一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统及方法与流程

本发明涉及煤气化工业领域，具体涉及一种通过真空闪蒸系统处理煤气化低压黑水的系统及方法。

背景技术：

固体或液体含碳原料的气流床气化工艺主要包括固体或液体含碳原料的气化、合成气的处理和黑水处理三个单元。出合成气处理单元中的每一个水洗涤或者分离设备均会排出大量黑水去黑水处理单元，如多喷嘴对置式水煤浆或粉煤气化工艺中的气化炉激冷室、旋风分离器和合成气洗涤塔，黑水量大且温度较高，黑水需要经处理后返回至合成气处理单元重复使用。

一般黑水处理单元采用多级闪蒸对黑水进行降温降压，最后一级闪蒸汽经冷凝降温，冷凝液回用，不凝气排出系统。经多级闪蒸后得到的低压黑水进入澄清槽进行絮凝处理。

现有黑水处理过中低压黑水温度约为120-140℃，若直接引入澄清槽，将使澄清槽温度过高，影响澄清槽中絮凝剂的絮凝作用，使澄清槽陷入非正常工况运行，从而限制气化系统稳定运行周期。当前煤气化黑水中的高固含量也对黑水处理工序有影响。且当前黑水处理中不凝气的酸性气体含量较高，直接排出系统易造成环境污染。现有煤气化技术所涉及的设备结构和工艺流程复杂，设备故障率高，成本高。为了将煤气化低压黑水进行析气浓缩，降低能耗，开发一种结构流程简便的煤气化低压黑水真空闪蒸系统处理方法是目前亟须解决的问题。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题是为了克服现有技术中煤气化低压黑水温度高影响澄清槽中絮凝剂的絮凝作用，回用灰水固含量高、水质差，不凝气酸性气体含量高的缺陷，提供一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统及方法，通过真空闪蒸处理系统将煤气化低压黑水进一步浓缩、温度进一步降低，以提高气化循环灰水水质和减少管道和设备磨损、结垢，减少设备的能量损失，提高设备的稳定运行周期。

本发明是通过下述技术方案来解决上述技术问题：

本发明提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统，包括真空闪蒸器、混合器、冷凝器、第一分离器、真空抽引系统、第二分离器、澄清槽和灰水槽；

其中，所述真空闪蒸器的气相出口端与所述冷凝器的进口端相连，所述真空闪蒸器的液相出口端与所述混合器的进口端相连，所述混合器的出口端连接至所述澄清槽；

所述冷凝器的出口端与所述第一分离器的进口端相连，所述第一分离器的气相出口端连接至所述真空抽引系统的进气端，所述第一分离器的液相出口端连接至所述灰水槽；

所述真空抽引系统的出气端与所述第二分离器的进口端相连，所述第二分离器的气相出口端连接至空气，所述第二分离器的液相出口端连接至所述灰水槽。

本发明中，真空闪蒸处理系统的关键设备是真空闪蒸器，所述真空闪蒸器包括壳体，所述壳体的侧壁上开设有闪蒸物料进口，在所述闪蒸物料进口的上方的壳体内壁设有斜向下的内挡板，所述壳体的上部设有除沫器，所述壳体的顶部设有气相出口，所述壳体的底部设有液相出口。通过在闪蒸物料进口处设置内挡板，使闪蒸物料进入真空闪蒸器后与内挡板撞击，分散成小液滴，有效提高闪蒸面积，提高闪蒸速率。

所述真空闪蒸器中，所述壳体的材质可为本领域常规的材质，优选为金属材料，进一步优选为碳钢。

所述真空闪蒸器中，较佳地，所述闪蒸物料进口至少有一个，当所述闪蒸物料进口有多个时，至少有一个闪蒸物料进口上方的壳体内壁设有所述内挡板，一般来说，本领域技术人员可根据各闪蒸物料的流量确定对应闪蒸物料进口的位置及高度。更佳地，所述闪蒸物料进口有两个，两个闪蒸物料进口上方的壳体内壁均设置有所述内挡板。

