冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺

摘要

冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，该工艺包括以下步骤：将冶金废水通过预热系统预热；预热后料液进入浓缩罐1，浓缩后的料液继续进入下一级浓缩罐2，浓缩罐1蒸发的二次蒸汽通过蒸汽压缩机压缩后返回浓缩罐2的加热室进行加热；浓缩罐2蒸发的二次蒸汽作为浓缩罐1的热源进行加热；蒸发的浓缩液转入结晶罐；结晶罐析出的结晶盐通过盐腿排至盐浆桶，泵至增稠器，增稠后的浆料进入离心机脱水；上清母液和离心母液一起返回原料桶，从离心机出来的湿料固体进入干燥床干燥后得到结晶盐成品。本发明解决了冶金废水的污染问题，得到可回用的冷凝水和结晶盐，实现了冶金废水的资源化利用和零排放目标。

权利要求

1.冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，含盐废水为硫酸铵溶液、氯化铵溶液、氯化钠溶液、硫酸钠溶液中的一种，其特征在于包括以下步骤：（a）浓度为8%～13%的含盐废水通过预热器预热后的温度为70～85℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；

（b）预热后的废水进入浓缩罐1，控制蒸发罐内温度为75～90℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为70～80℃，出口蒸汽温度为85～100℃，料液在蒸发罐内浓缩，得到15%～20%的浓缩液；

（c）浓缩液从浓缩罐1转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内料液温度为85～96℃，料液在蒸发罐内浓缩，得到25%～32%的浓缩液；

（d）浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为85～96℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为

70～80℃，出口蒸汽温度为85～100℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为15%～25%；

（e）盐腿出来的盐浆通过泵至增稠器，控制增稠器的固液比为40%～60%；

（f）增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率2.5%～4%；

（g）脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到结晶盐产品。

2.根据权利要求1所述的冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，其特征在于：（a）步骤中控制预热器预热后的温度为75 80℃。

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3.根据权利要求1所述的冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，其特征在于：（b）步骤中控制浓缩罐1内温度为75 80℃。

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4.根据权利要求1所述的冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，其特征在于：（c）步骤中控制浓缩罐2内温度为85 90℃。

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5.根据权利要求1所述的冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，其特征在于：（d）步骤中控制结晶罐内温度为85 90℃。

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说明书

冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺

技术领域

[0001] 本发明属于废水处理技术，特别涉及冶金高浓度含盐废水的处理。

背景技术

[0002] 冶金企业包括矿石加工冶炼、有色金属提纯等企业，在生产过程中会产生大量的废水，这些废水含有少量的重金属、油等成分，其他主要成分多为高浓度的盐。冶金废水经过前处理工艺，回收其中的重金属，除去油分后剩下的含盐部分，包括含硫酸铵溶液、氯化铵溶液、氯化钠溶液、硫酸钠溶液等。现有技术处理这些高浓度含盐废水一般采用多效蒸发法，工艺流程是预热后依次经过多效蒸发罐，经蒸发罐出来的浆料通过离心脱水、固体干燥得到结晶盐产品。该工艺占地面积较大，控制系统相对复杂，运行成本高。

发明内容

[0003] 本发明的目的在于提供一种冶金高浓度含盐废水的处理方法，针对含盐为硫酸铵溶液、氯化铵溶液、氯化钠溶液、硫酸钠溶液中的一种废水进行处理，得到可以回用的冷凝水和外售的结晶盐产品，实现零排放，且整个系统占地面积小、运行成本低。

[0004] 发明的技术方案：

[0005] 冶金高浓度含盐废水蒸发结晶工艺，含盐废水为硫酸铵溶液、氯化铵溶液、氯化钠溶液、硫酸钠溶液中的一种，包括以下工艺步骤：

[0006] （a）浓度为8%～13%的含盐废水通过预热器预热后的温度为70～85℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；

[0007] （b）预热后的废水进入浓缩罐1，控制蒸发罐内温度为75～90℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为70～80℃，出口蒸汽温度为85～100℃，料液在蒸发罐内浓缩，得到15%～20%的浓缩液；

[0008] （c）浓缩液从浓缩罐1转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内料液温度为85～96℃，料液在蒸发罐内浓缩，得到25%～32%的浓缩液；

[0009] （d）浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为85～96℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为70～80℃，出口蒸汽温度为85～100℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为15%～25%；

