一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统及工艺的制作方法

本发明涉及一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统及工艺，属于蒸发浓缩技术领域。

背景技术：

焦化废水是目前炼焦生产过程中产生量较大并且处理难度极高的一类废水；其组成复杂，不仅含酚类、氰化物等有毒、剧毒物质，还含有难以生物降解的芳烃、多环芳烃、杂环芳烃等，同时还含有较高含量的固体悬浮物、氯、硫酸根、钙、镁离子，其主要组成见如下表1所示，是较难处理的高浓度有机工业废水，是焦化行业环保难题之一。

采用蒸发浓缩法将焦化废水转化为固体盐是近几年新兴的处理方法，处理后产生的固体焦化废盐主要用于熄焦和配煤。多效蒸发作为传统的蒸发工艺，是基于蒸汽的梯级利用将多个蒸发器串联操作，热能利用效率高，节能效果明显，系统操作安全可靠，在焦化废水零排放方面具有广泛的应用价值。

表1焦化高盐废水主要成分表

1.与本发明相关的现有技术一

1.1.现有技术一的技术方案

中国专利cn111777118a公开了一种用于处理含盐废水的三效蒸发装置，所述用于处理含盐废水的三效蒸发装置包括进料罐、进料泵、一效蒸发系统、二效蒸发系统、三效蒸发系统、出料泵、蒸汽冷凝器、冷凝水罐和真空装置；其中，一效蒸发系统包括一效循环泵、一效分离器和一效换热器，一效分离器通过管道与一效循环泵、一效换热器组成循环通路；二效蒸发系统包括二效循环泵、二效分离器和二效换热器，二效分离器通过管道与二效循环泵、二效换热器组成循环通路；三效蒸发系统包括三效循环泵、三效分离器和三效换热器，三效分离器通过管道与三效循环泵、三效换热器组成循环通路；

进料罐顶部设进料口，底部设出口，出口通过进料泵和管道与一效分离器的底部出料管连通，一效循环泵的出料口通过管道与二效分离器的底部出料管连通，二效循环泵的出料口通过管道与三效分离器的底部出料管连通，三效循环泵的出料口通过管道与出料泵连通；所述进料罐上设置有比重计，比重计的测量头深入所述进料罐内；

一效换热器的壳程进口与蒸汽管道连通，一效换热器的壳程出口通过管道与蒸汽冷凝器连通；一效分离器顶部出口与二效换热器的壳程进口连通，二效换热器的壳程出口通过管道与蒸汽冷凝器连通；二效分离器的顶部出口与三效换热器的壳程进口连通，三效换热器的壳程出口通过管道与蒸汽冷凝器连通；所述蒸汽冷凝器的出口与冷凝水罐连通，冷凝水罐的顶部出口和底部出口通过管道分别与真空泵和冷凝水泵连接。

该装置结构简单，利用其处理含盐废水时，可省去软化等预处理步骤，一方面通过定期向进料罐中投加硫酸钙晶种可及时消除硫酸钙等盐类的过饱和度，另一方面通过强制循环泵保证三个蒸发单元中足够的循环流速和物料循环量，以达到防结垢的目的；同时一效蒸发系统采用蒸汽作为热源，二效蒸发系统和三效蒸发系统分别采用一效蒸发系统的二次蒸汽和二效蒸发系统的二次蒸汽作为热源，因此充分利用了热能，蒸汽能耗较低。

1.2.现有技术一的缺点

(1)热量回收方式设置不合理。一方面，各效换热器产生的热蒸馏水携带的热量未进行回收；另一方面，三效分离器顶部采出的二次蒸汽在蒸汽冷凝器内采用循环水进行换热降温冷却，整套装置约20％-25％的热量被循环水蒸发浪费掉，三效二次蒸汽携带的大量热量未进行回收利用，这不仅造成整套装置蒸汽消耗量高，还增加了循环水的补水量，造成了资源的浪费；

(2)装置配置不全，无法实现对焦化废水进行蒸发、浓缩结晶和固液分离的工艺要求。此外，焦化废水中固体悬浮物及有机物含量较高，该装置缺少对原水的絮凝、过滤等预处理手段，易造成三效分离器物料悬浮物及有机物含量过高，使三效循环液产生爆沸进而导致产出的蒸馏水不合格；三效循环液内固体悬浮物过高还会导致三效结晶过细，进而导致离心效果差，严重时更会导致无法实现固液分离；

(3)采用向进料罐中定期投加硫酸钙晶种，不仅增加了浓水蒸发的物耗成本，还增加了固体废弃物排放量。

2.与本发明相关的现有技术二

2.1.现有技术二的技术方案

中国专利cn107151035a公开了一种煤化工脱硫废水的提盐系统及其提盐方法，所述煤化工脱硫废水的提盐系统包括多效分离器、多效加热器、冷凝器以及真空泵，所述多效分离器包括三效依次连接的强制循环蒸发装置，一效强制循环蒸发装置的进料口与预热器连通，三效强制循环蒸发装置的出料端与冷却结晶器连通；所述多效加热器包括三效依次连接的加热器，一效加热器还与一效强制循环蒸发装置的进料端连通，二效加热器的进气口与一效强制循环蒸发装置顶部的排气口连通，二效加热器的出气口与二效强制循环蒸发装置的进料端连通，三效加热器的进气口与二效强制循环蒸发装置顶部的排气口连通，三效加热器的出气口与三效强制循环蒸发装置的进料端连通；以及所述冷凝器通过管道与三效强制循环蒸发装置顶部的排气口连通，所述真空泵设置在冷凝器的抽气管道上；其中，所述系统还包括设置在所述一效强制循环蒸发装置和所述二效加热器之间的汽液分离器，汽液分离器的进气口与一效强制循环蒸发装置顶部的排气口连接，汽液分离器的出气口与二效加热器的进气口连接；所述系统还包括与三效依次连接的强制循环蒸发装置对应设置的多个轴流泵，所述多个轴流泵分别设置在各效强制循环蒸发装置与各效加热器之间。

