高盐废水蒸发结晶系统及其方法与流程

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1.本发明涉及高盐废水处理技术领域，具体地说涉及一种高盐废水蒸发结晶系统及其方法。

背景技术：

2.化工、煤化工、钢铁、电子、制药等许多行业生产过程中会产生大量以氯化钠、硫酸钠为主的高盐废水，而随着环保政策的严格，这些废水都需要按照零排放进行处理。

3.目前，废水处理行业中废水零排放主要工艺路线为“预处理+膜分离浓缩+蒸发/冷冻结晶”，预处理将废水中钙镁、二氧化硅、悬浮物、碱度、cod等降低，然后输送到膜分离浓缩系统经纳滤膜初步分为纳滤浓水和纳滤产水，最终输送到蒸发结晶及冷冻结晶实现水的回收和结晶盐的资源化。但实际处理过程中受水质或工艺的影响导致最终产出的结晶盐品质和结晶盐资源化率降低，最终导致结晶盐销售收益降低，杂盐处理费用增加。因此如何保证结晶盐纯度，提高结晶盐资源化率十分重要。

4.专利cn 209778557u公开了可保证盐硝联产稳定运行的高盐废水处理系统，公开了将纳滤产水通过第一氯化钠蒸发结晶得到氯化钠结晶盐；将纳滤浓水通过蒸发结晶得到硫酸钠结晶盐，再将硫酸钠蒸发母液送入第二氯化钠结晶单元实现对氯离子的回收，同时，将第二氯化钠折法母液回收至硫酸钠蒸发结晶单元对硫酸根离子进行回收；最终，将第一氯化钠蒸发母液和剩余的第二氯化钠蒸发母液送入杂盐结晶单元进行蒸发结晶得到杂盐。该系统是典型的热法分盐工艺，该工艺的缺点是无法精确控制母液转料点及结晶盐的料级，大量母液循环无法保证结晶盐纯度，产出的结晶盐综合收益低。

技术实现要素：

5.本发明的第一个目的在于提供一种提高资源化率及结晶盐纯度的高盐废水蒸发结晶系统。

6.本发明的第二个目的在于提供一种提高资源化率及结晶盐纯度的高盐废水蒸发结晶方法。

7.本发明的第一个目的由如下技术方案实施：一种高盐废水蒸发结晶系统，其包括硫酸钠结晶单元、第一氯化钠结晶单元、第二氯化钠结晶单元和杂盐结晶单元，所述硫酸钠结晶单元的冷冻母液出口和所述第一氯化钠结晶单元的第一氯化钠母液出口通过管路与所述第二氯化钠结晶单元的进口连通，所述第二氯化钠结晶单元的第二氯化钠母液出口与所述杂盐结晶单元的进口管路连通。

8.优选的，所述硫酸钠结晶单元包括硫酸钠蒸发结晶器、第一稠厚器、第一离心机、冷冻结晶器、第二稠厚器和第二离心机，所述硫酸钠蒸发结晶器的出料口与所述第一稠厚器的进口管路连通，所述第一稠厚器的出口与所述第一离心机的进口管路连通，所述第一离心机的出料口为第一硫酸钠出口，所述第一离心机的出液口与所述冷冻结晶器的进口管路连通，所述冷冻结晶器的出口与所述第二稠厚器的进口管路连通，所述第二稠厚器的出

口与所述第二离心机的进口管路连通，所述第二离心机的出液口为冷冻母液出口。

9.优选的，所述第二离心机的出料口通过第一溶解罐与所述硫酸钠蒸发结晶器的进口连通。

10.优选的，所述第二离心机的出料口通过管路与所述第一稠厚器的进口连通。

11.优选的，所述第一氯化钠结晶单元包括第一氯化钠蒸发结晶器、第三稠厚器和第三离心机，所述第一氯化钠蒸发结晶器的出口与所述第三稠厚器的进口管路连通，所述第三稠厚器的出口与所述第三离心机的进口管路连通，所述第三离心机的出料口为第一氯化钠出口，所述第三离心机的出液口为第一氯化钠母液出口。

12.优选的，所述第二氯化钠结晶单元包括混合罐、第二氯化钠蒸发结晶器、第四稠厚器和第四离心机，所述硫酸钠结晶单元的冷冻母液出口和所述第一氯化钠结晶单元的第一氯化钠母液出口通过管路与混合罐的进口连通，混合罐的出口与所述第二氯化钠蒸发结晶器的进口连通，所述第二氯化钠蒸发结晶器的出口与所述第四稠厚器的进口管路连通，所述第四稠厚器的出口与所述第四离心机的进口管路连通，所述第四离心机的出料口为第二氯化钠出口，所述第四离心机的出液口为第二氯化钠母液出口。

