废水零排放分盐结晶工艺

热法分盐结晶工艺

高盐废水的热法分盐结晶工艺主要包括直接蒸发结晶工艺、盐硝联产分盐结晶工艺和低温结晶工艺。

1.直接蒸发结晶工艺

当高盐废水中某一种盐含量占比具有较大优势时，可以考虑采用直接蒸发结晶的方式，分离回收该优势盐组分，而其余成分最终以混盐形式结晶析出。直接蒸发结晶工艺的原理如图1 所示。

经过预处理的高盐废水首先通过蒸发器进一步浓缩减量，使优势盐组分接近饱和，之后进入纯盐结晶器( 结晶器Ⅰ) ，提取大部分的氯化钠或硫酸钠。纯盐结晶器的浓缩倍率控制在次优势盐组分接近饱和，纯盐结晶器排出的母液进入混盐结晶器( 结晶器Ⅱ) 获取杂盐。

直接蒸发结晶工艺流程简单，系统控制难度小，但无机盐回收率和杂盐产量对原水无机盐组分特征依赖度高。此外，在蒸发浓缩过程中，废水中的有机物和杂质盐组分被浓缩并残留在母液中，可能导致粗盐产品纯度低、白度差。通过洗盐等方式，可以在一定程度上提高产品盐的纯度和白度。

2.盐硝联产分盐结晶工艺

当废水中不存在占比较大的优势盐组分时，采用直接蒸发结晶工艺最终得到的纯盐回收率较低，杂盐产量大，固废处置费用高。为了解决这一问题，可采用硫酸钠和氯化钠分步结晶的方式，分别在较高温度下结晶得到硫酸钠，在较低温度下结晶得到氯化钠，此工艺称为盐硝联产工艺，其原理如图2所示。

盐硝联产分盐结晶工艺主要利用了氯化钠和硫酸钠的溶解度对温度依赖性的差异。在50～120℃，氯化钠的溶解度随温度升高而增大，硫酸钠则相反，溶解度随温度升高而减小。因此，盐硝联产分盐结晶工艺在较低温度下蒸发结晶( 结晶器I) 得到氯化钠，同时硫酸钠得到浓缩。当硫酸钠接近饱和时，将结晶器Ⅰ排出的母液送入操作温度更高的结晶器Ⅱ，硫酸钠由于溶解度降低而析出，而氯化钠则由于溶解度上升而变为未饱和组分，蒸发水分可使硫酸钠进一步析出，而氯化钠浓度逐渐接近该温度条件下饱和点。部分母液返回结晶器Ⅰ进行氯化钠结晶，如此循环使用，使氯化钠和硫酸钠得到分离。

盐硝联产分盐结晶工艺由于蒸发结晶温度较高，最终得到无水硫酸钠和氯化钠产品。如果原水中的硫酸钠含量高于一定程度，盐硝联产分盐结晶工艺也可能先在高温下结晶得到硫酸钠，再在低温下结晶得到氯化钠。

盐硝联产分盐结晶工艺来源于盐化工行业，在工业上有比较广泛的应用，因而工艺整体上较为成熟。但应用在废水行业，需要考虑有机物等杂质的影响。另外，该工艺由于需要准确地控制硫酸钠和氯化钠在特定温度下的饱和点，因此存在控制难和抗原水组成波动能力差的缺点。在50～120℃的温度区间内，硫酸钠和氯化钠溶解度随温度变化的幅度较小，如温度从60℃增加到100 ℃时，硫酸钠的溶解度从45.3g降低至42.5g，变化率－6.2%，而氯化钠的溶解度则从37.3g增加至39.8g，变化率6.7%。这导致单次升降温操作的结晶量有限，因而需要采用较大的母液回流，一定程度上降低了过程效率。

3.低温结晶工艺

由于硫酸钠在低温段从水溶液中结晶时主要形成十水硫酸钠，因此其溶解度在0～30 ℃范围内对温度的依赖性与高温段完全不同。在这一范围内，其溶解度随温度降低而降低，且幅度极大。比如，30℃时硫酸钠在纯水中的溶解度为40.8g，20℃时迅速降低至19.5g，10℃时至9.1g，0℃时则只有4.9g。另一方面，氯化钠的溶解度在低温段对温度的依赖性与高温段具有一致性。温度从30 ℃降低至0℃，氯化钠的溶解度仅从36.3g降低至35.7g。因此，将含有硫酸钠和氯化钠混合盐的高盐废水在较高温度下浓缩至一定程度，然后迅速降温，可以结晶析出大量的十水硫酸钠( 芒硝) 固体。这就是低温结晶实现分盐的基本原理。由于低温结晶过程只能得到硫酸钠固体，为了得到氯化钠，还需要与高温结晶过程联用，典型的联用工艺如图3 所示。