2.2.现有技术二的缺点

(1)该装置的热量回收不够彻底，整体能耗偏高。具体而言，虽然该装置对汽液分离器分离出的高温冷凝水热量进行了回收利用，用于原水的加热，但未说明三效强制循环蒸发装置顶部采出的所有蒸汽在冷凝器中被冷凝回收，并且也未对蒸汽携带的大量热量进行回收处理(未对蒸汽降温所用的介质进行说明)，整套装置约15％-20％的热量被浪费掉，不仅造成整套装置蒸汽消耗量高，还造成了能量的浪费；

(2)该装置缺少必要的防硫酸钙结垢装置，处理含有较高浓度钙离子、硫酸根的焦化废水难度大，存在无法获得固体结晶盐的风险。一方面，该装置运行温度高，一效运行温度达到100-120℃，远超出硫酸钙大量结晶所需要的≤80℃的温度控制范围，该装置在100-120℃下运行，极易造成一效加热器换热管堵塞，严重时甚至可能会造成一效加热器报废；

(3)该装置仅适用于处理硫酸铵盐含量高，固体悬浮物含量低、cod含量低的含盐废水，无法满足对焦化废水进行蒸发、浓缩结晶和固液分离的工艺要求。具体而言，焦化废水中固体悬浮物及有机物含量较高，该装置缺少对原水的絮凝、过滤等预处理手段，易造成三效分离器物料悬浮物及有机物含量过高，使三效循环液产生爆沸导致产出的蒸馏水不合格；此外，三效循环液内固体悬浮物过高还会导致三效结晶过细，进而导致离心效果差，严重时还会导致无法实现固液分离。

因此，提供一种新型的用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统及工艺已经成为本领域亟需解决的技术问题。

技术实现要素：

为了解决上述的缺点和不足，本发明的一个目的在于提供一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统。

本发明的另一个目的还在于提供一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发工艺。本发明所提供的系统及工艺可实现焦化废水蒸发提盐，焦化废水蒸发提盐过程中既可防止硫酸钙结垢，还可实现优异的节能目的。

为了实现以上目的，本发明提供了一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统，其中，所述用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统包括：

一效蒸发装置、二效蒸发装置、三效蒸发装置，所述一效蒸发装置包括组成循环通路的一效分离器、一效加热器及一效循环泵；所述二效蒸发装置包括组成循环通路的二效分离器、二效加热器及二效循环泵；所述三效蒸发装置包括组成循环通路的三效分离器、三效加热器及三效循环泵；

其中，所述系统还包括：第一旋流器、晶浆离心分离装置、气液分离器、主冷却器以及蒸发浓缩冷凝装置；所述蒸发浓缩冷凝装置包括预热器及蒸发冷凝器；

预热器的冷侧进口与焦化废水管道连通，其冷侧出口与蒸发冷凝器顶部的喷淋装置进口连通，所述蒸发冷凝器底部循环水槽通过管道与蒸发冷循环泵以及蒸发冷凝器的喷淋装置组成循环通路；蒸发冷凝器底部循环水槽出口还通过管道与一效分离器的进料口连通；

一效加热器的壳程进口与蒸汽管道连通，一效加热器的壳程出口通过管道与二效加热器的冷凝水进口连通；一效分离器的蒸汽出口与二效加热器的蒸汽进口连通，二效加热器的壳程出口通过管道与三效加热器的冷凝水进口连通；二效分离器的蒸汽出口与三效加热器的蒸汽进口连通，三效加热器的壳程出口通过管道与主冷却器连通，三效分离器的蒸汽出口通过管道经由所述气液分离器与蒸发冷凝器的换热管进口连通，换热管出口与主冷却器的进口连通；

一效循环泵的进料口通过管道经由一效浓缩液泵与第一旋流器的进口连通，第一旋流器的轻组分出口及重组分出口通过管道分别与二效分离器的进料口及一效循环泵的进料口连通；二效循环泵的进料口通过管道经由二效浓缩液泵与三效分离器的进料口连通；三效循环泵的进料口通过管道经由晶浆采出泵与晶浆离心分离装置连通。

本发明中，在三效分离器与蒸发冷凝器之间增设气液分离器，可在三效二次蒸汽进入蒸发冷凝器前先对其进行气液分离，以避免三效分离器内部出现爆沸进而导致蒸馏水出水电导率超标。

本发明中，所述蒸发冷凝器(简称蒸发冷)为常规设备，所述蒸发冷上部设有风扇、喷洒装置和换热管，底部设有循环水槽。

本发明中，所述一效分离器、二效分离器及三效分离器的进料口均位于各效分离器的下部，更进一步地，所述进料口均位于各效分离器的液位以下。

本发明中，所用的各效循环泵的流量较大，可达到2000m³/h以上，同时各效循环泵在运行过程中仅需约3-4m的扬程即可满足各效的循环要求，这样就会导致各效循环泵的出口压力仅为0.03-0.04mpa，在该压力下旋流器的分流效果较差。因此，于本发明所述的系统中增设了一效浓缩液泵、二效浓缩液泵、晶浆采出泵，所述的一效浓缩液泵、二效浓缩液泵、晶浆采出泵均用于物料的转送，设置其的目的在于：在保证含晶体物料输送压力及旋流器分流效果的前提下，最大限度地降低一效循环泵、二效循环泵及三效循环泵的扬程，达到降低动力消耗的目的。