所述真空闪蒸器中，较佳地，所述内挡板与水平线夹角为45°～90°；进一步优选为55°～60°；更优选为60°。

所述真空闪蒸器中，所述内挡板可为本领域常规的厚度，较佳地，所述内挡板的最小厚度为26mm。

所述真空闪蒸器中，较佳地，所述内挡板的表面采用碳化铬覆层，所述碳化铬覆层的厚度可为本领域常规的厚度，优选为0.2mm～0.4mm。

所述真空闪蒸器中，所述内挡板的材质可为本领域常规的材质，优选为高耐磨材料，进一步优选为316l不锈钢材质。

较佳地，所述真空闪蒸器的高径比为1～6；进一步优选为2～3(例如为2.10、2.15或2.25)。

较佳地，所述真空闪蒸器的下锥角为30°～80°；进一步优选为60°。

较佳地，所述真空闪蒸器的设计温度为150℃；设计压力为-0.1mpag～0.45mpag。

本发明中，较佳地，所述真空闪蒸器、所述混合器和所述澄清槽的安装高度依次降低，使从真空闪蒸器液相出口流出的黑水依靠重力自流进入混合器和澄清槽。更佳地，所述真空闪蒸器与所述澄清槽的安装高度差为20～30米。

本发明中，所述混合器为本领域常规的混合器，优选为静态混合器。所述混合器设有絮凝剂。

本发明中，较佳地，所述混合器的出口端与所述澄清槽之间还设有澄清槽给料泵，通过所述澄清槽给料泵将混合器出口料液送至澄清槽。

本发明中，较佳地，所述第一分离器的安装高度高于所述灰水槽的安装高度，使从第一分离器液相出口端流出的冷凝液依靠重力送往灰水槽。

本发明中，较佳地，所述第一分离器的液相出口端与所述灰水槽之间还设有真空闪蒸凝液泵，通过所述真空闪蒸凝液泵将第一分离器液相出口端流出的冷凝液送至灰水槽。

本发明中，所述第一分离器和/或所述第二分离器可为本领域常规的分离器，例如为气液分离罐。

本发明中，所述真空抽引系统可为本领域常规的真空抽引系统，用于维持真空闪蒸处理系统所需的真空度，优选为水环式真空泵或蒸汽喷射泵。

本发明中，较佳地，所述第二分离器的安装高度高于所述灰水槽的安装高度，使第二分离器液相出口端流出的冷凝液依靠重力送往灰水槽。

本发明中，较佳地，所述第二分离器的液相出口端与所述灰水槽之间还设有加压泵，通过所述加压泵将第二分离器液相出口端流出的冷凝液送至灰水槽。

本发明还提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，包括：

待处理黑水进入真空闪蒸器进行真空闪蒸处理，所述真空闪蒸器的液相进入混合器与絮凝剂混合后进入澄清槽；

所述真空闪蒸器的气相进入冷凝器冷凝，经冷凝后的不凝气和冷凝液混合物进入第一分离器；所述第一分离器的液相进入灰水槽，所述第一分离器的气相进入真空抽引系统后进入第二分离器；所述第二分离器的气相放空，所述第二分离器的液相进入所述灰水槽。

本发明中，所述待处理黑水为来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水、气化炉正常运行时渣池的含渣水和气化炉开车时洗涤冷却室的黑水中的一种或多种。其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水是指经常规黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为100～500t/h，温度为120～150℃，压力为0.1～0.4mpag，固含量为0.6％～3％，酸性气体含量为100～300ppm，ph值为7-9。来自气化炉正常运行时渣池的含渣水的质量流量为80～200t/h，温度为60～70℃，压力为0.2～0.6mpag，固含量为1％～3％，酸性气体含量为100～300ppm，ph值为7～9。来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水的质量流量为30～300t/h，温度为100～110℃，压力为0.2～0.8mpag，固含量为0.5％～3％，酸性气体含量为100～500ppm，ph值为7～9。

