、9.1、9.2、9.3、9.4、9.5、9.6、9.7、9.8、9.9或10.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的二级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L，例如可以是18000mg/L、18200mg/L、18400mg/L、18600mg/L、18800mg/L、19000mg/L、19200mg/L、19400mg/L、19600mg/L、19800mg/L或20000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的二级上清液中硫酸根离子浓度为3000～3500mg/L，例如可以是3000mg/L、3050mg/L、3100mg/L、3150mg/L、3200mg/L、3250mg/L、3300mg/L、3350mg/L、3400mg/L、3450mg/L或3500mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(Ⅲ)中，所述纳滤的运行压力为1～2MPa，例如可以是1.0MPa、1.1MPa、1.2MPa、1.3MPa、1.4MPa、1.5MPa、1.6MPa、1.7MPa、1.8MPa、1.9MPa或2.0MPa，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的纳滤淡水中氯离子浓度为15000～18000mg/L，例如可以是15000mg/L、15500mg/L、16000mg/L、16500mg/L、17000mg/L、17500mg/L、18000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的纳滤淡水中硫酸根离子浓度为40～100mg/L，例如可以是40mg/L、45mg/L、60mg/L、65mg/L、70mg/L、75mg/L、80mg/L、85mg/L、90mg/L、95mg/L或100mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的海水反渗透浓水中氯离子浓度为60000～70000mg/L，例如可以是60000mg/L、61000mg/L、62000mg/L、63000mg/L、64000mg/L、65000mg/L、66000mg/L、67000mg/L、68000mg/L、69000mg/L或70000mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的海水反渗透浓水中硫酸根离子浓度为100～200mg/L，例如可以是100mg/L、110mg/L、120mg/L、130mg/L、140mg/L、150mg/L、160mg/L、170mg/L、180mg/L、190mg/L或200mg/L，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，回流至纳滤装置的海水反渗透淡水的体积流量占产出的海水反渗透淡水总体积流量的20～30％，例如可以是20％、21％、22％、23％、24％、25％、26％、27％、28％、29％或30％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的海水反渗透浓水中的含盐量为10～12wt％，例如可以是10wt％、10.2wt％、10.4wt％、10.6wt％、10.8wt％、11.0wt％、11.2wt％、11.4wt％、11.6wt％、11.8wt％或12.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
所述系统是指设备系统、装置系统或生产装置。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
本发明利用上游脱硫系统外排的高温烟气的热量对脱硫废水进行蒸发浓缩，无需额外热源即可完成脱硫废水的提浓，再通过多级调质沉淀，逐级脱除了脱硫废水中的硫酸根离子和镁离子。最后通过膜过滤单元浓缩后，蒸发结晶得到纯度较高的氯盐产品。本发明将化学调质处理和物理膜过滤处理相结合，经化学调质后将易沉淀的离子先行去除，防止膜过滤过程中堵塞膜孔或在膜表面结垢，膜过滤产生的浓水再回流至废水浓缩单元，提高了进入废水浓缩单元的脱硫废水中的镁离子和硫酸根离子，降低了废水浓缩单元的工作压力。
附图说明
图1为本发明一个具体实施方式提供的资源化回收系统装置的结构示意图。
其中，1-浓缩装置；2-脱硫废水储罐；3-废水池；4-废水喷淋层；5-曝气装置；6-循环泵；7-一级加药装置；8-一级调质装置；9-一级固液分离装置；10-二级调质装置；11-二级加药装置；12-絮凝沉淀池；13-二级固液分离装置；14-纳滤装置；15-海水反渗透装置；16-蒸发结晶单元。
具体实施方式
需要理解的是，在本发明的描述中，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
需要说明的是，在本发明的描述中，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
在一个具体实施方式中，本发明提供了一种如图1所示的脱硫废水的资源化回收系统装置，所述的资源化回收系统装置沿物料流向包括依次连接的废水浓缩单元、调质沉淀单元、膜过滤单元和蒸发结晶单元16。
废水浓缩单元包括浓缩装置1，浓缩装置1外接进气管道，上游脱硫系统外排的烟气经进气烟道送入浓缩装置1，进气烟道上设置有增压风机。浓水装置的壳体底部接入脱硫废水储罐2，脱硫废水储罐2向浓缩装置1中注入脱硫废水，形成废水池3。废水池3上方设置有废水喷淋层4，废水池3通过外设的废水循环管路接入废水喷淋层4，废水循环管路上设置有循环泵6，脱硫废水流经废水喷淋管路在浓缩装置1内循环喷淋，循环喷淋的脱硫废水与通入浓缩装置1的烟气接触浓缩。废水喷淋层4包括喷淋主管以及设置于所述喷淋主管上的至少一个喷淋头，喷淋主管连接废水循环管路的出口端。
所述的调质沉淀单元包括沿物料流向依次连接的至少两级调质模块，调质模块沿物料流向包括依次连接的调质装置和分离装置，调质装置和分离装置之间的连接管路上还设置有絮凝沉淀池12。调质装置内配置有搅拌装置，调质装置的壳体底部设置有曝气装置5。
具体可选地，如图1所示，调质沉淀单元沿物料流向包括依次连接的一级调质模块和二级调质模块。一级调质模块包括沿物料流向依次连接的一级调质装置8和一级固液分离装置9。一级调质装置8外接一级加药装置7，一级加药装置7内储存有消石灰。二级调质模块包括沿物料流向依次连接的二级调质装置10、絮凝沉淀池12和二级固液分离装置13，二级调质装置10外接二级加药装置11，二级加药装置11内储存有消石灰和絮凝剂。