本发明中，所述主冷却器底部设有电导率检测仪，电导率检测仪的探头深入主冷却器内的液面以下。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述晶浆离心分离装置包括第二旋流器、冷却结晶器及离心机；三效循环泵的进料口通过管道经由晶浆采出泵与所述第二旋流器的进口连通，所述第二旋流器的轻组分出口及重组分出口通过管道分别与三效循环泵的进料口及冷却结晶器的进口连通；冷却结晶器的出口通过管道与离心机进口连通。

本发明中，所述冷却结晶器为夹套结构，夹套内采用温度为32℃左右的浓水降温，升温后的浓水送至一效分离器作为蒸发提盐的原料。

本发明中，所述冷却结晶器的顶部设有搅拌器，用以防止结晶物料沉降堵塞管道及设备。

本发明中，所述离心机优选卧式螺旋沉降离心机。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述蒸发冷凝器底部循环水槽出口通过管道经由浓水泵分别与主冷却器的水侧进口、冷却结晶器的进水口连通，主冷却器的水侧出口、冷却结晶器的出水口汇集后通过管道与一效分离器的进料口连通。相应地，原水在蒸发冷凝器内循环喷淋，在蒸发冷凝器底部循环水槽得到质量浓度为8.5％-9.5％、温度为20-35℃的浓水，所述浓水由浓水泵加压后分别送至主冷却器、冷却结晶器，一方面为两台设备降温，另一方面为浓水加热以回收部分热量，加热后的浓水送至一效分离器的进料口作为原料进行蒸发提盐处理。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述浓水泵的出口设有远传温度表，用以检测外供浓水的温度。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述主冷却器的底部设有蒸馏水罐，蒸馏水罐的出口通过管道经由蒸馏水泵与预热器的热侧进口连通，预热器的热侧出口与蒸馏水外送管道连通。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述主冷却器的顶部出口通过管道与真空泵连通，以保证系统的真空表压为-85kpa至-95kpa。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述蒸汽管道上依次安装有蒸汽调节阀和蒸汽射流器。在本发明一具体实施例中，外部蒸汽经蒸汽调节阀调压后进入蒸汽射流器的高压进口，蒸汽射流器的出口通过蒸汽管道与一效加热器壳程进口连通，以将蒸汽送至一效加热器的壳程。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述二效分离器的蒸汽出口设有旁路接口，所述旁路接口通过管道与所述蒸汽射流器的低压蒸汽进口连通。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述一效加热器包括两台并联设置的加热器。当其中的一台加热器效果下降后可单独将其停用，实现不停产清洗加热器。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述系统还包括预处理装置，所述预处理装置包括沉降槽、原水槽和板框压滤机；其中，所述沉降槽顶部设有进料口，中部设有出口，底部设有排泥口；沉降槽的出口通过管道与原水槽顶部进口连通，原水槽的底部出口通过管道经由原水泵与预热器的冷侧进口连通；所述排泥口通过管道经由过滤泵与板框压滤机的进口连通，板框压滤机的过滤水出口通过管道与原水槽顶部进口连通。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述原水槽的侧面设有ph检测计，所述ph检测计的探头深入原水槽内的液面以下，用以检测原水的ph值。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述晶浆离心分离装置还包括母液槽、母液泵，所述离心机的母液出口通过管道与母液槽进口连通，母液槽的出口通过管道经由母液泵与沉降槽的进口连通。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，气液分离器的冷却水出口通过管道与所述原水槽顶部进口连通，以将所述气液分离器分离出的冷却水送至所述原水槽。

作为本发明以上所述系统的一具体实施方式，其中，所述一效加热器的蒸馏水管道、所述二效加热器的蒸馏水管道以及所述三效加热器的蒸馏水管道(即与各效加热器的壳程出口相连的管道)上分别设置有u型水封，以保证各效加热器壳程内蒸汽压力处于稳定状态；

优选地，所述u型水封的水封高度不低于1.5m。

在本发明所提供的系统中，一效蒸发装置、二效蒸发装置、三效蒸发装置、气液分离器、蒸汽射流器、旋流器等等均为常规设备。

另一方面，本发明还提供了一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发工艺，其中，所述工艺包括：

(1)于预热器中对预处理后的焦化废水换热升温后，将其送至蒸发冷凝器并于蒸发冷凝器中使其与三效二次蒸汽进行换热，换热过程中，预处理后的焦化废水被加热并不断蒸发、浓缩，得到浓水，将浓水送至一效分离器作为蒸发提盐的原料；

(2)浓水由一效循环泵连续抽取并于一效加热器中与外部蒸汽换热后进入一效分离器进行蒸发，生成一效二次蒸汽及一效浓缩液；

(3)一效浓缩液由一效浓缩液泵采出后送至第一旋流器进行分级处理，处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量硫酸钙浆液；将硫酸钙浆液送回一效循环泵进料口继续参与循环；低固含量溶液进入二效分离器的进料口并由二效循环泵连续抽取于二效加热器中与一效二次蒸汽及外部蒸汽经换热后生成的冷凝水和少量不凝气换热后进入二效分离器进行蒸发，生成二效二次蒸汽及二效浓缩液；

