一种制盐方法和制盐系统的利记博彩app
【专利摘要】本发明涉及水处理领域，公开了一种制盐方法和制盐系统。该方法包括：将含盐水进行反渗透处理，得到反渗透浓水和反渗透产水；将反渗透浓水进行第一结晶分离处理，得到第一结晶盐和第一结晶浓水，将第一结晶浓水分为第一回流结晶出水和阳离子交换进水；将阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到阳离子交换出水；将阳离子交换出水进行第二结晶分离处理，得到第二结晶盐和第二结晶浓水；将第二结晶浓水进行第三结晶分离处理，得到第三结晶盐和第三结晶浓水。采用本发明的方法和系统能够制得高纯度的单一组分盐，水回收率高、阳离子交换负荷低，且能大幅降低杂盐处置成本、投资成本和运行成本。
【专利说明】
-种制盐方法和制盐系统
技术领域
[0001] 本发明设及水处理领域，具体地，设及一种制盐方法和制盐系统。
【背景技术】
[0002] 随着环保要求的不断提升，水资源不足W及环境容量有限等矛盾日益凸显。在石 油化工、煤化工、电力、钢铁W及海水淡化等生产过程中，会产生大量的含盐废水。为了降低 外排水量，提高水的使用效率，目前含盐废水一般使用W反渗透为主的膜法处理后回用，在 一定程度上提高了水的使用效率。在要求零液体排放的场合，反渗透浓水被进一步采用蒸 发结晶工艺，得到蒸馈水和固体杂盐。
[0003] 现有零液体排放工艺普遍存在膜浓缩回收率有限、固体杂盐难W处置等突出问 题。因此，有必要在现有零液体排放工艺的基础上进行改进，提高膜浓缩过程的回收率，得 到较高纯度的单一组分盐W作为副产品出售，降低杂盐处置成本和实现零液体排放的综合 成本。
【发明内容】
[0004] 本发明的目的是为了克服现有技术中存在的上述缺陷，提供一种制盐方法和制盐 系统，本发明的制盐方法能够制得高纯度的单一组分盐，水回收率高、阳离子交换负荷低， 且能够大幅降低杂盐处置成本、投资成本和运行成本。
[0005] 为了实现上述目的，第一方面，本发明提供了 一种制盐方法，该方法包括：
[0006] (1)将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透处理，W将含盐水 进行初步浓缩，得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水；
[0007] (2)将步骤(1)得到的反渗透浓水进行第一结晶分离处理，得到第一结晶盐和第一 结晶浓水，将所述第一结晶浓水分为两股，分别作为第一回流结晶出水回流至步骤(1)进行 所述的反渗透处理和作为阳离子交换进水进行后续的阳离子交换处理；
[000引（3)将步骤(2)得到的阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐 的阳离子交换出水；
[0009] (4)将步骤(3)得到的阳离子交换出水作为结晶进水进行第二结晶分离处理，得到 第二结晶盐和第二结晶浓水；
[0010] (5)将步骤(4)得到的第二结晶浓水进行第Ξ结晶分离处理，得到第Ξ结晶盐和第 二结晶浓水。
[0011] 第二方面，本发明提供了一种制盐系统，该制盐系统包括反渗透单元、第一结晶分 离单元、阳离子交换单元、第二结晶分离单元和第Ξ结晶分离单元，
[0012] 所述反渗透单元用于将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透 处理，得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水；
[0013] 所述第一结晶分离单元用于将来自所述反渗透单元的反渗透浓水进行第一结晶 分离处理，得到第一结晶盐和第一结晶浓水，且所述第一结晶分离单元与所述反渗透单元 相连，用于将至少部分第一结晶浓水回流至所述反渗透单元进行反渗透处理；
[0014] 所述阳离子交换单元用于将来自所述第一结晶分离单元的未回流至所述反渗透 单元的第一结晶浓水作为阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐的阳 离子交换出水；
[0015] 所述第二结晶分离单元用于将来自所述阳离子交换单元的阳离子交换进水作为 结晶进水进行第二结晶分离处理，得到第二结晶盐和第二结晶浓水；
[0016] 所述第Ξ结晶分离单元用于将来自所述第二结晶分离单元的第二结晶浓水进行 第Ξ结晶分离处理，得到第Ξ结晶盐和第Ξ结晶浓水。
[0017] 采用本发明的方法和系统，能够生产高纯度的单一组分盐(包括硫酸钢结晶盐和 氯化钢结晶盐），单一组分盐回收率、系统的水回收率和硫酸巧回收率均大幅增加，同时硫 酸巧的高效回收也极大地降低了后续阳离子交换的负荷，且该方法能够大幅降低能耗和投 资成本。
[0018] 根据本发明的一种优选的实施方式，在进行第二结晶分离处理前，先将阳离子交 换出水进行蒸发处理，然后将蒸发处理得到的接近饱和的蒸发浓水作为结晶进水进行第二 结晶分离处理，能够大幅降低能耗和投资成本。
[0019] 根据本发明的一种优选的实施方式，在第Ξ结晶分离处理中，将得到的第Ξ结晶 浓水分为两股，分别作为第Ξ结晶回流母液回流至第二结晶分离处理和作为系统浓水进行 后处理，可W实现单一组分盐的再次浓缩和分离结晶，能够实现比较彻底的单一组分盐的 分离和结晶，有效提高单一组分盐的回收率，使得整个操作过程实现连续操作，稳态产盐， 具有较好的经济价值和使用价值。
[0020] 本发明的其它特征和优点将在随后的【具体实施方式】部分予W详细说明。
【附图说明】
[0021] 图1是本发明的一种实施方式的制盐方法的流程示意图。
[0022] 图2是本发明对比例1的制盐方法的流程示意图。
【具体实施方式】
[0023] W下对本发明的【具体实施方式】进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体 实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0024] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，运些范围或 值应当理解为包含接近运些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各 个范围的端点值和单独的点值之间，W及单独的点值之间可W彼此组合而得到一个或多个 新的数值范围，运些数值范围应被视为在本文中具体公开。
