一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，包括小苏打生产废液分效预热、脱氨处理，四效逆流进料真空蒸发，三级闪发结合一级水喷冷却制备氯化钠和氯化铵，脱水、干燥处理工序，本发明的能耗低，生产装置的产量高，产品的生产成本低。
1.一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，其特征在于，步骤如下：
1）小苏打生产废液进入废水母液池，经泵送入第五预热器，然后进入第四预热器，升温至40～50℃后，进入脱氨塔进行脱氨，氨气进入洗涤塔，尾气进入冷凝器，氨液送入氨液池；
2）预热后的母液从脱氨塔经泵送入Ⅳ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第三预热器，升温至50～65℃后，进入Ⅲ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第二预热器，升温至75～
85℃后，进入Ⅱ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第一预热器，升温至85～90℃后进入Ⅰ效蒸发罐，蒸发浓缩；
3）蒸发浓缩液氯化铵从Ⅰ效蒸发罐的夹套直接排到一级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液进入二级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液排至三级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液继续排到冷却结晶器进行冷却结晶，冷却结晶器内的晶体排到增稠器，经氯化铵离心机脱水；Ⅰ效蒸发罐内的盐浆从盐腿排出，进入氯化钠离心机脱水；将离心脱水后得到的氯化铵、氯化钠，进行干燥后，即得产品；
4）增稠器溢流的氯化铵母液与氯化铵离心机母液进入废水母液池，参与下一阶段的生产循环；氯化钠离心机甩后液母液用泵送入一级闪发结晶器，参与闪发循环；
5）从锅炉来的生蒸汽送入Ⅰ效蒸发罐加热室，Ⅰ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽分为两部分，一部分通过热泵压缩抽至Ⅰ效蒸发罐加热室，另一部分送至Ⅱ效蒸发罐加热室作热源，进行加热；Ⅱ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅲ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅲ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅳ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅳ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往气压式冷凝器进行冷凝，不凝汽用真空泵抽走排空；
氯化铵闪发过程的一级闪发结晶器的二次汽进Ⅲ效蒸发罐加热室，二级闪发结晶器的二次汽进Ⅳ效蒸发罐加热室换热，三级闪发结晶器的二次汽进第五预热器；
6）Ⅰ效蒸发罐加热室冷凝水经疏水阀疏水后，排到Ⅰ效冷凝水桶，用泵送入第一预热器换热后，排到Ⅱ效冷凝水桶，与Ⅱ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第二预热器换热后，排到Ⅲ效冷凝水桶,与Ⅲ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第三预热器换热后，排到Ⅳ效冷凝水桶，与Ⅳ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，再依次排至第四预热器，经第四预热器后，冷凝水外排利用；三级闪发结晶器的二次蒸汽进第五预热器，冷凝水外排利用。
2.如权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，所述第一、二、三和第五预热器为列管式预热器。
3.如权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，所述第四预热器为钛板式预热器。