由于溶解度变化大，采用低温结晶工艺可以实现较高的硫酸钠和氯化钠回收率，同时结晶盐的纯度也较盐硝联产工艺更容易控制，低温结晶过程中有机物对结晶盐白度的影响也更小。由于低温结晶得到的芒硝市场价格较低，运输成本高，因此通常需要加设热溶蒸发结晶单元，得到无水硫酸钠(元明粉) ，以提高产品价值。该工艺的不足之处在于温度变化区间较大，降温升温过程导致能耗更高。

膜法分盐结晶工艺

膜法分盐结晶工艺包括纳滤分盐工艺和单价选择性离子交换膜电渗析分盐工艺( 简称电渗析分盐工艺) 。由于膜过程仅将无机盐分离在两股溶液中，无法使无机盐结晶析出，因此通常要与热法结晶过程联用来实现分盐结晶目的。

纳滤分盐工艺主要利用纳滤膜对二价盐的选择性截留特性，实现一价盐氯化钠和二价盐硫酸钠在液相中的分离，氯化钠主要进入纳滤透过液，硫酸钠则在纳滤浓水中被浓缩。通过对纳滤透过液和浓缩液分别进行结晶处理，最终实现氯化钠和硫酸钠结晶盐的回收。

主要含氯化钠的纳滤透过液一般先通过膜过程或蒸发工艺进行浓缩，之后进入蒸发结晶器，得到高纯度的氯化钠，极少量母液干化得到杂盐。由于二价盐被纳滤膜截留，纳滤透过液中氯化钠相对含量通常高于95%，因此这部分氯化钠结晶盐的回收率较高。纳滤浓水为氯化钠和硫酸钠的混合溶液，各组分的占比与原水组成以及纳滤单元水回收率有关，可据此进一步选择合适的热法分盐工艺对浓水中富集的硫酸钠进行回收。

图4是一种纳滤与低温结晶耦合实现硫酸钠和氯化钠的分离和结晶的分盐结晶工艺流程。经过预处理的高盐废水进入在室温下运行的纳滤系统，纳滤浓水中的硫酸钠被浓缩至7%以上，之后降温至接近0℃后进入低温结晶器，结晶后经固液分离得到十水硫酸钠结晶盐，部分低温结晶器上清液送回纳滤系统进口循环处理。纳滤透过液经高压反渗透或蒸发浓缩器浓缩后进入高温结晶器，结晶得到氯化钠固体。从低温结晶器和高温结晶器排出的母液干化后得到杂盐。

低温结晶处理，且设置了上清液回流纳滤系统的循环回路，有效减轻了有机物对结晶盐色度的影响，同时保证了硫酸钠和氯化钠的纯度和回收率，是一种比较高效的分盐结晶工艺。特别是结晶盐总体回收率的提升直接减少了杂盐固废的产量和处置费用，具有很好的实用价值。同时，由于纳滤系统与低温结晶器的操作温度相差较小，虽然降温过程导致了一定的能耗增加，但不会显著影响过程的经济性。

1.电渗析分盐工艺

电渗析分盐工艺采用包含单价选择性阴离子交换膜和普通阳离子交换膜的电渗析系统实现氯化钠和硫酸钠的分离。电渗析分盐原理如图5 所示。分盐电渗析膜堆内单价选择性阴离子交换膜与普通阳离子交换膜交替布置。在直流电场作用下，原水中的氯离子和钠离子分别透过单价选择性阴离子交换膜和阳离子交换膜进入浓室，得到氯化钠浓缩液。而淡室中的原水由于氯化钠浓度的降低使得硫酸钠的相对含量增加，氯化钠和硫酸钠由此实现分离。

电渗析的分盐效果与纳滤过程类似，均得到一股氯化钠盐水和一股氯化钠与硫酸钠的混合盐水。不同之处在于，电渗析过程得到的氯化钠盐水在分离的同时实现了浓缩，即浓水中氯化钠的含量高于原水中氯化钠的含量; 另一方面由淡室出来的混合盐水中的硫酸钠含量与原水中基本相同，不像纳滤过程那样对硫酸钠实现了浓缩。

