CN112551789A - 一种高浓盐水蒸发结晶装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及水处理技术领域，公开了一种高浓盐水蒸发结晶装置及方法。该装置包括：蒸发器，所述蒸发器包括蒸发器壳体以及设置在所述蒸发器壳体内部的上管板、下管板及若干个中空的换热管，所述上管板及所述下管板将所述蒸发器壳体分割成第一腔室、第二腔室和第三腔室，若干个所述换热管间隔设置在所述第一腔室中，并与所述蒸发器壳体形成蒸汽通道，若干个所述换热管穿过所述上管板并伸入所述第二腔室预设高度；相分离器，与所述第二腔室连通；晶体分离器，与所述相分离器连通；循环泵，所述循环泵的入口分别与浓盐水进口及所述晶体分离器的排液口连通。高浓盐水蒸发结晶装置及方法可以在蒸发结晶中除去有机物，减少堵塞风险，保障正常结晶。

Description

一种高浓盐水蒸发结晶装置及方法

技术领域

本发明涉及水处理技术领域，尤其涉及一种高浓盐水蒸发结晶装置及方法。

背景技术

浓盐水的蒸发结晶，是污水处理、废气净化、以及多种工艺过程的末端关键单元、甚至难点。不同过程所产的浓盐水中无机盐种类和杂质有所不同，污水处理废水零排放领域，浓盐水的主要无机盐成分是钠盐、以及少量的钾盐，以及难容盐杂质钙、镁离子等，阴离子主要是氯离子和硫酸根，其外，还含有少量的预处理和脱盐等过程所用的少量化学品(有机物，以COD表征)，如阻垢剂、酸和其他反应产物，这些化学品虽然量少，但却影响巨大，轻则堵塞蒸发器，使装置无法正常运行，重则会导致无法结晶，只能产出一些浆状物。

在废气净化的湿法脱硫领域，无机盐的种类因吸收剂的不同而有所不同，如钠法脱硫产出的浓盐水是硫酸钠，氨法脱硫产出的浓盐水是硫酸氨，此外，还含有少量的钙、硅、氯离子等少量无机杂质，有机类杂质主要来自于烟气燃烧不完全产生的半焦等。与废水零排放相似，脱硫浓盐水的蒸发结晶过程中，也存在有机物存在导致的蒸发器堵塞和结晶以及结晶盐质量问题。

在主工艺装置中，反应过程的不同，浓盐水的组成有所不同，如大部分化工和制药行业的工艺产浓盐水的成分多为钠盐、钾盐或氨盐，钠盐、钾盐的阴离子多为氯离子或硫酸根离子，有机污染物多为上游工艺过程的副产物，存在粘度大，易堵塞，甚至导致无法结晶的风险。

虽然浓盐水中的有机物(COD)已经成为浓缩结晶的难题和瓶颈，但针对这方面的技术创新并不多。

“一种高盐高COD污水处理零排放工艺”(专利号CN111762963A)，提出了通过纳滤、冷冻结晶、厌氧氧化三者耦合的技术创新方式解决此问题。即在原反渗透处理后添加纳滤进行分盐，将一价与二价杂盐离子分开，再对两种分离液分别进行处理，处理后的母液经厌氧氧化后返回前端重新进入处理系统，从而实现资源的回收利用，废水零排放，以此减少对环境的污染。该专利虽然设计了厌氧生化去除浓盐水中的COD，但由于盐水浓度过高，需要稀释才能使生化菌成活，不经济；其次浓盐水中的COD多为生化菌无法降解的重组分，再用生化菌降解，效果不好。所以，该技术不具有工业可行性。

“一种硫铵浓缩二效蒸发系统”(专利号CN203108242U)，针对产自丙烯腈装置的含重质有机物的稀硫铵废水，提出了二效蒸发节能装置方案，但并没有涉及如何消除重质有机物对蒸发浓缩的影响。

鉴于有机物杂质对浓盐水蒸发结晶普遍存在的加速堵塞和影响结晶的难题，亟需设计一种可以在蒸发结晶中除去有机物，减少堵塞风险，保障正常结晶的装置及方法。

发明内容

为了解决上述技术问题，本发明提供了一种高浓盐水蒸发结晶装置及方法，可以在蒸发结晶中除去有机物，减少堵塞风险，保障正常结晶。

本发明提供的技术方案如下：

一种高浓盐水蒸发结晶装置，包括：

蒸发器，所述蒸发器包括蒸发器壳体以及设置在所述蒸发器壳体内部的上管板、下管板及若干个中空的换热管，所述上管板及所述下管板将所述蒸发器壳体分割成第一腔室、第二腔室和第三腔室，若干个所述换热管间隔设置在所述第一腔室中，并与所述蒸发器壳体形成用于蒸汽流通的蒸汽通道，若干个所述换热管穿过所述上管板并伸入所述第二腔室预设高度，所述第二腔室的侧壁下端设有排油口；

相分离器，所述相分离器与所述第二腔室连通，用于对蒸发后的浓盐水进行闪蒸；

晶体分离器，所述晶体分离器与所述相分离器连通，用于对闪蒸后的浓缩液进行晶液分离；

循环泵，所述循环泵的入口分别与浓盐水进口及所述晶体分离器的排液口连通，所述循环泵的出口与所述第三腔室连通。

进一步优选地，所述蒸发器还包括蒸汽入口、凝液出口及底板，所述蒸汽入口设置在所述蒸发器壳体上与所述蒸汽管道连通，并位于所述第一腔室的上端；

所述凝液出口设置在所述蒸发器壳体上与所述凝液管道连通，并位于所述第一腔室的下端；

若干个所述换热管的下端穿过所述下管板伸入所述第三腔室内。

进一步优选地，若干个所述换热管穿过所述上管板并伸入所述第二腔室的高度为50mm-200mm；

和/或，所述排油口位于所述上管板上方的高度为20mm-50mm。

进一步优选地，所述相分离器包括相分离器壳体以及设置在所述相分离器壳体内部的旋流分离器及除雾器，所述相分离器壳体的上端设有蒸汽出口，所述相分离器壳体的下端设有浓缩液出口，所述除雾器设置在所述旋流分离器的上方，所述旋流分离器用于分离蒸汽中夹带的游离液滴和固体颗粒。