[002引第一方面，本发明提供了 一种制盐方法，该方法包括：
[0026] (1)将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透处理，W将含盐水 进行初步浓缩，得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水；
[0027] (2)将步骤(1)得到的反渗透浓水进行第一结晶分离处理，得到第一结晶盐和第一 结晶浓水，将所述第一结晶浓水分为两股，分别作为第一回流结晶出水回流至步骤(1)进行 所述的反渗透处理和作为阳离子交换进水进行后续的阳离子交换处理；
[0028] (3)将步骤(2)得到的阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐 的阳离子交换出水；
[0029] (4)将步骤(3)得到的阳离子交换出水作为结晶进水进行第二结晶分离处理，得到 第二结晶盐和第二结晶浓水；
[0030] (5)将步骤(4)得到的第二结晶浓水进行第Ξ结晶分离处理，得到第Ξ结晶盐和第 二结晶浓水。
[0031] 本发明的制盐方法中，为了大幅降低能耗，优选情况下，该方法还包括:在进行第 二结晶分离处理之前，将步骤(3)得到的阳离子交换出水进行蒸发处理，得到蒸馈水和接近 饱和的蒸发浓水，然后将所述蒸发浓水作为结晶进水进行所述第二结晶分离处理。
[0032] 优选地，所述蒸发处理的条件包括:溫度为50-135°C，进一步优选为90-120°C。
[0033] 优选地，所述接近饱和的蒸发浓水中硫酸钢或氯化钢的饱和度为50-99%，进一步 优选为70-95%，更进一步优选为90-95%。其中，饱和度可W通过控制合适的浓缩倍率来实 现。
[0034] 本发明的制盐方法中，为了在常溫条件下实现更有效的浓缩，提高水的回收率，并 减少后续蒸发结晶过程的负荷和能耗，优选情况下，步骤（1)中，含有二价阴离子盐和一价 阴离子盐的含盐水含有原料水和步骤(2)所述的第一回流结晶出水;且原料水中盐的总质 量百分含量Y% <2.5 %时，满足关系式R1 <Υ/(2.5-Y)，R1为阳离子交换进水与反渗透产水的 体积流量比。
[0035] 本发明的制盐方法中，优选情况下，步骤（1)中，反渗透处理的条件包括:溫度为 10-40°C，进一步优选为15-30°C ;压力为1-6Μ化，进一步优选为1.6-4Μ化;所述反渗透浓水 与所述反渗透产水的体积流量比为0.2-2:1，进一步优选为0.3-1:1。
[0036] 本发明的制盐方法中，优选情况下，该方法还包括:步骤(1)中，在将含盐水进行反 渗透处理之前，向所述含盐水中添加至少一种阻垢剂;并且在步骤(2)所述的第一结晶分离 处理中，控制条件使所述阻垢剂失活，W进行结晶分离。
[0037] 优选地，相对于1L所述含盐水，阻垢剂的用量为2-15mg，进一步优选为3-7mg。
[0038] 优选地，所述阻垢剂为有机麟型阻垢剂、有机麟酸盐型阻垢剂、聚簇酸型阻垢剂和 复合型阻垢剂中的至少一种。
[0039] 本发明的制盐方法中，优选情况下，采用W下方式中的至少一种方式使所述阻垢 剂失活：
[0040] 方式一：向所述反渗透浓水中添加至少一种能够用作常溫结晶晶种的固体物质；
[0041] 方式二：向所述反渗透浓水中添加至少一种絮凝剂；
[0042] 方式Ξ:调节所述反渗透浓水的pH值。
[0043] 优选地，方式一中，固体物质的添加量使得反渗透浓水中晶种的质量浓度为2%- 12%，进一步优选为4%-8%。
[0044] 优选地，方式一中，固体物质与反渗透浓水中的水难溶性盐的种类相同，进一步优 选选自硫酸巧和/或硫酸巧的水合物。
[0045] 优选地，方式二中，相对于1L所述的反渗透浓水，絮凝剂的用量为2-20mg，进一步 优选为5-15mg，所述絮凝剂优选为氯化铁和/或硫酸铁；
[0046] 优选地，方式Ξ中，将所述反渗透浓水的抑值调节为3-6,进一步优选调节为3.5- 4.5。
[0047] 本发明的制盐方法中，优选情况下，步骤(2)中，第一结晶分离处理的条件包括:溫 度为10-40°C，进一步优选为15-30 °C ;第一回流结晶出水和阳离子交换进水的体积流量比 为1-20:1，进一步优选为3-9:1。
[0048] 本发明的制盐方法中，通过反渗透处理和第一结晶分离处理能够实现对含盐水的 高效浓缩，且能够明显降低后续阳离子交换的负荷。其中，第一结晶分离处理在常溫下操 作，主要靠反渗透浓缩引起的溶液过饱和而自发发生结晶过程，无需耗费大量能量或化学 药剂。通过第一结晶分离处理可W去除掉大部分的低溶解度二价盐，所获得的第一结晶盐 通常情况下为纯度较高的硫酸巧，且得到的第一结晶浓水的硫酸巧过饱和度显著降低。
[0049] 本发明的制盐方法中，优选情况下，步骤(3)中，阳离子交换处理的条件包括:溫度 为10-40°C，进一步优选为15-30°C;停留时间为2-30分钟，进一步优选为5-15分钟；阳离子 交换出水中巧离子的浓度为0. 〇l-5mg/L，进一步优选为0.05-lmg/L。
[0050] 本发明的制盐方法中，优选情况下，步骤(4)中，第二结晶分离处理的方式为第一 蒸发结晶处理或冷却结晶处理。
[0051] 优选地，所述第一蒸发结晶处理的条件包括:溫度为50-12(TC;
[0052] 优选地，所述冷却结晶处理的条件包括:溫度低于fTC且高于所述结晶进水的冰点 溫度，进一步优选为-2~2 °C。
[0053] 本发明的制盐方法中，优选情况下，步骤(5)中，所述第Ξ结晶分离处理的方式为 第二蒸发结晶处理。
[0054] 优选地，所述第二蒸发结晶处理的条件包括:溫度为50-12(TC。
