CN113511767A - 工业氯化钠浓盐水资源化处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，步骤如下：氯化钠浓盐水两级预热后进入MVR蒸发结晶系统；蒸发分级后，进入旋流器继续分级，旋流器底流进入稠厚器再次分级，稠厚器底流进入离心机进行分离；离心母液进入母液罐缓存，离心机排出的固体湿盐含水率降至2±0.5%，通过皮带输送机送入干燥床中，由热风进行干燥；从干燥床排出的成品盐的含水率≤0.5%，进入高频振动筛进行筛分，高频振动筛设有倾斜的双层筛网，筛上物出口导出粒径≥0.3mm的产品一，产品一的产率≥50%；中间出口导出粒径为0.1～0.3mm的产品二，筛下物出口导出粒径≤0.1mm的产品三，产品三的产率≤20%。本发明在降低系统能耗的同时，可以提高精制盐的粒径和纯度，大幅度提高产品的附加值。

Description

工业氯化钠浓盐水资源化处理方法

技术领域

本发明涉及一种工业废水处理方法，尤其涉及一种工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，属于工业废水处理及资源化再生利用技术领域。

背景技术

化工行业在我国国民生产中居于重要地位，大部分化工生产中会产生废盐，据不完全统计每年化工废盐产量接近1000万吨，其中大部分为含氯化钠废盐。以往废盐的处置手段主要是排海和填埋，但这种处理方式不但成本高，而且存在二次污染，甚至导致严重环境问题，已被禁止，所以废盐资源化回收利用成为当前废盐处置的新途径。

当前含氯化钠废盐的回收过程中一般采用焚烧+除杂+膜处理+蒸发结晶的工艺，经过焚烧+膜处理+除杂过程得到的氯化钠浓盐水经蒸发结晶得到的氯化钠产品由于粒径≤0.1mm、比表面积大、粘带较多、纯度较低，不能用作高端精细化工的原料，一般仅可作为低端的融雪剂、建材添加剂使用，售价大约为50元/吨；且融雪剂需求量相对较小，受季节影响较大，每年大多数时间都需要压库存放，附加值几乎可以忽略。

另一方面，大颗粒氯化钠由于比表面积小，纯度高，可以用作高端精细化工的原料，且化工行业对大颗粒、高纯度氯化钠的需求量逐步提高，粒径≥0.3mm的氯化钠产品售价在1000元/吨以上，如何实现氯化钠浓盐水的精制生产成为迫切需要解决的问题，也制约环保行业的发展。

发明内容

本发明的目的在于，克服常规蒸发结晶能耗高，产品颗粒细，纯度低的问题，提供一种工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，降低系统能耗的同时，可以提高精制盐的粒径和纯度，大幅度提高产品的附加值。

为解决以上技术问题，本发明的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，依次包括如下步骤：S1、氯化钠浓盐水由进料泵输送至一级预热器、二级预热器两级预热后进入MVR蒸发结晶系统；S2、经MVR蒸发结晶系统蒸发分级后，晶浆经出料泵输送至旋流器继续分级，旋流器底流进入稠厚器再次分级，稠厚器底流进入离心机进行固液分离；S3、离心机分离出的母液进入离心母液罐缓存，离心机排出的固体湿盐含水率降低至2±0.5%，落在皮带输送机上，再送入干燥床中，由热风进行干燥；S4、从干燥床排出的成品盐的含水率≤0.5%，进入高频振动筛进行筛分，高频振动筛设有倾斜的双层筛网，筛上物出口导出粒径≥0.3mm的产品一，产品一的产率≥50%；中间出口导出粒径为0.1～0.3mm的产品二，筛下物出口导出粒径≤0.1mm的产品三，产品三的产率≤20%。

作为本发明的改进，所述MVR蒸发结晶系统包括蒸发器和结晶器，所述结晶器包括结晶器主筒体，所述结晶器主筒体的下部连接有结晶器下锥体，所述结晶器下锥体的下端口连接有淘洗筒，所述结晶器主筒体的侧壁中部设有结晶循环出口，所述结晶器下锥体上设有结晶循环进口；所述结晶循环出口通过循环蒸发管与蒸发循环泵的入口相连，所述蒸发循环泵的出口与蒸发器的底部入口相连，所述蒸发器的顶部出口与所述结晶循环进口相连；所述淘洗筒的中部设有新料入口，所述淘洗筒的下部圆周上设有晶浆侧壁出口，所述晶浆侧壁出口与晶浆排出管相连；所述淘洗筒的上部圆周上设有淘洗筒清液口，所述淘洗筒清液口与所述循环蒸发管相连。

作为本发明的进一步改进，蒸发循环料液经蒸发器加热后升温至108～110℃，从结晶循环进口沿切向并向上倾斜3°-7°进入结晶器下锥体的内腔，边旋转边向上方的结晶器主筒体流动，形成旋流分级力场，实现氯化钠盐的第一次分级；细颗粒氯化钠盐在旋流作用下上浮，从结晶器主筒体的结晶循环出口溢出，并进入循环蒸发管二次循环结晶。

作为本发明的进一步改进，20±5%wt的氯化钠浓盐水经预热后，从新料入口进入结晶器下锥体下方的淘洗筒中，淘洗氯化钠盐，大颗粒氯化钠盐下沉从淘洗筒下部的晶浆侧壁出口排出，细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液上浮至淘洗筒清液口排出，实现氯化钠盐的第二次分级；从晶浆侧壁出口排出的大颗粒氯化钠盐进入晶浆排出管；从淘洗筒清液口排出的细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液进入循环蒸发管，由蒸发循环泵输送进入蒸发器循环加热。