本发明中，所述真空闪蒸器的操作条件可为本领域常规的操作条件，较佳地，所述真空闪蒸器的操作压力为-0.10～0.00mpag，操作温度为70～90℃。

本发明中，所述絮凝剂可为本领域常规的絮凝剂，优选为聚丙烯酰胺。

本发明中，较佳地，所述混合器中流出的混合物依靠重力自流或依靠澄清槽给料泵加压后进入所述澄清槽。

本发明中，较佳地，所述第一分离器的液相依靠重力自流或依靠真空闪蒸凝液泵加压后进入所述灰水槽。

本发明中，所述真空抽引系统的操作条件可为本领域常规的操作条件，较佳地，所述真空抽引系统的操作压力为-0.05～0.05mpag，所述真空抽引系统的工作流体的温度为50～70℃；更佳地，所述真空抽引系统的操作压力为0mpag，所述真空抽引系统的工作流体的温度为60℃。

本发明中，所述真空抽引系统可为本领域常规的真空抽引系统，优选为水环式真空泵或蒸汽喷射泵。其中，所述水环式真空泵的工作流体优选为脱盐水。所述蒸汽喷射泵的工作流体为工段中富余的低压蒸汽。所述真空抽引系统进一步优选为蒸汽喷射泵，使用蒸汽喷射泵维持真空闪蒸系统所需的真空度，节约用电和水环式真空泵的脱盐水的消耗，可达到节能降耗的作用。

本发明中，较佳地，所述第二分离器的液相依靠重力自流或依靠加压泵加压后进入所述灰水槽。

本发明中，如无特别说明，“压力”为表压(单位为mpag)，表压等于绝对压力减去大气压(一般为0.1mpa)。

在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。

本发明的积极进步效果在于：采用真空闪蒸器对煤气化低压黑水进行进一步闪蒸、降温和浓缩，可进一步降低黑水温度，在混合器中将黑水与絮凝剂充分混合后进入澄清槽；对真空闪蒸器得到的气相进行多级分离，使灰水槽中的灰水固含量降低，降低排出系统的不凝气中酸性气体含量，使用该灰水进行回用可降低黑水固含量。

附图说明

图1为本发明实施例1中煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统的示意图；

图2为本发明实施例1中真空闪蒸器的结构示意图；

图3为本发明实施例2中煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统的示意图；

图4为本发明实施例3和5～9中煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法的示意图；

图5为本发明实施例4中煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法的示意图。

附图标记说明：

1-真空闪蒸器，2-冷凝器，3-第一分离器，4-真空抽引系统，5-第二分离器，6-灰水槽，7-混合器，8-澄清槽，9-澄清槽给料泵，10-真空闪蒸凝液泵，11-加压泵；

真空闪蒸器1中，101-壳体，102,103-闪蒸物料进口，104-内挡板，105-除沫器，106-气相出口，107-液相出口；

s1-来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水，s2-来自气化炉正常运行时渣池的含渣水，s3-来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水，s4-真空闪蒸浓缩后的黑水，s5-真空闪蒸汽，s6-出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流，s7-第一分离器3底部冷凝液，s8-第一分离器3顶部闪蒸汽，s9-真空抽引系统工作流体，s10-出真空抽引系统4的气体凝液，s11-出第二分离器5的冷凝液，s12-出第二分离器5的不凝气。

具体实施方式

下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。

实施例1

如图1所示，本实施例提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统，包括真空闪蒸器1、混合器7、冷凝器2、第一分离器3、真空抽引系统4、第二分离器5、澄清槽8和灰水槽6；

其中，真空闪蒸器1的气相出口端与冷凝器2的进口端相连，真空闪蒸器1的液相出口端与混合器7的进口端相连，混合器7的出口端连接至澄清槽8；

冷凝器2的出口端与第一分离器3的进口端相连，第一分离器3的气相出口端连接至真空抽引系统4的进气端，第一分离器3的液相出口端连接至灰水槽6；

真空抽引系统4的出气端与第二分离器5的进口端相连，第二分离器5的气相出口端连接至空气，第二分离器5的液相出口端连接至灰水槽6。

真空闪蒸器1的安装高度为20-30米，且真空闪蒸器1、混合器7和澄清槽8的安装高度依次降低，使从真空闪蒸器1液相出口流出的黑水依靠重力自流进入混合器7和澄清槽8。