[0055] 进一步优选地，所述第二结晶分离处理的方式为第一蒸发结晶处理时，所述第二 蒸发结晶处理的溫度比所述第一蒸发结晶处理的溫度低至少2(TC;所述第二结晶分离处理 的方式为冷却结晶处理时，所述第二蒸发结晶处理的溫度为50-80°C。
[0056] 其中，第二结晶分离处理的方式为第一蒸发结晶处理、第Ξ结晶分离处理的方式 为第二蒸发结晶处理时，可W先对第一蒸发结晶处理得到的第二结晶浓水进行降溫处理， 优选地，所述降溫处理在螺旋管换热器、列管式换热器或套管式换热器中进行，且所述第二 结晶浓水作为管程流体在螺旋管换热器、列管式换热器或套管式换热器中流动。本领域技 术人员可W根据实际情况选择换热器的具体种类，此为本领域技术人员所熟知，在此不再 寶述。其中，第二结晶盐主要为硫酸钢，第Ξ结晶盐主要为氯化钢。
[0057] 其中，第二结晶分离处理的方式为冷却结晶处理、第Ξ结晶分离处理的方式为第 二蒸发结晶处理时，可W先对蒸发处理得到的接近饱和的蒸发浓水进行降溫处理后作为结 晶进水进行冷却结晶处理，然后将冷却结晶处理得到的第二结晶浓水进行升溫处理后进行 第二蒸发结晶处理。
[0058] 优选地，降溫处理的方法包括:将接近饱和的蒸发浓水通过换热处理的方式降溫 至冷却结晶溫度，所述冷却结晶溫度低于5°C且高于所述结晶进水的冰点溫度，进一步优选 为-2~2°C;且控制所述结晶进水在换热处理中的流速为l-20m/s，进一步优选为2-5m/s;
[0059] 优选地，所述换热处理在螺旋管换热器、列管式换热器或套管式换热器中进行，且 所述结晶进水作为管程流体在螺旋管换热器、列管式换热器或套管式换热器中流动。本领 域技术人员可W根据实际情况选择换热器的具体种类，此为本领域技术人员所熟知，在此 不再寶述。其中，第二结晶盐主要为硫酸钢，第Ξ结晶盐主要为氯化钢。
[0060] 优选地，所述升溫处理的实施方式为换热处理，此为本领域技术人员所熟知，在此 不再寶述。
[0061] 本发明的制盐方法中，为了进一步提高二价阴离子盐的回收率，优选情况下，该方 法还包括:将步骤巧)得到的第Ξ结晶浓水分为两股，分别作为第Ξ结晶回流母液回流至步 骤(4)进行所述的第二结晶分离处理和作为系统浓水进行后处理。
[0062] 优选地，所述第Ξ结晶回流母液与所述系统浓水的体积流量比为1-100:1，进一步 优选为3-50:1。
[0063] 本发明的制盐方法中，优选地，该方法还包括将所述系统浓水进行蒸发结晶处理 W得到含有一价阴离子盐和二价阴离子盐的混合盐。
[0064] 本发明的制盐方法中，优选情况下，所述阳离子交换出水含有二价阴离子盐和一 价阴离子盐，且所述阳离子交换出水中二价阴离子盐的质量百分含量为〇.2%-5%;进一步 优选地，所述二价阴离子盐含有硫酸钢，所述一价阴离子盐含有氯化钢;更进一步优选地， 所述二价阴离子盐为硫酸钢，所述一价阴离子盐为氯化钢。
[0065] 第二方面，如图1所示，本发明提供了一种制盐系统，该制盐系统包括反渗透单元、 第一结晶分离单元、阳离子交换单元、第二结晶分离单元和第Ξ结晶分离单元，
[0066] 所述反渗透单元用于将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透 处理，得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水；
[0067] 所述第一结晶分离单元用于将来自所述反渗透单元的反渗透浓水进行第一结晶 分离处理，得到第一结晶盐和第一结晶浓水，且所述第一结晶分离单元与所述反渗透单元 相连，用于将至少部分第一结晶浓水回流至所述反渗透单元进行反渗透处理；
[0068] 所述阳离子交换单元用于将来自所述第一结晶分离单元的未回流至所述反渗透 单元的第一结晶浓水作为阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐的阳 离子交换出水；
[0069] 所述第二结晶分离单元用于将来自所述阳离子交换单元的阳离子交换进水作为 结晶进水进行第二结晶分离处理，得到第二结晶盐和第二结晶浓水；
[0070] 所述第Ξ结晶分离单元用于将来自所述第二结晶分离单元的第二结晶浓水进行 第Ξ结晶分离处理，得到第Ξ结晶盐和第Ξ结晶浓水。
[0071] 本发明的制盐系统中，优选情况下，该制盐系统还包括蒸发单元，所述蒸发单元用 于将来自所述阳离子交换单元的阳离子交换出水进行蒸发处理，得到蒸馈水和接近饱和的 蒸发浓水;且所述第二结晶分离单元用于将来自所述蒸发单元的所述蒸发浓水作为结晶进 水进行所述第二结晶分离处理。
[0072] 优选地，所述蒸发单元包括蒸发器。
[0073] 本发明的制盐系统中，优选情况下，反渗透单元包括至少一支反渗透膜元件，进一 步优选地，反渗透单元包括至少两支串联使用的反渗透膜元件。
[0074] 本发明的制盐系统中，优选情况下，第一结晶分离单元包括第一结晶单元和第一 固液分离单元，
[0075] 所述第一结晶单元用于将来自所述反渗透单元的反渗透浓水进行第一结晶处理， 得到作为第一结晶浓水使用的第一结晶出水和第一结晶固液混合物，
[0076] 所述第一固液分离单元用于将来自所述第一结晶单元的第一结晶固液混合物进 行第一固液分离处理，得到第一结晶盐和作为第一结晶浓水使用的第一结晶母液。
[0077] 本发明的制盐系统中，根据一种优选实施方式(对应于第二结晶分离处理的方式 为冷却结晶处理、第Ξ结晶分离处理的方式为第二蒸发结晶处理），该制盐系统还包括冷却 单元和升溫单元，所述冷却单元用于将来自所述蒸发单元的接近饱和的蒸发浓水进行降溫 处理，然后将降溫产物作为结晶进水供给至第二结晶分离单元进行冷却结晶处理。所述升 溫单元用于将来自第二结晶分离单元的经冷却结晶处理得到的第二结晶浓水进行升溫处 理后供给至第Ξ结晶分离单元进行第二蒸发结晶处理。
[0078] 优选地，升溫单元包括换热器，进一步优选地，所述换热器为螺旋管换热器、列管 式换热器或套管式换热器。
[0079] 本发明的制盐系统中，根据一种优选实施方式(对应于第二结晶分离处理的方式 为第一蒸发结晶处理、第Ξ结晶分离处理的方式为第二蒸发结晶处理），该制盐系统还包括 冷却单元，用于将来自第二结晶分离单元的第二结晶浓水降溫后供给至第Ξ结晶分离单元 进行第二蒸发结晶处理。
