煤化工浓盐水处理方法及系统与流程

本发明涉及废水处理技术领域，尤其涉及一种实现零排放和结晶盐资源化利用的煤化工浓盐水处理方法及系统。

背景技术：

目前随着国家排放标准的提高，煤化工浓盐水零排放处理也逐渐展开实施。现有的煤化工浓盐水零排放处理工艺一般包括预处理(去除颗粒性污染物)、膜浓缩过滤(用各种类型的膜，进行浓缩处理，得到高盐浓缩液和回用水)和蒸发浓缩结晶处理，结晶后的浓缩液与晶体颗粒进行固液分离，母液返回原液池或继续蒸发结晶，晶体进行脱水干燥，最后得到净化水和满足工业用盐标准的盐产品。

上述工艺的特点在于：通过预处理过程去除颗粒物、硫酸盐和钙、镁等离子，通过膜过滤过程去除重金属离子、硫酸根离子、硅离子等污染物，通过蒸发结晶将以氯化钠和氯化钾为主的盐分转化为固体，从废水中分离排放，达到如下效果：可以使产水达到回用标准，实现水的循环利用；可以使盐产品达到工业用盐标准，实现盐分的资源化利用。

然而，上述工艺存在以下缺点：(1)反渗透膜浓缩系统操作压力高，只能将盐含量(tds)浓缩至50000mg/l左右，水的回收率低，能耗大。(2)不能有效去除水中的cod，当原水cod较高时必须在蒸发工艺前增加处理单元，通过氧化等方法去除水中有机物，否则盐产品的品质会受影响，增加了设备投入及成本。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题在于，提供一种实现零排放和结晶盐资源化利用的煤化工浓盐水处理方法及系统。

本发明解决其技术问题所采用的技术方案是：提供一种煤化工浓盐水处理方法，包括以下步骤：

s1、对煤化工浓盐水进行预处理去除其中的污染因子，获得澄清液；

s2、对所述澄清液进行ph回调、过滤，去除其中的悬浮物，获得浊度<3ntu的滤出液；

s3、对所述滤出液进行超滤处理，去除其中剩余的悬浮物和胶体，获得超滤产水；

s4、将所述超滤产水进行反渗透处理，获得反渗透浓水和反渗透产水；

s5、将所述反渗透浓水进行电渗析处理，获得电渗析浓缩液和电渗析淡水；

s6、将所述电渗析浓缩液进行蒸发结晶处理，得到结晶盐和回用水。

优选地，步骤s1中，污染因子包括钙离子、镁离子、碳酸氢根、总硅以及氟离子中至少一种；

预处理包括：

s1.1、往所述煤化工浓盐水中投加氢氧化钠，使其中的污染因子形成沉淀；

s1.2、投加碳酸钠，搅拌使其在煤化工浓盐水中充分反应，与剩余的钙离子形成碳酸钙沉淀；

s1.3、静置后取上清液，获得澄清液。

优选地，步骤s1中，煤化工浓盐水预处理时的进水流量为50-200m³/d；其中，钙离子浓度为200-500mg/l，镁离子浓度为50-100mg/l，硫酸根离子浓度为1000-2000mg/l，碳酸氢根离子浓度为3000-5000mg/l，氯离子浓度为1000-1500mg/l，氟离子浓度为10-20mg/l；ph值为6.0-9.0，cod为100-250mg/l，tds为10000-15000mg/l。

优选地，步骤s2中，将所述澄清液的ph回调至8-8.5；将ph回调后的澄清液经过多介质过滤，以获得所述滤出液。

优选地，步骤3中，获得的超滤产水的sdi<5；

步骤4中，获得的反渗透浓水的tds>30000mg/l；

步骤5中，获得的电渗析浓缩液的tds>150000mg/l，电渗析淡水的tds为10000-15000mg/l。

优选地，步骤s5中，将获得的电渗析淡水回流至步骤s4再进行反渗透处理。

本发明还提供一种煤化工浓盐水处理系统，包括对煤化工浓盐水进行预处理的预处理池、将预处理获得的澄清液进行过滤处理的多介质过滤器、将过滤获得的滤出液进行超滤处理的超滤装置、将超滤获得的超滤产水进行反渗透处理的反渗透装置、将反渗透获得的反渗透浓水进行电渗析处理的电渗析装置、以及将电渗析获得的电渗析浓缩液进行蒸发结晶处理的蒸发器；