进一步优选地，所述相分离器壳体为圆柱形，所述相分离器壳体的侧壁上设有相分离器入口，所述相分离器入口与所述相分离器壳体沿切向设置；

所述相分离器入口的上方侧壁上设有挡板，所述挡板与所述相分离器壳体的内侧壁呈预设角度设置，所述挡板用于降低从所述相分离器入口进入的浓盐水对所述相分离器壳体内母液的冲击以及减轻所述旋流分离器的分离负荷。

进一步优选地，所述挡板与所述相分离器壳体的内侧壁之间的夹角为30°-60°；

所述挡板的顶部与所述相分离器入口的顶部之间的距离为100mm-200mm，所述挡板的底部与所述相分离器入口的底部处于同一平面上；

所述挡板的长度是所述相分离器壳体周长的1/5～1/4。

进一步优选地，所述晶体分离器包括晶体分离器壳体以及设置在所述晶体分离器壳体内部的旋流器，所述晶体分离器壳体的侧壁设有与所述相分离器连通的晶体分离器入口，所述晶体分离器入口用于排入所述相分离器分离出的浓缩液；

所述晶体分离器壳体的顶部设有晶体分离器第一出口，所述晶体分离器第一出口与所述循环泵的入口连通，用于排出分离后的饱和母液；

所述晶体分离器壳体的底部设有晶体分离器第二出口，所述晶体分离器第二出口用于排出结晶盐；

所述旋流器的分离精度控制在1微米颗粒分离效率大于98％。

进一步优选地，还包括：控制系统；

所述控制系统分别与所述蒸发器、所述相分离器、所述晶体分离器、所述循环泵连接，并控制其工作状态。

进一步优选地，所述控制系统包括：

第一控制回路，所述第一控制回路用于控制所述蒸发器的浓盐水进料量；

第二控制回路，所述第二控制回路用于控制所述蒸发器的加热蒸汽量及所述蒸汽通道内的液位；

第三控制回路，所述第三控制回路用于控制所述上管板上方的油水界面；

第四控制回路，所述第四控制回路用于控制所述相分离器的液位及晶浆排放量。

本发明提供的另一技术方案如下：

一种高浓盐水蒸发结晶方法，使用上述中任意一项所述的高浓盐水蒸发结晶装置进行蒸发结晶，包括步骤：

循环泵将浓盐水增压送入蒸发器第三腔室，并在压力的推动下，通过换热管上升到第二腔室，浓盐水在通过换热管时被管外第一腔室的蒸汽加热升温；蒸汽从蒸汽器的壳体上部进入第一腔室，与低温浓盐水进行间壁换热，蒸汽释放潜热变为凝液后，从位于第一腔室下部的凝液排出口排出蒸发器；加热后的浓盐水从换热管进入上管板上方空间后变为夹带微量气泡的液体，浓盐水中的有机物沉积到上管板上被排出；

蒸发器排出的液体沿切线方向进入相分离器，在挡板的作用下沿相分离器内壁做圆周运动的过程中闪蒸汽化，上升的蒸汽经旋流分离器脱除蒸汽中的液相及晶体，再经除雾器除雾后排出；

闪蒸后的浓缩液和析出晶体从相分离器的底部排入晶体分离器分离，经晶体分离器分离出的晶体排至下游干燥，分离出的饱和母液进入循环泵循环蒸发。

与现有技术相比，本发明的高浓盐水蒸发结晶装置及方法有益效果在于：

本发明中，在蒸发器的换热管中的浓盐水通过蒸汽加热逐渐升温，控制沿管壁的内表面高温处会有少量汽化，产生的气泡从换热管壁脱附的过程中，不仅有利于管壁上有机粘附物及固化无机盐的脱附，而且其上升过程中，会对浓盐水中的有机物起到汽提作用，被汽提到换热管顶部的有机物在汽提气的作用下，进入上管板上方的换热管之间的间隙区域；加热后的浓盐水从换热管进入上管板上方空间以后，由于空间增大，压力降低，汽化率会有所提高，夹带微量气泡的水相密度降低到有机物密度以下，有机物会沉积到上管板后被排出，降低了有机物被带入相分离器的几率，保障了结晶的正常进行。

附图说明

下面将以明确易懂的方式，结合附图说明优选实施方式，对上述特性、技术特征、优点及其实现方式予以进一步说明。

图1是本实施例高浓盐水蒸发结晶装置的结构示意图。

附图标号说明：

1.蒸发器，11.换热管，12.上管板，2.相分离器，21.旋流分离器，22.除雾器，3.循环泵，4.晶体分离器，41.旋流器，5.控制系统，51.第一控制回路，52.第二控制回路，53.第三控制回路，54.第四控制回路。

具体实施方式

以下描述中，为了说明而不是为了限定，提出了诸如特定系统结构、技术之类的具体细节，以便透彻理解本申请实施例。然而，本领域的技术人员应当清楚，在没有这些具体细节的其他实施例中也可以实现本申请。在其他情况中，省略对众所周知的系统、装置、电路以及方法的详细说明，以免不必要的细节妨碍本申请的描述。