[0080] 优选地，冷却单元包括换热器，进一步优选地，所述换热器为螺旋管换热器、列管 式换热器或套管式换热器。本领域技术人员可W根据实际情况选择换热器的具体种类，此 为本领域技术人员所熟知，在此不再寶述。
[0081] 本发明的制盐系统中，优选情况下，第二结晶分离单元包括第二结晶单元和第二 固液分离单元，
[0082] 所述第二结晶单元用于将来自所述阳离子交换单元或所述蒸发单元的结晶进水 进行第二结晶处理，得到作为第二结晶浓水使用的第二结晶出水和第二结晶固液混合物，
[0083] 所述第二固液分离单元用于将来自所述第二结晶单元的第二结晶固液混合物进 行第二固液分离处理，得到第二结晶盐和作为第二结晶浓水使用的第二结晶母液。
[0084] 优选地，所述第二结晶单元包括蒸发结晶器或冷却结晶器。
[0085] 本发明的制盐系统中，优选情况下，所述第Ξ结晶分离单元包括第Ξ结晶单元和 第Ξ固液分离单元，
[0086] 所述第Ξ结晶单元用于将来自所述第二结晶单元的第二结晶浓水进行第Ξ结晶 处理，得到作为第Ξ结晶浓水使用的第Ξ结晶出水和第Ξ结晶固液混合物，
[0087] 所述第Ξ固液分离单元用于将来自所述第Ξ结晶单元的第Ξ结晶固液混合物进 行第Ξ固液分离处理，得到第Ξ结晶盐和作为第Ξ结晶浓水使用的第Ξ结晶母液；
[0088] 优选地，所述第Ξ结晶单元包括蒸发结晶器。
[0089] 优选地，该制盐系统还包括蒸发结晶器用于将来自第Ξ结晶分离单元的系统浓水 进行蒸发结晶处理W得到含有一价阴离子盐和二价阴离子盐的混合盐。
[0090] 实施例
[0091] W下将通过实施例对本发明进行详细描述，但并不因此限制本发明的范围。W下 实施例中，如无特别说明，所使用的方法均为本领域常用的方法。
[0092] 采用电感禪合等离子体(ICP)法和离子色谱(1C)确定水中的各组分及其含量。
[0093] 采用合成含盐水模拟原料水，其组分如表1所示。
[0094] 表 1
[00 巧]_
[0096] 实施例1
[0097] 结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。
[0098] 本实施例中使用的反渗透单元为包括3只并联的膜壳、每只膜壳内装有6支串联的 DOW BW30FR-400反渗透膜元件的一级一段反渗透系统;第一结晶分离单元包括一个总容积 为12.5m3的反应澄清池和离屯、分离装置；阳离子交换单元为一个体积为0.15m3、装填D0WEX MAC-3弱酸阳离子交换树脂的阳离子交换器;蒸发单元为一个换热面积为20m2的机械压缩 式蒸发器;第二结晶分离单元包括一个换热面积为1.0m2的强制循环蒸发结晶器和离屯、分 离装置;第Ξ结晶分离单元包括一个换热面积为0.2m2的强制循环蒸发结晶器和离屯、分离 装置。原料水的进水流量为11. OmVh，具体工艺流程如下：
[0099] (1)将流量为11.〇1113/11、溫度为25°(：的表1所示的合成含盐水作为原料水与流量为 4.0m3A、溫度为25°C的第一回流结晶出水混合后，向其中投加5.0mg/L的阻垢剂(有效成分 为有机麟酸盐，纳尔科公司，0SM0TREAT 0SM1035)后，W15. Om3 A的总流量、25 °C的溫度作 为反渗透混合进水供给至反渗透单元中，在25°C下进行反渗透处理。其中，反渗透单元采用 部分浓水循环操作模式，浓水循环量为15.OmVh，反渗透单元的进水压力为1.6MPa。经过反 渗透单元处理后，得到流量为10.OmVh、溫度为化°C的反渗透产水和流量为5.OmVh、溫度为 25°C的反渗透浓水。反渗透浓水中硫酸巧的过饱和度为352.0%。
[0100] (2)向流量为5. Om3 A、溫度为25 °C的反渗透浓水中投加10.0 mg/L的氯化铁絮凝剂 后，供给至第一结晶分离单元进行常溫(25Γ)结晶分离处理。由于絮凝剂的作用使得部分 阻垢剂失去阻止结晶的效果，硫酸巧过饱和的反渗透浓水中析出部分硫酸巧结晶固体，得 到澄清的第一结晶出水和第一结晶固液混合物，将第一结晶固液混合物用离屯、分离装置进 行离屯、分离处理，得到硫酸巧结晶盐（扣除结晶水后为13.8kg/h)和第一结晶母液，成分相 同的第一结晶出水与第一结晶母液作为第一结晶浓水分为两股，一股流量为4.0m3/h、溫度 为25 °C的第一回流结晶出水和另一股流量为1.0m3/h、溫度为25 °C的阳离子交换进水。将第 一回流结晶出水供给至步骤(1)与原料水混合后进入反渗透单元进行循环处理。
[0101] (3)将流量为1. Om^h、溫度为25 °C的阳离子交换进水送入阳离子交换单元进行阳 离子交换处理，其中，阳离子交换进水在阳离子交换单元的停留时间为9分钟，得到流量为 1.〇111^11、溫度为化°(：、巧离子浓度为0.051]1旨八的阳离子交换出水。
[0102] (4)将流量为l.OmVh、溫度为25°C的阳离子交换出水供给至蒸发单元，在105°C下 进行蒸发浓缩处理。控制蒸发单元的浓缩倍率为16.7倍，得到流量为0.94m3/h的冷凝产水 和流量为0. 〇6m3/h、溫度为105°C的接近饱和的蒸发单元浓水(硫酸钢的饱和度81.3 % )。
[0103] (5)将流量为0.06m3A、溫度为105°C的蒸发单元浓水与流量为O.lW/h、溫度为60 °C的第Ξ结晶回流母液混合后作为第二结晶混合进水供给至第二结晶分离单元，在10(TC 下进行蒸发结晶分离处理。由于硫酸钢先于氯化钢达到饱和，部分硫酸钢析出，采用离屯、分 离装置进行离屯、分离处理后，得到硫酸钢结晶盐(扣除结晶水后为13.3kg/h)。同时，获得流 量为0.047m3 A的蒸馈水和流量为0.153m3 A、溫度为100°C的第二结晶浓水。
