本发明涉及废水处理和蒸发结晶领域。更具体地说，本发明涉及一种煤化工脱硫废水的提盐系统及其提盐方法。
背景技术：
煤化工行业中，水资源的消耗量和产生的废水量巨大，因此，节水技术和污水处理技术成为目前行业发展的关键；尤其是目前国家在环保方面的政策法规的出台，相应的煤化工废水的处理问题也变的越来越凸显，与之相应的煤化工废水处理也越来越紧迫。
目前，煤化工处理的工艺颇多，尤其是集中在前段处理的物理化学方法和生物化学方法的处理；但是，这些前段工艺处理的废水还是很难实现废水中含盐成分的资源化利用与回收，同时也会造成二次污染。
基于此，学者们探索出了煤化工废水的处理的诸多工艺，其中通过蒸发结晶提盐的工艺已经得到业界的认可；但是，提盐过程中发生一系列副反应，提盐后的产品混盐成分复杂，增加了固废处理的负担，同时也不能很好的实现提盐产品的资源化利用。因此，如何对煤化工脱硫废水以及其他类似废水的提盐系统和工艺进行进一步优化，从而最大限度地实现煤化工废水的“零排放”使目前该行业亟待解决的问题。
技术实现要素：
本发明的一个目的是解决提盐后的产品混盐成分复杂增加处理负担的问题，并提供至少后面将说明的优点。
为了实现根据本发明的这些目的和其优点，提供了一种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稠厚器连通；
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，
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。
优选的是，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。
优选的是，汽液分离器的出液口与预热器的加热盘管/加热列管连通。
优选的是，所述三效的加热器上均设置有放空管路，所述放空管路上设置有放空阀。
优选的是，三效的强制循环蒸发装置的进料端均设置在其内所装液料的液面以下。
本发明还有一个目的是提供一种上述煤化工脱硫废水的提盐系统的提盐方法，包括如下步骤：
s1：检查各设备使其处于正常工作状态，打开所述真空泵使系统处于工作要求的真空度；
s2：将脱硫废水输送至所述预热器中预热升温，达到工艺温度后将其输送到所述一效强制循环蒸发装置内进行浓缩得到一效废液，同时将生蒸汽送入至所述一效加热器中加热，然后再将加热后的的蒸汽输入至一效强制循环蒸发装置作为其热源；
s3：从所述一效强制循环蒸发装置中产生的二次蒸汽经过汽液分离器后，进入二效加热器中加热再送入二效强制循环蒸发装置中作为其热源，在此过程中将一效废液输送到所述二效强制循环蒸发装置内进行浓缩得到二效废液；
s4：从所述二效强制循环蒸发装置中产生的二次蒸汽进入到所述三效加热器中加热再送入至所述三效强制循环蒸发装置中作为其热源，与此同时将二效废液输送到所述三效强制循环蒸发装置内浓缩得到结晶液；
s5：将所述三效强制循环蒸发装置中产生的二次蒸汽送入至冷凝器中冷凝，同时将结晶液输送到所述稠厚器内，将所述稠厚器内的结晶液温度控制在60-72℃，经过所述稠厚器养晶后，得到硫铵晶体产品。
优选的是，所述生蒸汽的温度不超过120℃，各效强制循环蒸发装置内的料液温度逐级梯度差为10-15℃，所述真空泵始终控制系统的真空度为-0.1--0.03mpa。
优选的是，每隔0.8-1.5h排空各效加热器内的不凝性气体。
优选的是，所述稠厚器内的结晶液温度控制在65-70℃。
优选的是，所述一效生蒸汽产生的冷凝水被送至所述预热器中用于提升脱硫废水的温度，经换热后再送至回锅炉系统中回收，所述二效加热器中的冷凝水被输送到所述三效加热器中，再从三效加热器中输送到冷凝水罐中回收。
本发明至少包括以下有益效果：
（1）经过三效的强制循环蒸发装置的浓缩得到的结晶液中含有多种盐类副产品，由于这几种盐类副产品的结晶度以及饱和度有所不同，本发明通过控制稠厚器中的结晶液的工作温度得到纯度很高的硫铵盐，本申请人发现将稠厚器中结晶液的工作温度在负压的情况下控制在60-72℃，硫铵盐的纯度可以达到99%，其纯度高、杂质极少、cod含量低于100ppm，且结晶产品晶粒均匀；
（2）本发明在一效强制循环蒸发装置和二效加热器之间设置有汽液分离器，防止一效强制循环蒸发装置产生的二次蒸汽中的汽液夹带会使得浓缩中的脱硫废水进入到冷凝水中，增加后期水处理的负担；
