本發(fā)明是一種含鹽廢水的處理方法及用含鹽廢水制備氯化鈉、硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，具體涉及煤化工工藝產(chǎn)生的含鹽廢水進(jìn)行的資源化處理工藝，屬于化工生產(chǎn)廢水的處理技術(shù)領(lǐng)域。

背景技術(shù)：

煤化工企業(yè)排放的廢水主要來(lái)源于生產(chǎn)中凈化、干餾、氣化等環(huán)節(jié)，形成的廢水則主要由有機(jī)廢水和含鹽廢水兩種構(gòu)成。由于廢水中成分復(fù)雜、毒性較高，因此，隨著我國(guó)煤化工產(chǎn)業(yè)的不斷發(fā)展，由廢水排放而引起的環(huán)境污染逐漸引發(fā)人們關(guān)注，特別是含有大量無(wú)機(jī)鹽，如Cl^-、SO₄^2-、Na⁺、NO₃^-等離子的廢水處理，已成為目前煤化工行業(yè)積極探索的重要項(xiàng)目。

現(xiàn)有煤化工企業(yè)對(duì)含鹽廢水的處理通常采用膜分離技術(shù)或熱濃縮技術(shù)等對(duì)富集于廢水中的雜質(zhì)處理后實(shí)現(xiàn)達(dá)標(biāo)排放，然而，隨著近年來(lái)社會(huì)發(fā)展和環(huán)保意識(shí)的提高，人們關(guān)注的煤化工產(chǎn)業(yè)不僅僅停留在廢水的達(dá)標(biāo)排放，而是要求企業(yè)能最大限度的回用廢水，減輕對(duì)環(huán)境的污染，實(shí)現(xiàn)企業(yè)經(jīng)濟(jì)效益與環(huán)境效益的有效調(diào)和。

現(xiàn)有專(zhuān)利文獻(xiàn)CN104628208A（一種含硫酸鈉高鹽廢水零排放及資源化利用的方法，2015.02.12）公開(kāi)了通過(guò)結(jié)晶、分離的方法由高鹽廢水得到芒硝和淡水的過(guò)程，實(shí)現(xiàn)含硫酸鈉高鹽廢水零排放及資源化利用的目的。

現(xiàn)有專(zhuān)利文獻(xiàn)CN105254099A（一種煤化工濃鹽廢水高純度結(jié)晶提鹽工藝，2015.10.22）公開(kāi)了通過(guò)結(jié)晶、增稠、分離、冷凍結(jié)晶的方法由濃鹽廢水得到氯化鈉結(jié)晶鹽的過(guò)程，實(shí)現(xiàn)資源的回收利用，無(wú)需聯(lián)系外排母液和后續(xù)干燥系統(tǒng)，大大降低裝置投資，經(jīng)濟(jì)性好。

由上述公開(kāi)專(zhuān)利文獻(xiàn)我們可以知道，通過(guò)有效技術(shù)手段的處理，是可以將煤化工含鹽廢水對(duì)自然環(huán)境影響降到最低，同時(shí)還能從含鹽廢水中提取得到芒硝、氯化鈉等工業(yè)副產(chǎn)品，但無(wú)論從理論還是實(shí)際角度分析，都不存在完全零排放的工業(yè)企業(yè)，因此，要從整體上提高煤化工含鹽廢水處理問(wèn)題，勢(shì)必需要加強(qiáng)含鹽廢水的多效利用及剩余鹽液的處理和回用。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于提供一種含鹽廢水的處理方法，該方法提出了將含鹽廢水作為補(bǔ)充溶液替代現(xiàn)有煙氣凈化系統(tǒng)的工藝補(bǔ)充水使用，能補(bǔ)充鈉離子，并利用其中的部分鈉堿作為吸收劑與原煙氣反應(yīng)，提高煙氣凈化效率，在此基礎(chǔ)上，該方法還進(jìn)一步提出了將煙氣凈化系統(tǒng)得到的洗滌漿液送入分離系統(tǒng)后，還能得到硫酸銨和碳酸氫鈉，避免廢液排放對(duì)環(huán)境造成的污染，實(shí)現(xiàn)含鹽廢水在煙氣凈化系統(tǒng)中有效利用的同時(shí)，還能產(chǎn)生一定的經(jīng)濟(jì)效益，適宜現(xiàn)代化工業(yè)生產(chǎn)的要求。