应当理解，当在本说明书和所附权利要求书中使用时，术语“包括”指示所述描述特征、整体、步骤、操作、元素和/或组件的存在，但并不排除一个或多个其他特征、整体、步骤、操作、元素、组件和/或集合的存在或添加。

为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与本发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。另外，以使图面简洁便于理解，在有些图中具有相同结构或功能的部件，仅示意性地绘示了其中的一个，或仅标出了其中的一个。在本文中，“一个”不仅表示“仅此一个”，也可以表示“多于一个”的情形。

还应当进一步理解，在本申请说明书和所附权利要求书中使用的术语“和/或”是指相关联列出的项中的一个或多个的任何组合以及所有可能组合，并且包括这些组合。

在附图所示的实施例中，方向的指示(诸如上、下、左、右、前和后)用以解释本发明的各种组件的结构和运动不是绝对的而是相对的。当这些组件处于附图所示的位置时，这些说明是合适的。如果这些组件的位置的说明发生改变时，则这些方向的指示也相应地改变。

另外，在本申请的描述中，术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对照附图说明本发明的具体实施方式。显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图，并获得其他的实施方式。

作为一个具体实施例，如图1所示，本实施例提供了一种高浓盐水蒸发结晶装置，包括：蒸发器1、相分离器2、晶体分离器4及循环泵3。其中，蒸发器1包括蒸发器壳体以及设置在蒸发器壳体内部的上管板12、下管板(未标注)及若干个中空的换热管11，上管板12及下管板将蒸发器壳体分割成第一腔室、第二腔室和第三腔室，若干个换热管11间隔设置在第一腔室中，并与蒸发器壳体形成用于蒸汽流通的蒸汽通道，若干个换热管11穿过上管板12并伸入第二腔室预设高度，第二腔室的侧壁下端设有排油口。相分离器2与第二腔室连通，用于对蒸发器1加热后的浓盐水进行闪蒸。晶体分离器4与相分离器2连通，用于对闪蒸后的浓缩液进行晶液分离。循环泵3的入口分别与浓盐水进口及晶体分离器4的排液口连通，循环泵3的出口与蒸发器1的第三腔室联通。

本实施例中，在蒸发器1的换热管11中的浓盐水通过蒸汽加热逐渐升温，控制沿管壁的内表面高温处少量汽化，产生的气泡从换热管壁脱附的过程中，不仅有利于管壁上有机粘附物及固化无机盐的脱附，而且其上升过程中，会对浓盐水中的有机物起到汽提作用，被汽提到换热管11顶部的有机物在汽提气的作用下，进入上管板12上方的换热管11之间的间隙区域；加热后的浓盐水从换热管11进入上管板12上方空间以后，由于空间增大，压力降低，汽化率会有所提高，夹带微量气泡的水相密度降低到有机物密度以下，有机物会沉积到上管板12后被排出，降低了有机物被带入相分离器的几率，保障了结晶的正常进行。

在另一实施例中，如图1所示，在上述实施例的基础上，蒸发器1还包括蒸汽入口、凝液出口，蒸汽入口设置在蒸发器壳体上与蒸汽管道连通，并位于第一腔室的上端。凝液出口设置在蒸发器壳体上与凝液管道连通，并位于第一腔室的下端。若干个换热管的下端穿过下管板与第三腔室相连，第三腔室与循环泵3的出口连通。其中，若干个换热管11穿过上管板12并伸入第二腔室的高度为50mm-200mm；排油口位于上管板12上方的高度为20mm-50mm。

本实施例中，控制蒸发器1中换热管11内的少量汽化蒸汽，对液相物料中的有机物，尤其是容易造成堵塞的粘性有机物起到汽提作用，可以将有机物汽提到换热管11顶部，并在上升浮力的作用下溢流道换热管11外的上管板12上。当物料由下至上穿出换热管11后，由于空间体积扩大，水的汽化率增加，密度降低，高沸点的有机物由轻组分变成重组分，而沉积于上管板12上，通过设计换热管11高出上管板12一定高度，避免有机物落入换热管11内，从而实现分离有机物的目的。蒸发器1采用凝液液位控制蒸汽进料，不仅可以完全利用蒸汽的相变潜能，而且能利用部分凝液的显能。利用换热管高出上管板部分与管板形成有机物沉降区，通过油水界面测定值自动控制有机物外排，降低了有机物被带入相分离器的几率，保障了结晶的正常进行。

进一步地，相分离器2包括相分离器壳体以及设置在相分离器壳体内部的旋流分离器21及除雾器22，相分离器壳体的上端设有蒸汽出口，相分离器壳体的下端设有浓缩液出口，除雾器22设置在旋流分离器21的上方，旋流分离器21用于分离蒸汽中夹带的游离液滴和固体颗粒。相分离器壳体为圆柱形，相分离器壳体的侧壁上设有相分离器入口，相分离器入口与相分离器壳体切向设置。相分离器入口的上方侧壁上设有挡板，挡板与相分离器壳体的内侧壁呈预设角度设置，挡板用于降低从相分离器入口进入的浓盐水对相分离器壳体内母液的冲击以及减轻旋流分离器21的分离负荷。在相分离器2中，采用高效旋流预脱水脱固，降低除雾器负荷，减少了除雾器堵塞风险以及蒸汽中的盐夹带。