13.优选的，所述杂盐结晶单元包括杂盐蒸发结晶器、第五稠厚器和第五离心机，所述第二氯化钠结晶单元的第二氯化钠母液出口与所述杂盐蒸发结晶器的进口管路连通，所述杂盐蒸发结晶器的出口与所述第五稠厚器的进口管路连通，所述第五稠厚器的出口与所述第五离心机的进口管路连通，所述第五离心机的出料口为杂盐出口。

14.本发明的第二个目的由如下技术方案实施：高盐废水蒸发结晶方法，包括如下步骤：

15.(1)第一硫酸钠蒸发结晶和冷冻结晶

16.将纳滤浓水送入到硫酸钠结晶单元，利用硫酸钠结晶单元将纳滤浓水蒸发结晶后析出第一硫酸钠后进行分离，得到第一硫酸钠和硫酸钠蒸发结晶母液，并将硫酸钠蒸发结晶母液进行冷冻结晶析出芒硝后进行分离，得到芒硝和冷冻母液；

17.(2)第一氯化钠蒸发结晶

18.将纳滤产水送入到第一氯化钠结晶单元，利用第一氯化钠结晶单元将纳滤产水蒸发结晶析出第一氯化钠后进行固液分离，得到第一氯化钠和第一氯化钠蒸发结晶母液；

19.(3)第二氯化钠蒸发结晶

20.将步骤(1)得到的将冷冻母液和步骤(2)第一氯化钠蒸发结晶母液送入到第二氯化钠结晶单元蒸发结晶析出第二氯化钠，之后进行固液分离，分离得到第二氯化钠和第二氯化钠结晶母液；

21.(4)杂盐蒸发结晶

22.将步骤(3)得到的第二氯化钠结晶母液送入到杂盐结晶单元蒸发结晶析出杂盐，之后进行固液分离，分离出杂盐。

23.优选的，步骤(1)的具体过程是：纳滤浓水先输送到到硫酸钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第一硫酸钠后输送到第一稠厚器，通过第一稠厚器使第一硫酸钠加速沉降，之后送入第一离心机进行固液分离，第一离心机出料口分离出第一硫酸钠，经第一离心机的出液口分离出硫酸钠蒸发结晶母液；硫酸钠蒸发结晶母液输送到冷冻结晶器内进行冷冻结晶后输送到第二稠厚器，通过第二稠厚器加速芒硝沉降，之后送入第二离心机进行固液分离，第二

离心机出料口分离出芒硝，经第二离心机的出液口分离出冷冻母液。

24.优选的，步骤(1)中，分离出的芒硝经第一溶解罐加水溶解后输送到硫酸钠蒸发结晶器。

25.优选的，步骤(1)中，分离出的芒硝输送到第一稠厚器。

26.优选的，步骤(2)的具体过程是：纳滤产水送入第一氯化钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第一氯化钠后送入第三稠厚器，通过第三稠厚器加速第一氯化钠沉降，之后送入第三离心机进行固液分离，第三离心机的出料口分离出第一氯化钠，第三离心机的出液口分离出第一氯化钠结晶母液。

27.优选的，步骤(3)的具体过程是：将冷冻母液和第一氯化钠蒸发结晶母液在混合罐混合后的进料送入第二氯化钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第二氯化钠后送入第四稠厚器，通过第四稠厚器加速第二氯化钠的沉降，之后送入第四离心机进行固液分离，第四离心机的出料口分离出第二氯化钠，第四离心机的出液口分离出第二氯化钠结晶母液。

28.优选的，步骤(4)的具体过程是：第二氯化钠结晶母液送入到杂盐蒸发结晶器蒸发结晶析出杂盐后送入第五稠厚器，通过第五稠厚器加速杂盐沉降，之后送入到第五离心机进行固液分离，第五离心机的出料口分离出杂盐，第五离心机的出液口分离出杂盐结晶母液。

29.本发明的优点：1、氯化钠两级出盐，产出了氯化钠工业干盐一级品和氯化钠工业干盐合格品，产出不同纯度的氯化钠，避免了常规蒸发结晶受水质或工艺影响而造成的氯化钠整体纯度降低。

30.2、硫酸钠采用先蒸发结晶后冷冻结晶的方法，即可避免高浓度硫酸根溶液直接进冷冻结晶造成冷冻结晶堵塞，又可通过两种结晶方法相结合将大部分硫酸钠分离出，提高硫酸钠的产量，且分离出的硫酸钠可以全部达到煤化工副产硫酸钠a类一等品；同时也避免了冷冻结晶运行效果差造成的冷冻母液中残留较多硫酸钠。