(4)二效浓缩液由二效浓缩液泵采出后送至三效分离器的进料口并由三效循环泵连续抽取于三效加热器中与部分二效二次蒸汽及二效加热器中换热后生成的冷凝水和少量不凝气换热后进入三效分离器进行再次蒸发，生成三效二次蒸汽及三效晶浆；换热后生成的冷凝水和少量不凝气进入主冷却器进行换热降温，以回收蒸馏水及热量；

(5)所述晶浆由晶浆采出泵采出后进入晶浆离心分离装置，并于所述晶浆离心分离装置中经分级、冷却结晶以及离心分离处理后得到固体盐及母液。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述焦化废水中的总溶解固体的质量浓度(tds含量)约为6％-8％，悬浮物浓度为100-300mg/l。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述工艺还包括对焦化废水进行预处理，所述预处理包括：利用以上所述的预处理装置对焦化废水进行沉降和过滤，得到预处理后的焦化废水(记为原水)和滤渣，所述滤渣经压榨脱水后配煤处理。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，以预处理后的焦化废水的总体积计，其中的悬浮物浓度<30mg/l。本发明中，使原水中的悬浮物浓度<30mg/l可以降低三效晶浆的cod含量，防止三效分离器爆沸，防止结晶盐粒径过小。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(1)中，将换热升温后的原水送至蒸发冷凝器并于蒸发冷凝器中使其与三效二次蒸汽进行换热，换热过程中，预处理后的焦化废水被加热并不断蒸发、浓缩，得到浓水，包括：

将换热升温后的原水送至蒸发冷凝器顶部进行喷淋，原水由蒸发冷循环泵连续抽取、喷洒，与蒸发冷凝器的换热管内的三效二次蒸汽进行换热，换热过程中原水被加热并不断蒸发、浓缩，连续采出得到浓水；

蒸发冷凝器的换热管内的三效二次蒸汽被冷却成蒸馏水和少量不凝气，将所述蒸馏水和少量不凝气送至主冷却器进一步降温。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(1)中，预处理后的焦化废水(即原水)的温度为30-50℃，温度过低会增加系统的能源消耗，温度过高会降低预处理效果，增加气味挥发。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(1)中，所述三效二次蒸汽为经气液分离器进行气液分离后的三效二次蒸汽，分离所得到的冷却水可送至预处理装置的原水槽进行再次蒸发。其中，对所述三效二次蒸汽进行气液分离后再将其送至蒸发冷凝器可以避免因三效分离器内部出现爆沸而导致的蒸馏水出水电导率超标。

步骤(1)中，换热升温后的原水在蒸发冷凝器中与经气液分离后的三效二次蒸汽进行换热，换热过程中，预处理后的焦化废水被加热并不断蒸发、浓缩，得到浓水；三效二次蒸汽与原水换热后得到冷凝水和少量不凝气，将冷凝水和少量不凝气送入主冷却器使其与蒸发冷凝器中所产的低温浓水进行换热降温，降温后的不凝气的温度≤35℃，该降温后的不凝气由真空泵抽出，以始终保持三效分离器内的真空度为-85kpa至-95kpa，如为-90kpa左右；回收的冷凝水(蒸馏水)收集于主冷却器底部的蒸馏水槽内，由蒸馏水泵加压后再进入预热器进行换热，产生的蒸馏水最终回用于生产系统补水。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述浓水中的总溶解固体的质量浓度为8.5％-9.5％，温度为20-35℃。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，于预热器中对预处理后的焦化废水换热升温，包括：

开启原水泵，使原水在预热器内与蒸馏水换热升温。其中，所述蒸馏水可为主冷却器底部设置的蒸馏水罐中的蒸馏水，通过蒸馏水泵将所述蒸馏水送至所述换热器的热侧进口。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述工艺在步骤(1)之后还包括：浓水由浓水泵加压后分别于主冷却器、冷却结晶器中进行换热升温，再将升温后的浓水送至一效分离器作为原料。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(2)中，将浓水由一效循环泵连续抽取并于一效加热器中与外部蒸汽和部分二效二次蒸汽的混合气换热后进入一效分离器进行蒸发；

优选地，所述混合气的压力为60-70kpa，温度为86-90℃。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(2)中，来自外网的外部蒸汽(低压余热蒸汽)经蒸汽调节阀进行减压调节后进入蒸汽射流器的高压进口，部分二效二次蒸汽通过管道进入所述蒸汽射流器的低压蒸汽进口，于蒸汽射流器内外部蒸汽与部分二效二次蒸汽进行混合，所得混合气进入一效加热器进行换热。

本发明将外部蒸汽和部分二效二次蒸汽混合得到混合气，并将所述混合气送入一效加热器进行换热，可以回收部分二效二次蒸汽的热量。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述一效浓缩液中的总溶解固体的质量浓度为12％-13％。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，所述一效浓缩液的温度≤78℃，优选为76-78℃。本发明中将所述一效浓缩液的温度控制为≤78℃可以防止温度过高造成硫酸钙大量析出，堵塞设备。

焦化废水中的硫酸根和钙离子会在一效蒸发装置中以硫酸钙固体形式析出，一效浓缩液经第一旋流器处理后将硫酸钙浆液送回一效循环泵进料口继续参与循环，可以增加一效循环液(即一效分离器所涉及的循环液)中硫酸钙固体的浓度，即可以保证一效物流中拥有足够的晶种数量，在蒸发过程中盐溶液中的硫酸钙不沉积于管道壁面，而是优先附着于悬浮的硫酸钙晶种表面，达到防结垢的目的。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，一效加热器内的外部蒸汽经换热后生成的冷凝水和少量不凝气的温度较一效二次蒸汽的温度高约3-6℃，因此步骤(3)中可使该外部蒸汽经换热后生成的冷凝水和少量不凝气进入二效加热器的壳程与一效二次蒸汽一起同管程内的低固含量溶液进行换热，以充分回收冷凝水和不凝气的热量；