[0104] (6)将流量为0.153111^}1、溫度为100°(：的第二结晶浓水经列管式换热器降溫至60 °C后供给至第Ξ结晶分离单元，在6(TC下进行蒸发结晶分离处理。在此溫度下，由于氯化钢 先于硫酸钢达到饱和，部分氯化钢析出，采用离屯、分离装置进行离屯、分离处理后，得到氯化 钢结晶盐（扣除结晶水后为3.7kg/h)。同时，获得流量为0.009m3/h的蒸馈水和流量为 0.144m3 A、溫度为60°C的第立结晶浓水。将第S结晶浓水分为两股，将其中流量为0.140m3/ h的一股作为第Ξ结晶回流母液送回步骤(5)中的第二结晶分离单元循环处理，将流量为 0.004m3/h的另一股作为系统浓水供给至蒸发结晶器进行蒸发结晶处理，得到主要包含氯 化钢和硫酸钢的混合盐。
[0105] 表2给出了实施例1中各物料流的流量和组分。
[0106] 表2
[0107]
[0108] 从表2可W看出，溫度为25°C的原料水中同时含有较高的巧、钢、氯离子和硫酸根， 与溫度为25°C的第一回流结晶出水混合后得到溫度为25°C、硫酸巧过饱和度为99.0%的反 渗透混合进水，通过反渗透处理后，得到的反渗透浓水的硫酸巧过饱和度为352.0%，由于 阻垢剂的作用，此时反渗透浓水仍然是稳定的。反渗透浓水通过絮凝剂使得阻垢剂失去阻 止结晶的效果后，在常溫结晶分离过程中析出硫酸巧固体，第一回流结晶出水的硫酸巧过 饱和度大幅下降至116.6%，接近于饱和状态(硫酸巧过饱和度100%)，达到一种新的稳定 状态，之后回流至反渗透单元进行循环处理。运种循环处理也使得系统的水回收率和硫酸 巧回收率均大幅度增加，本实施例中，由反渗透单元和第一结晶分离单元组成的组合系统 的水回收率为90.9%，而硫酸巧结晶盐的回收率巧计）则为89.5%。硫酸巧的高效结晶 回收也极大地降低了后续阳离子交换的负荷。本实施例中，相较于原料水而言，阳离子交换 单元对于阳离子交换进水的离子交换负荷仅为10.5%，大大降低了离子交换的投资和运行 成本。
[0109] 另一方面，利用硫酸钢和氯化钢的溶解度随溫度变化的差异(在6〇°c-i〇(rc范围 内，硫酸钢在水中的溶解度随溫度升高而降低，氯化钢的溶解度随溫度的升高而升高），采 用第二结晶分离（locrc)与第Ξ结晶分离(6〇°c)相结合，进一步实现了硫酸钢与氯化钢的 分离。本实施例中，硫酸钢的回收率离子交换出水中的硫酸根计)为91.4%，氯化钢的回 收率(W离子交换出水中的氯离子计)为74.6%，均实现了较高的回收率。
[0110] 实施例2
[0111] 结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。
[0112] 本实施例中使用的反渗透单元为包括3只并联的膜壳、每只膜壳内装有6支串联的 DOW BW30FR-400反渗透膜元件的一级一段反渗透系统;第一结晶分离单元包括一个总容积 为12.5m3的反应澄清池和离屯、分离装置；阳离子交换单元为一个体积为0.15m3、装填D0WEX MAC-3弱酸阳离子交换树脂的阳离子交换器;蒸发单元为一个换热面积为20m2的机械压缩 式蒸发器;第二结晶分离单元包括一个带保溫层的容积为0.15m3的不诱钢容器和离屯、分离 装置;第Ξ结晶分离单元包括一个换热面积为1.0m2的强制循环蒸发结晶器和离屯、分离装 置。原料水的进水流量为11. OmVh，具体工艺流程如下：
[0113] (1)将流量为ll.OmVh、溫度为25°C的表1所示的合成含盐水作为原料水与流量为 4.0m3A、溫度为25°C的第一回流结晶出水混合后，向其中投加5.0mg/L的阻垢剂(有效成分 为有机麟酸盐，纳尔科公司，0SM0TREAT 0SM1035)后，W15. Om3 A的总流量、25 °C的溫度作 为反渗透混合进水供给至反渗透单元中，在25°C下进行反渗透处理。其中，反渗透单元采用 部分浓水循环操作模式，浓水循环量为15.OmVh，反渗透单元的进水压力为1.6MPa。经过反 渗透单元处理后，得到流量为10.OmVh、溫度为化°C的反渗透产水和流量为5.OmVh、溫度为 25°C的反渗透浓水。反渗透浓水中硫酸巧的过饱和度为352.0%。
[0114] (2)向流量为5.〇1113/11、溫度为25°(：的反渗透浓水中投加10.〇111旨/1的氯化铁絮凝剂 后，供给至第一结晶分离单元进行常溫(25Γ)结晶分离处理。由于絮凝剂的作用使得部分 阻垢剂失去阻止结晶的效果，硫酸巧过饱和的反渗透浓水中析出部分硫酸巧结晶固体，得 到澄清的第一结晶出水和第一结晶固液混合物，将第一结晶固液混合物用离屯、分离装置进 行离屯、分离处理，得到硫酸巧结晶盐（扣除结晶水后为13.8kg/h)和第一结晶母液，成分相 同的第一结晶出水与第一结晶母液作为第一结晶浓水分为两股，一股流量为4.0m3/h、溫度 为25 °C的第一回流结晶出水和另一股流量为1.0m3/h、溫度为25 °C的阳离子交换进水。将第 一回流结晶出水供给至步骤(1)与原料水混合后进入反渗透单元进行循环处理。
[0115] (3)将流量为1. Om^h、溫度为25 °C的阳离子交换进水送入阳离子交换单元进行阳 离子交换处理，其中，阳离子交换进水在阳离子交换单元的停留时间为9分钟，得到流量为 1.〇111^11、溫度为化°(：、巧离子浓度为0.051]1旨八的阳离子交换出水。
[0116] (4)将流量为l.OmVh、溫度为25°C的阳离子交换出水供给至蒸发单元，在105°C下 进行蒸发浓缩处理。控制蒸发单元的浓缩倍率至16.7倍，得到流量为0.94m3/h的冷凝产水 和流量为0. 〇6m3/h、溫度为105°C的接近饱和的蒸发单元浓水(硫酸钢的饱和度81.3 % )。
[0117] (5)将流量为0.06m3A、溫度为105°C的蒸发单元浓水与流量为O.OlmVh、溫度为60 °C的第Ξ结晶回流母液混合，通过螺旋管换热器降溫至(TC后作为第二结晶混合进水供给 至第二结晶分离单元，在〇°C下进行冷却结晶分离处理。由于硫酸钢的溶解度在低溫下急剧 下降(〇°C下硫酸钢在水中的溶解度约为4.9克），部分硫酸钢析出，采用离屯、分离装置进行 离屯、分离处理后，得到硫酸钢结晶盐（扣除结晶水后为14. Okg/h)。同时，获得流量为 0.07mVh、溫度为0°C的第二结晶浓水。