31.3、冷冻结晶产出的芒硝即可加水溶解后输送到硫酸钠蒸发结晶，又可直接输送到硫酸钠蒸发结晶稠厚器，节省了熔融结晶系统，降低了投资及处理成本。

32.4、冷冻结晶的母液输送到第二氯化钠蒸发结晶，既避免了冷冻母液中杂质输送到第一氯化钠蒸发结晶影响氯化钠纯度，又能将冷冻母液中大量氯化钠结晶析出，提高氯化钠结晶盐产量，降低后续杂盐结晶处理量。

33.5、整体工艺既能保证结晶盐资源化率，又能保证硫酸钠达到煤化工副产硫酸钠a类一等品标准，氯化钠达到煤化工副产氯化钠工业干盐一级标准的占总氯化钠82.5％以上，其余达到煤化工副产氯化钠工业干盐合格标准。

附图说明：

34.图1为实施例1的一种结构示意图。

35.图2为实施例1的另一种结构示意图。

36.图3为实施例2的整体结构示意图。

37.硫酸钠结晶单元1、硫酸钠蒸发结晶器11、第一稠厚器12、第一离心机13、冷冻结晶器14、第二稠厚器15、第二离心机16、第一溶解罐17、第一氯化钠结晶单元2、第一氯化钠蒸发结晶器21、第三稠厚器22、第三离心机23、第二氯化钠结晶单元3、第二氯化钠蒸发结晶器

31、第四稠厚器32、第四离心机33、混合罐34、杂盐结晶单元4、杂盐蒸发结晶器41、第五稠厚器42、第五离心机43、原料罐44、熔融结晶单元5、第二溶解罐51、熔融结晶器52、第六稠厚器53、第六离心机54。

具体实施方式：

38.在本发明的描述中，需要说明的是，如出现术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等，其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，如出现术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

39.实施例1：如图1所示，一种高盐废水蒸发结晶系统，其包括硫酸钠结晶单元1、第一氯化钠结晶单元2、第二氯化钠结晶单元3和杂盐结晶单元4，

40.硫酸钠结晶单元1包括硫酸钠蒸发结晶器11、第一稠厚器12、第一离心机13、冷冻结晶器14、第二稠厚器15和第二离心机16，纳滤浓水送入硫酸钠蒸发结晶器11，硫酸钠蒸发结晶器11的出料口与第一稠厚器12的进口管路连通，第一稠厚器12的出口与第一离心机13的进口管路连通，第一离心机13的出料口为第一硫酸钠出口，第一离心机13的出液口与冷冻结晶器14的进口管路连通，冷冻结晶器14的出口与第二稠厚器15的进口管路连通，第二稠厚器15的出口与第二离心机16的进口管路连通；如图1所示，第二离心机16的出料口可以通过第一溶解罐17与硫酸钠蒸发结晶器11的进口连通，或如图2所示第二离心机16的出料口通过管路与第一稠厚器12的进口连通。

41.第一氯化钠结晶单元2包括第一氯化钠蒸发结晶器21、第三稠厚器22和第三离心机23，纳滤产水送入第一氯化钠蒸发结晶器21中，第一氯化钠蒸发结晶器21的出口与第三稠厚器22的进口管路连通，第三稠厚器22的出口与第三离心机23的进口管路连通，第三离心机23的出料口为第一氯化钠出口。

42.第二氯化钠结晶单元3包括混合罐34、第二氯化钠蒸发结晶器31、第四稠厚器32和第四离心机33，第二离心机16的出液口和第三离心机23的出液口通过管路与混合罐34的进口连通，混合罐34的出口与第二氯化钠蒸发结晶器31的进口连通，第二氯化钠蒸发结晶器31的出口与第四稠厚器32的进口管路连通，第四稠厚器32的出口与第四离心机33的进口管路连通，第四离心机33的出料口为第二氯化钠出口，第四离心机33的出液口为第二氯化钠母液出口。

43.杂盐结晶单元4包括杂盐蒸发结晶器41、第五稠厚器42和第五离心机43，第四离心机33的出液口与杂盐蒸发结晶器41的进口管路连通，杂盐蒸发结晶器41的出口与第五稠厚器42的进口管路连通，第五稠厚器42的出口与第五离心机43的进口管路连通，第五离心机43的出料口为杂盐出口。

44.为了提高系统的稳定性，在第一离心机13、第二离心机16、第三离心机23、第四离心机33的母液出口与后续设备之间均设置母液罐；在硫酸钠蒸发结晶器11、冷冻结晶器14、第一氯化钠蒸发结晶器21、混合罐34、第二氯化钠蒸发结晶器31以及各个母液罐的出口上均配备料泵。