作为本发明的进一步改进，MVR蒸发结晶系统排出的氯化钠晶浆由出料泵送入旋流器进行第三次分级，旋流器溢流的固含量为5±2%wt进入溢流罐，旋流器底流的固含量为30±5%wt进入稠厚器，稠厚器对旋流器底流进行第四次分级，稠厚器溢流的固含量为3±1%进入溢流罐，稠厚器底流的固含量为45±3%wt，进入离心机进行固液分离，离心机进料中≥0.3mm颗粒含量≥50%。

作为本发明的进一步改进，所述步骤S3包括如下子步骤：S3.1、离心母液罐内的离心母液温度为95±5℃，固体含量为5±2%wt，与另一部分20±5%wt的氯化钠浓盐水混合，将离心母液中残余的少量氯化钠细颗粒盐溶解，并降温至60±5℃；S3.2、离心母液泵将离心母液罐内的离心母液输送至氧化塔，离心母液泵出口管道设有管道混合器，与进入的强氧化剂混合，混合均匀后的离心母液进入氧化塔内进行催化氧化反应，分解有机物，氧化塔依靠外置的氧化塔循环泵实现离心母液循环；S3.3、氧化塔出料在压差下进入溢流罐，旋流器溢流、稠厚器溢流也进入溢流罐，混合后由回料泵输送至循环蒸发管，参与再次换热蒸发结晶的循环，将结晶器中的COD含量控制在1000mg/L以下。

作为本发明的进一步改进，所述结晶器顶部的二次蒸汽出口通过二次蒸汽管与二次分离器的顶部入口相连，所述二次分离器内置有除沫装置，所述二次分离器的出汽口与蒸汽压缩机的入口相连，所述蒸汽压缩机的出口通过加压蒸汽管与所述蒸发器壳程上部的热媒入口相连，所述蒸发器的热媒入口还与生蒸汽管相连。

作为本发明的进一步改进，所述蒸发器壳程下部的冷凝水出口与冷凝水罐相连并实现液封，所述冷凝水罐的底部出口与冷凝水泵的入口相连，所述冷凝水泵的出口连接有冷凝水管；所述蒸汽压缩机的出口内设有将压缩蒸汽降温至饱和状态的旋转雾化喷头，所述冷凝水管通过流量计及调节阀与所述旋转雾化喷头的进水口相连；所述冷凝水管还与所述除沫装置的冲洗口相连，所述二次分离器的底部排水口通过二次分离排水管与所述结晶器的平衡口相连，所述平衡口位于所述结晶循环出口的上方。

作为本发明的进一步改进，氯化钠浓盐水进料罐的底部与进料泵的入口相连，进料泵的出口与一级预热器的冷侧入口相连，一级预热器的冷侧出口与二级预热器的冷侧入口相连，二级预热器的冷侧出口与所述结晶器的循环进口相连；所述冷凝水泵的出口与一级预热器的热侧入口相连，所述一级预热器的热侧出口与车间冷凝水回收装置相连；所述蒸发器壳程的不凝气出口与所述二级预热器的热侧入口相连，所述二级预热器的热侧出口与汽水分离器的入口相连，汽水分离器的排气口与不凝气排放管相连，汽水分离器的排液口经过液封与所述冷凝水罐相连。

作为本发明的进一步改进，所述干燥床的顶部排气口与旋风除尘器的侧壁进风口相连，所述旋风除尘器的底部出口导出粒径≤0.1mm的产品三，所述旋风除尘器的顶部出口通过除尘排风管与淋洗塔的进风口相连，所述淋洗塔的底部排水口与淋洗塔循环泵的入口相连，所述淋洗塔循环泵的出口与所述淋洗塔的上部喷淋口相连，所述淋洗塔的顶部排气口与引风机的入口相连，所述引风机的出口与废气处理管道相通。

相对于现有技术，本发明取得了以下有益效果：1、利用蒸发器壳程排放的118±5℃蒸汽冷凝水对氯化钠浓盐水一级预热至85±5℃，一级预热器热侧排放冷凝水的温度为40±5℃，进入车间冷凝水回收装置回收利用；蒸发器壳程排放的不凝气进入二级预热器将氯化钠浓盐水二级预热至93±3℃。采用冷凝水一级预热、不凝气二级预热相结合的预热形式，一级预热器有效回收冷凝水的热量，二级预热器回收蒸发器排放的不凝气及少量蒸汽的热量，降低系统能耗，同时降低外排不凝气的温度，降低后续废气处理难度，通过不凝气预热系统蒸发吨水的蒸汽耗量可下降20-25kg/h。

2、结晶器顶部的压力为常压，蒸发产生的二次蒸汽温度为100-102℃，经二次分离器除沫淋洗后进入蒸汽压缩机压缩，蒸汽压缩机将蒸发产生的二次蒸汽以一定的固定压比进行压缩升温，压缩后的过热蒸汽温度为150±5℃，为消除蒸汽的过热度，蒸汽压缩机的出口内置安装有旋转雾化喷头，冷凝水泵抽出的冷凝水一部分作为旋转雾化喷头的雾化喷淋供水，使过热蒸汽降温达到完全的饱和状态；雾化冷凝水吸收热量汽化，消除过热度同时，增加了进入蒸发器的蒸汽量，提高蒸汽的焓值，通过流量计、调节阀准确调节喷淋量，以保证加压蒸汽管的温度稳定在118±5℃，为蒸发器提高稳定的热源。生蒸汽可仅作为启动或补充使用。