所述的膜过滤单元包括沿物料流向依次连接的纳滤装置14和海水反渗透装置15。纳滤装置14的进水口设置有保安过滤器，纳滤装置14的淡水出口连接海水反渗透装置15，纳滤装置14的浓水出口接入所述的脱硫废水储罐2。海水反渗透装置15的淡水出口分为两路，一路接入外排管路，另一路回接纳滤装置14，海水反渗透的部分产水进入纳滤装置14的进水侧；海水反渗透装置15的浓水出口接入蒸发结晶单元16，蒸发结晶单元16的冷凝水出口接入外排管路。
蒸发结晶单元16包括MVR蒸发装置。
在另一个具体实施方式中，本发明提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，采用上述的资源化回收系统装置对脱硫废水进行资源化回收，所述方法包括：
(1)含盐量为3～4wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为10000～15000mg/L，硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的40～80℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为3～8m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为1～10L/m3，提浓得到pH值为1～4的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为18000～20000mg/L，硫酸根离子的浓度为8000～10000mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4～5，一级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L，硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9～10，二级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L，硫酸根离子浓度为3000～3500mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1～2MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为15000～18000mg/L，硫酸根离子浓度为40～100mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为10～12wt％，氯离子浓度为60000～70000mg/L，硫酸根离子浓度为100～200mg/L，20～30％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到氯盐产品。
实施例1
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为3wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为10000mg/L，硫酸根离子浓度为5000mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的40℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为3m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为1L/m3，提浓得到pH值为1的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为18000mg/L，硫酸根离子的浓度为8000mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4，一级上清液中氯离子浓度为18000mg/L，硫酸根离子浓度为5000mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9，二级上清液中氯离子浓度为18000mg/L，硫酸根离子浓度为3000mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为15000mg/L，硫酸根离子浓度为40mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为10wt％，氯离子浓度为60000mg/L，硫酸根离子浓度为100mg/L，20％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为95.6％的氯化钙产品。
实施例2
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为3.2wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为11000mg/L，硫酸根离子浓度为5200mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的50℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为4m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为2L/m3，提浓得到pH值为1.5的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为18400mg/L，硫酸根离子的浓度为8400mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4.2，一级上清液中氯离子浓度为18400mg/L，硫酸根离子浓度为5200mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9.2，二级上清液中氯离子浓度为18400mg/L，硫酸根离子浓度为3100mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1.2MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为15600mg/L，硫酸根离子浓度为52mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为10.4wt％，氯离子浓度为62000mg/L，硫酸根离子浓度为120mg/L，22％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为96.3％的氯化钙产品。
实施例3