（3）本发明控制的真空度和温度既可以达到浓缩结晶提盐的目的，又可以达到节能降耗的作业，且较低的温度能进一步地保证了生产的安全；且此工艺温度也是目前煤化工脱硫废水处理工艺中开车温度最低的工艺路线，对本技术路线的推广具有重要意义。
本发明的其它优点、目标和特征将部分通过下面的说明体现，部分还将通过对本发明的研究和实践而为本领域的技术人员所理解。
附图说明
图1为本发明的一个实施例的工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明做进一步的详细说明，以令本领域技术人员参照说明书文字能够据以实施。
需要说明的是，下述实施方案中所述实验方法，如无特殊说明，均为常规方法，所述试剂和材料，如无特殊说明，均可从商业途径获得。
如图1所示，本发明提供一种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9以及真空泵10，
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1的进料口与预热器7连通，三效强制循环蒸发装置3的出料端与稠厚器8连通；
多效加热器包括三效依次连接的加热器，一效加热器4还与一效强制循环蒸发装置1的进料端连通，二效加热器5的进气口与一效强制循环蒸发装置1顶部的排气口连通，二效加热器5的出气口与二效强制循环蒸发装置2的进料端连通，三效加热器6的进气口与二效强制循环蒸发装置2顶部的排气口连通，三效加热器6的出气口与三效强制循环蒸发装置3的进料端连通；以及
冷凝器9通过管道与三效强制循环蒸发装置3顶部的排气口连通，真空泵10设置在冷凝器9的抽气管道上；其中，
还包括设置在一效强制循环蒸发装置1和二效加热器5之间的汽液分离器11，汽液分离器11的进气口与一效强制循环蒸发装置1顶部的排气口连接，汽液分离器11的出气口与二效加热器5的进气口连接。
在上述技术方案中，预热器7、一效强制循环蒸发装置1、二效强制循环蒸发装置2以及三效强制循环蒸发装置3依次连接。脱硫废水被泵入预热器7中加热达到工艺温度后，然后被输送至一效强制循环蒸发装置1中浓缩，其分离器为fc型分离器。与此同时，生蒸汽进入到一效加热器4中加热，加热达到工艺温度后进入到一效强制循环蒸发装置1中作为脱硫废水的热源。一效强制循环蒸发装置1浓缩后的一效废液被输送至二效强制循环蒸发装置2中继续浓缩，一效强制循环蒸发装置1在浓缩过程中产生的二次蒸汽被送入至二效加热器5中加热作为二效强制循环蒸发装置2的热源。将经过二效强制循环蒸发装2置浓缩的二效废液输送至三效强制循环蒸发装置3中继续浓缩得到结晶液，二效强制循环蒸发装置2浓缩过程中产生的二次蒸发被送入至三效加热器6中加热然后送入三效强制循环蒸发装置3中作为其热源。其中，二效和三效的强制循环蒸发装置的结晶器均为olso型结晶器。这样前一效强制循环蒸发装置产生的蒸汽被加热输送至后一效强制循环蒸发装置中作为后一效强制循环蒸发装置的热源，大大节省了蒸发浓缩过程中的能量消耗，符合节能环保的要求。三效强制循环蒸发装置3的出料端与稠厚器8连接，经过三效的强制循环蒸发装置的浓缩得到的结晶液中含有多种盐类副产品，由于这几种盐类副产品的结晶度以及饱和度有所不同，因此利用稠厚器8控制浓缩的结晶液的工作温度可以得到纯度很高的硫铵盐。三效器循环蒸发装置3的顶部还与冷凝器9相连，这样最后提盐过程中产生的所有蒸汽均在冷凝器9中冷凝回收。冷凝器9的抽气管道上还设置有真空泵10，真空泵10在系统工作前对系统进行抽真空从而使得整个系统处于负压状态，这样能大幅度降低蒸发所需的温度，从而降低提盐过程中能量的消耗。一效强制循环蒸发装置1和二效加热器4之间设置有汽液分离器11，而二效和三效的强制循环蒸发装置与与其连接的加热器之间则非必须设置汽液分离器，这是因为真空泵10设置在冷凝器9上，因此一效强制循环蒸发装置1中的浓缩温度最高，一效强制循环蒸发装置1产生的二效蒸汽温度也最高，其也最容易夹带汽液，二次蒸汽中的汽液夹带会使得浓缩中的脱硫废水进入到冷凝水中，增加后期水处理的负担，因此在此处设置汽液分离器11可以防止高温产生的汽液夹带带来的不良影响。由于本系统是在负压低温下工作，因此而二效和三效的强制循环蒸发装置的工作温度较低，其夹带量很小的，可以忽略不计，因此二效和三效的强制循环蒸发装置与与其连接的加热器之间则非必须设置汽液分离器。