电渗析分盐系统的上述不同之处也决定了其与热法结晶的组合应用与纳滤分盐系统有所不同。氯化钠盐水和混合盐水可在分别进一步浓缩后，通过蒸发结晶分别得到氯化钠和硫酸钠结晶盐。电渗析分盐技术由于成本等问题，目前在高盐废水中还未见有工程应用或中试研究的报道。

2.煤化工高盐废水分盐结晶工艺设计案例

某煤化工高盐废水流量为30m3/h，其中氯化钠和硫酸钠的含量分别为14000mg/L 和42000mg/L。该废水中还约含有4000mg/L 的其他无机盐，而其含有的硬度、硅和有机物等通过预处理已经实现大部分去除。下面分别讨论采用热法和膜法分盐结晶工艺路线，针对上述预处理后的高盐废水进行分盐结晶工艺设计。

2.1热法分盐结晶工艺设计

由于该高盐废水中氯化钠和硫酸钠的浓度分别为14000mg/L和42000mg/L，硫酸钠组分显著占优，结合投资等方面的综合考虑，采用直接蒸发结晶技术路线进行工艺设计，这也是该案例实际采用的工艺路线( 图6) 。

由于预处理后的原水中渗透压贡献较大的氯化钠浓度较低，采用高压反渗透先行浓缩减量50%。反渗透浓水以15m3/h的流量进入结晶器I，其运行温度在104～107℃，结晶分离干燥后得到元明粉，产量约为800kg/h。结晶器I 的产水率为88%，排出1.4m3/h的母液，其中氯化钠浓度约为23%。结晶器Ⅰ的母液进入结晶器Ⅱ，其运行温度在82～86℃，结晶干燥后得到杂盐，产量约为1000kg/h。可以看出，整个分盐结晶系统结晶盐的综合回收率约为44.4%。

2.2膜法分盐结晶工艺设计

为了提高分盐结晶工艺的盐回收率，减少杂盐固废的产生量和处置成本，采用纳滤－低温结晶路线对上述预处理后的废水进行了工艺设计，简化的工艺流程与质量平衡图如图7 所示。

经过预处理的原水首先通过纳滤处理实现一价盐和二价盐的分离，得到含氯化钠的纳滤产水和含硫酸钠与氯化钠混合盐的纳滤浓水。其中，纳滤浓水中硫酸钠的含量约为8.5%，通过换热器降温至接近0℃，进入低温结晶器析出芒硝产品，产量约为2560kg/h。固液分离后的上清液中，2.6m3/h 作为母液送入结晶器Ⅱ得到杂盐，其余上清液则回流至纳滤系统循环处理。

合适的纳滤膜对硫酸钠等多价盐的截留率大于98%，因此纳滤产水中氯化钠组分占比很高。加之原水中氯化钠含量较低，因而纳滤产水中氯化钠浓度相对较低，直接进蒸发器浓缩成本较高，因此先通过反渗透进行预浓缩，反渗透单元设计产水率为75%。6.5m3/h 的反渗透浓水通过蒸发器进一步浓缩后，进入结晶器Ⅰ，结晶和固液分离后获得氯化钠结晶盐产品，产量约为350kg/h，极少量母液也送入结晶器Ⅱ得到杂盐，杂盐的总产量约为320kg/h。该分盐结晶系统硫酸钠和氯化钠的综合回收率约为82.2%，较热法分盐工艺有大幅提升。

不同分盐结晶工艺技术经济分析

不同分盐结晶工艺由于在装备和操作条件上均有较大区别，其技术性能、投资和运行成本均存在很大差别。每个项目的原水水质、水量、结晶盐副产品的售价、混盐的处置成本等条件也通常相差甚远。

因此，对不同分盐结晶工艺路线进行技术经济比较是很多实际项目经常遇到的问题。下面以第2.1和2.2节给出的2条工艺路线为例，分别对其进行技术效果比较和经济性分析。

1.结晶工艺效果比较

分盐结晶技术旨在实现工业废水中无机盐组分的资源化，同时减少工业废水零排放处理过程中杂盐的产生与处置成本。以下从结晶盐产品品质和回收率2 个方面对热法和膜法分盐结晶工艺进行比较。

2.结晶盐产品品质

1) 对于初始结晶盐产品，热法分盐结晶工艺获得无水硫酸钠，即元明粉产品，膜法分盐结晶工艺得到十水硫酸钠，即芒硝产品。元明粉产品比芒硝产品的市场价值更高。膜法分盐结晶工艺还得到热法分盐结晶工艺没有实现回收的氯化钠产品。