4.如权利要求1或2所述的工艺方法，其特征在于，所述Ⅰ～Ⅳ效蒸发罐为外热式强制循环轴向进料蒸发罐。
5.如权利要求1或2所述的工艺方法，其特征在于，所述一级～三级闪发结晶器为强制循环闪发罐。
6.如权利要求3所述的工艺方法，其特征在于，所述一级～三级闪发结晶器为强制循环闪发罐。
7.如权利要求1或2所述的工艺方法，其特征在于，所述热泵为蒸汽喷射泵。
8.如权利要求3所述的工艺方法，其特征在于，所述热泵为蒸汽喷射泵。
9.如权利要求4所述的工艺方法，其特征在于，所述热泵为蒸汽喷射泵。
一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种以含氯化铵、氯化钠的废液为原料制备氯化铵的工艺方法，尤其是涉及一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法。
背景技术
[0002] 以卤水和碳酸氢铵为原料 采用复分解反应生产小苏打，在其生产过程中，会产生大量的含氯化铵、氯化钠、碳酸氢钠、硫酸钠等物质的母液，大部分企业不经处理直接将母液随废水排放，不仅浪费资源，而且给环境造成严重污染。以小苏打生产废液为原料制备氯化铵，可以变废为宝，保护环境。
[0003] 目前，氯化铵过滤母液的处理方法有以下两种：
[0004] 其一，“冷法”回收氯化铵，其过程是先冷冻降温母液，再投入固体氯化钠，冷却盐析分离出氯化铵。该法己实现大规模生产，工艺技术成熟可靠，生产装备逐趋定型，产品质量稳定。但是该法原料必需选用优质的固体盐，成本高，水不平衡的问题时有出现，冷冻能耗大。
[0005] 其二，“热法”回收氯化铵，克服了“冷法”的缺点，采用蒸发的方法将母液浓缩，利用氯化铵和氯化钠的溶解度随温度变化关系不同而分别析出，从而达到分离的目的；该法没有水不平衡问题，处理中不加入氯化钠，同时回收氯化铵和精盐氯化钠。
[0006] CN 1224694 A公开了一种从含氯化铵的废液中回收氯化铵的方法，采用多效、热泵、真空蒸发工艺，选用降膜蒸发器，其工艺流程是：二效顺流流程，三效或四效混流流程，燕发后的液体打入结晶槽内，冷却结晶出固体氯化铵。冷却用水循环使用。该发明降低了氯化铵回收的工艺能耗，也解决设备的腐蚀问题，但该发明中没有提供含氯化铵和氯化钠的废液回收氯化铵的工艺方案，也没提供氯化钠与氯化铵的分离及其回收处理方法。
[0007] CN 101544437 A公开了一种从含氯化铵、氯化钠废水中回收氯化铵和氯化钠的工艺方法，以天然卤水法复分解反应生产小苏打过程产生的含氯化铵和氯化钠的母液为原料生产氯化铵和氯化钠，采用蒸氨、蒸发、结晶及分离工艺处理。蒸发采用多效、热泵、真空蒸发工艺，选用降膜蒸发器及强制循环蒸发器，三效混流流程，蒸发中结晶析出氯化钠，蒸发后再冷却结晶析出氯化铵。该发明采用三效混流蒸发，二效析盐工艺，工艺存在能耗高，成本大，氯化铵和氯化钠共析导致的产品纯度低，及氯化铵溶液对设备腐蚀大等问题。
[0008] CN 102992353 A公开了一种四效蒸发热法生产工业级氯化铵工艺，步骤为：将经脱氨、脱气后的制碱过滤母液经过蒸发，盐、铵结晶，料浆洗涤，脱水、干燥工艺步骤。为工业化热法生产氯化铵提供了一种四效蒸发、逆流进料、首效析盐、蒸喷析铵的新工艺，蒸汽消耗量下降至0. 95~1. 10吨蒸汽/吨产品。该发明采用四效蒸发生产氯化铵，但生产的蒸发过程中没有对制碱过滤母液进行分级预热；在盐、铵结晶工艺中，通过将首效蒸发器上部的清液抽出至闪蒸器系统，通过蒸喷，冷却降温至25℃~35℃的处理过程实现铵的结晶，没有具体说明闪蒸器系统采用的是多级闪发还是单级闪发处理；该发明工艺的能耗大，热效率低，生产成本高。
发明内容
[0009] 本发明要解决的技术问题是：提供一种能耗小，热效率高，生产成本低的以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，并减小氯化铵溶液对设备的腐蚀。
[0010] 本发明解决其技术问题采用的技术方案为：一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，步骤如下：
[0011] 1）小苏打生产废液进入废水母液池，经泵送入第五预热器，然后进入第四预热器，升温至40～50℃后，进入脱氨塔进行脱氨，氨气进入洗涤塔，尾气进入冷凝器，氨液送入氨液池；