其中，当所述一效加热器的蒸馏水管道上设置有u型水封时，外部蒸汽经换热后生成的冷凝水和少量不凝气经u型水封后进入二效加热器的壳程进行换热降温，所述u型水封的设置可以保证一效加热器壳程内蒸汽压力处于稳定状态。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(3)中，所述二效二次蒸汽的温度为64-68℃。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(3)中，所述二效浓缩液中的总溶解固体的质量浓度为22％-22.5％。

其中，本发明对步骤(3)中低固含量溶液和高固含量硫酸钙浆液的固含量不做具体要求，本领域技术人员可以常规判断一效浓缩液由一效浓缩液泵采出后送至第一旋流器进行分级处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量硫酸钙浆液。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(4)中，所述晶浆中的总溶解固体的质量浓度为45％-55％。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(4)中，所述三效二次蒸汽的温度为48-52℃。

在本发明以上所述工艺的步骤(4)中，换热后生成的冷凝水和少量不凝气进入主冷却器进行换热降温，以回收蒸馏水及热量。其中，当所述三效加热器的蒸馏水管道上设置有u型水封时，换热后生成的冷凝水和少量不凝气经u型水封后进入主冷却器进行换热降温，所述u型水封的设置可以保证三效加热器壳程内蒸汽压力处于稳定状态；此外，换热降温所用的冷却介质可为蒸发冷凝器中所产的低温浓水，降温后的不凝气的温度≤35℃，该降温后的不凝气可由真空泵抽出，以始终保持三效分离器内的真空度为-85kpa至-95kpa，如为-90kpa左右；回收的冷凝水(蒸馏水)收集于主冷却器底部的蒸馏水槽内，由蒸馏水泵加压后再进入预热器进行换热，产生的蒸馏水最终回用于生产系统补水。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，分别通过各效循环泵保证一效加热器、二效加热器及三效加热器管程内的循环流体的循环流速均不低于2m/s，以实现防结垢的目的。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(5)所述晶浆由晶浆采出泵采出后进入晶浆离心分离装置，并于所述晶浆离心分离装置中经分级、冷却结晶以及离心分离处理后得到固体盐及母液，包括：

所述晶浆由晶浆采出泵采出后送至第二旋流器进行分级处理，处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量溶液，所述低固含量溶液返回三效循环泵的进料口继续进行循环，所述高固含量溶液进入冷却结晶器进行冷却结晶，再于离心机中离心分离后得到固体盐及母液。

其中，本发明对低固含量溶液和高固含量溶液的固含量不做具体要求，本领域技术人员可以常规判断晶浆在第二旋流器进行分级处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量溶液。

本发明以上所述的工艺中，将所述低固含量溶液返回三效分离器出口管道继续进行循环一方面可以提高三效循环液中固体物料尤其是硫酸钙、污泥等固体悬浮物的排出量，降低三效分离器爆沸的几率，另一方面可以提高冷却结晶器内的固含量，减少离心后产生的母液排放量。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，二效加热器中换热后生成的冷凝水和少量不凝气的温度较二效二次蒸汽的温度高约3-6℃，因此步骤(4)中，可使该二效加热器中换热后生成的冷凝水和少量不凝气进入三效加热器的壳程与部分二效二次蒸汽一起同管程内的二效浓缩液进行换热，以充分回收冷凝水和不凝气的热量；

其中，当所述二效加热器的蒸馏水管道上设置有u型水封时，二效加热器中换热后生成的冷凝水和少量不凝气经u型水封后进入三效加热器的壳程进行换热降温，所述u型水封的设置可以保证二效加热器壳程内蒸汽压力处于稳定状态。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(5)中冷却结晶后，所得出口晶浆的温度为35-45℃。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(5)中冷却结晶后，所得出口晶浆的固含量为30％-50％，以使晶浆(盐浆)中溶解的盐快速析出，增加盐产量。

作为本发明以上所述工艺的一具体实施方式，其中，步骤(5)中冷却结晶所用的冷却介质为蒸发冷凝器中所产的低温浓水，其温度为20-32℃。

在本发明一具体实施例中，步骤(5)包括以下具体步骤：

所述晶浆由晶浆采出泵采出后送至第二旋流器进行分级处理，处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量溶液，所述低固含量溶液返回三效分离器继续进行循环，所述高固含量溶液进入冷却结晶器，在搅拌条件下高固含量溶液与冷却结晶器夹层内的低温浓水进行换热，冷却结晶后，所得出口晶浆的温度为35-45℃，固含量为30％-50％，再将所述出口晶浆送入离心机中离心分离，得到固体盐及母液；

将部分母液送回焦化废水的预处理工序，该部分母液与焦化废水混合后重新进行沉降和离心，以增加固体盐产量；还可定期采出部分母液进行配煤处理，以防止cod过高造成三效分离器爆沸。

本发明所提供的用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统及工艺可以达成以下预料不到的技术效果：