本發(fā)明的另一目的在于提供一種用含鹽廢水制備硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，采用復(fù)分解、蒸氨、蒸發(fā)等工藝的操作，可實(shí)現(xiàn)含鹽廢水中碳酸氫鈉、硫酸銨和復(fù)混肥的制取，該工藝過(guò)程中，制取得到的碳酸氫鈉還可回用至煙氣凈化系統(tǒng)作為吸收劑使用，硫酸銨和復(fù)混肥可直接得到產(chǎn)品，實(shí)現(xiàn)含鹽廢水的資源化利用。

本發(fā)明的另一目的在于提供一種用含鹽廢水制備氯化鈉、硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，采用納濾膜、復(fù)分解、蒸氨、蒸發(fā)等工藝的操作，可實(shí)現(xiàn)含鹽廢水中氯化鈉、碳酸氫鈉、硫酸銨和復(fù)混肥的制取，該工藝過(guò)程中，制取得到的碳酸氫鈉還可回用至煙氣凈化系統(tǒng)作為吸收劑使用，氯化鈉、硫酸銨和復(fù)混肥可直接得到產(chǎn)品，實(shí)現(xiàn)含鹽廢水的資源化利用。

本發(fā)明通過(guò)下述技術(shù)方案實(shí)現(xiàn)：

一種含鹽廢水的處理方法，所述含鹽廢水僅通過(guò)步驟一或依次完成步驟一和步驟二進(jìn)行處理，其中，

步驟一：將含鹽廢水除去COD后，作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液；

步驟二：將步驟一得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨。

本發(fā)明方法可僅完成步驟一，即將含鹽廢水除COD后，送入煙氣凈化系統(tǒng)作為補(bǔ)充溶液使用，能替代現(xiàn)有煙氣凈化系統(tǒng)的工藝補(bǔ)充水，一方面能節(jié)約水資源，另一方面能補(bǔ)充鈉離子，同時(shí)利用其中部分的鈉堿對(duì)原煙氣進(jìn)行吸收，提高煙氣凈化系統(tǒng)的處理效率；在步驟一的基礎(chǔ)上，本發(fā)明方法還可進(jìn)行步驟二，即將煙氣凈化系統(tǒng)得到的洗滌廢水進(jìn)行分離處理并獲得碳酸氫鈉、硫酸銨等產(chǎn)品，有利于降低工藝成本，特別是碳酸氫鈉還能回用于煙氣凈化系統(tǒng)作為吸收劑使用，在實(shí)際使用過(guò)程中，含鹽廢水在煙氣凈化系統(tǒng)內(nèi)與原煙氣接觸，通過(guò)原煙氣的熱量進(jìn)行蒸發(fā)濃縮，能大幅節(jié)約后續(xù)分離處理過(guò)程中的蒸汽消耗，且通過(guò)煙氣凈化系統(tǒng)調(diào)節(jié)NaCl、Na₂SO₄的含量，使分離出的溶液純度更高。

所述步驟一中，含鹽廢水來(lái)自包含有NaCl、Na₂SO₄的煤化工廢水；所述洗滌漿液為包含有NaCl、Na₂SO₄的混和鹽溶液。

所述步驟一中，采用臭氧氧化法或電滲析法除去含鹽廢水中的COD。

所述步驟二中，分離系統(tǒng)包括：將洗滌漿液和碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到碳酸氫鈉和母液，母液經(jīng)蒸氨后進(jìn)入蒸發(fā)系統(tǒng)得到硫酸銨。

所述分離系統(tǒng)中：洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，再將濾液和碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器。

將所述碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，或一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供。

所述母液經(jīng)蒸氨后，得到pH值≤7的蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)，制得硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

所述三效蒸發(fā)系統(tǒng)中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115-120℃、操作壓力為0.1-0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為35-45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度95-105℃、操作壓力-10～-20kPa，二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為20-30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65-70℃、蒸發(fā)室操作壓力-85～-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10-15%。

將所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器、三效蒸發(fā)器的蒸發(fā)設(shè)備分別采用單效蒸發(fā)設(shè)備、多效蒸發(fā)設(shè)備或者M(jìn)VR蒸發(fā)設(shè)備中的一種或多種。

所述蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后得到硫酸銨產(chǎn)品，分離母液一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，另一部分經(jīng)干燥后得到復(fù)混肥產(chǎn)品。