[0010] （e）盐腿出来的盐浆通过泵至增稠器，控制增稠器的固液比为40%～60%；

[0011] （f）增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率2.5%～4%；

[0012] （g）脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到结晶盐产品。

[0013] 所述（a）步骤中控制预热器预热后的温度优选为75～80℃。

[0014] 所述（b）步骤中控制浓缩罐1罐内温度优选为75～80℃。

[0015] 所述（c）步骤中控制浓缩罐2罐内温度优选为85～90℃。

[0016] 所述（d）步骤中控制结晶罐内温度优选为85～90℃。

[0017] 本发明具有如下有益效果：采用机械热压缩技术、多效蒸发技术工艺的结合，通过蒸汽压缩机将蒸发的二次蒸汽重新压回蒸发罐的加热室，如此循环使用，使整个系统占地面积小、运行成本低。同时，蒸发处理的冷凝水满足回用要求，通过干燥床处理后的结晶盐满足结晶盐标准要求，实现了零排放目标。

附图说明

[0018] 附图为工艺流程示意图。

具体实施方式

[0019] 实施例1

[0020] 35℃，浓度为11%的硫酸铵废水通过预热器预热后的温度为78℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；预热后的废水进入浓缩罐1，控制浓缩罐1内温度为79℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为75℃，出口蒸汽温度为93.5℃，料液在浓缩罐1内浓缩，得到16%的浓缩液；浓缩液转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内温度为89℃，料液在浓缩罐2内进一步浓缩，得到30%的浓缩液，浓缩罐2的二次蒸汽作为浓缩罐1的热源；浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为89℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为75℃，出口蒸汽温度为93.5℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为20%；盐浆通过盐腿排出至盐浆桶，泵至增稠器，控制增稠器的固液比为50%；增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率3%；脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到硫酸铵产品，产品质量达到GB535-1995硫酸铵优等品质量指标要求。

[0021] 实施例2

[0022] 30℃，浓度为8%的氯化铵废水通过预热器预热后的温度为75℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；预热后的废水进入浓缩罐1，控制浓缩罐1内温度为75℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为70℃，出口蒸汽温度为89℃，料液在浓缩罐1内浓缩，得到12%的浓缩液；浓缩液转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内温度为85℃，料液在浓缩罐2内进一步浓缩，得到26%的浓缩液，浓缩罐2的二次蒸汽作为浓缩罐1的热源；浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为85℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为70℃，出口蒸汽温度为89℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为15%；盐浆通过盐腿排出至盐浆桶，泵至增稠器，控制增稠器的固液比为50%；增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率4%；脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到氯化铵产品，产品质量达到GB/T 2946-2008氯化铵一等品质量指标要求。

[0023] 实施例3

[0024] 30℃，浓度为9%的氯化钠废水通过预热器预热后的温度为85℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；预热后的废水进入浓缩罐1，控制浓缩罐1内温度为86℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为82℃，出口蒸汽温度为100℃，料液在浓缩罐1内浓缩，得到13%的浓缩液；浓缩液转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内温度为96℃，料液在浓缩罐2内进一步浓缩，得到25%的浓缩液，浓缩罐2的二次蒸汽作为浓缩罐1的热源；浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为96℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为82℃，出口蒸汽温度为100℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为18%；盐浆通过盐腿排出至盐浆桶，泵至增稠器，控制增稠器的固液比为50%；增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率2.5%；脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到氯化钠产品，产品质量达到《GB/T5462-2003工业盐标准》中的精制工业盐一级纯度指标。

[0025] 实施例4

[0026] 25℃，浓度为13%的硫酸钠废水通过预热器预热后的温度为85℃，热源为蒸发系统出来的冷凝水；预热后的废水进入浓缩罐1，控制浓缩罐1内温度为86℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为83℃，出口蒸汽温度为99℃，料液在浓缩罐1内浓缩，得到18%的浓缩液；浓缩液转入浓缩罐2，控制浓缩罐2内温度为95℃，料液在浓缩罐2内进一步浓缩，得到28%的浓缩液，浓缩罐2的二次蒸汽作为浓缩罐1的热源；浓缩液转入结晶罐，控制结晶罐内温度为95℃，蒸汽压缩机的入口蒸汽温度为83℃，出口蒸汽温度为99℃，料液在结晶罐内进一步浓缩析出结晶盐；控制循环管料液固液比为17%；盐浆通过盐腿排出至盐浆桶，泵至增稠器，控制增稠器的固液比为50%；增稠器出来的盐浆进入离心机，离心机出来的湿料含水率3.5%；脱水后的湿料进入干燥床，干燥后得到硫酸钠产品，产品质量达到GB/T 6009-2014《工业无水硫酸钠》中Ⅱ类一等品标准纯度指标。