一种有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法技术

本发明专利技术公开了一种有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法,包高盐废水预处理阶段和MVR蒸发阶段，高盐废水的预处理阶段包括油水分离、芬顿反应、脉冲电凝反应以及澄清分离；MVR蒸发阶段：包括

【技术实现步骤摘要】
一种有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法


[0001]本专利技术属于有机硅生产工艺
，具体涉及一种有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法。

技术介绍

[0002]有机硅是硅产业链中重要的一环，有机硅材料因性能优异、应用广泛。有机硅生产技术路线直接法合成甲基氯硅烷工艺，即采用硅粉和氯甲烷气体在铜催化体系存在下进行反应生产甲基氯硅烷混合单体,经合成得到的混合甲基单体通过精馏分离得到二甲基二氯硅烷及其它各种精单体。二甲基二氯硅烷经水解、裂解制得二甲基硅氧烷低聚物(DMC、D4)，作为进一步加工为各种有机硅聚合产品的基础原料。在上述有机硅生产过程中会产生大量的工业废水，工业废水中主要含有AOX、COD、BOD、SS、硅氧烷等污染物，工业废水具有成分复杂，COD浓度高，含盐量高，重金属成分复杂，毒性大，可生化性差等特点，属于难处理的工业废水之一。在现有的有机硅废水处理技术中，其侧重点主要在于脱除有机硅中的COD、BOD和硅氧烷等成分上，而忽略了有机硅废水中含有大量的盐分，这些盐分如不进行有效处理，不仅会影工业废水的循环利用，会增加后续废水的处理难度，而且会造成盐分资源的浪费，所以，从工业废水中提取氯化钠产品时当前有机硅废水处理行业急需解决的问题之一。目前，在从有机硅废水中提取氯化钠的技术中，大多数的工艺基本都是直接对有机硅废水进行蒸发浓缩，这样的提取工艺存在一定的不足：一是有机硅废水的污染物成分复杂，直接蒸发浓缩其氯化钠的提取率较低，氯化钠的杂质含量高，纯度比较低；二是蒸发浓缩的过程中，工业废水的污染物容易对设备造成结构、堵塞等问题，且蒸发浓缩的过程中不能对饱和蒸汽进行二次利用，其会增加设备的运行能耗，无形中就会增加设备的运行成本。因此，研制开发一种工艺科学合理、运行成本低、既能有效提高产品的提取率和纯度、又能高效净化废水的有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法是客观需要的。