[0118] (6)将流量为0.07m3A、溫度为0°C的第二结晶浓水经列管式换热器升溫至60°C后 供给至第Ξ结晶分离单元，在6(TC下进行蒸发结晶分离处理。在此溫度下，由于氯化钢先于 硫酸钢达到饱和，部分氯化钢析出，采用离屯、分离装置进行离屯、分离处理后，得到氯化钢结 晶盐(扣除结晶水后为4.4kg/h)。同时，获得流量为0.058m3A的蒸馈水和流量为0.012m3A、 溫度为60 °C的第Ξ结晶浓水。将第Ξ结晶浓水分为两股，将其中流量为0.010m3/h的一股作 为第Ξ结晶回流母液送回步骤(5)中的第二结晶分离单元循环处理，将流量为0.002m3A的 另一股作为系统浓水供给至蒸发结晶器进行蒸发结晶处理，得到主要包含氯化钢和硫酸钢 的混合盐。
[0119] 表3给出了实施例帥各物料流的流量和组分。
[0120] 表3
[0121]
[0122]
[0123] 从表3可W看出，溫度为25°C的原料水中同时含有较高的巧、钢、氯离子和硫酸根， 与溫度为25°C的第一回流结晶出水混合后得到溫度为25°C、硫酸巧过饱和度为99.0%的反 渗透混合进水，通过反渗透处理后，得到的反渗透浓水的硫酸巧过饱和度为352.0%，由于 阻垢剂的作用，此时反渗透浓水仍然是稳定的。反渗透浓水通过絮凝剂使得阻垢剂失去阻 止结晶的效果后，在常溫结晶分离过程中析出硫酸巧固体，第一回流结晶出水的硫酸巧过 饱和度大幅下降至116.6%，接近于饱和状态(硫酸巧过饱和度100%)，达到一种新的稳定 状态，之后回流至反渗透单元进行循环处理。运种循环处理也使得系统的水回收率和硫酸 巧回收率均大幅度增加，本实施例中，由反渗透单元和第一结晶分离单元组成的组合系统 的水回收率为90.9%，而硫酸巧结晶盐的回收率巧计）则为89.5%。硫酸巧的高效结晶 回收也极大地降低了后续阳离子交换的负荷。本实施例中，相较于原料水而言，阳离子交换 单元对于阳离子交换进水的离子交换负荷仅为10.5%，大大降低了离子交换的投资和运行 成本。
[0124] 另一方面，利用硫酸钢和氯化钢的溶解度在低溫区域随溫度变化的显著差异(从 40°C到(TC，硫酸钢在水中的溶解度从约49克急剧降低至约4.9克，而氯化钢的溶解度仅从 36.6克微弱降低至35.7克），采用第二结晶分离(0°C)与第Ξ结晶分离(60°C)相结合，进一 步实现了硫酸钢与氯化钢的分离。本实施例中，硫酸钢的回收率离子交换出水中的硫酸 根计)为96.1%，氯化钢的回收率离子交换出水中的氯离子计)为89.1%，均实现了较高 的回收率。
[0125] 实施例3
[0126] 按照实施例2的方法，不同的是，步骤(6)中，将全部的第Ξ结晶浓水作为系统浓水 供给至蒸发结晶器进行蒸发结晶处理，具体地，步骤(5)和步骤(6)为：
[0127] (5)将流量为O.OemVh、溫度为105°C的蒸发单元浓水通过螺旋管换热器降溫至0 °C后作为第二结晶进水供给至第二结晶分离单元，在(TC下进行冷却结晶分离处理。由于硫 酸钢的溶解度在低溫下急剧下降，部分硫酸钢析出，采用离屯、分离装置进行离屯、分离处理 后，得到硫酸钢结晶盐(扣除结晶水后为11.6kg/h)。同时，获得流量为0.0611^1、溫度为01： 的第二结晶浓水。
[01%] (6)将流量为O.OemVh、溫度为0°C的第二结晶浓水经列管式换热器升溫至60°C后 供给至第Ξ结晶分离单元，在6(TC下进行蒸发结晶分离处理。在此溫度下，由于氯化钢先于 硫酸钢达到饱和，部分氯化钢析出，采用离屯、分离装置进行离屯、分离处理后，得到氯化钢结 晶盐(扣除结晶水后为2. ：3kg/h)。同时，获得流量为0.05m3A的蒸馈水和流量为0.01m3A、溫 度为6(TC的第Ξ结晶浓水。将第Ξ结晶浓水作为系统浓水全部供给至蒸发结晶器进行蒸发 结晶处理，得到主要包含氯化钢和硫酸钢的混合盐。
[0129] 表4给出了实施例3中各物料流的流量和组分。
[0130] 表4
[0131]
[0132] 本实施例中，硫酸钢的回收率（W离子交换出水中的硫酸根计)为79.8%，氯化钢 的回收率离子交换出水中的氯离子计)为45.3,分别明显低于实施例2的硫酸钢的回收 率(96.1 %)和氯化钢的回收率(89.1 %)。表明将至少部分第Ξ结晶浓水作为第Ξ结晶回流 母液回流至第二结晶分离处理，可W实现单一组分盐的再次浓缩和分离结晶，能够实现比 较彻底的单一组分盐的分离和结晶，有效提高单一组分盐的回收率。
[0133] 对比例1
[0134] 本对比例采用图2所示流程，用于对比说明本发明的制盐方法的先进性。
[0135] 本对比例中使用的反渗透单元为包括3只并联的膜壳、每只膜壳内装有6支串联的 DOW BW30FR-400反渗透膜元件的一级一段反渗透系统；阳离子交换单元为一个体积为 0.80m3、装填D0WEX MAC-3弱酸阳离子交换树脂的阳离子交换器;蒸发单元为一个换热面积 为60m2的机械压缩式蒸发器;结晶分离单元包括一个换热面积为3. Om2的强制循环蒸发结晶 器和离屯、分离装置。原料水的进水流量为11. OmVh，具体工艺流程如下：
[0136] (1)将流量为ll.OmVh、溫度为25°C的表1所示的合成含盐水作为原料水，向其中 投加5.0mg/L的阻垢剂(有效成分为有机麟酸盐，纳尔科公司，0SM0TREAT 0SM1035)后，供给 至反渗透单元中，在25°C下进行反渗透处理。其中，反渗透单元采用部分浓水循环操作模 式，浓水循环量为19.OmVh，反渗透单元的进水压力为0.9MPa。经过反渗透单元处理后，得 到流量为7.72m3/h、溫度为25°C的反渗透产水和流量为3.28m3/h、溫度为25°C的反渗透浓 水。此时，反渗透浓水中硫酸巧的过饱和度为353.0%，与实施例1中反渗透浓水的过饱和度 相当。
[0137] (2)将流量为3.28m3/h、溫度为25°C的反渗透浓水送入阳离子交换单元进行阳离 子交换处理，其中，阳离子交换进水在阳离子交换单元的停留时间为15分钟，得到流量为 3.28m3/h、溫度为化°(：、巧离子浓度为O.lmg/1的阳离子交换出水。
[0138] (3)将流量为3.28m3/h、溫度为25°C的阳离子交换出水供给蒸发单元，在105°C下 进行蒸发浓缩处理。控制蒸发单元的浓缩倍率为25倍，得到流量为3.15m3/h的冷凝产水和 流量为0.131113/}1、溫度为105°(：的接近饱和蒸发单元浓水(硫酸钢的饱和度75.8%)。