3、冷凝水泵抽出的冷凝水还有一部分作为二次分离器内置除沫器的冲洗使用。二次蒸汽经过除沫装置时，可将95%的夹带料液进行去除，夹带料液形成凝水小液滴汇聚于二次分离器的底部，二次分离器底部的排液口设置水封装置，水封装置出口连接结晶器的平衡口，可将凝水及淋洗水通过二次分离排水管及时输送至结晶器参与再次循环蒸发结晶，同时保证二次分离器的内压力始终与结晶器的内压力一致，降低二次蒸汽流经二次分离器的阻力损失及热量损失。二次分离器的除沫装置设置冲洗喷头，采用高温冷凝水冲洗，进一步降低运行过程中二次蒸汽的热量损失，可进一步提高二次蒸汽的品质，有效保证了蒸汽压缩机进汽的稳定和纯净，降低蒸汽压缩机由于二次蒸汽带液导致的叶轮损坏的发生，保障了系统的稳定运行。二次分离器采用上进侧出结构，进一步提高了二次蒸汽的分离效果，降低了除沫装置的维护难度。同时提高蒸汽压缩机出汽的品质，保护蒸发器壳体不受腐蚀，进而提高冷凝水的品质，使冷凝水完全符合连续回用的要求。

4、蒸发循环料液经蒸发器加热后，从结晶循环进口沿切向并向上倾斜进入结晶器下锥体的内腔，进行氯化钠盐的第一次分级后，细颗粒氯化钠盐在旋流作用下上浮，从结晶器主筒体的结晶循环出口溢出，并进入循环蒸发管二次循环结晶。第一次分级降低了循环料液中氯化钠盐的含量和粒度，同时降低了循环物料流经蒸发器列管换热区时结盐的概率，提高蒸发系统的稳定性。旋流分级力场提高了结晶器蒸发区的表面积，降低了蒸发强度，低蒸发强度可以提高盐一次结晶的粒度，达到系统的良性循环。

5、20±5%wt的氯化钠浓盐水经进料罐缓存后由进料泵送入预热单元预热后，从新料入口进入结晶器下锥体下方的淘洗筒中，向上流动过程中淘洗氯化钠盐。结晶器下锥体的下端口形成环形降料区，浓盐水从淘洗筒进入结晶器下锥体时由于截面放大，流速下降，形成湍流，部分细颗粒氯化钠盐溶解，大颗粒氯化钠盐沉入淘洗筒中，细颗粒氯化钠盐上浮，实现氯化钠盐的第二次分级。细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液上浮至淘洗筒清液口排出，并进入循环蒸发管，参与蒸发系统再循环过程。淘洗清液的再循环克服了盐含量高、流速慢导致的堵塞、结块现象，二次分级的晶浆继续下沉至淘洗筒下部的晶浆侧壁出口排出，环形降料与进料淘洗相结合共同降低淘洗出料中细颗粒氯化钠盐的含量，进一步提高出料的品质。

6、从晶浆侧壁出口排出的大颗粒氯化钠盐进入晶浆排出管，晶浆出料固含量为20±5%wt，低固含量出料一方面降低了出料管道堵塞的风险，同时也降低了循环物料中固体含量，降低了循环泵负荷也降低了蒸发器列管堵塞的风险。晶浆出料由出料泵送入旋流器，旋流器对氯化钠晶浆出料进行第三次分级；旋流器溢流的固含量为5±2%wt进入溢流罐，旋流器底流的固含量为30±5%wt进入稠厚器，稠厚器对旋流器底流进行第四次分级，稠厚器溢流的固含量为3±1%进入溢流罐，稠厚器底流的固含量为45±3%wt，进入离心机进行固液分离，离心机进料中≥0.3mm颗粒含量≥50%。通过第三、四次分级，进一步提高离心机进料的氯化钠盐颗粒尺寸，提高离心机进料的固液比，相比传统工艺，离心出盐含水率下降3%，有效降低干燥床的能耗，同时提高干燥床进料的松散度，基本杜绝了干燥床内部结块现象的发生，进一步提高最终产品品质。

7、离心机分离出的母液进入离心母液罐缓存，离心机排出的固体湿盐含水率降低至2±0.5%，落在皮带输送机上，皮带输送机有效保证离心出盐的松散、快速运输，皮带输送机出口由挡料器导入干燥床的入口，降低输送过程中的盐损耗，然后在干燥床中由热风进行干燥。离心机冲洗时，皮带输送机反向运转，反转隔水板可有效降低离心机冲洗水的夹带，有效阻隔离心冲洗水对干燥床的影响，提高干燥床运行稳定性。

8、送风机将20±10℃的滤后空气送入换热器的冷侧，160±5℃的生蒸汽进入换热器的热侧将滤后空气加热至120±5℃，送入干燥床的进风口，放热后生成的冷凝水未受到任何污染，从生蒸汽凝水管进入锅炉供水系统直接回收软化水及热量。干燥床中热风对湿盐进行干燥，从干燥床排出的成品盐的含水率≤0.5%，进入高频振动筛进行筛分，按照粒度分级成三种产品。

9、干燥床出风进入旋风分离器，进一步回收尾气夹带的氯化钠细颗粒盐，提高了产品的产率和回收率，旋风分离器的出风进入淋洗塔洗涤，淋洗塔循环泵设置多层对向可旋转喷头，通过淋洗塔循环泵自循环喷洗，进一步降低尾气中的夹带，降低尾气处理难度。