技术实现思路

[0003]为了解决
技术介绍
中存在的问题，本专利技术的目的在于提供一种工艺科学合理、运行成本低、既能有效提高产品的提取率和纯度、又能高效净化废水的有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法。
[0004]本专利技术所述的有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法，其特征在于，包括高盐废水预处理阶段和MVR蒸发阶段，具体如下：一、高盐废水的预处理阶段：先将存储在废水接收池34内的有机硅高盐废水引入分离沉淀池1内，进行油、水、沉淀物的分离后，排出的高盐废水先后进入到芬顿池A2、芬顿池B3、芬顿池C4和芬顿池D5中，然后根据每个芬顿池内高盐废水的COD含量，在对应的芬顿池内加入不同添加量的芬顿调节剂，当芬顿池A2内的高盐废水芬顿反应完全后，芬顿池A5内的高盐废水先送入隔膜压滤机6内进行压滤，接着芬顿池B3)、芬顿池C4和芬顿池D5内芬顿反应完全后的高盐废水也先后进入到隔膜压滤机6内,经过隔膜压滤机6压滤得到污泥送
入焚烧单元，压滤得到的高盐废水一部分返回废水接收池34，一部分进入集水池7内，之后在集水池7内加入盐酸，调节高盐废水的PH值为3～5，再将高盐废水引入脉冲电凝设备8，经过脉冲电凝电化学反应后高盐废水进入到过渡池9内，再在过渡池9内加入PAC药剂，PAC药剂包括质量百分比含量为10～60％的固体氧化铝和40～90％的盐基度，PAC药剂的添加量为150～180L/h，阴离子型PAM与高盐废水充分混合后，再在过渡池9的出口管道处加入阴离子型PAM，并通过水泵的输送使阴离子型PAM和高盐废水充分混合至澄清滤器10内，阴离子型PAM包括质量百分比含量为固体的聚丙烯酰胺88～95％和丙烯酰胺单体5～12％，阴离子型PAM的进料量为150～180L/h，高盐废水在澄清滤器10内反应并进行泥水分离，分离后的污泥进入焚烧单元，澄清后的高盐废水进入MVR蒸发阶段；二、MVR蒸发阶段：
①
预热:将澄清后的高盐废水利用MVR进料泵送入到不凝气预热器11和冷凝水预热器12内加热至60～70℃；
②
一级蒸发浓缩：将经步骤
①
预热后的高盐废水引入到一效MVR降膜分离器15中，当高盐废水达到一效MVR降膜分离器15规定的液位高度时，控制一效MVR降膜分离器15内高盐废水的液位高度，并将一效MVR降膜分离器15内的高盐废水由降膜循环泵14送至一效降膜加热器13顶部，通过一效降膜加热器13的布膜器以膜状分布到换热管内，接着通过蒸汽输入管33向一效降膜加热器13的壳程内通入饱和蒸汽，高盐废水在换热管内凭借引力流下管腔时被换热管外的饱和蒸汽加热到97～98℃，饱和蒸汽的进口温度为150～153℃，饱和蒸汽的进口压力为0.45～0.5MPa，饱和蒸汽的进料量为20000～20050kg/h，高盐废水的进料量控制在21050～21100kg/h，加热升温后的高盐废水再次进入到一效MVR降膜分离器15分离蒸发，一效MVR降膜分离器15分离蒸发产生的气液混合物进入到1#蒸汽分离器27中进行气液分离，1#蒸汽分离器27分离产生二次一级蒸汽，二次一级蒸汽的出料量为11000～11100kg/h，排出的二次一级蒸汽进入到1#蒸汽压缩机16压缩升温，1#蒸汽压缩机16的二次一级蒸汽的进口压力控制在
‑
32～
‑
30KPa，出口压力控制在
‑
12～
‑
10KPa，进口温度控制在95～96℃，出口温度控制在103～104℃，1#蒸汽分离器27分离产生的一次冷凝液则返回到一效MVR降膜分离器15内继续循环浓缩，而从一效MVR降膜分离器15分离蒸发产生的浓缩盐水则进入到二次蒸发浓缩工序；
③
二级蒸发浓缩：将步骤
②
分离得到的浓缩盐水由转料泵17先引入到二效MVR强制循环结晶器19内的下部，再引入到循环管洗盐器30内，当浓缩盐水注满循环管洗盐器30且二效MVR强制循环结晶器19内的浓缩盐水液位达到规定的液位高度时，二效MVR强制循环结晶器19内的浓缩盐水溢流到二效强制循环蒸发器18，此时，转料泵17停止向二效MVR强制循环结晶器19内输送浓缩盐水，接着开启强制循环泵31，强制循环泵31再将浓缩盐水引入到二效强制循环蒸发器18内的管程内，浓缩盐水的进料量控制在10050～10100kg/h，接着向二效强制循环蒸发器18的壳程内通入经1#蒸汽压缩机16压缩升温后的二次一级蒸汽，二次一级蒸汽的进料量为9000～9100kg/h，利用二次一级蒸汽对二效强制循环蒸发器18内的浓缩盐水加热至94～95℃，加热后的浓缩盐水再次引入到二效强制循环结晶器19内的上部进行浓缩结晶，浓缩结晶的过程中，从二效强制循环结晶器19顶部排出的气液混合物进入到2#二蒸汽分离器28中进行气液分离，2#二蒸汽分离器28分离得到的二次二级蒸汽进入到2#蒸汽压缩机20内升温压缩后再进入到1#蒸汽压缩机16与二次一级蒸汽一起进行压缩升
温，2#蒸汽压缩机20的二次二级蒸汽的进口压力控制在
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42～
‑
38KPa，出口压力控制在
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【技术保护点】

