申請(qǐng)日2013.10.24

　　公開(公告)日2014.02.12

　　IPC分類號(hào)C02F9/10

　　摘要

　　本發(fā)明涉及酚氨煤氣化污水處理方法，該方法包括4步：單塔注堿汽提脫酸脫氨、沉降過濾、萃取脫酚、萃余相溶劑脫除及閃蒸換熱。酚氨煤氣化污水按比例分冷、熱兩股，分別從汽提塔頂部和中上部進(jìn)入汽提塔中，熱進(jìn)料為汽提塔塔底出來的脫氨、脫酸性氣體后的污水經(jīng)過閃蒸產(chǎn)生的蒸汽直接加熱預(yù)處理污水的流股;汽提塔塔頂出來的為酸性氣體，側(cè)線采出混合氣經(jīng)過三級(jí)分凝得到高濃度的氨氣;側(cè)線以下位置注堿將銨鹽轉(zhuǎn)換為游離氨以除去;脫除氨和酸性氣體的汽提塔釜液經(jīng)過閃蒸降溫后與二異丙醚逆流萃取脫酚，通過溶劑回收塔和水汽提塔回收萃取劑，并得到副產(chǎn)物粗酚。本發(fā)明保證煤氣化污水處理達(dá)標(biāo)的同時(shí)降低了污水處理能耗。

　　權(quán)利要求書

　　1.酚氨煤氣化污水處理方法，其特征在于：該方法包括以下步驟：

　�、賳嗡�汽提脫酸脫氨：自污水泵來的酚氨煤氣化污水分成兩股進(jìn)入帶側(cè)線抽出的汽提塔(1)內(nèi)：一股原料水經(jīng)過降溫冷卻至30~50℃后，作為冷進(jìn)料進(jìn)入汽提塔(1)塔頂?shù)奶盍隙紊喜�，塔頂操作壓力�?.2~0.6MPa，操作溫度為40~80℃;另一股原料水與進(jìn)入閃蒸塔(2)中的脫酸脫氨后的污水閃蒸出來的蒸汽進(jìn)行三次換熱后作為熱進(jìn)料進(jìn)入汽提塔(1)填料段下第一層塔盤;所述原料水冷進(jìn)料與熱進(jìn)料的重量比為0.1~1:1;冷進(jìn)料經(jīng)汽提塔(1)塔頂?shù)奶盍隙挝�收氨氣后與熱進(jìn)料會(huì)合，與汽提塔(1)塔釜內(nèi)的蒸汽進(jìn)行逆流汽提脫酸脫氨，在側(cè)線以下3~15塊塔板位置將重量百分比為30%~50%的NaOH溶液加入到汽提塔(1)內(nèi)，將銨根離子轉(zhuǎn)換為游離氨脫除;加入NaOH溶液的量與污水的質(zhì)量比為2~4：1000;從汽提塔(1)塔頂出來的混合氣體進(jìn)入分凝罐(7)中，酸性氣體從分凝罐(7)頂部排出，液相回到原料罐內(nèi);從側(cè)線抽出的混合氣經(jīng)過三級(jí)分凝得到高濃度氨氣，凝液回原料罐;從塔底出來的脫酸脫氨后的污水進(jìn)入閃蒸塔(2)中進(jìn)行閃蒸降溫，汽提塔塔底壓力為0.35~0.65MPa，溫度為120~170℃;

　�、诔两颠^濾：從汽提塔(1)塔底出來的脫酸脫氨后的污水經(jīng)過閃蒸降溫至40~70℃后進(jìn)入沉降池(17)內(nèi)進(jìn)行沉降，沉降后的上清液進(jìn)入萃取塔(3)中，濃漿經(jīng)過過濾分離后進(jìn)行排渣;

　�、圯腿∶摲樱洪W蒸降溫至40~70℃的脫酸脫氨后的污水經(jīng)沉降過濾除去雜質(zhì)后進(jìn)入萃取塔(3)頂部，與二異丙醚進(jìn)行逆流萃取;二異丙醚與污水的體積之比為1:5~10;萃取塔(3)塔頂出來的萃取相進(jìn)入到溶劑回收塔(4)中，溶劑回收塔(4)塔頂操作壓力0.1~0.2MPa，溫度55~120℃，塔底操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為200~220℃，回流比為0.2~0.6;溶劑回收塔(4)塔頂出來的二異丙醚送至溶劑回收罐(8)中循環(huán)使用，從其塔底采出粗酚;

　�、茌陀嘞嗳軇┟摮�及閃蒸換熱：將萃取塔(3)塔底出來的萃余相與進(jìn)入水閃蒸塔(5)中的脫除二異丙醚后的萃余相閃蒸出來的蒸汽兩次換熱后進(jìn)入水汽提塔(6)中進(jìn)行二異丙醚的汽提脫除，脫除二異丙醚的萃余相經(jīng)過水閃蒸塔(5)閃蒸降溫后送到后續(xù)生化處理系統(tǒng)，從水汽提塔(6)塔頂出來的二異丙醚進(jìn)入溶劑回收罐(8)中，水汽提塔(6)塔頂操作壓力0.1~0.2MPa，溫度60~100℃，塔底操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為100~120℃。