10、来自氯化钠浓盐水管的另一部分20±5%wt的氯化钠浓盐水添加至离心母液罐，离心机分离出的离心母液温度为95±5℃，固体含量为5±2%wt，低温氯化钠浓盐水与离心母液混合后，将离心母液中残余的少量氯化钠细颗粒盐溶解，并降温至60±5℃。离心母液泵将离心母液罐内的离心母液输送至氧化塔，离心母液泵出口管道设有管道混合器，与进入的强氧化剂混合，混合均匀后的离心母液进入氧化塔内进行催化氧化反应，分解有机物，氧化塔依靠外置的氧化塔循环泵实现离心母液循环，离心母液的氧化反应时间可达到2小时。氧化塔出料在压差下进入溢流罐，旋流器溢流、稠厚器溢流也进入溢流罐，混合后由回料泵输送至循环蒸发管，参与再次换热蒸发结晶的循环。氯化钠浓盐水中的COD含量通常为200mg/L，进入蒸发结晶系统连续蒸发后，会造成有机物富集，影响产品质量，本系统通过氧化塔对离心母液中蒸发富集的少量有机物进行再次降解，可以将结晶器中的COD含量控制在1000mg/L以下，有效保证回流母液再次蒸发结晶产出的氯化钠盐的品质，保证了系统生产的连续性和稳定性。

11、MVR蒸发结晶系统通过降低蒸发速度、旋流一次分级、溢流再循环、沉盐淘洗二次分级使结晶盐颗粒增大，再由出料泵输送至旋流器、稠厚器进行三、四次分级，进一步提高离心机进料的固液比和颗粒度，使离心出盐含水率2±0.5%，干燥床出盐口连接高频振动筛将产品分级，使高、低附加值产品进行分离，得到粒径≥0.3mm的高附加值产品高达50%以上，粒径≤0.1mm的低附加值产品降至20%以下。降低系统能耗的同时，通过多次分级增大了氯化钠盐的粒径，提高了附加值，实现了系统产品的等级划分，提高了产品的竞争力，拓宽了工业废盐的高端利用领域。

12、高温进料参与淘洗可以有效提高结晶器出料中氯化钠盐的颗粒度，降低盐粒度细导致的结块、堵塞问题，循环料液进口采用的小角度上切结构可有效实现结晶一次分级，并达到降低蒸发速度提高结晶盐粒度的目的，通过常压蒸发进一步提高微量杂质的溶解度，降低氯化钠结晶盐晶核形成过程中的夹带，提高盐的粒径和纯度，大大提高产品的附加值并可靠实现高低售价产品的分离。

13、常压蒸发无需真空系统的设备，提高了结晶器内物料的结晶温度，结晶温度的提高有利于氯化钠盐晶型的成长，提高了一次结晶中粗颗粒盐的含量，减少了系统再循环中晶体盐的含量。蒸汽压缩机的进汽压力与外界环境的压力一致，与传统的工艺相比，蒸汽压缩机的蜗壳排水、进汽管道的排水无需再增加额外的装置以保证系统的密封性，提高了蒸汽压缩机运行的稳定性和连续性，降低了操作维护的难度。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明，附图仅提供参考与说明用，非用以限制本发明。

图1为本发明工业氯化钠浓盐水资源化处理方法的流程图。

图2为图1中结晶器的放大图。

图中：1.进料罐；2.一级预热器；3.二级预热器；3a.汽水分离器；4.冷凝水罐；5.蒸发器；6.结晶器；6a.结晶循环出口；6b.结晶循环进口；6c.新料入口；6d.晶浆侧壁出口；6e.晶浆底部出口；6f.淘洗筒清液口；6g.二次蒸汽出口；7.二次分离器；8.蒸汽压缩机；9.旋流器；10.稠厚器；11.离心机；12.溢流罐；13.离心母液罐；14.管道混合器；15.氧化塔；16.皮带输送机；17.干燥床；18.旋风除尘器；19.淋洗塔；20.引风机；21.送风机；22.换热器；23.高频振动筛；B1.进料泵；B2.冷凝水泵；B3.蒸发循环泵；B4.出料泵；B5.回料泵；B6.离心母液泵；B7.氧化塔循环泵；B8.淋洗塔循环泵；G1.氯化钠浓盐水管；G2.冷凝水管；G3.不凝气排放管；G4.二次蒸汽管；G5.加压蒸汽管；G6.二次分离排水管；G7.晶浆排出管；G8.旋流器溢流管；G9.旋流器底流管；G10.稠厚器溢流管；G11.稠厚器底流管；G12.湿盐溜管；G13.离心母液管；G14.母液罐排出管；G15.氧化剂注入管；G16.回流母液管；G17.滤后空气管；G18.生蒸汽管；G19.生蒸汽凝水管；G20.除尘排风管；G21.产品一；G22.产品二；G23.产品三。

具体实施方式

在本发明的以下描述中，术语“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“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，而不是指装置必须具有特定的方位。

如图1、图2所示，本发明所使用的工业氯化钠浓盐水处理系统包括与氯化钠浓盐水管G1相连的进料罐1，进料罐1底部与进料泵B1的入口相连，进料泵B1的出口与结晶器6的新料入口6c相连，结晶器6的结晶循环出口6a通过循环蒸发管与蒸发循环泵B3的入口相连，蒸发循环泵B3的出口与蒸发器5的底部入口相连，蒸发器5的顶部出口与结晶器6的结晶循环进口6b相连，结晶器6的晶浆排出管G7与出料泵B4的入口相连，出料泵B4的出口与旋流器9的侧壁入口相连，旋流器9的底部通过旋流器底流管G9与稠厚器10的入口相连，稠厚器10的底部通过稠厚器底流管G11与离心机11的入口相连，离心机11的出料口通过湿盐溜管G12与皮带输送机16对接，皮带输送机16的出口与干燥床17的入口相连，干燥床17的出口与高频振动筛23的入口相连。