45.本实施例中，前端预处理及膜处理后获得两股来水，分别为纳滤产水及纳滤浓水，

其中总杂质占比总盐11％，具体成分如下表：

46.项目纳滤产水纳滤浓水总盐(kg)2461.193394.41氯化钠(kg)2059.72677.77硫酸钠(kg)23.122451.57杂质(kg)378.35265.07有机物(kg)5.3827.43

47.纳滤浓水首先输送到硫酸钠蒸发结晶器11(采用mvr强制循环蒸发结晶器)内95℃下蒸发浓缩结晶析出第一硫酸钠，晶浆输送到第一稠厚器12与第二离心机16出料口产出的芒硝混合，然后经第一离心机13分离，第一离心机13出料口分离出的第一硫酸钠经干燥后最终获得硫酸钠结晶盐a的纯度为98.2％，重量为2419.19kg；硫酸钠结晶盐a的具体成分如下：

[0048][0049][0050]

第一离心机13出液口排出的硫酸钠蒸发结晶母液输送到冷冻结晶器14，在0℃下冷冻结晶析出芒硝，之后经第二离心机16分离，分离出的芒硝如图2所示经输送机输送到第一稠厚器12，第二离心机16分离出的冷冻母液则排入第二氯化钠结晶单元3。此时冷冻母液成分如下表：

[0051]

项目冷冻母液总盐(kg)975.22氯化钠(kg)648.14硫酸钠(kg)73.59杂质(kg)253.49有机物(kg)26.23

[0052]

纳滤产水先输送到第一氯化钠蒸发结晶器21(采用mvr强制循环蒸发结晶器)内105℃下浓缩结晶析出第一氯化钠，之后经第三稠厚器22输送到第三离心机23后进行分离，分离出的第一氯化钠经干燥后最终获得氯化钠结晶盐a，其纯度为98.7％，重量为1866.31kg kg，氯化钠结晶盐a的具体成分如下：

[0053]

项目氯化钠结晶盐a总盐(kg)1866.31硫酸钠(kg)1.4氯化钠(kg)1841.95杂质(kg)22.95

有机物(kg)0.33纯度(％)98.7％

[0054]

第三离心机23出液口产出的第一氯化钠蒸发结晶母液与第二离心机16产出的冷冻母液混合后形成第二氯化钠蒸发结晶器31进料溶液，其成分如下：

[0055]

项目第二氯化钠蒸发进料溶液总盐(kg)1570.10氯化钠(kg)865.90硫酸钠(kg)95.31杂质(kg)608.88有机物(kg)31.29

[0056]

此进料溶液输送到第二氯化钠蒸发结晶器31(由三效蒸发组成)内蒸发结晶析出第二氯化钠，三效温度分别为105℃、89℃、65℃，经浓缩后送入第四离心机33进行分离，第四离心机33分离出的第二氯化钠经干燥最终获得氯化钠结晶盐b，其纯度为96.2％，重量为387.25kg；氯化钠结晶盐b的具体成分如下：

[0057]

项目氯化钠结晶盐b总盐(kg)387.25硫酸钠(kg)10.19氯化钠(kg)372.80杂质(kg)4.26有机物(kg)0.22纯度(％)96.2％

[0058]

第四离心机33分离出的第二氯化钠结晶母液具体成分如下：

[0059]

项目第二氯化钠蒸发结晶母液总盐(kg)1182.85氯化钠(kg)493.10硫酸钠(kg)85.12杂质(kg)604.63有机物(kg)31.07

[0060]

第四离心机33分离出的第二氯化钠结晶母液由单效蒸发及真空耙式干燥组成的杂盐蒸发结晶器41蒸发结晶析出杂盐，单效蒸发温度95℃，真空干燥温度为65℃，最终产出杂盐。

[0061]

经过以上工艺处理后，最终获得结晶盐量及纯度如下表，

[0062][0063]

[0064]

其中，氯化钠总量为2253.56kg，达到煤化工副产氯化钠工业干盐一级(氯化钠结晶盐a)的占比总氯化钠产量82.8％，达到煤化工副产氯化钠工业干盐合格品(氯化钠结晶盐b)的为17.2％，氯化钠结晶盐回收率82.3％。硫酸钠(硫酸钠结晶盐a)总量为2419.57kg，全部达到煤化工副产硫酸钠a类一等品，硫酸钠结晶盐回收率97.8％。总的结晶盐回收率为79.80％。

[0065]