所述预处理池、多介质过滤器、超滤装置、反渗透装置、电渗析装置以及蒸发器依次连接。

优选地，所述煤化工浓盐水处理系统还包括回用池；

所述反渗透装置连接所述回用池，将反渗透产水输送至所述回用池；

所述蒸发器连接所述回用池，将蒸发结晶处理获得的回用水回流至所述回用池。

优选地，所述煤化工浓盐水处理系统还包括收集来自所述超滤装置的超滤产水的超滤产水箱、将超滤产水输送至所述反渗透装置的加压泵，所述超滤产水箱和加压泵依次连接在所述超滤装置和反渗透装置之间。

优选地，所述煤化工浓盐水处理系统还包括收集来自所述反渗透装置的反渗透浓水的反渗透浓水池、将反渗透浓水加压输送至所述电渗析装置的高压泵，所述反渗透浓水池和高压泵依次连接在所述反渗透装置和电渗析装置之间。

优选地，所述煤化工浓盐水处理系统还包括收集来自所述电渗析装置的电渗析浓缩液的浓缩液池、以及将电渗析浓缩液加压输送至所述蒸发器的提升泵；所述浓缩液池和提升泵依次连接在所述电渗析装置和蒸发器之间。

优选地，所述煤化工浓盐水处理系统还包括连接在所述预处理池和多介质过滤器之间的ph调节池，预处理获得的澄清液在所述ph调节池内经ph回调后再进入所述多介质过滤器。

本发明的有益效果：以“预处理+过滤+反渗透+电渗析+蒸发结晶”的工艺对煤化工浓盐水进行浓缩、固液分离等处理，获得可再利用的结晶盐和回用水，实现废水零排放和资源再利用，对环境友好，具有广泛的应用前景。

附图说明

下面将结合附图及实施例对本发明作进一步说明，附图中：

图1是本发明一实施例的煤化工浓盐水处理方法的流程示意图；

图2是本发明一实施例的煤化工浓盐水处理系统的结构示意图。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和效果有更加清楚的理解，现对照附图详细说明本发明的具体实施方式。

结合图1，本发明一实施例的煤化工浓盐水处理方法，可包括以下步骤：

s1、对煤化工浓盐水进行预处理去除其中的污染因子，获得澄清液。

其中，煤化工浓盐水来自煤化工废水排放系统。

该步骤主要通过化学软化方式对煤化工浓盐水进行处理，去除其中的污染因子，使其形成沉淀以分离出来。污染因子包括钙离子、镁离子、碳酸氢根、总硅以及氟离子中至少一种。

具体地，预处理可包括：

s1.1、往煤化工浓盐水中投加氢氧化钠，连续搅拌，将煤化工浓盐水的ph调至11或11左右，并使其中的污染因子形成沉淀。

s1.2、投加碳酸钠，搅拌使其在煤化工浓盐水中充分反应，与剩余的钙离子形成碳酸钙沉淀。

s1.3、静置后取上清液，获得满足后续过滤处理要求的澄清液。

优选地，本实施例中，煤化工浓盐水预处理时的进水流量为50-200m³/d(是立方米/天)；其中，钙离子浓度为200-500mg/l，镁离子浓度为50-100mg/l，硫酸根离子浓度为1000-2000mg/l，碳酸氢根离子浓度为3000-5000mg/l，氯离子浓度为1000-1500mg/l，氟离子浓度为10-20mg/l。ph值为6.0-9.0，cod(化学需氧量)为100-250mg/l，tds(溶解性固体总量)为10000-15000mg/l。