[0139] (4)将流量为0.13m3A、溫度为105Γ的蒸发单元浓水供给至结晶分离单元进行蒸 发结晶处理，得到包含氯化钢和硫酸钢的混合盐。
[0140] 表5给出了对比例1中各物料流的流量和组分。
[0141] 表5
[0142]
[0143] 从表5可W看出，溫度为25°C的原料水中同时含有较高的巧、钢、氯离子和硫酸根， 硫酸巧过饱和度为80.7 %，处于不饱和状态，通过反渗透处理后，得到的反渗透浓水的硫酸 巧过饱和度为353.0%，与实施例1的结垢风险相当。由于没有引入实施例1-2中的第一结晶 单元(常溫结晶），硫酸巧全部聚集在反渗透浓水中，限制了反渗透单元的水回收率(仅为 70.2%，远低于实施例1中的90.9% )。受此影响，本对比例中，蒸发单元的负荷(3.15m^h) 约为实施例1中蒸发单元的负荷(〇.94m3/h)的3.4倍，蒸发能耗相应增加。
[0144] 由于没有常溫结晶去除部分硫酸巧，本对比例中阳离子交换的负荷（WCa计）为 4.48kg/h，是实施例1中的阳离子交换的负荷化计为0.42kg/h)的10倍，离子交换的投资 和再生药剂费用显著增加。
[0145] 由于没有引入操作溫度与浓缩结晶分别控制的组合结晶单元(第二结晶单元和第 Ξ结晶单元），蒸发单元浓水通过单一蒸发结晶单元处理后只能得到包含硫酸钢和氯化钢 的混合盐，在本对比例采用的水质条件下，该混合盐中硫酸钢和氯化钢的质量百分含量约 分别为85.0%和15.0%。
[0146] W上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中 的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可W对本发明的技术方案进行多种简单变型，运 些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0147] 另外需要说明的是，在上述【具体实施方式】中所描述的各个具体技术特征，在不矛 盾的情况下，可W通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可 能的组合方式不再另行说明。
[0148] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可W进行任意组合，只要其不违背本 发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
【主权项】
1. 一种制盐方法，其特征在于，该方法包括： (1) 将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透处理，以将含盐水进行 初步浓缩，得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水； (2) 将步骤(1)得到的反渗透浓水进行第一结晶分离处理，得到第一结晶盐和第一结晶 浓水，将所述第一结晶浓水分为两股，分别作为第一回流结晶出水回流至步骤(1)进行所述 的反渗透处理和作为阳离子交换进水进行后续的阳离子交换处理； (3) 将步骤(2)得到的阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐的阳 离子交换出水； (4) 将步骤(3)得到的阳离子交换出水作为结晶进水进行第二结晶分离处理，得到第二 结晶盐和第二结晶浓水； (5) 将步骤(4)得到的第二结晶浓水进行第三结晶分离处理，得到第三结晶盐和第三结 晶浓水。2. 根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括:在进行第二结晶分离处理之前，将 步骤(3)得到的阳离子交换出水进行蒸发处理，得到蒸馏水和接近饱和的蒸发浓水，然后将 所述蒸发浓水作为结晶进水进行所述第二结晶分离处理； 优选地，所述蒸发处理的条件包括:温度为50-135°C，进一步优选为90-120°C ; 优选地，所述接近饱和的蒸发浓水中硫酸钠或氯化钠的饱和度为50-99%，进一步优选 为70-95 %，更进一步优选为90-95 %。3. 根据权利要求1或2所述的方法，其中，步骤（1)中，所述含有二价阴离子盐和一价阴 离子盐的含盐水含有原料水和步骤(2)所述的第一回流结晶出水;且原料水中盐的总质量 百分含量Y%〈2.5 %时，满足关系式R1 <Y/(2.5-Y)，R1为阳离子交换进水与反渗透产水的体 积流量比。4. 根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，步骤（1)中，反渗透处理的条件包 括:温度为10-40°C，优选为15-30°C ;压力为l_6MPa，优选为1.6-4MPa;所述反渗透浓水与所 述反渗透产水的体积流量比为0.2-2:1，优选为0.3-1:1。5. 根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括:步骤（1)中，在将含 盐水进行反渗透处理之前，向所述含盐水中添加至少一种阻垢剂;并且在步骤(2)所述的第 一结晶分离处理中，控制条件使所述阻垢剂失活，以进行结晶分离； 优选地，相对于1L所述含盐水，所述阻垢剂的用量为2-15mg，进一步优选为3-7mg; 优选地，所述阻垢剂为有机膦型阻垢剂、有机膦酸盐型阻垢剂、聚羧酸型阻垢剂和复合 型阻垢剂中的至少一种。6. 根据权利要求5所述的方法，其中，采用以下方式中的至少一种方式使所述阻垢剂失 活： 方式一：向所述反渗透浓水中添加至少一种能够用作常温结晶晶种的固体物质； 方式二：向所述反渗透浓水中添加至少一种絮凝剂； 方式三:调节所述反渗透浓水的pH值； 优选地，方式一中，所述固体物质的添加量使得反渗透浓水中晶种的质量浓度为2 % -12%，进一步优选为4%-8 %; 优选地，方式一中，所述固体物质与反渗透浓水中的水难溶性盐的种类相同，进一步优 选选自硫酸钙和/或硫酸钙的水合物； 优选地，方式二中，相对于1L所述的反渗透浓水，所述絮凝剂的用量为2-20mg，进一步 优选为5-15mg，所述絮凝剂优选为氯化铁和/或硫酸铁； 优选地，方式三中，将所述反渗透浓水的pH值调节为3-6，进一步优选调节为3.5-4.5。