第一分离器3和第二分离器5均为气液分离罐，且安装高度均高于灰水槽6的安装高度，使第一分离器3和第二分离器5液相出口端流出的冷凝液依靠重力送往灰水槽6。

真空抽引系统4为水环式真空泵，具体制作时可根据需要选择本领域常规的真空抽引系统，例如在水环式真空泵和蒸汽喷射泵之间进行选择。

如图2所示，真空闪蒸器1包括壳体101，该壳体101侧壁上开设有两个闪蒸物料进口102～103，其中，闪蒸物料进口102的设计流量较大，在闪蒸物料进口102上方的壳体内壁设有斜向下的内挡板104，壳体101的上部设有除沫器105，壳体101的顶部设有气相出口106，壳体101的底部设有液相出口107。

该壳体101的材质为碳钢。

该内挡板104的最小厚度为26mm，材质为316l不锈钢材质，表面采用碳化铬覆层，碳化铬覆层的厚度为0.2mm，具体制作时，碳化铬覆层的厚度可以根据需要进行选择，例如在0.20-0.40mm内进行选择。

真空闪蒸器1的设计温度为150℃；设计压力为0.45/-0.1mpag。实际制作时，真空闪蒸器的设计参数可根据需要进行选择。

实施例2

如图3所示，本实施例提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理系统，与实施例1相比，区别在于：

混合器7的出口端与澄清槽8之间还设有澄清槽给料泵9，通过该澄清槽给料泵9将混合器7出口料液送至澄清槽8。

第一分离器3的液相出口端与灰水槽6之间还设有真空闪蒸凝液泵10，通过该真空闪蒸凝液泵10将第一分离器3液相出口端流出的冷凝液送至灰水槽6。

第二分离器5的液相出口端与灰水槽6之间还设有加压泵11，通过该加压泵11将第二分离器液5相出口端流出的冷凝液送至灰水槽6。

实施例3

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，其中，真空闪蒸器1的高径比为2.15，下锥角为60°(本发明中，真空闪蒸器的下锥角指该真空闪蒸器壳体下部形成的锥壳的锥角角度)，真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为60°，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为302.5t/h，温度139.06℃，压力0.25mpag，固含量0.93％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为92.7t/h，温度64.19℃，压力0.4mpag，固含量1.63％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为75.0t/h，温度101℃，压力0.6mpag，固含量0.96％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为7.5)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸处理，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为30.8t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为364.3t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.19％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7中与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为30.8t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为30.4t/h，温度70.98℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7.0)依靠重力送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为360kg/h，温度70.98℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.0t/h，温度40℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.3t/h，温度52.95℃，压力0.00mpag)进入第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.3t/h，温度52.95℃，压力0.00mpag，固含量1％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为100ppm，ph值为7.0)依靠重力去灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为49.3kg/h，温度52.95℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为4ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例4

如图5所示，本实施例利用实施例2提供的真空闪蒸处理系统，其中，真空闪蒸器1的高径比为2.25，下锥角为60°，真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为60°，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为250.3t/h，温度127.63℃，压力0.15mpag，固含量0.86％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为182ppm，ph值为7.4)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为103.4t/h，温度68.43℃，压力0.40mpag，固含量1.18％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为182ppm，ph值为7.4)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为41.0t/h，温度102℃，压力0.6mpag，固含量0.95％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为180ppm，ph值为7.6)进入真空闪蒸器1(操作温度78.86℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为20.4t/h，温度78.86℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为333.3t/h，温度78.86℃，压力-0.056mpag，固含量1.01％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为8.0)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠澄清槽给料泵9加压进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为20.4t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为20.1t/h，温度70.63℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为9.0)依靠真空闪蒸凝液泵10加压送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为301kg/h，温度70.63℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.0t/h，温度30℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.3t/h，温度59.22℃，压力0.00mpag)进第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.2t/h，温度59.22℃，压力0.00mpag，固含量3％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为300ppm，ph值为9.0)依靠加压泵11加压送往灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为43.6kg/h，温度59.22℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为5ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例5