优选地，挡板与相分离器壳体的内侧壁之间的夹角为30°-60°；挡板的顶部与相分离器入口的顶部之间的距离为100mm-200mm，挡板的底部与相分离器入口的底部处于同一平面上。挡板的长度是相分离器壳体周长的1/5-1/4。此结构延长停留时间，避免蒸发引起液面剧烈波动而使蒸汽对母液的夹带量加大。相分离器2中旋流分离器21顶部出口与除雾器22底部之间间距为2m-3m，在蒸汽上升过程中，相分离器2的壳体直径满足上升气流气速小于3m/s，方便液滴的聚结和沉降。

进一步地，晶体分离器4包括晶体分离器壳体以及设置在晶体分离器壳体内部的旋流器41，晶体分离器壳体的侧壁设有与相分离器连通的晶体分离器入口，晶体分离器入口用于排入相分离器分离出的浓缩液。晶体分离器壳体的顶部设有晶体分离器第一出口，晶体分离器第一出口与循环泵3的入口连通，用于排出分离后的饱和母液。晶体分离器壳体的底部设有晶体分离器第二出口，晶体分离器第二出口用于排出结晶盐。旋流器41的分离精度控制在1微米分离效率大于98％。通过晶体分离器4中高效旋流精度，控制循环液中晶种浓度与粒度范围，进而实现将蒸发结晶过程中形成的结晶盐的主体粒度分部控制在0.5-3mm之间。

在另一实施例中，如图1所示，在上述实施例的基础上，高浓盐水蒸发结晶装置还包括：控制系统5，控制系统5分别与蒸发器1、相分离器2、晶体分离器4、循环泵3连接，并控制其工作状态。控制系统5包括：第一控制回路51、第二控制回路52、第三控制回路53及第四控制回路54。其中，第一控制回路51用于控制蒸发器1的浓盐水进料量；第二控制回路52用于控制蒸发器1的加热蒸汽量及所述蒸汽通道内的液位；第三控制回路53用于控制上管板12上方的油水界面；第四控制回路54用于控制相分离器2的液位及晶浆排放量。本发明可以解决由于有机物(COD)的存在而导致的无法正常结晶难题，并可以将无机盐的晶体粒度控制为理想分布区域。降低蒸发堵塞风险，实现蒸发结晶装置的长周期运转。

在另一实施例中，如图1所示，在上述实施例的基础上，本实施例提供了一种高浓盐水蒸发结晶方法，使用上述实施例中任意一项所述的高浓盐水蒸发结晶装置进行蒸发结晶，包括步骤：

循环泵3将浓盐水增压送入蒸发器1第三腔室，并在压力的推动下，通过换热管11上升到第二腔室，浓盐水在通过换热管11时被管外第一腔室的蒸汽加热升温；蒸汽从蒸汽器1的壳体上部进入第一腔室，与低温浓盐水进行间壁换热，蒸汽释放潜热变为凝液后，从位于第一腔室下部的凝液排出口排出蒸发器1；加热后的浓盐水从换热管11进入上管板12上方空间后变为夹带微量气泡的液体，浓盐水中的有机物沉积到上管板12上被排出；

蒸发器1排出的升温后的浓盐水沿切线方向进入相分离器2，在挡板的作用下沿相分离器内壁做圆周运动的过程中闪蒸汽化，上升的蒸汽经旋流分离器21脱除蒸汽中的液相及晶体，再经除雾器22除雾后排出；

闪蒸后的浓缩液和析出结晶盐从相分离器2的底部排入晶体分离器4分离，分离出的结晶盐排至下游干燥，分离出的饱和母液进入循环泵3循环蒸发。

具体地，待浓缩结晶的浓盐水从循环泵3入口进入系统后，随循环液一起由循环泵3增压后从下部进入蒸发器1的第三腔室，并在压力的推动下，通过换热管11上升到第二腔室，浓盐水在通过换热管11时被管外第一腔室的蒸汽加热升温。蒸汽从蒸汽器1的壳体上部进入第一腔室，与低温浓盐水进行间壁换热，蒸汽释放潜热变为凝液后，从位于第一腔室下部的凝液排出口排出蒸发器1。加热后的浓盐水从换热管11进入上管板12上方空间后变为夹带微量气泡的液体，浓盐水中的有机物沉积到上管板12上被排出；充分升温后的浓盐水进入相分离器2闪蒸汽化，并进行气液分离。

蒸发器1中浓盐水的进料量由第一控制回路51控制，即以蒸汽通道的凝液液位值控制浓盐水的进入量。在换热管11的下部，浓盐水被换热管11的凝液加热，并呈活塞流形式上升。在换热管11上部则被蒸汽加热，加热蒸汽的进入量和凝液排出量由第二控制回路52控制。

在蒸发器1的换热管11下部浓盐水在凝液的加热下逐渐升温，在进入换热管11上部后，被蒸汽加热，沿管壁的内表面高温处会有少量汽化。产生的气泡从换热管壁脱附的过程中，不仅有利于管壁上有机粘附物及固化无机盐的脱附，而且其上升过程中，会对浓盐水中的有机物起到汽提作用。被汽提到换热管顶部的有机物在汽提气的作用下，进入上管板12上方的换热管11之间的间隙区域。

加热后的浓盐水从换热管11进入上管板12上方空间以后，由于空间增大，压力降低，汽化率会有所提高，夹带微量气泡的水相密度降低到有机物密度以下，有机物会沉积到上管板12上。在蒸发器1的上管板12上方设置有机物与水之间的界面测量计，并设置第三控制回路53，通过定期外排有机物，维持油水界面稳定。