一種用含鹽廢水制備硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，將碳酸氫銨和包含有NaCl、Na₂SO₄的含鹽廢水送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到碳酸氫鈉和母液，母液經(jīng)蒸氨后進(jìn)入蒸發(fā)系統(tǒng)得到硫酸銨和復(fù)混肥，將所述碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，或一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供。

所述母液經(jīng)蒸氨后，得到pH值≤7的蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)，制得硫酸銨和復(fù)混肥，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器，

所述三效蒸發(fā)系統(tǒng)中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115-120℃、操作壓力為0.1-0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為35-45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度95-105℃、操作壓力-10～-20 kPa，二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為20-30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65-70℃、蒸發(fā)室操作壓力-85～-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10-15%。

將所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器、三效蒸發(fā)器的蒸發(fā)設(shè)備分別采用單效蒸發(fā)設(shè)備、多效蒸發(fā)設(shè)備或者M(jìn)VR蒸發(fā)設(shè)備中的一種或多種。

所述蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后得到硫酸銨產(chǎn)品，分離母液一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，另一部分經(jīng)干燥后得到復(fù)混肥產(chǎn)品。

一種用含鹽廢水制備氯化鈉、硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，包含有NaCl、Na₂SO₄的含鹽廢水首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，將濾液和碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到碳酸氫鈉和母液，母液經(jīng)蒸氨后進(jìn)入蒸發(fā)系統(tǒng)得到硫酸銨和復(fù)混肥，將所述碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，或一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供。

所述母液經(jīng)蒸氨后，得到pH值≤7的蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)，制得硫酸銨和復(fù)混肥，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器，

所述三效蒸發(fā)系統(tǒng)中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115-120℃、操作壓力為0.1-0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為35-45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度95-105℃、操作壓力-10～-20kPa，二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為20-30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65-70℃、蒸發(fā)室操作壓力-85～-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10-15%。

將所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

所述一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器、三效蒸發(fā)器的蒸發(fā)設(shè)備分別采用單效蒸發(fā)設(shè)備、多效蒸發(fā)設(shè)備或者M(jìn)VR蒸發(fā)設(shè)備中的一種或多種。

所述蒸氨液送入三效蒸發(fā)系統(tǒng)后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后得到硫酸銨產(chǎn)品，分離母液一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，另一部分經(jīng)干燥后得到復(fù)混肥產(chǎn)品。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有以下優(yōu)點(diǎn)及有益效果：

（1）本發(fā)明采用臭氧氧化法或電滲析法除去含鹽廢水中的COD，其目的是排除COD對(duì)后續(xù)結(jié)晶過(guò)程的不良影響及保證副產(chǎn)品的品質(zhì)，實(shí)際操作時(shí)，需將含鹽廢水中COD控制在60mg/L以下，再送至煙氣凈化系統(tǒng)。

（2）本發(fā)明可將含鹽廢水用于煙氣凈化系統(tǒng)，煙氣凈化系統(tǒng)采用濕法凈化工藝，含鹽廢水作為補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，能替代現(xiàn)有煙氣凈化系統(tǒng)的工藝補(bǔ)充水，并具有以下作用：一，節(jié)約水資源；二，補(bǔ)充鈉離子；三，利用其中部分的鈉堿作為吸收劑對(duì)對(duì)原煙氣進(jìn)行吸收。

（3）本發(fā)明工藝中，含鹽廢水經(jīng)煙氣凈化系統(tǒng)后得到洗滌廢水，在煙氣凈化系統(tǒng)中，含鹽廢水與進(jìn)入其中的原煙氣接觸，通過(guò)原煙氣的熱量進(jìn)行蒸發(fā)濃縮，能大幅節(jié)約后續(xù)分離處理過(guò)程中的蒸汽消耗。

（4）本發(fā)明采用復(fù)分解、蒸氨、多效蒸發(fā)的方式對(duì)洗滌漿液或直接對(duì)含鹽廢水進(jìn)行處理，可制備得到碳酸氫鈉、硫酸銨和復(fù)混肥產(chǎn)品，實(shí)現(xiàn)含鹽廢水的有效處理和資源化利用。