(1)本发明采用了独特的节能设计，使系统蒸汽单耗大幅降低。具体而言，一方面，于所述系统中增设一套蒸汽射流器，利用0.6mpa的外部蒸汽作为动力，同时将部分二效二次蒸汽重新返回一效加热器进行加热，大幅提升了二效二次蒸汽的压力，并大量利用了二效二次蒸汽的焓值，减少了外部蒸汽的使用量；另一方面，利用预处理后的原水代替循环水或低温水作为蒸发冷的循环冷却水用于对三效二次蒸汽进行降温，其中三效二次蒸汽的热量用于原水加热浓缩，循环蒸发的原水用于三效二次蒸汽降温，一份热量两次使用，热量使用效率大幅提高，既回收得到了蒸馏水，又回收了大量的热量。综上，本发明充分利用了蒸汽的热能，蒸发废水的蒸汽消耗仅为约260kg/吨水，较常规三效蒸发系统的蒸汽消耗(320-340kg/吨水)下降18％以上；

(2)本发明所提供的系统充分考虑了焦化废水的特点，省去了常规的软化预处理步骤；利用第一旋流器回收硫酸钙晶种可以及时消除硫酸钙等盐类的过饱和，同时结合控制加热温度(即所述一效浓缩液的温度，≤78℃)以及合理设计循环流量等方式实现了防结垢的目的；此外将易结垢的一效加热器改为两台并联运行，实现了在线不停产清洗，整套系统运行稳定，清理周期大幅延长；

(3)本发明将离心后的部分母液回用于系统重新用于蒸发产盐，并采用预处理装置对焦化高盐废水进行沉降和过滤，提高了固体盐产量，减少了母液排放量，避免了因三效晶浆cod过高造成的爆沸和结晶过细问题，同时还能够保证离心机的连续有效运行。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明实施例提供的用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统的结构示意图。

主要附图标号说明：

图1中：

1、蒸发冷凝器；2、一效分离器；3、二效分离器；4、三效分离器；5、一效加热器；6、二效加热器；7、三效加热器；8、一效循环泵；9、二效循环泵；10、三效循环泵；11、一效浓缩液泵；12、二效浓缩液泵；13、晶浆采出泵；14、蒸汽调节阀；15、蒸汽射流器；16、主冷却器；17、真空泵；18、蒸馏水泵；19、冷却结晶器；20、离心机；21、第一旋流器；22、第二旋流器；23、蒸发冷循环泵；24、预热器；25、气液分离器；26、浓水泵。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现结合以下具体实施例对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

需要说明的是，本发明的说明书和权利要求书及上述附图中的术语“包括”以及其任何变形，意图在于覆盖不排他的包含，例如，包含了一系列步骤或单元的过程、方法、工艺、系统、产品或设备不必限于清楚地列出的那些步骤或单元，而是可包括没有清楚地列出的或对于这些过程、方法、工艺、系统、产品或设备固有的其它步骤或单元。

在本发明中，术语“上”、“下”、“内”、“中”、“顶”及“底”等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。这些术语主要是为了更好地描述本发明及其实施例，并非用于限定所指示的装置、元件或组成部分必须具有特定方位，或以特定方位进行构造和操作。

并且，上述部分术语除了可以用于表示方位或位置关系以外，还可能用于表示其他含义，例如术语“上”在某些情况下也可能用于表示某种依附关系或连接关系。对于本领域普通技术人员而言，可以根据具体情况理解这些术语在本发明中的具体含义。

此外，术语“设置”、“连接”应做广义理解。例如，“连接”可以是固定连接，可拆卸连接，或整体式构造；可以是机械连接，或电连接；可以是直接相连，或者是通过中间媒介间接相连，又或者是两个装置、元件或组成部分之间内部的连通。对于本领域普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

实施例1

本实施例提供了一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统，其结构示意图如图1所示，从图1中可以看出，所述系统包括：一效蒸发装置、二效蒸发装置、三效蒸发装置，所述一效蒸发装置包括一效分离器2、一效加热器5及一效循环泵8，所述一效分离器2通过管道与一效循环泵8、一效加热器5组成循环通路；

所述二效蒸发装置包括二效分离器3、二效加热器6及二效循环泵9，所述二效分离器3通过管道与二效循环泵9、二效加热器6组成循环通路；

所述三效蒸发装置包括三效分离器4、三效加热器7及三效循环泵10，所述三效分离器4通过管道与三效循环泵10、三效加热器7组成循环通路；

其中，所述系统还包括：一效浓缩液泵8、二效浓缩液泵9、第一旋流器21、晶浆离心分离装置、气液分离器25、主冷却器16以及蒸发浓缩冷凝装置；所述蒸发浓缩冷凝装置包括预热器24、蒸发冷凝器1及蒸发冷循环泵23；所述蒸发冷凝器1底部循环水槽出口通过管道经由浓水泵26分别与主冷却器16的水侧进口、冷却结晶器19的进水口连通，主冷却器16的水侧出口、冷却结晶器19的出水口汇集后通过管道与一效分离器2的进料口连通；

原水泵的出口通过管道与所述预热器24的冷侧进口连通，其冷侧出口与蒸发冷凝器1顶部的喷淋装置进口连通，所述蒸发冷凝器1底部循环水槽通过管道与蒸发冷循环泵23以及蒸发冷凝器1的喷淋装置组成循环通路；