s2、对澄清液进行ph回调、过滤，去除其中的悬浮物(ss)，获得滤出液。

该步骤中，通过加入酸溶液(如盐酸)将澄清液的ph回调至8-8.5。将ph回调后的澄清液经过多介质过滤，以获得浊度<3ntu的滤出液。

s3、对滤出液进行超滤处理，去除其中剩余的悬浮物和胶体，获得超滤产水；超滤产水的sdi(污染指数)<5。

s4、将超滤产水进行反渗透处理，获得反渗透浓水和反渗透产水；反渗透浓水的tds>30000mg/l。

反渗透产水可收集起来作为回用水再利用。

s5、将反渗透浓水进行电渗析处理，获得电渗析浓缩液和电渗析淡水；电渗析浓缩液的tds>150000mg/l，电渗析淡水的tds为10000-15000mg/l。

其中，电渗析处理主要对反渗透浓水进行盐浓缩淡化处理，获得盐浓度高于18％的电渗析浓缩液和盐浓度低于1.5％的电渗析淡水。

电渗析淡水可回流至步骤s4再进行反渗透处理。

s6、将电渗析浓缩液进行蒸发结晶处理，使得其中的盐分以结晶盐形式析出，得到可再资源化利用的结晶盐和回用水，实现零排放。

如图2所示，本发明一实施例的煤化工浓盐水处理系统，包括依次连接的预处理池10、多介质过滤器20、超滤装置30、反渗透装置40、电渗析装置50以及蒸发器60。上述各装置之间可通过管道实现连接。

其中，预处理池10用于容纳煤化工浓盐水并对煤化工浓盐水进行预处理，去除其中的污染因子，并将处理后得到的澄清液输送至多介质过滤器20。多介质过滤器20将澄清液进行过滤处理，去除其中的悬浮物(ss)，并将过滤后得到的滤出液输送至超滤装置30。超滤装置30将滤出液进行超滤处理，去除其中剩余的悬浮物和胶体，得到超滤产水并将超滤产水输送至反渗透装置40。反渗透装置40将超滤产水进行反渗透处理，获得反渗透浓水和反渗透产水，并将反渗透浓水输送至电渗析装置50。电渗析装置50将反渗透浓水进行电渗析处理，得到电渗析浓缩液和电渗析淡水，并将电渗析浓缩液输送至蒸发器60。蒸发器60对电渗析浓缩液进行蒸发结晶处理，得到可再资源化利用的结晶盐和回用水。

具体地，预处理池10可包括池体以及往池体投加碱剂的加药装置；加药装置可设置在池体上方，可通过自动加药方式往池体内投加适当的碱剂；碱剂包括氢氧化钠、碳酸钠。池体的出水端连接多介质过滤器20，池体的进水端可连接收集池70；收集池70接收来自煤化工废水排放系统的煤化工浓盐水，再将收集的煤化工浓盐水以预定进水流量输送至预处理池10的池体内。

多介质过滤器20将澄清液进行过滤，输出浊度<3ntu的滤出液。由于在预处理时加入碱剂，得到的澄清液呈强碱性，因此在过滤前还对澄清液进行ph回调。对此，煤化工浓盐水处理系统还可包括连接在预处理池10和多介质过滤器20之间的ph调节池(未图示)，预处理池10输出的澄清液先在ph调节池内经ph回调后再进入多介质过滤器20。ph调节池设有加药装置，往澄清液中投加酸液(盐酸)以调节澄清液的ph至8.5左右。

具体地，多介质过滤器20的进口端连接ph调节池，出口端连接超滤装置30。

超滤装置30包括超滤膜，通过超滤膜对滤出液进行超滤处理，去除过滤处理剩余的悬浮物以及胶体，获得sdi(污染指数)<5的超滤产水。超滤装置30的进口端与多介质过滤器20的出口端连接。多介质过滤器20和超滤装置之间还可设置加压泵21，滤出液经加压泵21加压透过超滤装置30的超滤膜。

超滤装置30出口端输出的输出的超滤产水可先收集后再送至反渗透装置40，对此，煤化工浓盐水处理系统还包括收集来自超滤装置30的超滤产水的超滤产水箱31、将超滤产水输送至反渗透装置40的加压泵32；超滤产水箱31和加压泵32依次连接在超滤装置30和反渗透装置40之间。