（5）本發(fā)明采用納濾膜、復(fù)分解、蒸氨、多效蒸發(fā)的方式對(duì)洗滌漿液或直接對(duì)含鹽廢水進(jìn)行處理，可制備得到氯化鈉、碳酸氫鈉、硫酸銨和復(fù)混肥產(chǎn)品，實(shí)現(xiàn)含鹽廢水的有效處理和資源化利用。

（6）本發(fā)明采用復(fù)分解反應(yīng)器，將硫酸氫銨與洗滌漿液或含鹽廢水進(jìn)行復(fù)分解反應(yīng)，固液分離后，即可得到碳酸氫鈉產(chǎn)品，根據(jù)煙氣凈化系統(tǒng)的要求，可適當(dāng)對(duì)碳酸氫鈉的使用進(jìn)行調(diào)整，例如，將一部分碳酸氫鈉回用至煙氣凈化系統(tǒng)作為吸收劑使用，一部分碳酸氫鈉作為產(chǎn)品外供，具有良好的工業(yè)適用性。

（7）本發(fā)明涉及的蒸氨工序可以采用加硫酸或者蒸氨和加硫酸聯(lián)用取代的方式進(jìn)行，將蒸氨液的pH值控制在7以下，有利于后續(xù)多效蒸發(fā)的順利進(jìn)行，將蒸出的氨和二氧化碳返回復(fù)分解反應(yīng)器重新回收，有利于提高多效蒸發(fā)后硫酸銨產(chǎn)品和復(fù)混肥產(chǎn)品的得率。

（8）本發(fā)明采用三效蒸發(fā)工藝將硫酸鈉、氯化鈉、硫酸銨，氯化銨等混合鹽進(jìn)行了正常分離，控制一效蒸發(fā)器的操作溫度115-120℃、操作壓力0.1-0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量35-45%，二效蒸發(fā)器的操作溫度95-105℃、操作壓力-10～-20 kPa，二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量20-30%，使得在一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器內(nèi)大部份鈉離子因?yàn)樗轁饪s發(fā)生鹽析而被排出，降低進(jìn)入三效蒸發(fā)器的殘余鈉離子，保證在三效蒸發(fā)器內(nèi)發(fā)生鹽析的都是硫酸銨，從而保證了硫酸銨的純度；控制三效蒸發(fā)器的操作溫度65-70℃、蒸發(fā)室操作壓-85～-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量10-15%，即可在一效蒸發(fā)、二效蒸發(fā)的基礎(chǔ)上制得硫酸銨產(chǎn)品和復(fù)混肥產(chǎn)品，硫酸銨產(chǎn)品得率可控制在90-95%。

（9）本發(fā)明在三效蒸發(fā)過(guò)程中，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器內(nèi)因濃縮鹽析而排出的晶漿、三效蒸發(fā)系統(tǒng)后濃縮分離的母液返回至復(fù)分解反應(yīng)結(jié)晶器，繼續(xù)進(jìn)行復(fù)分解反應(yīng)，有利于提高多效蒸發(fā)后硫酸銨產(chǎn)品的得率。

附圖說(shuō)明

圖1為本發(fā)明方法的流程示意圖（一）。

圖2為本發(fā)明方法的流程示意圖（二）。

圖3為本發(fā)明方法的流程示意圖（三）。

圖4為本發(fā)明方法的流程示意圖（四）。

圖5為本發(fā)明方法的流程示意圖（五）。

圖6為本發(fā)明方法的流程示意圖（六）。

圖7為本發(fā)明方法的流程示意圖（七）。

具體實(shí)施方式

下面結(jié)合實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步地詳細(xì)說(shuō)明，但本發(fā)明的實(shí)施方式不限于此。

實(shí)施例1：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有4.16%的NaCl和1.07%的Na₂SO₄。如圖1所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 60mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為6.87%，Na₂SO₄的濃度為19.25%。

本實(shí)施例涉及的煙氣凈化系統(tǒng)適用于燃煤電廠、各類(lèi)工業(yè)或生活中小燃煤鍋爐以及各類(lèi)工業(yè)爐窯的煙氣或尾氣進(jìn)行的煙氣凈化系統(tǒng)，原煙氣也不限于燃煤煙氣、工業(yè)爐窯煙氣等。利用含鹽廢水作為補(bǔ)充溶液能利用其中部分的鈉堿對(duì)原煙氣進(jìn)行吸收，以提高煙氣凈化系統(tǒng)的處理效率。由此得到的洗滌漿液可如現(xiàn)有專(zhuān)利文獻(xiàn)CN104445283A所述制備N(xiāo)a₂SO₄產(chǎn)品和Na₂NO₃產(chǎn)品，由于含鹽廢水在煙氣凈化系統(tǒng)中的使用，還能補(bǔ)充鈉離子，使得分離出的Na₂SO₄產(chǎn)品和Na₂NO₃產(chǎn)品的純度更高。