本发明工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，依次包括如下步骤：S1、氯化钠浓盐水由进料泵输送至一级预热器、二级预热器两级预热后进入MVR蒸发结晶系统；

S2、经MVR蒸发结晶系统蒸发分级后，晶浆经出料泵输送至旋流器继续分级，旋流器底流进入稠厚器再次分级，稠厚器底流进入离心机进行固液分离；

S3、离心机分离出的母液进入离心母液罐缓存，离心机排出的固体湿盐含水率降低至2±0.5%，落在皮带输送机上，再送入干燥床中，由热风进行干燥；

S4、从干燥床排出的成品盐的含水率≤0.5%，进入高频振动筛进行筛分，高频振动筛设有倾斜的双层筛网，筛上物出口导出粒径≥0.3mm的产品一，产品一的产率≥50%；中间出口导出粒径为0.1～0.3mm的产品二，筛下物出口导出粒径≤0.1mm的产品三，产品三的产率≤20%。

进料泵B1的出口与一级预热器2的冷侧入口相连，一级预热器2的冷侧出口与二级预热器3的冷侧入口相连，二级预热器3的冷侧出口与结晶器6的循环进口相连；冷凝水泵B2的出口与一级预热器2的热侧入口相连，一级预热器2的热侧出口与车间冷凝水回收装置相连；蒸发器5壳程的不凝气出口与二级预热器3的热侧入口相连，二级预热器3的热侧出口与汽水分离器3a的入口相连，汽水分离器3a的排气口与不凝气排放管G3相连，汽水分离器3a的排液口经过液封与冷凝水罐4相连。

利用蒸发器5壳程排放的118±5℃蒸汽冷凝水对氯化钠浓盐水一级预热至85±5℃，一级预热器2热侧排放冷凝水的温度为40±5℃，进入车间冷凝水回收装置回收利用；蒸发器5壳程排放的不凝气进入二级预热器3将氯化钠浓盐水二级预热至93±3℃。采用冷凝水一级预热、不凝气二级预热相结合的预热形式，一级预热器2有效回收冷凝水的热量，二级预热器3回收蒸发器5排放的不凝气及少量蒸汽的热量，降低系统能耗，同时降低外排不凝气的温度，降低后续废气处理难度，通过不凝气预热系统蒸发吨水的蒸汽耗量可下降20-25kg/h。

结晶器6顶部的二次蒸汽出口6g通过二次蒸汽管G4与二次分离器7的顶部入口相连，二次分离器7内置有除沫装置，二次分离器7的出汽口与蒸汽压缩机8的入口相连，蒸汽压缩机8的出口通过加压蒸汽管G5与蒸发器5壳程上部的热媒入口相连，蒸发器5的热媒入口还与生蒸汽管G18相连。

蒸发器壳程下部的冷凝水出口与冷凝水罐4相连并实现液封，冷凝水罐4的底部出口与冷凝水泵B2的入口相连，冷凝水泵B2的出口连接有冷凝水管G2；蒸汽压缩机8的出口内设有将压缩蒸汽降温至饱和状态的旋转雾化喷头，冷凝水管G2通过流量计及调节阀与旋转雾化喷头的进水口相连。

结晶器6顶部的压力为常压，蒸发产生的二次蒸汽温度为100-102℃，经二次分离器7除沫淋洗后进入蒸汽压缩机8压缩，蒸汽压缩机8将蒸发产生的二次蒸汽以一定的固定压比进行压缩升温，压缩后的过热蒸汽温度为150±5℃，为消除蒸汽的过热度，蒸汽压缩机8的出口内置安装有旋转雾化喷头，冷凝水泵B2抽出的冷凝水一部分作为旋转雾化喷头的雾化喷淋供水，使过热蒸汽降温达到完全的饱和状态；雾化冷凝水吸收热量汽化，消除过热度同时，增加了进入蒸发器5的蒸汽量，提高蒸汽的焓值，通过流量计、调节阀准确调节喷淋量，以保证加压蒸汽管G5的温度稳定在118±5℃，为蒸发器5提高稳定的热源。生蒸汽可仅作为启动或补充使用。

冷凝水管G2还与除沫装置的冲洗口相连，二次分离器7的底部排水口通过二次分离排水管G6与结晶器6的平衡口相连，平衡口位于结晶循环出口6a的上方。冷凝水泵B2抽出的冷凝水还有一部分作为二次分离器7内置除沫器的冲洗使用。二次蒸汽经过除沫装置时，可将95%的夹带料液进行去除，夹带料液形成凝水小液滴汇聚于二次分离器7的底部，二次分离器7底部的排液口设置水封装置，水封装置出口连接结晶器6的平衡口，可将凝水及淋洗水通过二次分离排水管G6及时输送至结晶器6参与再次循环蒸发结晶，同时保证二次分离器7的内压力始终与结晶器6的内压力一致，降低二次蒸汽流经二次分离器7的阻力损失及热量损失。二次分离器7的除沫装置设置冲洗喷头，采用高温冷凝水冲洗，进一步降低运行过程中二次蒸汽的热量损失，可进一步提高二次蒸汽的品质，有效保证了蒸汽压缩机8进汽的稳定和纯净，降低蒸汽压缩机8由于二次蒸汽带液导致的叶轮损坏的发生，保障了系统的稳定运行。二次分离器7采用上进侧出结构，进一步提高了二次蒸汽的分离效果，降低了除沫装置的维护难度。同时提高蒸汽压缩机8出汽的品质，保护蒸发器壳体不受腐蚀，进而提高冷凝水的品质，使冷凝水完全符合连续回用的要求。