[0012] 2）预热后的母液从脱氨塔经泵送入Ⅳ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第三预热器，升温至50～65℃后，进入Ⅲ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第二预热器，升温至75～85℃后，进入Ⅱ效蒸发罐，蒸发浓缩后，通过泵送入第一预热器，升温至85～90℃后进入Ⅰ效蒸发罐，蒸发浓缩；
[0013] 3）蒸发浓缩液氯化铵从Ⅰ效蒸发罐的夹套直接排到一级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液进入二级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液排至三级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液继续排到冷却结晶器进行冷却结晶，冷却结晶器内的晶体排到增稠器，经氯化铵离心机脱水；Ⅰ效蒸发罐内的盐浆从盐腿排出，进入氯化钠离心机脱水；将离心脱水后得到的氯化铵、氯化钠，进行干燥后，即得产品；
[0014] 4）增稠器溢流的氯化铵母液与氯化铵离心机母液进入废水母液池，参与下一阶段的生产循环；氯化钠离心机甩后液母液用泵送入一级闪发结晶器，参与闪发循环；
[0015] 5）从锅炉来的生蒸汽送入Ⅰ效蒸发罐加热室，Ⅰ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽分为两部分，一部分通过热泵压缩抽至Ⅰ效蒸发罐加热室，另一部分送至Ⅱ效蒸发罐加热室作热源，进行加热；Ⅱ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅲ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅲ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅳ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅳ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往气压式冷凝器进行冷凝，不凝汽用真空泵抽走排空；
[0016] 氯化铵闪发过程的一级闪发结晶器的二次汽进Ⅲ效蒸发罐加热室，二级闪发结晶器的二次汽进Ⅳ效蒸发罐加热室换热，三级闪发结晶器的二次汽进第五预热器；
[0017] 6）Ⅰ效蒸发罐加热室冷凝水经疏水阀疏水后，排到Ⅰ效冷凝水桶，用泵送入第一预热器换热后，排到Ⅱ效冷凝水桶，与Ⅱ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第二预热器换热后，排到Ⅲ效冷凝水桶,与Ⅲ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第三预热器换热后，排到Ⅳ效冷凝水桶，与Ⅳ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，再依次排至第四预热器，经第四预热器后，冷凝水外排利用。三级闪发结晶器的二次蒸汽进第五预热器，冷凝水外排利用。
[0018] 进一步，所述所述第一、二、三和第五预热器为列管式预热器。
[0019] 进一步，所述第四预热器为钛板式预热器。
[0020] 进一步，所述Ⅰ～Ⅳ效蒸发罐为外热式强制循环轴向进料蒸发罐。
[0021] 进一步，所述一级～三级闪发结晶器为强制循环闪发罐。
[0022] 进一步，所述热泵为蒸汽喷射泵 。
[0023] 本发明的以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，采用热泵抽取Ⅰ效蒸发罐蒸发室的二次蒸汽，进Ⅰ效蒸发罐加热室的蒸汽量按生产能力进行优化设计计算，进而增大了Ⅰ效蒸发罐加热室的传热面积和蒸发室的蒸发截面积，提高蒸汽的循环利用率，降低生产能耗，每吨产品的蒸汽消耗量降至0.90～0.95t/t；使用分效预热，分效加料，逆流转料技术，蒸发传热效率更高；对逆流进料、四效真空蒸发工艺进行优化，可以提高末效真空度，增加生产装置的产量；蒸汽进行循环利用，吨产品氯化铵降标煤3.93㎏/t，生产成本显著降低，以1万吨生产规模与10万吨生产规模相比较（原煤按5000大卡，800元/吨计），采用该工艺，年节约成本22万元。