實(shí)施例2：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有3.32%的NaCl和1.60%的Na₂SO₄。如圖1所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)電滲析法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 55mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為5.63%，Na₂SO₄的濃度為20.50%。

本實(shí)施例涉及的煙氣凈化系統(tǒng)適用于燃煤電廠、各類(lèi)工業(yè)或生活中小燃煤鍋爐以及各類(lèi)工業(yè)爐窯的煙氣或尾氣進(jìn)行的煙氣凈化系統(tǒng)，原煙氣也不限于燃煤煙氣、工業(yè)爐窯煙氣等。利用含鹽廢水作為補(bǔ)充溶液能利用其中部分的鈉堿對(duì)原煙氣進(jìn)行吸收，以提高煙氣凈化系統(tǒng)的處理效率。由此得到的洗滌漿液可如現(xiàn)有專(zhuān)利文獻(xiàn)CN104445287A中碳酸氫鈉單元所述制備碳酸氫鈉產(chǎn)品，由于含鹽廢水在煙氣凈化系統(tǒng)中的使用，還能補(bǔ)充鈉離子，使得分離出的碳酸氫鈉產(chǎn)品的純度更高。

實(shí)施例3：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有3.32%的NaCl和0.75%的Na₂SO₄。如圖2所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 48mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為9.39%，Na₂SO₄的濃度為16.68%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將12.19t/h的洗滌漿液和5.02t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到2.53t/h的碳酸氫鈉和13.84t/h的母液，母液在90℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到復(fù)混肥。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115℃、操作壓力為0.1MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為35%；二效蒸發(fā)器的操作溫度105℃、操作壓力-10kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65℃、蒸發(fā)室操作壓力-85kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10%。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到4.82t/h的硫酸銨產(chǎn)品。

實(shí)施例4：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有4.99%的NaCl和1.12%的Na₂SO₄。如圖2所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)電滲析法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 52mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為12.78，Na₂SO₄的濃度為10.59%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將21.78t/h的洗滌漿液和8.23 t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到4.5t/h的碳酸氫鈉和24.14t/h的母液，母液在85℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到復(fù)混肥。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為120℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度95℃、操作壓力-20kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為20%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為70℃、蒸發(fā)室操作壓力-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為15%。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到7.36t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例5：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有0.05%的NaCl和0.01%的Na₂SO₄。如圖3所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 35mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為1.06%，Na₂SO₄的濃度為25.76%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將7.87t/h的洗滌漿液和2.90t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到2.78t/h的碳酸氫鈉和母液，將碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)；母液在98℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨和復(fù)混肥，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為116℃、操作壓力為0.12MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為40%；二效蒸發(fā)器的操作溫度100℃、操作壓力-15kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為28%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65℃、蒸發(fā)室操作壓力-85kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為12%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到1.53t/h g的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到0.70t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例6：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有7.48%的NaCl和1.17%的Na₂SO₄。如圖3所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)電滲析法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 58mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為10.94%，Na₂SO₄的濃度為12.24%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將39.97t/h的洗滌漿液和12.90t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到12.41t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在95℃下蒸氨后，得到pH值為6.5的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨和復(fù)混肥，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為118℃、操作壓力為0.14MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為42%；二效蒸發(fā)器的操作溫度102℃、操作壓力-12 kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為25%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為66℃、蒸發(fā)室操作壓力-83kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為12%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到3.69t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到5.25t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例7：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有3.32%的NaCl和1.17%的Na₂SO₄。如圖3所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 45mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為11.01%，Na₂SO₄的濃度為13.88%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將10.47t/h的洗滌漿液和3.64t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到3.50t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在80℃下蒸氨后，得到pH值為6的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨和復(fù)混肥，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為118℃、操作壓力為0.11MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度100℃、操作壓力-15 kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為26%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為70℃、蒸發(fā)室操作壓力-85kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到1.10t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到1.45t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例8：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有2.49%的NaCl和1.81%的Na₂SO₄。如圖4所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)電滲析法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 60mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為9.45%，Na₂SO₄的濃度為18.03%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將8.05t/h的濾液和2.60t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到1.42t/h的碳酸氫鈉和9.22t/h的母液，母液在98℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到復(fù)混肥。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度105℃、操作壓力-10kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65℃、蒸發(fā)室操作壓力-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為15%。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到2.50t/h的硫酸銨產(chǎn)品。