实施例2：其整体结构与实施例1相同，不同之处在于，如图3所示，其还包括熔融结晶单元5，熔融结晶单元5包括第二溶解罐51、熔融结晶器52、第六稠厚器53和第六离心机54，第二离心机16的出料口与第二溶解罐51的进口管路连通，第二溶解罐51的出口与熔融结晶器52的进口管路连通，熔融结晶器52的出口与第六稠厚器53的进口管路连通，第六稠厚器53的出口与第六离心机54的进口管路连通，第六离心机54的出料口为第二硫酸钠出口，第六离心机54的出液口与杂盐蒸发结晶器41的母液进口管路连通；在杂盐蒸发结晶器41的进口上连通有原料罐44，第六离心机54的出液口和第四离心机33的出液口均与原料罐44的进口连通。

[0066]

本实施例中，前端预处理及膜处理后获得两股来水，分别为纳滤产水及纳滤浓水，其中总杂质占比总盐11％。，具体成分如下表：

[0067]

项目纳滤产水纳滤浓水总盐(kg)2461.193394.41氯化钠(kg)2059.72677.77硫酸钠(kg)23.122451.57杂质(kg)378.35265.07有机物(kg)5.3827.43

[0068]

纳滤浓水首先输送到硫酸钠蒸发结晶器11(采用mvr强制循环蒸发结晶器)内95℃下蒸发浓缩结晶析出第一硫酸钠，晶浆输送到第一稠厚器12，然后经第一离心机13离心分离，分离出的第一硫酸钠经干燥，最终获得硫酸钠结晶盐a，其纯度为98.3％、重量为2337.99kg；硫酸钠结晶盐a的具体成分如下：

[0069]

项目硫酸钠结晶盐a总盐(kg)2337.99硫酸钠(kg)2298.22氯化钠(kg)28.59杂质(kg)11.18有机物(kg)1.16纯度(％)98.3％

[0070]

第一离心机13分离出的硫酸钠蒸发结晶母液输送到冷冻结晶器14，在0℃下冷冻结晶析出芒硝，经第二稠厚器15输送到第二离心机16进行分离，分离出的芒硝和冷冻母液，芒硝输送到第二溶解罐51内加水溶解后送到熔融结晶器52，在98℃下蒸发结晶产出第二硫酸钠，晶浆经第六稠厚器53沉降后输送到第六离心机54后分离，分离出的第二硫酸钠经干燥后最终获得硫酸钠结晶盐b，其纯度为99.5％、重量为79.87kg，具体成分如下：

[0071]

项目硫酸钠结晶盐b

总盐(kg)79.87硫酸钠(kg)79.51氯化钠(kg)0.26杂质(kg)0.1有机物(kg)0.01纯度(％)99.5％

[0072]

纳滤产水先输送到第一氯化钠蒸发结晶器21内105℃下浓缩结晶析出第一氯化钠，第一氯化钠蒸发结晶器21采用mvr强制循环蒸发，之后经第三稠厚器22输送到第三离心机23中进行分离，分离出的第一氯化钠经干燥后最终得到氯化钠结晶盐a，其纯度为98.7％、重量为1866.31kg，具体成分如下：

[0073]

项目氯化钠结晶盐a总盐(kg)1866.31硫酸钠(kg)1.4氯化钠(kg)1841.95杂质(kg)22.95有机物(kg)0.33纯度(％)98.7％

[0074]

第二离心机16分离出的冷冻母液与第三离心机23分离出的第一氯化钠蒸发结晶母液混合后形成第二氯化钠蒸发结晶进料溶液，其成分如下：

[0075]

项目第二氯化钠蒸发进料溶液总盐(kg)1570.10氯化钠(kg)865.90硫酸钠(kg)95.31杂质(kg)608.88有机物(kg)31.29

[0076]

此进料溶液输送到由三效蒸发组成的第二氯化钠蒸发结晶器31内，三效温度分别为105℃、89℃、65℃，经浓缩结晶析出第二氯化钠后，经第四稠厚器32输送到第四离心机33进行分离，分离出的第二氯化钠经干燥后最终形成氯化钠结晶盐b，其纯度为96.2％、重量为387.25kg，具体成分如下：

[0077]

项目氯化钠结晶盐b总盐(kg)387.25硫酸钠(kg)10.19氯化钠(kg)372.80杂质(kg)4.26有机物(kg)0.22纯度(％)96.2％

[0078]

第四离心机33产出的第二氯化钠结晶母液成分如下：

[0079]

[0080][0081]

第四离心机33排出的第二氯化钠结晶母液和第六离心机54排出的熔融结晶母液经原料罐44混合后输送到由单效蒸发及真空耙式干燥组成的杂盐蒸发结晶器41，单效蒸发温度95℃，真空干燥温度为65℃，最终产出杂盐。

[0082]

经过以上工艺处理后，最终获得结晶盐量及纯度如下表：

[0083]

项目产量(kg)纯度(％)总盐5855.60

?