蒸发器1中的液体从蒸发器1排出后，沿切向入口进入相分离器2进一步闪蒸汽化，在挡板的作用下，进入相分离器2中的液体，沿侧壁作圆周运动的过程中闪蒸汽化。由于挡板的导流作用，汽化蒸汽被赋予一个与挡板方向一致的斜向下初速度，有利于液体的沉降，减少蒸汽对液体的夹带。上升蒸汽进入旋流分离器21脱除蒸汽中夹带的液相(以及析出晶体)，蒸汽通过旋流分离器21对夹带的液体(和固体)先进预脱除后，上升进入除雾器22，进一步对游离水分离后，从相分离器2的顶部排出系统。

闪蒸后的饱和浓缩液及析出结晶，析出的无机盐晶体从相分离器2的椎底排除，进入晶体分离器4继续分离处理无机盐晶体和循环浓盐水。无机盐晶体从晶体分离器4椎底排除进入下游干燥工序，饱和母液则从顶部排出，返回循环泵3入口，经原料浓盐水稀释后，由循环泵3增压后，从底部送入蒸发器1，进行循环蒸发。晶体分离器4中旋流器41的分离精度控制为1μm粒径。循环液中残余晶体作为晶种，吸附蒸发器中的析出的难容物结晶，避免蒸发管壁结垢，同时在相分离器中作为结晶晶种，控制结晶晶体粒度在需要的范围内。

在上述实施例中，高浓盐水蒸发结晶装置的汽化率的控制范围为30％-70％(以进料计)，汽化率过高，需要循环量大，能耗高；汽化率低，需要串联的单元装置多，设备投资成本高。循环比(循环量与进料量的比值)的最佳范围为2-100，循环比的数值与汽化率相关，汽化率越高，循环比越小；汽化率越低，循环比越大。相分离器2的压力控制在0.01MPa-0.15MPa之间，压力过小，蒸汽无法二次利用，压力过大，则会导致温度过高，容易引起所含有机物的结焦以及部分无机盐的分解。

循环液中残留细晶(晶种)主要是相分离器2中一次结晶成核的细晶，由于晶种的存在，这种小概率发生的一次成核由于缺乏溶质而无法长大，循环液中晶种粒度范围为1μm以下，浓度在100ppm以下，这些细晶无法被旋流分离，会留在循环液中作为晶种，用于减少蒸发结垢，并控制结晶晶体粒度。

蒸发器1中浓盐水的汽化率控制在0.1％以下，汽化率太高，容易导致低溶无机盐局部饱和结晶，造成管壁结垢。上管板12上方油水界面控制在上管板12上方50mm-100mm处，界面太高，容易引起有机物停留时间长，下部重质有机物聚结，此外，也会导致外排有机物含水量大。蒸发器1第一腔室内的凝液液位控制在上管板12与下管板之间总长度的1/6-1/4，液位太高，会导致加热效率低，液位太低，无法有效利用凝液热能，且无法起到稳定浓盐水进料的目的。浓盐水在换热管11内的流速控制在2-4m/s之间，流速过低，传热效率低，容易结垢，流速过高，防结垢效果增高不明显，而且会增加磨损。

蒸发结晶结晶盐的粒度控制在0.5-3mm范围内，便于干燥和运输。相分离器2中，切线进料以及导流板的作用和旋流分离器21的气、液(固)分离相结合，有效去除蒸汽中夹带的浓盐水液滴，降低除雾器22的负荷。以及低溶解度盐(钙、镁)晶的夹带。旋流分离器21的压降维持在1.5-3KPa之间，压降过大，对提升脱除效率作用不大，压降过低，旋流分离效率差。除雾器22采用丝网或折流板脱除游离液滴，除雾后蒸汽游离水含量小于20mg/Nm3。晶体分离器4的旋流器41主要是将以晶种为核所得的生长晶体分离作为产品，而将一次晶核留在循环母液中，作为下一循环周期的结晶晶种。

以下通过具体的比较例和实施例对本发明进行说明，但发明并不限于实施例的范围。

比较例1

浓盐水原料：污水处理流程中膜分离后浓盐水，总盐浓度：8％(主要是氯化钠、硫酸钠)，硬度(Ca、Mg离子)含量：20mg/L，二氧化硅：50mg/L，COD：400mg/L(主要是重质有机物)。

蒸发结晶工艺—MVR蒸发结晶：常规的MVR蒸发结晶技术。即：经过换热后的废水进入蒸发器本体内，蒸发器循环泵通过循环使进水和蒸汽在换热管束内间接换热，蒸发器产生的二次蒸汽经过除雾器去除小的杂质后进入蒸汽压缩机。压缩后的蒸汽进入蒸发器壳程进行换热，换热后蒸汽转变为冷凝液进入混合蒸馏水罐。

工艺操作条件

运行效果：由于蒸发器结垢，装置只能连续运行6个月；由于浓盐水中有机物含量高，蒸发结晶过程中产生无法大量泡沫，无法消除，具体表现为：除沫器不能有效去除泡沫，部分泡沫随着蒸汽进入蒸汽压缩机，在叶片上形成盐垢累积，进而影响压缩机的运行，部分泡沫随着蒸汽进入蒸馏水箱，进而影响产品水的水质。产出凝水的品质差，有机物和盐的含量分别为：COD：50-100mg/L，盐含量(TDS)：500-1000；无机盐：比选从系统持续分离出50％无法正常结晶呈深色粘稠状盐浆，才能维持蒸发结晶的正常进行。

比较例2

浓盐水原料：污水处理中膜分离后浓盐水，总盐浓度：18％(主要是氯化钠、硫酸钠)，硬度(Ca、Mg离子)含量：150mg/L，COD：800mg/L(主要是重质有机物)。