【技术特征摘要】
1.一种有机硅高盐废水中提纯副产品氯化钠的方法，其特征在于，包括高盐废水预处理阶段和MVR蒸发阶段，具体如下：高盐废水的预处理阶段：先将存储在废水接收池（34）内的有机硅高盐废水引入分离沉淀池（1）内，进行油、水、沉淀物的分离后，排出的高盐废水先后进入到芬顿池A（2）、芬顿池B（3）、芬顿池C（4）和芬顿池D（5）中，然后根据每个芬顿池内高盐废水的COD含量，在对应的芬顿池内加入不同添加量的芬顿调节剂，当芬顿池A（2）内的高盐废水芬顿反应完全后，芬顿池A（5）内的高盐废水先送入隔膜压滤机（6）内进行压滤，接着芬顿池B（3）、芬顿池C（4）和芬顿池D（5）内芬顿反应完全后的高盐废水也先后进入到隔膜压滤机（6）内,经过隔膜压滤机（6）压滤得到污泥送入焚烧单元，压滤得到的高盐废水一部分返回废水接收池（34），一部分进入集水池（7）内，之后在集水池（7）内加入盐酸，调节高盐废水的PH值为3～5，再将高盐废水引入脉冲电凝设备（8），经过脉冲电凝电化学反应后高盐废水进入到过渡池（9）内，再在过渡池（9）内加入PAC药剂，PAC药剂包括质量百分比含量为10～60%的固体氧化铝和40～90%的盐基度，PAC药剂的添加量为150～180L/h，阴离子型PAM与高盐废水充分混合后，再在过渡池（9）的出口管道处加入阴离子型PAM，并通过水泵的输送使阴离子型PAM和高盐废水充分混合至澄清滤器（10）内，阴离子型PAM包括质量百分比含量为固体的聚丙烯酰胺88～95%和丙烯酰胺单体5～12%，阴离子型PAM的进料量为150～180L/h，高盐废水在澄清滤器（10）内反应并进行泥水分离，分离后的污泥进入焚烧单元，澄清后的高盐废水进入MVR蒸发阶段；MVR蒸发阶段：
①
预热:将澄清后的高盐废水利用MVR进料泵送入到不凝气预热器（11）和冷凝水预热器（12）内加热至60～70℃；
②
一级蒸发浓缩：将经步骤
①
预热后的高盐废水引入到一效MVR降膜分离器（15）中，当高盐废水达到一效MVR降膜分离器（15）规定的液位高度时，控制一效MVR降膜分离器（15）内高盐废水的液位高度，并将一效MVR降膜分离器（15）内的高盐废水由降膜循环泵（14）送至一效降膜加热器（13）顶部，通过一效降膜加热器（13）的布膜器以膜状分布到换热管内，接着通过蒸汽输入管（33）向一效降膜加热器（13）的壳程内通入饱和蒸汽，高盐废水在换热管内凭借引力流下管腔时被换热管外的饱和蒸汽加热到97～98℃，饱和蒸汽的进口温度为150～153℃，饱和蒸汽的进口压力为0.45～0.5MPa，饱和蒸汽的进料量为20000～20050kg/h，高盐废水的进料量控制在21050～21100kg/h，加热升温后的高盐废水再次进入到一效MVR降膜分离器（15）分离蒸发，一效MVR降膜分离器（15）分离蒸发产生的气液混合物进入到1#蒸汽分离器（27）中进行气液分离，1#蒸汽分离器（27）分离产生二次一级蒸汽，二次一级蒸汽的出料量为11000～11100kg/h，排出的二次一级蒸汽进入到1#蒸汽压缩机（16）压缩升温，1#蒸汽压缩机（16）的二次一级蒸汽的进口压力控制在
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30KPa，出口压力控制在
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10KPa，进口温度控制在95～96℃，出口温度控制在103～104℃，1#蒸汽分离器（27）分离产生的一次冷凝液则返回到一效MVR降膜分离器（15）内继续循环浓缩，而从一效MVR降膜分离器（15）分离蒸发产生的浓缩盐水则进入到二次蒸发浓缩工序；
③
二级蒸发浓缩：将步骤
②
分离得到的浓缩盐水由转料泵（17）先引入到二效MVR强制循环结晶器（19）内的下部，再引入到循环管洗盐器（30）内，当浓缩盐水注满循环管洗盐器（30）且二效MVR强制循环结晶器（19）内的浓缩盐水液位达到规定的液位高度时，二效MVR强
制循环结晶器（19）内的浓缩盐水溢流到二效强制循环蒸发器（18），此时，转料泵（17）停止向二效MVR强制循环结晶器（19）内输送浓缩盐水，接着开启强制循环泵（31），强制循环泵（31）再将浓缩盐水引入到二效强制循环蒸发器（18）内的管程内，浓缩盐水的进料量控制在10050～10100kg/h，接着向二效强制循环蒸发器（18）的壳程内通入经1#蒸汽压缩机（16）压缩升温后的二次一级蒸汽，二次一级蒸汽的进料量为9000～9100kg/h，利用二次一级蒸汽对二效强制循环蒸发器（18）内的浓缩盐水加热至94～95℃，加热后的浓缩盐水再次引入到二效强制循环结晶器（19）内的上部进行浓缩结晶，浓缩结晶的过程中，从二效强制循环结晶器（19）顶部排出的气液混合物进入到2#二蒸汽分离器（28）中进行气液分离，2#二蒸汽分离器（28）分离得到的二次二级蒸汽进入到2#蒸汽压缩机（20）内升温压缩后再进入到1#蒸汽压缩机（16）与二次一...

【专利技术属性】
技术研发人员：丁丙恒，张兵，彭飞，敖艳波，梁景坤，晏廷飞，赵文成，王治荣，尹兵，杨树云，李加旺，何娇，
申请(专利权)人：云南能投硅材科技发展有限公司，
类型：发明
国别省市：