氯化钠结晶盐a1866.3198.7％硫酸钠结晶盐a2337.9998.3％氯化钠结晶盐b387.2596.2％硫酸钠结晶盐b79.8799.5％杂盐1184.18

?

[0084]

其中，氯化钠结晶盐总量为2253.56kg，达到煤化工副产氯化钠工业干盐一级(氯化钠结晶盐a)的占比总氯化钠产量82.8％，达到煤化工副产氯化钠工业干盐合格品(氯化钠结晶盐b)的为17.2％，氯化钠结晶盐回收率82.3％。硫酸钠总量为2417.86kg，全部达到煤化工副产硫酸钠a类一等品。总的结晶盐回收率为79.78％。

[0085]

实施例2与实施例1相比，最终的氯化钠结晶盐回收量、两种氯化钠的占比及总的氯化钠结晶盐回收率相同。硫酸钠的回收总量基本相同，但是，实施例2最终得到的硫酸钠结晶盐中，有3.3％纯度为99.5％上的高纯度硫酸钠，实施例1与实施例2相比，节省了熔融结晶单元5的设备投入，降低了生产成本投入。

[0086]

对比例：经过前端预处理及膜处理后获得两股来水，分别为纳滤产水及纳滤浓水，其中总杂质占比总盐11％，具体成分如下表：

[0087]

项目纳滤产水纳滤浓水总盐(kg)2461.193394.41氯化钠(kg)2059.72677.77硫酸钠(kg)23.122451.57杂质(kg)378.35265.07有机物(kg)5.3827.43

[0088]

纳滤产水输送到氯化钠蒸发结晶器，采用mvr强制循环蒸发，在105℃下蒸发浓缩、结晶产出氯化钠。纳滤产水经浓缩结晶产出氯化钠结晶盐a，其纯度为98.4％、重量为1922.94kg/h，具体成分如下：

[0089]

项目氯化钠结晶盐a总盐(kg)1922.94硫酸钠(kg)1.73

氯化钠(kg)1892.90杂质(kg)28.31有机物(kg)0.40纯度(％)98.4％

[0090]

相比于实施例1，以上氯化钠结晶盐的产量增加56.63kg/h，但纯度由98.7％降低到98.4％，只能满足煤化工副产氯化钠标准中工业干盐二级标准。

[0091]

纳滤浓水首先输送到mvr强制循环蒸发结晶器内95℃下蒸发浓缩结晶产出硫酸钠，硫酸钠晶浆输送到稠厚器，然后经离心分离、干燥，最终获得硫酸钠结晶盐a，其纯度为97.9％、重量为2418.51kg，具体成分如下：

[0092]

项目硫酸钠结晶盐a总盐(kg)2418.51硫酸钠(kg)2369.68氯化钠(kg)33.29杂质(kg)15.55有机物(kg)1.61纯度(％)97.9％

[0093]

硫酸钠离心母液冷却降温，由95℃降到50℃闪蒸析出氯化钠，氯化钠蒸发同样采用mvr强制循环蒸发。析出的晶浆经离心分离、干燥，最终获得氯化钠结晶盐b，其纯度为97.4％、重量为305.95kg/h，具体成分如下：

[0094]

项目氯化钠结晶盐b总盐(kg)305.95硫酸钠(kg)5.68氯化钠(kg)298.06杂质(kg)2.20有机物(kg)0.23纯度(％)97.4％

[0095]

纳滤产水测氯化钠母液(1.7m3/h外排到杂盐，剩余3.21m3/h回流到硫酸钠系统重新出硫酸钠。)和纳滤浓水测氯化钠母液混合后输送到单效蒸发及真空耙式干燥组成的杂盐结晶系统，单效蒸发温度95℃，真空干燥温度为65℃，最终产出杂盐。

[0096]

经过以上工艺处理后，最终获得结晶盐量及纯度如下表：

[0097]

项目产量(kg)纯度(％)总盐5855.60

?

氯化钠结晶盐a1922.9498.4％硫酸钠结晶盐a2418.5197.9％氯化钠结晶盐b305.9597.4％杂盐1208.20

?