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为3.4wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为12000mg/L，硫酸根离子浓度为5400mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的60℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为5m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为4L/m3，提浓得到pH值为2.5的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为18800mg/L，硫酸根离子的浓度为8800mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4.4，一级上清液中氯离子浓度为18800mg/L，硫酸根离子浓度为5400mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9.4，二级上清液中氯离子浓度为18800mg/L，硫酸根离子浓度为3200mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1.4MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为16200mg/L，硫酸根离子浓度为64mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为10.8wt％，氯离子浓度为64000mg/L，硫酸根离子浓度为140mg/L，24％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为97.4％的氯化钙产品。
实施例4
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为3.6wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为13000mg/L，硫酸根离子浓度为5600mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的65℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为6m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为6L/m3，提浓得到pH值为3的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为19200mg/L，硫酸根离子的浓度为9200mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4.6，一级上清液中氯离子浓度为19200mg/L，硫酸根离子浓度为5600mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9.6，二级上清液中氯离子浓度为19200mg/L，硫酸根离子浓度为3300mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1.6MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为16800mg/L，硫酸根离子浓度为76mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为11.2wt％，氯离子浓度为66000mg/L，硫酸根离子浓度为160mg/L，26％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为96.8％的氯化钙产品。
实施例5
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为3.8wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为140000mg/L，硫酸根离子浓度为5800mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的70℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为7m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为8L/m3，提浓得到pH值为3.5的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为19600mg/L，硫酸根离子的浓度为9600mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为4.8，一级上清液中氯离子浓度为19600mg/L，硫酸根离子浓度为5800mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为9.8，二级上清液中氯离子浓度为19600mg/L，硫酸根离子浓度为3400mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为1.8MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为17400mg/L，硫酸根离子浓度为88mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为11.6wt％，氯离子浓度为68000mg/L，硫酸根离子浓度为180mg/L，28％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为95.2％的氯化钙产品。
实施例6
本实施例提供了一种脱硫废水的资源化回收方法，所述方法包括如下步骤：
(1)含盐量为4wt％的脱硫废水通入浓缩装置1，脱硫废水中氯离子浓度为15000mg/L，硫酸根离子浓度为6000mg/L；增压风机将上游脱硫系统外排的80℃的烟气送入浓缩装置1，烟气在浓缩装置1内的流速为8m/s，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为10L/m3，提浓得到pH值为4的浓缩废液，浓缩废液中氯离子的浓度为20000mg/L，硫酸根离子的浓度为10000mg/L；
(2)浓缩废液通入一级调质装置8，向一级调质装置8内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，其中，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置10，一级上清液的pH为5，一级上清液中氯离子浓度为20000mg/L，硫酸根离子浓度为6000mg/L；
(3)向二级调质装置10内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，其中，絮凝物外排，二级上清液进入纳滤装置14，二级清液的pH值为10，二级上清液中氯离子浓度为20000mg/L，硫酸根离子浓度为3500mg/L；