實(shí)施例9：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有2.49%的NaCl和0.75%的Na₂SO₄。如圖4所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 56mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為6.48%，Na₂SO₄的濃度為21.37%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將23.80t/h的濾液和8.27t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到4.53t/h的碳酸氫鈉和27.59t/h的母液，母液在89℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到復(fù)混肥。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為120℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為40%；二效蒸發(fā)器的操作溫度102℃、操作壓力-12kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為25%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為68℃、蒸發(fā)室操作壓力-70kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為11%。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到8.02t/h的硫酸銨產(chǎn)品。

實(shí)施例10：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有3.32%的NaCl和0.53%的Na₂SO₄。如圖5所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 55mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為8.36%，Na₂SO₄的濃度為16.52%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將8.57t/h的濾液和2.98t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到2.87t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在90℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為120℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為42%；二效蒸發(fā)器的操作溫度98℃、操作壓力-18kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為69℃、蒸發(fā)室操作壓力-83kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為14%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到1.62t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到0.79t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例11：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有5.46%的NaCl和1.6%的Na₂SO₄。如圖5所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)電滲析法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 52mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為10.19%，Na₂SO₄的濃度為14.13%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將10.76t/h的濾液和3.51t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到3.38t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在87℃下蒸氨后，得到pH值為6的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為116℃、操作壓力為0.12MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為38%；二效蒸發(fā)器的操作溫度101℃、操作壓力-14kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為20%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為66℃、蒸發(fā)室操作壓力-82kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為13%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到1.79t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到1.01t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例12：

本實(shí)施例提出了一種含鹽廢水的處理方法，該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有1.25%的NaCl和1.07%的Na₂SO₄。如圖5所示，包括以下處理過(guò)程：

將所述含鹽廢水通過(guò)臭氧氧化法除去COD后，含鹽廢水中COD的濃度降為 55mg/L，再將其作為煙氣凈化系統(tǒng)的補(bǔ)充溶液送入煙氣凈化系統(tǒng)，與原煙氣反應(yīng)后得到凈化煙氣和洗滌漿液，洗滌漿液中NaCl的濃度為5.45%，Na₂SO₄的濃度為21.4%。

將上述過(guò)程中得到的洗滌漿液送至分離系統(tǒng)，得到碳酸氫鈉和硫酸銨、硝酸銨、氯化銨等。即將洗滌漿液首先通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將11.2t/h的濾液和3.58t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到3.44t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在95℃下蒸氨后，得到pH值為6.5的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為118℃、操作壓力為0.12MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為45%；二效蒸發(fā)器的操作溫度105℃、操作壓力-10 kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為25%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為67℃、蒸發(fā)室操作壓力-80kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為12%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到1.95的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到0.97t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例13：

本實(shí)施例提出了一種用含鹽廢水制備硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝。該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有6.23%的NaCl和1.39%的Na₂SO₄。如圖6所示，包括以下處理過(guò)程：

首先，將經(jīng)過(guò)蒸發(fā)濃縮后9.52t/h的含鹽廢水和3.82t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到3.68t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在87℃下蒸氨后，得到pH值為6的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為116℃、操作壓力為0.11MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為44%；二效蒸發(fā)器的操作溫度98℃、操作壓力-17kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為22%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為68℃、蒸發(fā)室操作壓力-80kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為12%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到2.64t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例14：

本實(shí)施例提出了一種用含鹽廢水制備硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝。該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有4.99%的NaCl和2.13%的Na₂SO₄。如圖6所示，包括以下處理過(guò)程：

首先，將經(jīng)過(guò)蒸發(fā)濃縮后79.00t/h的含鹽廢水和27.55t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到26.49t/h的碳酸氫鈉和母液，將碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)；母液在92℃下蒸氨后，得到pH值為7的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為120℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為39%；二效蒸發(fā)器的操作溫度98℃、操作壓力-17kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為25%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65℃、蒸發(fā)室操作壓力-85kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到19.46t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例15：