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，其中，真空闪蒸器1的高径比为2.10，下锥角为60°，真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为60°，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为312.9t/h，温度127.66℃，压力0.15mpag，固含量0.90％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.2)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为107.5t/h，温度66.65℃，压力0.40mpag，固含量1.40％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.2)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为73.0t/h，温度102℃，压力0.6mpag，固含量0.97％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为200ppm，ph值为7.4)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为25.5t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为395.0t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.10％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为280ppm，ph值为8.0)含固量增大，温度进一步降低，在混合器7与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为30.8t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器底部冷凝液s7(质量流量为30.4t/h，温度70.98℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为280ppm，ph值为8.0)依靠重力送往灰水槽6，当冷凝液固含量偏高、水质变差至无法稳定操作时，将冷凝液送往澄清槽8；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为360kg/h，温度70.98℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.0kg/h，温度40℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.3t/h，温度54.49℃，压力0.00mpag)进第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.3t/h，温度54.49℃，压力0.00mpag，固含量2％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为200ppm，ph值为8.0)依靠重力去灰水槽；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为49.3kg/h，温度54.49℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为4ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例6

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，与实施例3相比，该真空闪蒸处理系统的区别在于改变了真空闪蒸器1中内挡板104与水平线的夹角，即真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为45°，真空闪蒸器1的高径比为2.15，下锥角为60°。具体包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为302.5t/h，温度139.06℃，压力0.25mpag，固含量0.93％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为92.7t/h，温度64.19℃，压力0.4mpag，固含量1.63％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为75.0t/h，温度101℃，压力0.6mpag，固含量0.96％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为7.5)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸处理，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为29.5t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为373.2t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.04％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7中与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为29.1t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为28.7t/h，温度72.75℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7.0)依靠重力送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为354kg/h，温度72.75℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.2t/h，温度30.9℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.2t/h，温度51.31℃，压力0.00mpag)进入第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.2t/h，温度51.31℃，压力0.00mpag，固含量1％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为100ppm，ph值为7.0)依靠重力去灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为44.91kg/h，温度53.31℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为4ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例7

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，与实施例3相比，该真空闪蒸处理系统的区别在于改变了真空闪蒸器1中内挡板104与水平线的夹角，即真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为55°，真空闪蒸器1的高径比为2.15，下锥角为60°。具体包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为302.5t/h，温度139.06℃，压力0.25mpag，固含量0.93％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为92.7t/h，温度64.19℃，压力0.4mpag，固含量1.63％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为75.0t/h，温度101℃，压力0.6mpag，固含量0.96％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为7.5)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸处理，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为31.7t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为360.2t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.23％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7中与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为31.7t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为31.3t/h，温度73.11℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7.0)依靠重力送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为359kg/h，温度73.11℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.2t/h，温度41.2℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.5t/h，温度54.54℃，压力0.00mpag)进入第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.5t/h，温度54.54℃，压力0.00mpag，固含量1.1％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为100ppm，ph值为7.0)依靠重力去灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为50.78kg/h，温度54.54℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为5ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例8

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，与实施例3相比，该真空闪蒸处理系统的区别在于改变了真空闪蒸器1中内挡板104与水平线的夹角，即真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为70°，真空闪蒸器1的高径比为2.15，下锥角为60°。具体包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为302.5t/h，温度139.06℃，压力0.25mpag，固含量0.93％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为92.7t/h，温度64.19℃，压力0.4mpag，固含量1.63％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为75.0t/h，温度101℃，压力0.6mpag，固含量0.96％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为7.5)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸处理，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为26.3t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为406.9t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.13％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7中与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为32.5t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为30.3t/h，温度73.11℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7.0)依靠重力送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为371kg/h，温度73.11℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.2t/h，温度41.2℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.5t/h，温度56.72℃，压力0.00mpag)进入第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.5t/h，温度56.72℃，压力0.00mpag，固含量1.2％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为100ppm，ph值为7.0)依靠重力去灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为50.14kg/h，温度56.72℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为5ppm)由真空泵抽出后放空。