反渗透装置40的进口端连接超滤产水箱31的出口端，反渗透装置40的出口端连接电渗析装置50。反渗透装置40主要采用反渗透膜系统，超滤产水经加压泵32加压透过反渗透膜系统，形成反渗透浓水和反渗透产水。其中，反渗透浓水的tds>30000mg/l，反渗透产水可收集起来作为回用水再利用。

由于超滤产水经过反渗透装置40后形成反渗透浓水和反渗透产水，因此可将反渗透浓水收集后再送至电渗析装置50进行处理，反渗透产水则可另外收集起来作为回用水再利用。对应地，煤化工浓盐水处理系统还包括依次连接在反渗透装置40和电渗析装置50之间的反渗透浓水池41和高压泵42，反渗透浓水池41收集来自反渗透装置40的反渗透浓水，高压泵42将反渗透浓水加压输送至电渗析装置40。其中，反渗透浓水池41的进口和出口分别与反渗透装置40的出口端和电渗析装置50的进口端连接。

电渗析装置50连接反渗透浓水池41的出口，接收来自反渗透浓水池41的反渗透浓水，对反渗透浓水进行盐浓缩淡化处理，以获得盐浓度高于18％的电渗析浓缩液和盐浓度低于1.5％的电渗析淡水。电渗析浓缩液的tds>150000mg/l，电渗析淡水的tds为10000-15000mg/l。

电渗析装置50中，采用均相膜电渗析器作为盐浓缩淡化处理模块，通过一级一段间歇式循环处理进行，使电渗析浓缩液的电导率达到180-200ms/cm，电渗析淡水的电导率﹤20ms/cm。

电渗析装置50的一出口连接蒸发器60，将处理获得的电渗析浓缩液送至蒸发器60进行后续蒸发结晶处理。电渗析装置50的另一出口输出电渗析淡水，该出口可连接反渗透装置40的进口端，电渗析淡水可回流到反渗透装置40再进行反渗透处理。

进一步地，煤化工浓盐水处理系统还包括依次连接在电渗析装置50和蒸发器60之间的浓缩液池51和提升泵52。浓缩液池51收集来自电渗析装置50的电渗析浓缩液，提升泵52将电渗析浓缩液加压输送至蒸发器60。

蒸发器60接收来自浓缩液池51的电渗析浓缩液，对电渗析浓缩液进行蒸发结晶处理，使得其中的盐分以结晶盐形式析出，得到结晶盐和回用水。

进一步地，煤化工浓盐水处理系统还可包括回用池80。蒸发器60连接回用池，将蒸发结晶处理获得的回用水(冷凝水)回流至回用池80。

此外，反渗透装置40也连接回用池80，将反渗透产水输送至回用池80，从而煤化工浓盐水处理系统中，处理获得的满足回用水要求的产水均可收集于回用池80中，集中再利用。

结合上述的煤化工浓盐水处理系统，本发明的煤化工浓盐水处理方法可实施如下：

收集池70的煤化工浓盐水以进水流量50-200m³/d自流至预处理池10中，在预处理池10中投加naon调节煤化工浓盐水的ph至11.0，再投加碳酸钠，连续搅拌使其充分反应，生成碳酸钙沉淀，充分静沉，使沉淀物与上清液充分分离，获得满足后续精滤处理要求的澄清液。

向澄清液中投加盐酸，调节其ph至8.5左右，然后自流透过多介质过滤器20，输出的滤出液经加压泵21加压透过超滤装置30的超滤膜，输出超滤产水。超滤产水经加压泵32加压后透过反渗透装置40，反渗透装置40输出的反渗透产水收集于回用池80，反渗透浓水收集于反渗透浓水池41。

将反渗透浓水池41中的反渗透浓水通过高压泵42加压进入电渗析装置40，电渗析装置40输出的电渗析浓缩液收集于浓缩液池51，输出的电渗析淡水返回至反渗透装置40；浓缩液池512中的电渗析浓缩液经提升泵52进入蒸发器60，蒸发器60输出的冷凝水回流至回用池80，结晶盐回进行资源化利用。

以上所述仅为本发明的实施例，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效结构或等效流程变换，或直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。