蒸发结晶工艺—三效蒸发结晶：浓盐水经预热后依次送入第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效蒸发装置中，各效排出的浓盐水含固量逐效提高，第Ⅲ效蒸发器排出的浓缩盐水则送入旋流增稠器及结晶器进行增稠、结晶；三效所得蒸汽冷凝液经收集后返回工艺系统循环。

工艺操作条件

项目	第一效	第二效	第三效
				循环比	25	40	100
闪蒸室压力，MPa(G)	-0.01～-0.02	-0.05～-0.06	-0.07～-0.08
				闪蒸室温度，℃	93～98	76～81	55～61
换热器列管流速	0.5	1	1.5

运行效果：二、三效蒸发器尤其是三效蒸发器结垢严重，二效蒸发器只能连续运行6个月，三效蒸发器只能连续运行2个月。由于浓盐水中有机物含量高，结晶器中无法得到正常无机盐晶体，只能得到高浓度的黏稠度盐浆。此外，除沫器不能有效去除泡沫，部分泡沫随着蒸汽进入蒸馏水箱，进而影响产品水的水质。产出凝水的品质差，有机物和盐的含量分别为：COD：60-110mg/L，盐含量(TDS)：1000-1800；无机盐：无法正常结晶，呈深色粘稠状盐浆。

比较例3

浓盐水原料：烟气氨法脱硫中脱硫塔产出的后浓盐水，总盐浓度：32-35％(主要是硫酸铵，以及PPM级的亚硫酸铵)，硬度(Ca、Mg离子)含量：120mg/L，COD：小于50mg/L。

蒸发结晶工艺：常规单效蒸发工艺。进料硫酸铵溶液与循环母液混合后由进料泵送入到蒸发结晶系统的加热器中进行加热，加热后浆液进入到蒸发结晶器闪蒸浓缩结晶，循环生成含固浆液由蒸发结晶出料泵取出，送往旋流器分离，旋流器的溢流母液被循环进料浓缩。

工艺操作条件

项目	单效蒸发结晶
		循环比	2.5
闪蒸室压力，MPa(G)	-0.07～-0.09
		闪蒸室温度，℃	66±2℃
换热器列管流速	0.56

运行效果：蒸发结晶虽然能连续运行，但晶体粒度分布宽，细晶含量高(90％小于0.7mm)呈黄色，而且有较大气味。产出凝水的品质中NH3含量：200-300mg/L。

比较例4

浓盐水原料：丙烯腈装置反应系统浓盐水，总盐浓度：15％(主要是硫酸铵)，重质有机物含量：7％。

蒸发结晶工艺—常规结构的两效蒸发浓缩工艺：稀硫铵溶液与循环液一起经过一效蒸发单元蒸发浓缩后，进入二效蒸发单元继续蒸发浓缩，一效发生的蒸汽作为二效的蒸发热源。每一效蒸发浓缩单元均设置一台蒸发器和闪蒸分离器。二效闪蒸分离器下部得到39-40％(wt)稀硫铵浓缩溶液。

项目	第一效	第二效
			循环比	20	60
闪蒸室压力，MPa(G)	40	-40
			闪蒸室温度，℃	110	78
换热器列管流速	0.5	0.8

运行效果：重质有机物堵塞蒸发器，导致换热效率差，无法长周期运行，连续运行时间不超过8个月，运行期间，有机物在分离器内的除雾器上残留，导致闪蒸器效率变低，汽化率低，循环量大，能耗高。产出凝水的品质中有机物和盐的含量分别为：COD：50-100mg/L，盐含量(TDS)：200～800mg/L。

实施例1

浓盐水原料：原料与比较例1相同。

蒸发结晶工艺—本发明高浓盐水蒸发结晶装置(+二次蒸汽压缩)：采用MVR蒸发结晶技术。在本发明高浓盐水蒸发结晶装置的汽化蒸汽出口设置蒸汽压缩机以适应MVR蒸发结晶。浓盐水进水和循环母液混合后，被循环泵送入蒸发器加热蒸发。产生的二次蒸汽经过除雾器去除小的杂质后进入蒸汽压缩机。压缩后的蒸汽进入蒸发器壳程进行循环加热利用，换热后蒸汽转变为冷凝液回收。

工艺操作条件

项目	数据
		循环比	80
闪蒸室压力，MPa(G)	-0.07～-0.08
		闪蒸室温度，℃	～65
换热器列管流速	3.3

运行效果：蒸发器无结垢现象，传热效率高，装置连续运行；由于浓盐水中有机物在蒸发器中被分离出系统，相分离器无法泡沫产生，由于蒸汽在经过旋流器预处理后才进入除沫器除沫，难容无机盐对除雾器可以忽略，蒸汽对盐的夹带量少，蒸汽压缩机的叶片无盐垢累积，凝液水质质量好。由于传热效率高，汽化效率高，与比较例1相比，循环比由100降低到80，节约能耗。产出凝水的品质，有机物和盐的含量分别为：COD：小于5mg/L，盐含量(TDS)：75mg/L。无机盐产品为淡黄色晶体，90％的晶体粒度分布在0.5-2mm。