(4)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤的运行压力为2MPa，纳滤淡水中氯离子浓度为18000mg/L，硫酸根离子浓度为100mg/L；纳滤浓水回流至脱硫废水储罐2，纳滤淡水进入海水反渗透装置15；
(5)纳滤淡水经海水反渗透浓缩后得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透浓水中的含盐量为12wt％，氯离子浓度为70000mg/L，硫酸根离子浓度为200mg/L，30％体积流量的海水反渗透淡水回流至纳滤装置14，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到纯度为94.6％的氯化钙产品。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
Claims (10)
1.一种脱硫废水的资源化回收系统装置，其特征在于，所述的资源化回收系统装置沿物料流向包括依次连接的废水浓缩单元、调质沉淀单元、膜过滤单元和蒸发结晶单元；
所述的调质沉淀单元包括沿物料流向依次连接的至少两级调质模块；
所述的膜过滤单元包括沿物料流向依次连接的纳滤装置和海水反渗透装置。
2.根据权利要求1所述的资源化回收系统装置，其特征在于，所述的废水浓缩单元包括浓缩装置，所述的浓缩装置外接进气管道，上游脱硫系统外排的烟气经进气烟道送入浓缩装置；
优选地，所述的进气烟道上设置有增压风机；
优选地，所述的浓水装置的壳体底部接入脱硫废水储罐，脱硫废水储罐向浓缩装置中注入脱硫废水，形成废水池；
优选地，所述的废水池上方设置有废水喷淋层，所述的废水池通过外设的废水循环管路接入废水喷淋层，脱硫废水流经废水喷淋管路在浓缩装置内循环喷淋，循环喷淋的脱硫废水与通入浓缩装置的烟气接触浓缩；
优选地，所述的废水循环管路上设置有循环泵；
优选地，所述的废水喷淋层包括喷淋主管以及设置于所述喷淋主管上的至少一个喷淋头，所述的喷淋主管连接废水循环管路的出口端。
3.根据权利要求1或2所述的资源化回收系统装置，其特征在于，所述的调质模块沿物料流向包括依次连接的调质装置和分离装置；
优选地，所述的调质装置和分离装置之间的连接管路上还设置有絮凝沉淀池；
优选地，所述的调质装置内配置有搅拌装置；
优选地，所述的调质装置的壳体底部设置有曝气装置。
4.根据权利要求1-3任一项所述的资源化回收系统装置，其特征在于，所述的调质沉淀单元沿物料流向包括依次连接的一级调质模块和二级调质模块；
优选地，所述的一级调质模块包括沿物料流向依次连接的一级调质装置和一级固液分离装置；
优选地，所述的一级调质装置外接一级加药装置，所述的一级加药装置内储存有消石灰；
优选地，所述的二级调质模块包括沿物料流向依次连接的二级调质装置、絮凝沉淀池和二级固液分离装置；
优选地，所述的二级调质装置外接二级加药装置，所述的二级加药装置内储存有消石灰和絮凝剂。
5.根据权利要求1-4任一项所述的资源化回收系统装置，其特征在于，所述纳滤装置的进水口设置有保安过滤器；
优选地，所述的纳滤装置的淡水出口连接海水反渗透装置，所述的纳滤装置的浓水出口接入所述的脱硫废水储罐；
优选地，所述的海水反渗透装置的淡水出口分为两路，一路接入外排管路，另一路回接所述的纳滤装置，海水反渗透的部分产水进入纳滤装置的进水侧；所述的海水反渗透装置的浓水出口接入所述的蒸发结晶单元；
优选地，所述的蒸发结晶单元的冷凝水出口接入所述的外排管路；
优选地，所述的蒸发结晶单元包括MVR蒸发装置。
6.一种脱硫废水的资源化回收方法，其特征在于，采用权利要求1-5任一项所述的资源化回收系统装置对脱硫废水进行资源化回收，所述方法包括：
脱硫废水与上游脱硫系统外排的烟气同时通入废水浓缩单元，脱硫废水与烟气接触后提浓得到浓缩废液，浓缩废液进入调质沉淀单元，经过多级调质生成的沉淀外排，上清液送入膜过滤单元，依次经纳滤和海水反渗透处理后得到的浓水进行蒸发结晶得到氯盐产品。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述方法具体包括：
(Ⅰ)脱硫废水通入浓缩装置，增压风机将上游脱硫系统的外排烟气送入浓缩装置，烟气与循环喷淋的脱硫废水接触提浓，得到浓缩废液；
(Ⅱ)浓缩废液通入一级调质装置，向一级调质装置内输送消石灰，在曝气环境下，消石灰与浓缩废液反应生成沉淀，经固液分离后得到一级上清液和一级废渣，一级废渣外排，一级上清液进入二级调质装置；向二级调质装置内输送消石灰和絮凝剂，一级上清液与消石灰反应后经絮凝剂絮凝沉淀，固液分离后得到二级清液与絮凝物，絮凝物外排；
(Ⅲ)二级上清液经纳滤分盐得到纳滤浓水和纳滤淡水，纳滤浓水回流至脱硫废水储罐，纳滤淡水进入海水反渗透装置，得到海水反渗透浓水和海水反渗透淡水，海水反渗透淡水部分回流至纳滤装置的进水侧，稀释纳滤进水并对纳滤膜进行反冲洗，海水反渗透浓水经蒸发结晶得到氯盐产品。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，步骤(Ⅰ)中，通入浓缩装置的脱硫废水中的含盐量为3～4wt％；
优选地，通入浓缩装置的脱硫废水中氯离子浓度为10000～15000mg/L；
优选地，通入浓缩装置的脱硫废水中硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L；
优选地，上游脱硫系统的外排烟气温度为40～80℃；
优选地，烟气在浓缩装置内的流速为3～8m/s；
优选地，循环喷淋的脱硫废水与烟气的液气比为1～10L/m3；
优选地，所述的浓缩废液的pH值为1～4；
优选地，所述的浓缩废液中氯离子的浓度为18000～20000mg/L；
优选地，所述的浓缩废液中硫酸根离子的浓度为8000～10000mg/L。
9.根据权利要求7或8所述的方法，其特征在于，步骤(Ⅱ)中，所述的一级上清液的pH为4～5；
优选地，所述的一级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L；
优选地，所述的一级上清液中硫酸根离子浓度为5000～6000mg/L；
优选地，所述的二级清液的pH值为9～10；
优选地，所述的二级上清液中氯离子浓度为18000～20000mg/L；
优选地，所述的二级上清液中硫酸根离子浓度为3000～3500mg/L。
10.根据权利要求7-9任一项所述的方法，其特征在于，步骤(Ⅲ)中，所述纳滤的运行压力为1～2MPa；
优选地，所述的纳滤淡水中氯离子浓度为15000～18000mg/L；
优选地，所述的纳滤淡水中硫酸根离子浓度为40～100mg/L；
优选地，所述的海水反渗透浓水中氯离子浓度为60000～70000mg/L；
优选地，所述的海水反渗透浓水中硫酸根离子浓度为100～200mg/L。
优选地，回流至纳滤装置的海水反渗透淡水的体积流量占产出的海水反渗透淡水总体积流量的20～30％；
优选地，所述的海水反渗透浓水中的含盐量为10～12wt％。
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