2) 纯度方面，热法分盐结晶工艺在硫酸钠结晶过程中，由于母液中氯化钠和其他无机盐的浓度较高，难以完全避免其他无机盐与硫酸钠发生共结晶和夹带现象，因而其产品纯度受到影响，某煤化工分盐结晶现场得到的硫酸钠纯度为93%～96%。膜法分盐结晶工艺由于通过低温结晶得到硫酸钠产品，其他无机盐杂质的溶解度要远高于硫酸钠的溶解度，因而得到的芒硝产品的纯度很高，甚至可以达到99%以上。膜法分盐结晶工艺得到氯化钠由于纳滤产水中杂质极少，因此产品纯度很高，可以达到98%～99%。

3) 白度方面，有机物在热法分盐结晶工艺中被富集，且在高温环境下更容易与结晶盐结合，因此热法分盐结晶工艺获得的结晶盐产品可能存在白度低的问题。相较而言，膜法分盐结晶工艺通过低温结晶获得芒硝，白度要明显优于热法分盐结晶工艺。膜法分盐结晶工艺得到的氯化钠由于纳滤对有机物的截留，白度也通常较高。

3.结晶盐产品回收率

热法分盐结晶工艺实现了硫酸钠组分的部分资源化，回收了63.5%的硫酸钠，结晶盐产品综合回收率44.4%。相较于完全得到杂盐的零排放工艺而言，杂盐产量已有大幅降低。但由于原水组成限制了硫酸钠回收率的进一步提高，同时也未能实现氯化钠的回收，因此综合回收率较低。第2.2节所述的膜法分盐结晶工艺将硫酸钠的回收率提高至89.6%，同时回收了83.3%的氯化钠，结晶盐的综合回收率达到82.2%。综合来看，膜法分盐结晶工艺在技术性能上较热法分盐结晶工艺具有较明显的优势。

4.经济性比较

1) 投资估算。针对第2 节描述的煤化工高盐废水案例，基于图6和图7所示的工艺设计，对2种分盐工艺的投资进行了估算，结果见表1。

从表1可以看出，膜法分盐结晶工艺较热法分盐结晶工艺的投资增加了约30%。这主要是因为膜法分盐结晶工艺比热法分盐结晶工艺多出了纳滤单元和氯化钠结晶单元，系统更为复杂。但膜法分盐结晶工艺经过纳滤将原水中的硫酸钠截留分离后，纳滤产水浓度较低，采用成本较低的反渗透膜过程实现了浓缩，降低了氯化钠结晶单元的蒸发量。另外由于膜法分盐结晶工艺的硫酸钠结晶器是一个低温结晶器，没有水的相变发生，传热负荷更小，材质要求更低，因此要较热法分盐结晶工艺硫酸钠结晶器投资低得多。

运行成本估算。一个实际的高盐废水分盐结晶零排放系统的运行成本需要考虑各组成单元的运行成本、杂盐固废的处置成本以及结晶盐产品的收益。由于结晶盐产品的实际收益难以确定，且通常比例较小，笔者暂且忽略。基于此，对图6和图7s所示的2种分盐结晶工艺的运行成本进行了估算，结果见表2。

从表2可以看出，如果不考虑固废处置成本，热法分盐结晶工艺的吨水运行成本为9.7元，膜法分盐结晶工艺的吨水运行成本为19.4元，这主要是因为硫酸钠低温结晶过程消耗了额外的制冷能耗。考虑杂盐固废的处置成本为1000元/t 时，热法和膜法分盐结晶工艺的吨水综合运行成本分别为43.0元和30.1元。膜法分盐结晶工艺由于具有更高的结晶盐产品回收率，大幅减少了固废处置成本，使得总运行成本较热法分盐结晶工艺降低了30%。

综合考虑投资和运行成本，如果用膜法分盐结晶工艺取代热法分盐结晶工艺，投资增加600万元，每年按8000h运行时间计算，节省的运行费用约为310万元，静态投资回收期约为1.9年，此时膜法分盐结晶工艺有一定技术经济优势。如果杂盐固废的处置成本达到3000元/t，那么采用膜法分盐结晶工艺取代热法分盐结晶工艺每年节省的运行费用约为1400万元，静态投资回收期则缩短为0.4年，此时膜法分盐结晶工艺的技术经济优势十分明显。

END