附图说明
[0024] 图1为本发明实施例以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法流程图。
具体实施方式
[0025] 以下结合附图及实施例对本发明作进一步说明。
[0026] 图1中，粗实线表示蒸汽，细实线表示液体，虚线表示冷凝水。
[0027] 参照图1：本实施例的一种以小苏打生产废液为原料制备氯化铵的工艺方法，步骤如下：
[0028] 1）小苏打生产废液进入废水母液池，经泵送入第五预热器，然后进入第四预热器，升温至45℃后，进入脱氨塔进行脱氨，氨气进入洗涤塔，尾气进入冷凝器，氨液送入氨液池；
[0029] 2）预热后的母液从脱氨塔经泵送入Ⅳ效蒸发罐，蒸发浓缩（氯化铵的浓度为18%）后，通过泵送入第三预热器，升温至55℃后，进入Ⅲ效蒸发罐，蒸发浓缩（氯化铵的浓度为19%）后，通过泵送入第二预热器，升温至80℃后，进入Ⅱ效蒸发罐，蒸发浓缩（氯化铵的浓度为20%）后，通过泵送入第一预热器，升温至90℃后进入Ⅰ效蒸发罐，蒸发浓缩；
[0030] 3）蒸发浓缩液（氯化铵的浓度为32%、氯化钠的浓度为13%）氯化铵从Ⅰ效蒸发罐的夹套直接排到一级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液进入二级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液排至三级闪发结晶器，闪发结晶后，晶体与母液继续排到冷却结晶器进行冷却结晶，冷却结晶器内的晶体排到增稠器，经氯化铵离心机脱水；Ⅰ效蒸发罐内的盐浆从盐腿排出，进入氯化钠离心机脱水；将离心脱水后得到的氯化铵、氯化钠，进行干燥后，即得产品；
[0031] 4）增稠器溢流的氯化铵母液与氯化铵离心机母液进入废水母液池，参与下一阶段的生产循环；氯化钠离心机甩后液母液用泵送入一级闪发结晶器，参与闪发循环；
[0032] 5）从锅炉来的生蒸汽送入Ⅰ效蒸发罐加热室，Ⅰ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽分为两部分，一部分通过热泵压缩抽至Ⅰ效蒸发罐加热室，另一部分送至Ⅱ效蒸发罐加热室作热源，进行加热；Ⅱ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅲ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅲ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往Ⅳ效蒸发罐加热室作热源，进行加热，Ⅳ效蒸发罐蒸发室产生的二次蒸汽送往气压式冷凝器进行冷凝，不凝汽用真空泵抽走排空；
[0033] 氯化铵闪发过程的一级闪发结晶器的二次汽进Ⅲ效蒸发罐加热室，二级闪发结晶器的二次汽进Ⅳ效蒸发罐加热室换热，三级闪发结晶器的二次汽进第五预热器；
[0034] 6）Ⅰ效蒸发罐加热室冷凝水经疏水阀疏水后，排到Ⅰ效冷凝水桶，用泵送入第一预热器换热后，排到Ⅱ效冷凝水桶，与Ⅱ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第二预热器换热后，排到Ⅲ效冷凝水桶，与Ⅲ效蒸发罐加热室冷凝水混合后，用泵送入第三预热器换热后，排到Ⅳ效冷凝水桶，与Ⅳ蒸发罐效加热室冷凝水混合后，再依次排至第四预热器，经第四预热器后，冷凝水外排利用。三级闪发结晶器的二次蒸汽进第五预热器，冷凝水外排利用。
[0035] 所述所述第一、二、三和第五预热器为列管式预热器。
[0036] 所述第四预热器为钛板式预热器。
[0037] 所述Ⅰ～Ⅳ效蒸发罐为外热式强制循环轴向进料蒸发罐。
[0038] 所述一级～三级闪发结晶器为强制循环闪发罐。
[0039] 所述热泵为蒸汽喷射泵 。
[0040] 其中步骤3）中蒸发液的主要组成成分及比例可以为：氯化铵的浓度为30%～35%、氯化钠的浓度为10%～15%。
[0041] 本发明的工艺方法中涉及具体设备的蒸汽压力、料液温度等技术参数的控制范围如下表所示。
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