[0098]

其中，氯化钠总量为2228.89kg，氯化钠结晶盐a氯化钠纯度为97.9％低于煤化工副产氯化钠工业干盐一级的98.5％，因此属于工业干盐二级产品；而氯化钠结晶盐b则达到

煤化工副产氯化钠工业干盐合格品。硫酸钠总量为2418.51kg，氯化钠结晶盐a低于煤化工副产硫酸钠a类一等品98％的要求，因此属于a类合格品。总的结晶盐回收率为79.37％。

[0099]

将实施例1、实施例2和对比例处理后得到的氯化钠结晶盐、硫酸钠结晶盐及杂盐进行对比，如下表：

[0100][0101]

其中，实施例1、实施例2和对比例的进水水质水量相同，实施例2产出的杂盐含量略高，产出的两种氯化钠等级和含量与实施例1相同，且实施例1和实施例2中的硫酸钠均属于a类一等品；由于实施例2产出的杂盐较实施例1增加，后期处理杂盐费用相应增加，如果实施列1和实施例2硫酸钠同等价格，则实施例2的总经济收益低于实施例1高。并且，实施例1与实施例2相比节省了熔融结晶单元5的投入，所以，综合考虑投入和产出，实施例1既降低了投资又减少了杂盐处理费用。

[0102]

实施例1和对比例的各蒸发结晶采用的形式及温度也相同，不同之处在于工艺路线,对比二者产出结晶盐的产量、纯度及资源化率，实施例1产出的硫酸钠产量及纯度都高于对比例，实施例1产出的第一部分氯化钠产量低于对比例，但纯度高于对比例一个等级。实施列1和对比例产出的第二部分氯化钠品级都属于合格品，但实施例1产量高于对比例。总的资源化率也是实施例1高于对比例，因此实施列1的总体效果优于对比例，不仅保证了结晶盐产量、纯度，同时也保证了资源化率，提高了经济收益。

[0103]

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽

管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。技术特征：

1.一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，其包括硫酸钠结晶单元、第一氯化钠结晶单元、第二氯化钠结晶单元和杂盐结晶单元，所述硫酸钠结晶单元的冷冻母液出口和所述第一氯化钠结晶单元的第一氯化钠母液出口通过管路与所述第二氯化钠结晶单元的进口连通，所述第二氯化钠结晶单元的第二氯化钠母液出口与所述杂盐结晶单元的进口管路连通。2.根据权利要求1所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述硫酸钠结晶单元包括硫酸钠蒸发结晶器、第一稠厚器、第一离心机、冷冻结晶器、第二稠厚器和第二离心机，所述硫酸钠蒸发结晶器的出料口与所述第一稠厚器的进口管路连通，所述第一稠厚器的出口与所述第一离心机的进口管路连通，所述第一离心机的出料口为第一硫酸钠出口，所述第一离心机的出液口与所述冷冻结晶器的进口管路连通，所述冷冻结晶器的出口与所述第二稠厚器的进口管路连通，所述第二稠厚器的出口与所述第二离心机的进口管路连通，所述第二离心机的出液口为冷冻母液出口。3.根据权利要求2所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述第二离心机的出料口通过第一溶解罐与所述硫酸钠蒸发结晶器的进口连通。4.根据权利要求2所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述第二离心机的出料口通过管路与所述第一稠厚器的进口连通。5.根据权利要求1至4任一所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述第一氯化钠结晶单元包括第一氯化钠蒸发结晶器、第三稠厚器和第三离心机，所述第一氯化钠蒸发结晶器的出口与所述第三稠厚器的进口管路连通，所述第三稠厚器的出口与所述第三离心机的进口管路连通，所述第三离心机的出料口为第一氯化钠出口，所述第三离心机的出液口为第一氯化钠母液出口。6.根据权利要求1至4任一所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述第二氯化钠结晶单元包括第二氯化钠蒸发结晶器、第四稠厚器和第四离心机，所述硫酸钠结晶单元的冷冻母液出口和所述第一氯化钠结晶单元的第一氯化钠母液出口通过管路与所述第二氯化钠蒸发结晶器的进口连通，所述第二氯化钠蒸发结晶器的出口与所述第四稠厚器的进口管路连通，所述第四稠厚器的出口与所述第四离心机的进口管路连通，所述第四离心机的出料口为第二氯化钠出口，所述第四离心机的出液口为第二氯化钠母液出口。7.据权利要求1至4任一所述的一种高盐废水蒸发结晶系统，其特征在于，所述杂盐结晶单元包括杂盐蒸发结晶器、第五稠厚器和第五离心机，所述第二氯化钠结晶单元的第二氯化钠母液出口与所述杂盐蒸发结晶器的进口管路连通，所述杂盐蒸发结晶器的出口与所述第五稠厚器的进口管路连通，所述第五稠厚器的出口与所述第五离心机的进口管路连通，所述第五离心机的出料口为杂盐出口。8.利用权利要求1至7所述的一种高盐废水蒸发结晶系统的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，其包括如下步骤：(1)第一硫酸钠蒸发结晶和冷冻结晶将纳滤浓水送入到硫酸钠结晶单元，利用硫酸钠结晶单元将纳滤浓水蒸发结晶后析出第一硫酸钠后进行分离，得到第一硫酸钠和硫酸钠蒸发结晶母液，并将硫酸钠蒸发结晶母液进行冷冻结晶析出芒硝后进行分离，得到芒硝和冷冻母液；(2)第一氯化钠蒸发结晶