本實(shí)施例提出了一種用含鹽廢水制備硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝。該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有8.31%的NaCl和3.20%的Na₂SO₄。如圖7所示，包括以下處理過(guò)程：

首先，將含鹽廢水通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將蒸發(fā)濃縮后18.27t/h的濾液和6.82t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到6.57t/h的碳酸氫鈉和母液，將碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)；母液在88℃下蒸氨后，得到pH值為5的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為118℃、操作壓力為0.12MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為42%；二效蒸發(fā)器的操作溫度104℃、操作壓力-18kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為30%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為70℃、蒸發(fā)室操作壓力-75kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為10%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到3.04t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到2.25t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例16：

本實(shí)施例提出了一種用含鹽廢水制備氯化鈉、硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，。該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有3.74%的NaCl和1.81%的Na₂SO₄。如圖7所示，包括以下處理過(guò)程：

首先，將含鹽廢水通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將蒸發(fā)濃縮后15.20t/h的濾液和5.47t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到5.27t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在90℃下蒸氨后，得到pH值為5.5的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為115℃、操作壓力為0.1MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為38%；二效蒸發(fā)器的操作溫度102℃、操作壓力-13 kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為26%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為65℃、蒸發(fā)室操作壓力-85kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為11%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到2.53t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到1.76t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

實(shí)施例17：

本實(shí)施例提出了一種用含鹽廢水制備氯化鈉、硫酸銨、復(fù)混肥的生產(chǎn)工藝，。該處理方法是對(duì)來(lái)自煤化工廢水中含鹽廢水的處理過(guò)程，所述含鹽廢水包含有

5.82%的NaCl和2.34%的Na₂SO₄。如圖6所示，包括以下處理過(guò)程：

首先，將含鹽廢水通過(guò)納濾膜分離得到氯化鈉溶液和濾液后，氯化鈉溶液經(jīng)蒸發(fā)后制得氯化鈉產(chǎn)品，再將蒸發(fā)濃縮后36.98t/h的濾液和12.95t/h的碳酸氫銨送至復(fù)分解反應(yīng)器，固液分離后得到12.46t/h的碳酸氫鈉和母液，將一部分碳酸氫鈉作為吸收劑送入煙氣凈化系統(tǒng)，另一部分作為碳酸氫鈉產(chǎn)品外供；母液在86℃下蒸氨后，得到pH值為6.2的蒸氨液送入蒸發(fā)系統(tǒng)，即得到硫酸銨，蒸出的氨和二氧化碳返回至復(fù)分解反應(yīng)器。

本實(shí)施例中，蒸發(fā)系統(tǒng)可采用三效蒸發(fā)器，其中，一效蒸發(fā)器的操作溫度為120℃、操作壓力為0.15MPa，一效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為36%；二效蒸發(fā)器的操作溫度105℃、操作壓力-10 kPa, 二效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為22%；三效蒸發(fā)器的操作溫度為68℃、蒸發(fā)室操作壓力-80kPa，三效蒸發(fā)器內(nèi)固含量為12%，同時(shí)，將一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器的蒸發(fā)物料返回至復(fù)分解反應(yīng)器。蒸氨液經(jīng)三效蒸發(fā)器后的濃縮液進(jìn)行固液分離，分離固體干燥后即可得到5.87 t/h的硫酸銨產(chǎn)品；分離母液的一部分返回至復(fù)分解反應(yīng)器，其余經(jīng)干燥后即得到4.21t/h的復(fù)混肥產(chǎn)品。

上述實(shí)施例3-17中，一效蒸發(fā)器、二效蒸發(fā)器、三效蒸發(fā)器的蒸發(fā)設(shè)備任意選擇單效蒸發(fā)設(shè)備、多效蒸發(fā)設(shè)備或者M(jìn)VR蒸發(fā)設(shè)備等設(shè)備中的一種或多種配合使用。

以上所述，僅是本發(fā)明的較佳實(shí)施例，并非對(duì)本發(fā)明做任何形式上的限制，凡是依據(jù)本發(fā)明的技術(shù)實(shí)質(zhì)對(duì)以上實(shí)施例所作的任何簡(jiǎn)單修改、等同變化，均落入本發(fā)明的保護(hù)范圍之內(nèi)。