7. 根据权利要求1-6中任意一项所述的方法，其中，步骤(2)中，所述第一结晶分离处理 的条件包括:温度为10-40 °C，优选为15-30 °C ;第一回流结晶出水和阳离子交换进水的体积 流量比为1-20:1，优选为3-9:1。8. 根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，步骤(3)中，所述阳离子交换处理的 条件包括:温度为10_40°C，优选为15-30°C;停留时间为2-30分钟，优选为5-15分钟；阳离子 交换出水中妈离子的浓度为〇.〇l_5mg/L，优选为0.05-lmg/L。9. 根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，步骤(4)中，所述第二结晶分离处理 的方式为第一蒸发结晶处理或冷却结晶处理， 优选地，所述第一蒸发结晶处理的条件包括:温度为50-120°C; 优选地，所述冷却结晶处理的条件包括：温度低于5°C且高于所述结晶进水的冰点温 度，进一步优选为-2~2 °C。10. 根据权利要求9所述的方法，其中，步骤(5)中，所述第三结晶分离处理的方式为第 二蒸发结晶处理， 优选地，所述第二蒸发结晶处理的条件包括:温度为50-120°C; 进一步优选地，所述第二结晶分离处理的方式为第一蒸发结晶处理时，所述第二蒸发 结晶处理的温度比所述第一蒸发结晶处理的温度低至少20°C;所述第二结晶分离处理的方 式为冷却结晶处理时，所述第二蒸发结晶处理的温度为50-80°C。11. 根据权利要求1-10中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括:将步骤(5)得到的 第三结晶浓水分为两股，分别作为第三结晶回流母液回流至步骤(4)进行所述的第二结晶 分离处理和作为系统浓水进行后处理； 优选地，所述第三结晶回流母液与所述系统浓水的体积流量比为1-100:1，进一步优选 为3-50:1。12. 根据权利要求1-11中任意一项所述的方法，其中，所述阳离子交换出水含有二价阴 离子盐和一价阴离子盐，且所述阳离子交换出水中二价阴离子盐的质量百分含量为0.2%-5%； 优选地，所述二价阴离子盐为硫酸钠，所述一价阴离子盐为氯化钠。13. -种制盐系统，其特征在于，该制盐系统包括反渗透单元、第一结晶分离单元、阳离 子交换单元、第二结晶分离单元和第三结晶分离单元， 所述反渗透单元用于将含有二价阴离子盐和一价阴离子盐的含盐水进行反渗透处理， 得到富盐的反渗透浓水和贫盐的反渗透产水； 所述第一结晶分离单元用于将来自所述反渗透单元的反渗透浓水进行第一结晶分离 处理，得到第一结晶盐和第一结晶浓水，且所述第一结晶分离单元与所述反渗透单元相连， 用于将至少部分第一结晶浓水回流至所述反渗透单元进行反渗透处理； 所述阳离子交换单元用于将来自所述第一结晶分离单元的未回流至所述反渗透单元 的第一结晶浓水作为阳离子交换进水进行阳离子交换处理，得到富一价阳离子盐的阳离子 交换出水； 所述第二结晶分离单元用于将来自所述阳离子交换单元的阳离子交换进水作为结晶 进水进行第二结晶分离处理，得到第二结晶盐和第二结晶浓水； 所述第三结晶分离单元用于将来自所述第二结晶分离单元的第二结晶浓水进行第三 结晶分离处理，得到第三结晶盐和第三结晶浓水。14. 根据权利要求13所述的制盐系统，其中，该制盐系统还包括蒸发单元，所述蒸发单 元用于将来自所述阳离子交换单元的阳离子交换出水进行蒸发处理，得到蒸馏水和接近饱 和的蒸发浓水;且所述第二结晶分离单元用于将来自所述蒸发单元的所述蒸发浓水作为结 晶进水进行所述第二结晶分离处理。15. 根据权利要求13或14所述的制盐系统，其中，所述反渗透单元包括至少一支反渗透 膜元件， 优选地，所述反渗透单元包括至少两支串联使用的反渗透膜元件。16. 根据权利要求13-15中任意一项所述的制盐系统，其中，所述第一结晶分离单元包 括第一结晶单元和第一固液分离单元， 所述第一结晶单元用于将来自所述反渗透单元的反渗透浓水进行第一结晶处理，得到 作为第一结晶浓水使用的第一结晶出水和第一结晶固液混合物， 所述第一固液分离单元用于将来自所述第一结晶单元的第一结晶固液混合物进行第 一固液分离处理，得到第一结晶盐和作为第一结晶浓水使用的第一结晶母液。17. 根据权利要求13-16中任意一项所述的制盐系统，其中，所述第二结晶分离单元包 括第二结晶单元和第二固液分离单元， 所述第二结晶单元用于将来自所述阳离子交换单元或所述蒸发单元的结晶进水进行 第二结晶处理，得到作为第二结晶浓水使用的第二结晶出水和第二结晶固液混合物， 所述第二固液分离单元用于将来自所述第二结晶单元的第二结晶固液混合物进行第 二固液分离处理，得到第二结晶盐和作为第二结晶浓水使用的第二结晶母液； 优选地，所述第二结晶单元包括蒸发结晶器或冷却结晶器。18. 根据权利要求13-17中任意一项所述的制盐系统，其中，所述第三结晶分离单元包 括第三结晶单元和第三固液分离单元， 所述第三结晶单元用于将来自所述第二结晶单元的第二结晶浓水进行第三结晶处理， 得到作为第三结晶浓水使用的第三结晶出水和第三结晶固液混合物， 所述第三固液分离单元用于将来自所述第三结晶单元的第三结晶固液混合物进行第 三固液分离处理，得到第三结晶盐和作为第三结晶浓水使用的第三结晶母液； 优选地，所述第三结晶单元包括蒸发结晶器。
【文档编号】C02F9/10GK106082275SQ201610412626
【公开日】2016年11月9日
【申请日】2016年6月13日 公开号201610412626.2, CN 106082275 A, CN 106082275A, CN 201610412626, CN-A-106082275, CN106082275 A, CN106082275A, CN201610412626, CN201610412626.2
【发明人】熊日华, 卫昶, 陈权, 霍卫东
【申请人】神华集团有限责任公司, 北京低碳清洁能源研究所