将纳滤产水送入到第一氯化钠结晶单元，利用第一氯化钠结晶单元将纳滤产水蒸发结晶析出第一氯化钠后进行固液分离，得到第一氯化钠和第一氯化钠蒸发结晶母液；(3)第二氯化钠蒸发结晶将步骤(1)得到的将冷冻母液和步骤(2)第一氯化钠蒸发结晶母液混合后送入到第二氯化钠结晶单元蒸发结晶析出第二氯化钠，之后进行固液分离，分离得到第二氯化钠和第二氯化钠结晶母液；(4)杂盐蒸发结晶将步骤(3)得到的第二氯化钠结晶母液送入到杂盐结晶单元蒸发结晶析出杂盐，之后进行固液分离，分离出杂盐。9.根据权利要求8所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(1)的具体过程是：纳滤浓水先输送到硫酸钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第一硫酸钠后输送到第一稠厚器，通过第一稠厚器使第一硫酸钠加速沉降，之后送入第一离心机进行固液分离，第一离心机出料口分离出第一硫酸钠，经第一离心机的出液口分离出硫酸钠蒸发结晶母液；硫酸钠蒸发结晶母液输送到冷冻结晶器内进行冷冻结晶后输送到第二稠厚器，通过第二稠厚器加速芒硝沉降，之后送入第二离心机进行固液分离，第二离心机出料口分离出芒硝，经第二离心机的出液口分离出冷冻母液。10.根据权利要求9所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(1)中，分离出的芒硝经第一溶解罐加水溶解后输送到硫酸钠蒸发结晶器。11.根据权利要求9所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(1)中，分离出的芒硝输送到第一稠厚器。12.根据权利要求8至11任一所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(2)的具体过程是：纳滤产水送入第一氯化钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第一氯化钠后送入第三稠厚器，通过第三稠厚器加速第一氯化钠沉降，之后送入第三离心机进行固液分离，第三离心机的出料口分离出第一氯化钠，第三离心机的出液口分离出第一氯化钠结晶母液。13.根据权利要求8至11任一所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(3)的具体过程是：将冷冻母液和第一氯化钠蒸发结晶母液在混合罐混合后的进料送入第二氯化钠蒸发结晶器蒸发结晶析出第二氯化钠后送入第四稠厚器，通过第四稠厚器加速第二氯化钠的沉降，之后送入第四离心机进行固液分离，第四离心机的出料口分离出第二氯化钠，第四离心机的出液口分离出第二氯化钠结晶母液。14.据权利要求8至11任一所述的高盐废水蒸发结晶方法，其特征在于，步骤(4)的具体过程是：第二氯化钠结晶母液送入到杂盐蒸发结晶器蒸发结晶析出杂盐后送入第五稠厚器，通过第五稠厚器加速杂盐沉降，之后送入到第五离心机进行固液分离，第五离心机的出料口分离出杂盐，第五离心机的出液口分离出杂盐结晶母液。

技术总结

本发明公开了一种高盐废水蒸发结晶系统，其包括硫酸钠结晶单元、第一氯化钠结晶单元、第二氯化钠结晶单元和杂盐结晶单元。高盐废水蒸发结晶方法，包括如下步骤：(1)第一硫酸钠蒸发结晶和冷冻结晶，(2)第一氯化钠蒸发结晶，(3)第二氯化钠蒸发结晶，(4)杂盐蒸发结晶。优点：1、氯化钠两级出盐，产出不同纯度的氯化钠；2、硫酸钠采用先蒸发结晶后冷冻结晶的方法，即可避免高硫酸根溶液直接进冷冻结晶造成冷冻结晶堵塞，又可将大部分硫酸钠分离出，提高硫酸钠的产量；3、冷冻结晶产出的芒硝即可输送到硫酸钠蒸发结晶，又可直接输送到硫酸钠蒸发结晶稠厚器，降低了投资及处理成本。降低了投资及处理成本。降低了投资及处理成本。

技术研发人员：余占军 党平 赛世杰 张娜 李买军 张佳

受保护的技术使用者：内蒙古久科康瑞环保科技有限公司

技术研发日：2021.07.19

技术公布日：2021/10/26