结晶器6包括结晶器主筒体，结晶器主筒体的下部连接有结晶器下锥体，结晶器下锥体的母线与水平面之间呈75±2°夹角，结晶循环进口6b呈切向连接在结晶器下锥体的中部侧壁且向上倾斜3°-7°，结晶循环出口6a呈切向连接在结晶器主筒体的中部侧壁。

蒸发循环料液经蒸发器5加热后，升温至108～110℃，从结晶循环进口6b沿切向并向上倾斜3°-7°进入结晶器下锥体的内腔，边旋转边向上方的结晶器主筒体流动，流动过程中进行蒸发结晶；在一定流速下形成旋流分级力场，实现氯化钠盐的第一次分级。细颗粒氯化钠盐在旋流作用下上浮，从结晶器主筒体的结晶循环出口6a溢出，并进入循环蒸发管二次循环结晶。第一次分级降低了循环料液中氯化钠盐的含量和粒度，同时降低了循环物料流经蒸发器列管换热区时结盐的概率，提高蒸发系统的稳定性。旋流分级力场提高了结晶器蒸发区的表面积，降低了蒸发强度，低蒸发强度可以提高盐一次结晶的粒度，达到系统的良性循环。

结晶器下锥体的下端口连接有淘洗筒，新料入口6c位于淘洗筒的中部，淘洗筒的下部圆周上设有晶浆侧壁出口6d，晶浆侧壁出口6d与晶浆排出管G7相连；淘洗筒的底部设有晶浆底部出口6e，晶浆底部出口6e也与出料泵B4的入口相连；淘洗筒的上部圆周上设有淘洗筒清液口6f，淘洗筒清液口6f与循环蒸发管相连。

20±5%wt的氯化钠浓盐水经进料罐1缓存后由进料泵B1送入预热单元预热后，从新料入口6c进入结晶器下锥体下方的淘洗筒中，向上流动过程中淘洗氯化钠盐。结晶器下锥体的下端口形成环形降料区，浓盐水从淘洗筒进入结晶器下锥体时由于截面放大，流速下降，形成湍流，部分细颗粒氯化钠盐溶解，大颗粒氯化钠盐沉入淘洗筒中，细颗粒氯化钠盐上浮，实现氯化钠盐的第二次分级。细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液上浮至淘洗筒清液口6f排出，并进入循环蒸发管，参与蒸发系统再循环过程。淘洗清液的再循环克服了盐含量高、流速慢导致的堵塞、结块现象，二次分级的晶浆继续下沉至淘洗筒下部的晶浆侧壁出口6d排出，环形降料与进料淘洗相结合共同降低淘洗出料中细颗粒氯化钠盐的含量，进一步提高出料的品质。

从晶浆侧壁出口6d排出的大颗粒氯化钠盐进入晶浆排出管G7，晶浆出料固含量为20±5%wt，低固含量出料一方面降低了出料管道堵塞的风险，同时也降低了循环物料中固体含量，降低了循环泵负荷也降低了蒸发器列管堵塞的风险。

旋流器9的顶部溢流口通过旋流器溢流管G8与溢流罐12相连，稠厚器10上部的溢流口通过稠厚器溢流管G10与溢流罐12相连，溢流罐12的底部出口通过回流母液管G16与回料泵B5的入口相连，回料泵B5的出口管道与循环蒸发管道相连。

晶浆出料由出料泵B4送入旋流器9，旋流器9对氯化钠晶浆出料进行第三次分级；旋流器溢流的固含量为5±2%wt进入溢流罐12，旋流器底流的固含量为30±5%wt进入稠厚器10，稠厚器10对旋流器底流进行第四次分级，稠厚器溢流的固含量为3±1%进入溢流罐12，稠厚器底流的固含量为45±3%wt，进入离心机11进行固液分离，离心机进料中≥0.3mm颗粒含量≥50%。通过第三、四次分级，进一步提高离心机进料的氯化钠盐颗粒尺寸，提高离心机进料的固液比，相比传统工艺，离心出盐含水率下降3%，有效降低干燥床17的能耗，同时提高干燥床17进料的松散度，基本杜绝了干燥床17内部结块现象的发生，进一步提高最终产品品质。

离心机11的液相出口通过离心母液管G13与离心母液罐13的入口相连，离心母液罐13的入口还与氯化钠浓盐水管G1相连，离心母液罐13的内腔设有搅拌装置，离心母液罐13的底部出口通过母液罐排出管G14与离心母液泵B6的入口相连，离心母液泵B6的出口与管道混合器14的主入口相连，管道混合器14内置有顺流向可旋转的螺旋，管道混合器14切向连接有氧化剂进口，氧化剂注入口与氧化剂注入管G15相连，管道混合器14的出口与氧化塔15的上部入口相连，氧化塔15的循环液出口与氧化塔循环泵B7的入口相连，氧化塔循环泵B7的出口与氧化塔15的上部循环液入口及内置喷头相连，氧化塔15的中部出料口与溢流罐12的入口相连。

离心机11分离出的母液进入离心母液罐13缓存，来自氯化钠浓盐水管G1的另一部分20±5%wt的氯化钠浓盐水添加至离心母液罐13，离心机11分离出的离心母液温度为95±5℃，固体含量为5±2%wt，低温氯化钠浓盐水与离心母液混合后，将离心母液中残余的少量氯化钠细颗粒盐溶解，并降温至60±5℃。