实施例9

如图4所示，本实施例利用实施例1提供的真空闪蒸处理系统，提供了一种煤气化低压黑水的真空闪蒸处理方法，与实施例3相比，该真空闪蒸处理系统的区别在于改变了真空闪蒸器1中内挡板104与水平线的夹角，即真空闪蒸器1的内挡板104与水平线夹角为80°，真空闪蒸器1的高径比为2.15，下锥角为60°。具体包括：

来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1(指经煤气化装置黑水处理系统采用多级闪蒸降压浓缩后得到的闪蒸黑水，质量流量为302.5t/h，温度139.06℃，压力0.25mpag，固含量0.93％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)、来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2(质量流量为92.7t/h，温度64.19℃，压力0.4mpag，固含量1.63％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为181ppm，ph值为7.3)和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3(质量流量为75.0t/h，温度101℃，压力0.6mpag，固含量0.96％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为150ppm，ph值为7.5)进入真空闪蒸器1(操作温度78.88℃，操作压力-0.056mpag)内进行真空闪蒸处理，大量溶解的气体释放出来，与部分蒸汽一起混合形成真空闪蒸汽s5(质量流量为26.5t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag)一起进入冷凝器2，真空闪蒸浓缩后的黑水s4(质量流量为410.8t/h，温度78.88℃，压力-0.056mpag，固含量1.14％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7)固含量增大，温度进一步降低，在混合器7中与絮凝剂(聚丙烯酰胺)充分混合，然后依靠重力自流进入澄清槽8；

其中，来自气化炉正常运行时低压闪蒸黑水s1和来自气化炉开车时洗涤冷却室的黑水s3从闪蒸物料进口102进入真空闪蒸器1，来自气化炉正常运行时渣池的含渣水s2从闪蒸物料进口103进入真空闪蒸器1。

真空闪蒸器1的真空闪蒸汽s5经冷凝器2冷凝，蒸汽转化为冷凝液，出冷凝器2的不凝气和冷凝液混合物流s6(质量流量为32.0t/h，温度75.00℃，压力-0.056mpag)再进入第一分离器3；第一分离器3底部冷凝液s7(质量流量为31.6t/h，温度73.82℃，压力-0.067mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为120ppm，ph值为7.0)依靠重力送往灰水槽6；第一分离器3顶部闪蒸汽s8(质量流量为374kg/h，温度73.82℃，压力-0.067mpag)和真空抽引系统工作流体s9(该真空抽引系统工作流体为脱盐水，质量流量为5.2t/h，温度41.6℃，压力1.20mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为0，ph值为7.0)送往真空抽引系统4(该真空抽引系统4为水环式真空泵，脱盐水s9为水环式真空泵的工作流体)，出真空抽引系统4的气体凝液s10(质量流量为5.5t/h，温度57.47℃，压力0.00mpag)进入第二分离器5，出第二分离器5的冷凝液s11(质量流量为5.5t/h，温度57.47℃，压力0.00mpag，固含量1.5％，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为100ppm，ph值为7.0)依靠重力去灰水槽6；出第二分离器5的不凝气s12(质量流量为51.27kg/h，温度57.47℃，压力0.00mpag，固含量为0，co2、so2、h2s等酸性气体的含量为5ppm)由真空泵抽出后放空。

本发明真空闪蒸处理系统的关键设备是真空闪蒸器，真空闪蒸器1中内挡板104与水平线的夹角会对该真空闪蒸器的管道、能量损失情况即稳定运行周期产生影响，结果如下表1所示。

表1

研究表明，改变真空闪蒸器中内挡板与水平线的夹角对该真空闪蒸处理系统的整体影响不大，但该夹角会影响真空闪蒸器内管道的磨损和结垢情况，还会影响真空闪蒸器的能量损失情况和稳定运行周期。根据上表可知，内挡板设置为合适的角度能减少管道和设备磨损、结垢，减少真空闪蒸器能量损失，提高真空闪蒸器的稳定运行周期。

虽然以上描述了本发明的具体实施方式，但是本领域的技术人员应当理解，这仅是举例说明，本发明的保护范围是由所附权利要求书限定的。本领域的技术人员在不背离本发明的原理和实质的前提下，可以对这些实施方式做出多种变更或修改，但这些变更和修改均落入本发明的保护范围。