外部蒸汽经蒸汽调节阀14调压后进入蒸汽射流器15的高压进口，蒸汽射流器15的出口通过管道与一效加热器5的壳程进口连通，一效加热器5的壳程出口通过管道与二效加热器6的冷凝水进口连通；一效分离器2的顶部蒸汽出口与二效加热器6的蒸汽进口连通，二效加热器6的壳程出口通过管道与三效加热器7的冷凝水进口连通；二效分离器3的顶部蒸汽出口与三效加热器7的蒸汽进口连通，三效加热器7的壳程出口通过管道与主冷却器16连通，三效分离器4的蒸汽出口通过管道与所述气液分离器25的入口连通，所述气液分离器25的顶部气体出口通过管道与蒸发冷凝器1的换热管进口连通，换热管出口与主冷却器16的进口连通；

一效循环泵8的进料口通过管道经由一效浓缩液泵11与第一旋流器21的进口连通，第一旋流器21的顶部轻组分出口及底部重组分出口通过管道分别与二效分离器3的下部进料口及一效循环泵8的进料口连通；二效循环泵9的进料口通过管道经由二效浓缩液泵12与三效分离器4的下部进料口连通；三效循环泵10的进料口通过管道经由晶浆采出泵13与晶浆离心分离装置连通。

本实施例中，所述晶浆离心分离装置包括第二旋流器22、冷却结晶器19及离心机20；三效循环泵10的进料口分别设第一旁路和第二旁路，第一旁路通过管道经由晶浆采出泵13与所述第二旋流器22的进口连通，所述第二旋流器22的顶部轻组分出口通过管道与第二旁路连通；其中，第一旁路靠近三效分离器4的底部出口，第二旁路靠近三效循环泵10的进料口；该设计可以使晶浆采出泵13抽取三效分离器4底部出口的固含量较高的晶浆进行分离，分离后的固含量较低的轻组分直接返回到三效分离器4的出口管道(或者说三效循环泵10的进料口)后直接进入三效循环泵进行再次加热；

所述第二旋流器22的底部重组分出口通过管道与冷却结晶器19的进口连通；冷却结晶器19的出口通过管道与离心机20进口连通。

本实施例中，所述主冷却器16的底部设有蒸馏水罐，蒸馏水罐的出口通过管道经由蒸馏水泵18与预热器24的热侧进口连通，预热器24的热侧出口与蒸馏水外送管道连通。

本实施例中，所述主冷却器16的顶部出口通过管道与真空泵17连通，以保证系统的真空表压为-85kpa至-95kpa。

本实施例中，所述二效分离器3的顶部蒸汽出口设有旁路接口，所述旁路接口通过管道与所述蒸汽射流器15的低压蒸汽进口连通。

本实施例中，所述一效加热器5包括两台并联设置的加热器。

本实施例中，所述系统还包括预处理装置，所述预处理装置包括沉降槽、原水槽和板框压滤机；其中，所述沉降槽顶部设有进料口，中部设有出口，底部设有排泥口；沉降槽的出口通过管道与原水槽顶部进口连通，原水槽的底部出口通过管道经由原水泵与预热器24的冷侧进口连通；所述排泥口通过管道经由过滤泵与板框压滤机的进口连通，板框压滤机的过滤水出口通过管道与原水槽顶部进口连通。

本实施例中，所述原水槽的侧面设有ph检测计，所述ph检测计的探头深入原水槽内的液面以下，用以检测原水的ph值。

本实施例中，所述晶浆离心分离装置还包括母液槽、母液泵，所述离心机20的母液出口通过管道与母液槽进口连通，母液槽的出口通过管道经由母液泵与沉降槽的顶部进口连通。

本实施例中，所述一效分离器2、二效分离器3及三效分离器4的进料口均位于各效分离器的液位以下。

本实施例中，所述主冷却器16底部设有电导率检测仪，电导率检测仪的探头深入主冷却器内的液面以下。

本实施例中，所述冷却结晶器19为夹套结构，夹套内采用温度为32℃左右的原水降温，升温后的原水送至一效分离器2的下部进料口。

本实施例中，所述冷却结晶器19的顶部设有搅拌器，用以防止结晶物料沉降堵塞管道及设备。

本实施例中，所述离心机20为卧式螺旋沉降离心机。

本实施例中，所述蒸发冷循环泵23的出口设有远传温度表，用以检测外供降温水的温度。

本实施例中，气液分离器25的冷却水出口通过管道与所述原水槽顶部进口连通，以将所述气液分离器25分离出的冷却水送至所述原水槽。

本实施例中，所述一效加热器5的蒸馏水管道、所述二效加热器6的蒸馏水管道以及所述三效加热器7的蒸馏水管道上分别设置有u型水封，以保证各效加热器壳程内蒸汽压力处于稳定状态；

其中，所述u型水封的水封高度不低于1.5m。

本实施例中，如不做特殊说明，系统中所用的各个设备均为常规设备，其均可以通过商购或者自行搭建获得。

实施例2

本实施例提供了一种用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发工艺，其中，所述工艺是利用实施例1提供的用于焦化废水蒸发提盐的三效蒸发系统实现的，其包括以下具体步骤：

步骤一、对焦化废水进行预处理，所述预处理包括：利用以上实施例1中的预处理装置对焦化废水进行沉降和过滤，得到预处理后的焦化废水(记为原水)和滤渣，所述滤渣再经压榨脱水后配煤处理；

其中，所述焦化废水中的总溶解固体的含量(质量浓度)为7％-8％，悬浮物浓度为100-300mg/l；以预处理后的焦化废水的总体积计，其中的悬浮物浓度<30mg/l；

步骤二、开启原水泵，于预热器中对预处理后的焦化废水换热升温后，将换热升温后的原水送至蒸发冷凝器的顶部进行喷淋，原水由蒸发冷循环泵连续抽取、喷洒，与蒸发冷凝器的换热管内的三效二次蒸汽进行换热，换热过程中原水被加热并不断蒸发、浓缩，连续采出得到浓水，所述浓水中的总溶解固体的质量浓度为9％，温度为20-35℃；