离心母液泵B6将离心母液罐13内的离心母液输送至氧化塔15，离心母液泵B6出口管道设有管道混合器14，与进入的强氧化剂混合，混合均匀后的离心母液进入氧化塔15内进行催化氧化反应，分解有机物，氧化塔15依靠外置的氧化塔循环泵B7实现离心母液循环，离心母液的氧化反应时间可达到2小时。氧化塔出料在压差下进入溢流罐12，旋流器溢流、稠厚器溢流也进入溢流罐12，混合后由回料泵B5输送至循环蒸发管，参与再次换热蒸发结晶的循环。氯化钠浓盐水中的COD含量通常为200mg/L，进入蒸发结晶系统连续蒸发后，会造成有机物富集，影响产品质量，本系统通过氧化塔15对离心母液中蒸发富集的少量有机物进行再次降解，可以将结晶器6中的COD含量控制在1000mg/L以下，有效保证回流母液再次蒸发结晶产出的氯化钠盐的品质，保证了系统生产的连续性和稳定性。

离心机11排出的固体湿盐含水率降低至2±0.5%，落在皮带输送机16上，皮带输送机16的出口端设有将固体湿盐导向干燥床17入口的挡料器，皮带输送机16的底部设有反转隔水板。皮带输送机16有效保证离心出盐的松散、快速运输，皮带输送机16出口由挡料器导入干燥床17的入口，降低输送过程中的盐损耗，然后在干燥床17中由热风进行干燥。离心机11冲洗时，皮带输送机16反向运转，反转隔水板可有效降低离心机冲洗水的夹带，有效阻隔离心冲洗水对干燥床17的影响，提高干燥床17运行稳定性。

干燥床17的热风进口与换热器22的热风出口相连，换热器22的冷风入口与送风机21的出口相连，送风机21的入口与滤后空气管G17相连，换热器22的热媒入口与生蒸汽管G18相连，换热器22的热媒出口与生蒸汽凝水管G19相连，生蒸汽凝水管G19的出口与锅炉供水系统相连。送风机21将20±10℃的滤后空气送入换热器22的冷侧，160±5℃的生蒸汽进入换热器22的热侧将滤后空气加热至120±5℃，送入干燥床17的进风口，放热后生成的冷凝水未受到任何污染，从生蒸汽凝水管G19进入锅炉供水系统直接回收软化水及热量。干燥床17中热风对湿盐进行干燥，从干燥床17排出的成品盐的含水率≤0.5%。

干燥床17的顶部排气口与旋风除尘器18的侧壁进风口相连，旋风除尘器18的底部出口导出粒径≤0.1mm的产品三G23，旋风除尘器18的顶部出口通过除尘排风管G20与淋洗塔19的进风口相连，淋洗塔19的底部排水口与淋洗塔循环泵B8的入口相连，淋洗塔循环泵B8的出口与淋洗塔19的上部喷淋口相连，淋洗塔19的顶部排气口与引风机20的入口相连，引风机20的出口与废气处理管道相通。干燥床出风进入旋风分离器，进一步回收尾气夹带的氯化钠细颗粒盐，提高了产品的产率和回收率，旋风分离器的出风进入淋洗塔19洗涤，淋洗塔循环泵B8设置多层对向可旋转喷头，通过淋洗塔循环泵B8自循环喷洗，进一步降低尾气中的夹带，降低尾气处理难度。

干燥的氯化钠盐进入高频振动筛23进行筛分，高频振动筛23设有倾斜的双层筛网，筛上物出口导出粒径≥0.3mm的产品一G21，产品一G21的产率≥50%；中间出口导出粒径为0.1～0.3mm的产品二G22，筛下物出口导出粒径≤0.1mm的产品三G23，产品三G23的产率≤20%。

MVR蒸发结晶系统通过降低蒸发速度、旋流一次分级、溢流再循环、沉盐淘洗二次分级使结晶盐颗粒增大，再由出料泵B4输送至旋流器9、稠厚器10进行三、四次分级，进一步提高离心机进料的固液比和颗粒度，使离心出盐含水率2±0.5%，干燥床出盐口连接高频振动筛23将产品分级，使高、低附加值产品进行分离，得到粒径≥0.3mm的高附加值产品高达50%以上，粒径≤0.1mm的低附加值产品降至20%以下。

以上所述仅为本发明之较佳可行实施例而已，非因此局限本发明的专利保护范围。除上述实施例外，本发明还可以有其他实施方式。凡采用等同替换或等效变换形成的技术方案，均落在本发明要求的保护范围内。本发明未经描述的技术特征可以通过或采用现有技术实现，在此不再赘述。

Claims (10)

1.一种工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：依次包括如下步骤：S1、氯化钠浓盐水由进料泵输送至一级预热器、二级预热器两级预热后进入MVR蒸发结晶系统；

S2、经MVR蒸发结晶系统蒸发分级后，晶浆经出料泵输送至旋流器继续分级，旋流器底流进入稠厚器再次分级，稠厚器底流进入离心机进行固液分离；

S3、离心机分离出的母液进入离心母液罐缓存，离心机排出的固体湿盐含水率降低至2±0.5%，落在皮带输送机上，再送入干燥床中，由热风进行干燥；

S4、从干燥床排出的成品盐的含水率≤0.5%，进入高频振动筛进行筛分，高频振动筛设有倾斜的双层筛网，筛上物出口导出粒径≥0.3mm的产品一，产品一的产率≥50%；中间出口导出粒径为0.1～0.3mm的产品二，筛下物出口导出粒径≤0.1mm的产品三，产品三的产率≤20%。