在另一种技术方案中，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12，多个轴流泵12分别设置在各效强制循环蒸发装置与各效加热器之间。各效强制循环蒸发装置中的脱硫废水需要通过轴流泵12实现其在强制循环蒸发装置与加热器之间的循环。
在另一种技术方案中，汽液分离器11的出液口与预热器7的加热盘管/加热列管连通。一效强制循环蒸发装置1的脱硫废水的工作温度最高，因此经过汽液分离器11分离的汽液温度也较高，汽液分离器11的出液口与预热器7的加热盘管/加热列管连通，这样可以将汽液分离器11分离出的高温度汽液用于加热预热器7中脱硫废水，从而实现热量的回收利用，进一步实现节能降耗。
在另一种技术方案中，三效的加热器上均设置有放空管路，放空管路上设置有放空阀。三效的加热器中均存在一些空气，空气在该系统中难以被压缩和加热，若不及时排出会影响系统的压力和加热效率，因此需要在三效的加热器上均设置有放空管路，放空管路上设置有放空阀，这样按照规定的时间间隔打开放空阀将三效的加热器中的空气从放空管路上排出。
在另一种技术方案中，三效的强制循环蒸发装置的进料端均设置在其内所装液料的液面以下，这样可以防止脱硫废水在进入各效强制循环蒸发装置时，因温差产生的设备振动。
本发明还提供一种上述煤化工脱硫废水的提盐系统的提盐方法，包括如下步骤：
s1：检查各设备使其处于正常工作状态，打开真空泵10使系统处于工作要求的真空度；
s2：将脱硫废水输送至预热器7中预热升温，达到工艺温度后将其输送到一效强制循环蒸发装置1内进行浓缩得到一效废液，同时将生蒸汽送入至一效加热器4中加热，然后再将加热后的的蒸汽输入至一效强制循环蒸发装置1作为其热源；
s3：从一效强制循环蒸发装置1中产生的二次蒸汽经过汽液分离器11后，进入二效加热器5中加热再送入二效强制循环蒸发装置2中作为其热源，在此过程中将一效废液输送到二效强制循环蒸发装置2内进行浓缩得到二效废液；
s4：从二效强制循环蒸发装置2中产生的二次蒸汽进入到三效加热器6中加热再送入至三效强制循环蒸发装置3中作为其热源，与此同时将二效废液输送到三效强制循环蒸发装置3内浓缩得到结晶液；
s5：将三效强制循环蒸发装置3中产生的二次蒸汽送入至冷凝器9中冷凝，同时将结晶液输送到稠厚器8内，将稠厚器8内的结晶液温度控制在60-72℃，经过稠厚器8养晶后，得到硫铵晶体产品。
在上述技术方案中，在系统正式工作之前，打开真空泵10对系统进行抽真空使得系统处于负压状态，这就为系统在低温下蒸发提盐提供了保证。经过三效强制循环蒸发装置3浓缩的结晶液被输送至稠厚器8中，经过三效的强制循环蒸发装置的浓缩得到的结晶液中含有多种盐类副产品，由于这几种盐类副产品的结晶度以及饱和度有所不同，根据本申请人多次试验和工艺优化发现将稠厚器8中结晶液的工作温度在负压的情况下控制在60-72℃，硫铵盐的纯度可以达到99%，杂质极少、cod含量低于100ppm，且结晶产品晶粒均匀。
在上述技术方案中，生蒸汽的温度不超过120℃，各效强制循环蒸发装置内的料液温度逐级梯度差为10-15℃，真空泵10始终控制系统的真空度为-0.1--0.03mpa，其中负压控制在-0.1—0.05mpa最优。在此真空度和温度下，既可以达到浓缩结晶提盐的目的，又可以达到节能降耗的作业，且较低的温度能进一步地保证了生产的安全。此工艺温度也是目前煤化工脱硫废水处理工艺中开车温度最低的工艺路线，对本技术路线的推广具有重要意义。
在上述技术方案中，每隔0.8-1.5h排空各效加热器内的不凝性气体，在此时间间隔内排放不凝气体最安全且效率最高。
在上述技术方案中，稠厚器8内的结晶液温度控制在65-70℃，在上述温度和真空度的情况下，稠厚器8内的结晶液温度控制在此范围为最优选择。
在上述技术方案中，一效生蒸汽产生的冷凝水被送至预热器7中用于提升脱硫废水的温度，实现热能的进一步回收利用，经换热后再送至回锅炉系统中回收，二效加热器5中的冷凝水被输送到三效加热器6中，再从三效加热器6中输送到冷凝水罐中回收，这样既保证了冷凝水的及时排出也使得冷凝水能够及时的回收利用，且二效加热器5和三效加热器6中的冷凝水较纯净，夹带含有脱硫废水的汽液的量可以忽略不计，因此二者的冷凝水可以一起回收。
尽管本发明的实施方案已公开如上，但其并不仅仅限于说明书和实施方式中所列运用，它完全可以被适用于各种适合本发明的领域，对于熟悉本领域的人员而言，可容易地实现另外的修改，因此在不背离权利要求及等同范围所限定的一般概念下，本发明并不限于特定的细节和这里示出与描述的图例。