蒸发冷凝器的换热管内的三效二次蒸汽被冷却成蒸馏水和少量不凝气，将所述蒸馏水和少量不凝气送至主冷却器进一步降温；

蒸发冷凝器的换热管内的三效二次蒸汽被冷却成蒸馏水和少量不凝气，将所述蒸馏水和少量不凝气送至主冷却器使其与蒸发冷凝器中所产的低温浓水进行换热降温，降温后的不凝气的温度≤35℃，该降温后的不凝气由真空泵抽出，以始终保持三效分离器内的真空度在-90kpa左右；回收的冷凝水(蒸馏水)收集于主冷却器底部的蒸馏水槽内，由蒸馏水泵加压后再重新进入预热器中与预处理后的焦化废水进行换热，产生的蒸馏水最终回用于生产系统补水；

其中，所述三效二次蒸汽为经气液分离器进行气液分离后的三效二次蒸汽，分离所得到的冷却水可送至预处理装置的原水槽进行再次蒸发；

浓水由浓水泵加压后分别于主冷却器、冷却结晶器中进行换热升温，再将升温后的浓水送至一效分离器作为蒸发提盐的原料；

步骤三、浓水由一效循环泵连续抽取进入一效加热器，来自外网的外部蒸汽(低压余热蒸汽)经蒸汽调节阀进行减压调节后进入蒸汽射流器的高压进口，部分二效二次蒸汽通过管道进入所述蒸汽射流器的低压蒸汽进口，于蒸汽射流器内外部蒸汽与部分二效二次蒸汽进行混合，所得混合气进入一效加热器的壳程加热，并控制一效加热器的管程温度为78℃，以使一效二次蒸汽的温度为78℃，于一效加热器中浓水与混合气体换热后进入一效分离器进行蒸发，生成一效二次蒸汽及一效浓缩液；

其中，所述混合气的压力为60kpa，温度为88℃；

所述一效浓缩液中的总溶解固体的质量浓度为12.5％；

步骤四、一效浓缩液由一效浓缩液泵采出后送至第一旋流器进行分级处理，处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量硫酸钙浆液；将硫酸钙浆液送回一效循环泵进料口继续参与循环；低固含量溶液进入二效分离器的进料口并由二效循环泵连续抽取于二效加热器中与一效二次蒸汽及外部蒸汽经换热后生成的冷凝水和少量不凝气换热后进入二效分离器进行蒸发，生成二效二次蒸汽及二效浓缩液；

其中，所述二效二次蒸汽的温度为66℃；

所述二效浓缩液中的总溶解固体的质量浓度为22.1％；

步骤五、二效浓缩液由二效浓缩液泵采出后送至三效分离器的进料口并由三效循环泵连续抽取于三效加热器中与部分二效二次蒸汽及二效加热器中换热后生成的冷凝水和少量不凝气换热后进入三效分离器进行再次蒸发，生成三效二次蒸汽及三效晶浆；

三效加热器内换热后生成的冷凝水和少量不凝气经u型水封后进入主冷却器进行换热降温，以回收蒸馏水及热量；此外，换热降温所用的冷却介质可为蒸发冷凝器中所产的低温浓水(温度为20-32℃)，降温后的不凝气的温度≤35℃，该降温后的不凝气可由真空泵抽出，以始终保持三效分离器内的真空度在-85kpa至-90kpa左右；回收的冷凝水(蒸馏水)收集于主冷却器底部的蒸馏水槽内，由蒸馏水泵加压后再进入预热器进行换热，产生的蒸馏水最终回用于生产系统补水；

其中，所述晶浆中的总溶解固体的质量浓度为45％-55％；

所述三效二次蒸汽的温度为48℃；

本实施例中，分别通过各效循环泵保证一效加热器、二效加热器及三效加热器管程内的循环流体的循环流速均不低于2m/s，以实现防结垢的目的；

步骤六、所述晶浆由晶浆采出泵采出后送至第二旋流器进行分级处理，处理后上层为低固含量溶液，下层为高固含量溶液，所述低固含量溶液返回三效循环泵的进料口继续进行循环，所述高固含量溶液进入冷却结晶器，在搅拌条件下高固含量溶液与冷却结晶器夹层内的低温浓水进行换热，冷却结晶后，所得出口晶浆的温度为35-45℃，固含量为30％-50％，再将所述出口晶浆送入离心机中离心分离，得到固体盐及母液；

其中，冷却结晶所用的冷却介质为蒸发冷凝器中所产的低温浓水；

将部分母液送回焦化废水的预处理工序，该部分母液与焦化废水混合后重新进行沉降和离心，以增加固体盐产量；还可定期采出部分母液进行配煤处理，以防止cod过高造成三效分离器爆沸。

通过以上措施，本实施例中，所得三效晶浆中的cod含量≤40000mg/l，外排母液量≤150kg/h，并可稳定产出焦化固体废盐；系统连续稳定运行时间>90天；对一效加热器进行检修，未发现明显的硫酸钙沉淀，运行效果良好。

以上所述，仅为本发明的具体实施例，不能以其限定发明实施的范围，所以其等同组件的置换，或依本发明专利保护范围所作的等同变化与修饰，都应仍属于本专利涵盖的范畴。另外，本发明中的技术特征与技术特征之间、技术特征与技术发明之间、技术发明与技术发明之间均可以自由组合使用。