实施例2

浓盐水原料：原料与比较例1相同。

蒸发结晶工艺—本发明高浓盐水蒸发结晶装置与实施1相同的工艺。

工艺操作条件

项目	数据
		循环比	85
蒸发室压力，MPa(G)	-0.07～-0.08
		蒸发室温度，℃	64～65
换热器列管流速	3.0

运行效果：蒸发器无结垢现象，传热效率高，装置连续运行；由于浓盐水中有机物在蒸发器中被分离出系统，相分离器无法泡沫产生，由于蒸汽在经过旋流器预处理后才进入除沫器除沫，难容无机盐对除雾器可以忽略，蒸汽对盐的夹带量少，蒸汽压缩机的叶片无盐垢累积，凝液水质质量好。由于传热效率高，汽化效率高，与比较例1相比，循环比由100降低到85，节约能耗。产出凝水的品质中有机物和盐的含量分别为：COD：小于5mg/L，盐含量(TDS)：81mg/L。无机盐产品为淡黄色晶体，90％的晶体粒度分布在0.5-2mm。

实施例3

浓盐水原料：原料与比较例2相同。

蒸发结晶工艺—本发明高浓盐水蒸发结晶装置与实施1相同的工艺。

工艺操作条件

项目	数据
		循环比	70
蒸发室压力，MPa(G)	-0.07～-0.08
		蒸发室温度，℃	～65
换热器列管流速	3.9

运行效果：蒸发器无结垢现象，传热效率高，装置连续运行；由于浓盐水中有机物在蒸发器中被分离出系统，相分离器无法泡沫产生，由于蒸汽在经过旋流器预处理后才进入除沫器除沫，难容无机盐对除雾器可以忽略，蒸汽对盐的夹带量少，蒸汽压缩机的叶片无盐垢累积，凝液水质质量好。由于传热效率高，汽化效率高，与比较例1相比，循环比由100降低到70，节约能耗。产出凝水中有机物和盐的含量分别为：COD：小于5mg/L，盐含量(TDS)：67mg/L。无机盐产品为淡黄色晶体，90％的晶体粒度分布在0.4-2mm。

实施例4

浓盐水原料：原料与比较例2相同。

蒸发结晶工艺—三效蒸发，串联本发明高浓盐水蒸发结晶装置，其中一效、二效单元装置不包含晶体分离器，仅三效包含完整的发明单元装置。浓盐水与循环母液混合后，依次送入第Ⅰ效、第Ⅱ效、第Ⅲ效蒸发结晶单元装置中，各效排出的浓盐水浓度逐效提高，至第Ⅲ效相分离器中闪蒸过饱和结晶，母液与晶体混合物排入晶体分离器进行分离，得到盐晶浆；三效所得蒸汽凝液经收集后返回工艺系统循环。

工艺操作条件

项目	第一效	第二效	第三效
				循环比	20	35	90
蒸发室压力，MPa(G)	-0.01～-0.03	-0.06～-0.07	-0.08～-0.09
				蒸发室温度，℃	94～98	77～81	58～60
换热器列管流速	1.5	3	3.5

运行效果：一、二、三效蒸发器均无结垢现象，传热效率高，装置连续运行；由于浓盐水中有机物在蒸发器中被分离出系统，相分离器无法泡沫产生，由于蒸汽在经过旋流器预处理后才进入除沫器除沫，难容无机盐对除雾器可以忽略，蒸汽对盐的夹带量少，蒸汽压缩机的叶片无盐垢累积，凝液水质质量好。由于传热效率高，汽化效率高，与比较例1相比，循环比由100降低到70，节约能耗。产出凝水中有机物和盐的含量分别为：COD：小于5mg/L，盐含量(TDS)：60mg/L。无机盐产品为淡黄色晶体，90％的晶体粒度分布在0.4-2mm。

实施例5

浓盐水原料与比较例3相同。

蒸发结晶工艺—本专利单元装置单效蒸发结晶：蒸发进料泵将硫酸铵溶液送入到单效蒸发结晶系统的蒸发循环泵的出口管路上，溶液被送入到蒸发器中进行加热，加热后浆液进入到相分离器闪蒸结晶，闪蒸出的蒸汽经旋流器对夹带的液滴进行预脱除后，通过除雾器进一步除雾后，外排冷凝回收，含结晶盐母液进入晶体分离器分离出硫铵晶体，母液经硫酸氨溶液进料稀释后循环蒸发。

工艺操作条件

项目	单效蒸发结晶
		循环比	2.3
蒸发室压力，MPa(G)	-0.08～-0.09
		蒸发室温度，℃	65～66
换热器列管流速	2.9

运行效果：硫酸铵产品为无色无味透明晶体，90％的粒径分布在0.5-2mm范围内。产出凝水的品质：NH3含量小于50mg/L。

实施例6

浓盐水原料与比较例4相同。

蒸发结晶工艺—本专利单元装置：两效蒸发浓缩工艺，本实施例一效、二效单元装置均不包含晶体分离器，稀硫铵溶液与循环液一起经过一效蒸发升温后，进入二效蒸发器继续蒸发浓缩，一效发生的蒸汽作为二效的蒸发热源。每一效蒸发浓缩单元均设置一台专利结构的蒸发器和相分离器。二效相分离器下部得到39-40％(wt)稀硫铵浓缩溶液。

工艺操作条件

项目	第一效	第二效
			循环比	10	50
蒸发室压力，MPa(G)	70	-60
			蒸发室温度，℃	140	70
换热器列管流速	1.5	2.3

运行效果：一、二效蒸发器均无堵塞现象，传热效率高，装置连续运行；由于浓盐水中重质有机物在蒸发器中被分离出系统，相分离器无法泡沫产生，由于蒸汽在经过旋流器预处理后才进入除沫器除沫，难容无机盐对除雾器可以忽略，蒸汽对盐的夹带量少，凝液水质质量好。产出凝水的有机物和盐的含量分别为：COD：小于5mg/L，盐含量(TDS)：45mg/L。