2.根据权利要求1所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：所述MVR蒸发结晶系统包括蒸发器和结晶器，所述结晶器包括结晶器主筒体，所述结晶器主筒体的下部连接有结晶器下锥体，所述结晶器下锥体的下端口连接有淘洗筒，所述结晶器主筒体的侧壁中部设有结晶循环出口，所述结晶器下锥体上设有结晶循环进口；所述结晶循环出口通过循环蒸发管与蒸发循环泵的入口相连，所述蒸发循环泵的出口与蒸发器的底部入口相连，所述蒸发器的顶部出口与所述结晶循环进口相连；所述淘洗筒的中部设有新料入口，所述淘洗筒的下部圆周上设有晶浆侧壁出口，所述晶浆侧壁出口与晶浆排出管相连；所述淘洗筒的上部圆周上设有淘洗筒清液口，所述淘洗筒清液口与所述循环蒸发管相连。

3.根据权利要求2所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：蒸发循环料液经蒸发器加热后升温至108～110℃，从结晶循环进口沿切向并向上倾斜3°-7°进入结晶器下锥体的内腔，边旋转边向上方的结晶器主筒体流动，形成旋流分级力场，实现氯化钠盐的第一次分级；细颗粒氯化钠盐在旋流作用下上浮，从结晶器主筒体的结晶循环出口溢出，并进入循环蒸发管二次循环结晶。

4.根据权利要求1所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：20±5%wt的氯化钠浓盐水经预热后，从新料入口进入结晶器下锥体下方的淘洗筒中，淘洗氯化钠盐，大颗粒氯化钠盐下沉从淘洗筒下部的晶浆侧壁出口排出，细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液上浮至淘洗筒清液口排出，实现氯化钠盐的第二次分级；从晶浆侧壁出口排出的大颗粒氯化钠盐进入晶浆排出管；从淘洗筒清液口排出的细颗粒氯化钠盐及饱和氯化钠溶液进入循环蒸发管，由蒸发循环泵输送进入蒸发器循环加热。

5.根据权利要求1所述的工业氯化钠浓盐水精制生产方法，其特征在于，MVR蒸发结晶系统排出的氯化钠晶浆由出料泵送入旋流器进行第三次分级，旋流器溢流的固含量为5±2%wt进入溢流罐，旋流器底流的固含量为30±5%wt进入稠厚器，稠厚器对旋流器底流进行第四次分级，稠厚器溢流的固含量为3±1%进入溢流罐，稠厚器底流的固含量为45±3%wt，进入离心机进行固液分离，离心机进料中≥0.3mm颗粒含量≥50%。

6.根据权利要求1所述的工业氯化钠浓盐水精制生产方法，其特征在于，所述步骤S3包括如下子步骤：S3.1、离心母液罐内的离心母液温度为95±5℃，固体含量为5±2%wt，与另一部分20±5%wt的氯化钠浓盐水混合，将离心母液中残余的少量氯化钠细颗粒盐溶解，并降温至60±5℃；

S3.2、离心母液泵将离心母液罐内的离心母液输送至氧化塔，离心母液泵出口管道设有管道混合器，与进入的强氧化剂混合，混合均匀后的离心母液进入氧化塔内进行催化氧化反应，分解有机物，氧化塔依靠外置的氧化塔循环泵实现离心母液循环；

S3.3、氧化塔出料在压差下进入溢流罐，旋流器溢流、稠厚器溢流也进入溢流罐，混合后由回料泵输送至循环蒸发管，参与再次换热蒸发结晶的循环，将结晶器中的COD含量控制在1000mg/L以下。

7.根据权利要求2所述的工业氯化钠浓盐水精制生产方法，其特征在于，所述结晶器顶部的二次蒸汽出口通过二次蒸汽管与二次分离器的顶部入口相连，所述二次分离器内置有除沫装置，所述二次分离器的出汽口与蒸汽压缩机的入口相连，所述蒸汽压缩机的出口通过加压蒸汽管与所述蒸发器壳程上部的热媒入口相连，所述蒸发器的热媒入口还与生蒸汽管相连。

8.根据权利要求7所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：所述蒸发器壳程下部的冷凝水出口与冷凝水罐相连并实现液封，所述冷凝水罐的底部出口与冷凝水泵的入口相连，所述冷凝水泵的出口连接有冷凝水管；所述蒸汽压缩机的出口内设有将压缩蒸汽降温至饱和状态的旋转雾化喷头，所述冷凝水管通过流量计及调节阀与所述旋转雾化喷头的进水口相连；所述冷凝水管还与所述除沫装置的冲洗口相连，所述二次分离器的底部排水口通过二次分离排水管与所述结晶器的平衡口相连，所述平衡口位于所述结晶循环出口的上方。

9.根据权利要求3所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：氯化钠浓盐水进料罐的底部与进料泵的入口相连，进料泵的出口与一级预热器的冷侧入口相连，一级预热器的冷侧出口与二级预热器的冷侧入口相连，二级预热器的冷侧出口与所述结晶器的循环进口相连；所述冷凝水泵的出口与一级预热器的热侧入口相连，所述一级预热器的热侧出口与车间冷凝水回收装置相连；所述蒸发器壳程的不凝气出口与所述二级预热器的热侧入口相连，所述二级预热器的热侧出口与汽水分离器的入口相连，汽水分离器的排气口与不凝气排放管相连，汽水分离器的排液口经过液封与所述冷凝水罐相连。

10.根据权利要求1所述的工业氯化钠浓盐水资源化处理方法，其特征在于：所述干燥床的顶部排气口与旋风除尘器的侧壁进风口相连，所述旋风除尘器的底部出口导出粒径≤0.1mm的产品三，所述旋风除尘器的顶部出口通过除尘排风管与淋洗塔的进风口相连，所述淋洗塔的底部排水口与淋洗塔循环泵的入口相连，所述淋洗塔循环泵的出口与所述淋洗塔的上部喷淋口相连，所述淋洗塔的顶部排气口与引风机的入口相连，所述引风机的出口与废气处理管道相通。

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