在上述实施例中，对各个实施例的描述都各有侧重，某个实施例中没有详细描述或记载的部分，可以参见其他实施例的相关描述。

应当说明的是，上述实施例均可根据需要自由组合。以上所述仅是本发明的优选实施方式，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，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (10)

1.一种高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于，包括：

蒸发器，所述蒸发器包括蒸发器壳体以及设置在所述蒸发器壳体内部的上管板、下管板及若干个中空的换热管，所述上管板及所述下管板将所述蒸发器壳体分割成第一腔室、第二腔室和第三腔室，若干个所述换热管间隔设置在所述第一腔室中，并与所述蒸发器壳体形成用于蒸汽流通的蒸汽通道，若干个所述换热管穿过所述上管板并伸入所述第二腔室预设高度，所述第二腔室的侧壁下端设有排油口；

相分离器，所述相分离器与所述第二腔室连通，用于对蒸发后的浓盐水进行闪蒸；

晶体分离器，所述晶体分离器与所述相分离器连通，用于对闪蒸后的浓缩液进行晶液分离；

循环泵，所述循环泵的入口分别与浓盐水进口及所述晶体分离器的排液口连通，所述循环泵的出口与所述第三腔室连通。

2.根据权利要求1所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

所述蒸发器还包括蒸汽入口、凝液出口，所述蒸汽入口设置在所述蒸发器壳体上与蒸汽管道连通，并位于所述第一腔室的上端；

所述凝液出口设置在所述蒸发器壳体上与凝液管道连通，并位于所述第一腔室的下端；

若干个所述换热管的下端穿过所述下管板伸入所述第三腔室内。

3.根据权利要求2所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

若干个所述换热管穿过所述上管板并伸入所述第二腔室的高度为50mm-200mm；

和/或，所述排油口位于所述上管板上方的高度为20mm-50mm。

4.根据权利要求1所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

所述相分离器包括相分离器壳体以及设置在所述相分离器壳体内部的旋流分离器及除雾器，所述相分离器壳体的上端设有蒸汽出口，所述相分离器壳体的下端设有浓缩液出口，所述除雾器设置在所述旋流分离器的上方，所述旋流分离器用于分离蒸汽中夹带的游离液滴和固体颗粒。

5.根据权利要求4所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

所述相分离器壳体为圆柱形，所述相分离器壳体的侧壁上设有相分离器入口，所述相分离器入口与所述相分离器壳体沿切向设置；

所述相分离器入口的上方侧壁上设有挡板，所述挡板与所述相分离器壳体的内侧壁呈预设角度设置，所述挡板用于降低从所述相分离器入口进入的浓盐水对所述相分离器壳体内母液的冲击以及减轻所述旋流分离器的分离负荷。

6.根据权利要求5所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

所述挡板与所述相分离器壳体的内侧壁之间的夹角为30°-60°；

所述挡板的顶部与所述相分离器入口的顶部之间的距离为100mm-200mm，所述挡板的底部与所述相分离器入口的底部处于同一平面上；

所述挡板的长度是所述相分离器壳体周长的1/5-1/4。

7.根据权利要求1所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于：

所述晶体分离器包括晶体分离器壳体以及设置在所述晶体分离器壳体内部的旋流器，所述晶体分离器壳体的侧壁设有与所述相分离器连通的晶体分离器入口，所述晶体分离器入口用于排入所述相分离器分离出的浓缩液；

所述晶体分离器壳体的顶部设有晶体分离器第一出口，所述晶体分离器第一出口与所述循环泵的入口连通，用于排出分离后的饱和母液；

所述晶体分离器壳体的底部设有晶体分离器第二出口，所述晶体分离器第二出口用于排出结晶盐；

所述旋流器的分离精度控制在1微米颗粒分离效率大于98％。

8.根据权利要求1-7中任意一项所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于，还包括：控制系统；

所述控制系统分别与所述蒸发器、所述相分离器、所述晶体分离器、所述循环泵连接，并控制其工作状态。

9.根据权利要求8所述的高浓盐水蒸发结晶装置，其特征在于，所述控制系统包括：

第一控制回路，所述第一控制回路用于控制所述蒸发器的浓盐水进料量；

第二控制回路，所述第二控制回路用于控制所述蒸发器的加热蒸汽量及所述蒸汽通道内的液位；

第三控制回路，所述第三控制回路用于控制所述上管板上方的油水界面；

第四控制回路，所述第四控制回路用于控制所述相分离器的液位及晶浆排放量。

10.一种高浓盐水蒸发结晶方法，其特征在于，使用权利要求1-9中任意一项所述的高浓盐水蒸发结晶装置进行蒸发结晶，包括步骤：

循环泵将浓盐水增压送入蒸发器第三腔室，并在压力的推动下，通过换热管上升到第二腔室，浓盐水在通过换热管时被管外第一腔室的蒸汽加热升温；蒸汽从蒸汽器的壳体上部进入第一腔室，与低温浓盐水进行间壁换热，蒸汽释放潜热变为凝液后，从位于第一腔室下部的凝液排出口排出蒸发器；加热后的浓盐水从换热管进入上管板上方空间后变为夹带微量气泡的液体，浓盐水中的有机物沉积到上管板上被排出；

蒸发器排出的液体沿切线方向进入相分离器，在挡板的作用下沿相分离器内壁做圆周运动的过程中闪蒸汽化，上升的蒸汽经旋流分离器脱除蒸汽中的液相及晶体，再经除雾器除雾后排出；

闪蒸后的浓缩液和析出晶体从相分离器的底部排入晶体分离器分离，经晶体分离器分离出的晶体排至下游干燥，分离出的饱和母液进入循环泵循环蒸发。

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