　　2.如權(quán)利要求1所述的酚氨煤氣化污水處理方法，其特征在于：步驟①中所述另一股原料水與進(jìn)入閃蒸塔(2)中的脫酸脫氨后的污水閃蒸出來蒸汽的換熱工藝為：另一股原料水進(jìn)入文丘里噴射器Ⅰ(12)與閃蒸塔(2)三級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽換熱后進(jìn)入閃蒸塔(2)一級(jí)混合段進(jìn)行不凝氣分離，分離出來的不凝氣經(jīng)真空泵排出，一次換熱后的另一股原料水經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅱ(13)與閃蒸塔(2)二級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽再次換熱后進(jìn)入閃蒸塔(2)二級(jí)混合段，再次換熱后的另一股原料水經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅲ(14)與閃蒸塔(2)一級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽又一次換熱后進(jìn)入閃蒸塔(2)三級(jí)混合段中，又一次換熱后的另一股原料水作為熱進(jìn)料經(jīng)離心泵進(jìn)入汽提塔(1)填料段下第一層塔盤;其中一級(jí)閃蒸段操作壓力：0.10~0.25MPa，二級(jí)閃蒸段操作壓力：-0.05~0.1MPa;三級(jí)閃蒸段操作壓力：-0.085~-0.06MPa。

　　3.如權(quán)利要求1所述的酚氨煤氣化污水處理方法，其特征在于：步驟①中所述側(cè)線抽出的混合氣的重量占冷熱原料水總進(jìn)料重量的8~15%;側(cè)線抽出的混合氣經(jīng)過三級(jí)分凝產(chǎn)生氨氣，其中，一級(jí)分凝(18，9)的操作壓力為0.4~0.5MPa，操作溫度為120~150℃;二級(jí)分凝(19，10)的操作壓力為0.35~0.4MPa，操作溫度為70~115℃;三級(jí)分凝(20，11)的操作壓力為0.20~0.35MPa，操作溫度為30~50℃。

　　4.如權(quán)利要求1所述的酚氨煤氣化污水處理方法，其特征在于：步驟④中所述萃取塔(3)塔底出來的萃余相與進(jìn)入水閃蒸塔(5)中的脫除溶劑后的萃余相閃蒸出來的蒸汽的換熱工藝為：從萃取塔(3)塔底出來的萃余相進(jìn)入文丘里噴射器Ⅳ(15)與水閃蒸塔(5)二級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽換熱后進(jìn)入水閃蒸塔(5)一級(jí)混合段進(jìn)行不凝氣分離，分離出來的不凝氣經(jīng)真空泵排出，一次換熱后的萃余相經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅴ(16)中與水閃蒸塔(5)一級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽再次換熱后進(jìn)入水閃蒸塔(5)二級(jí)混合段中，其中，水閃蒸塔(5)的一、二級(jí)閃蒸段的操作壓力分別為：-0.05~0.1MPa、-0.085~-0.06MPa。

　　說明書

　　酚氨煤氣化污水處理方法

　　技術(shù)領(lǐng)域

　　本發(fā)明涉及煤氣化污水處理技術(shù)領(lǐng)域，尤其涉及酚氨煤氣化污水處理方法。

　　背景技術(shù)

　　我國是個(gè)煤炭大國，隨著石油資源的日益短缺，煤制油、煤制氣等煤化工行業(yè)方興未艾，隨之而來的是嚴(yán)重的環(huán)境污染問題。煤氣化過程中產(chǎn)生了大量的高污染污水，其污水來自于煤氣洗滌時(shí)產(chǎn)生的，污水的成分復(fù)雜，其中污染物質(zhì)主要有氨、二氧化碳、單元酚、多元酚、脂肪酸等，還含有少量的硫化氫等污染物，同時(shí)還含有一定量的無機(jī)鹽和粉塵。此類污水如果未經(jīng)處理排放將對(duì)環(huán)境造成巨大的破壞。環(huán)保一票否決制是國家對(duì)環(huán)境保護(hù)力度加大的舉措，因此煤氣化、焦化污水處理是否達(dá)標(biāo)將嚴(yán)重影響我國煤氣化、焦化的發(fā)展進(jìn)程。

　　由于主要污染物都是極性物質(zhì)，并且氨、二氧化碳和硫化氫在水溶液中均為揮發(fā)性的弱電解質(zhì)，污水中的H2S、CO2等酸性氣體會(huì)對(duì)處理過程造成干擾，造成設(shè)備腐蝕、結(jié)垢，而高濃度的氨對(duì)微生物有抑制作用，影響后續(xù)的生化處理。對(duì)該類污水，國內(nèi)外普遍采用化工分離流程與生化處理相結(jié)合的方式來處理。煤氣化污水現(xiàn)有的化工分離流程一般包括脫酸、脫氨、萃取及溶劑回收單元，以除去酸性氣體，回收酚、氨等。污水經(jīng)過閃蒸、沉降等預(yù)處理后除去煤焦油和部分輕油，進(jìn)入脫酸塔以脫除CO2、H2S等酸性氣體，然后進(jìn)入萃取塔萃取脫酚。萃取后的污水再經(jīng)脫氨和溶劑回收進(jìn)入到生化處理工段進(jìn)入到生化處理。

　　目前在煤化工污水處理方面的主要工藝都或多或少的存在以下幾個(gè)方面的問題：1、脫酸工藝不合理，污水中溶解的離子態(tài)的二氧化碳、硫化氫等酸性氣體不能經(jīng)濟(jì)有效的轉(zhuǎn)化為游離態(tài)，酸性氣體的殘存量過高;2、脫氨時(shí)，氨、酚的分離不徹底，致使氨產(chǎn)品中酚和酸性氣體含量高，加大后續(xù)氨精制的負(fù)荷;3、由于污水中含有一定量的懸浮物，致使換熱器等設(shè)備結(jié)垢嚴(yán)重，換熱器換熱效果差，導(dǎo)致污水處理能耗高，且脫氨后進(jìn)行萃取的污水溫度高，仍需要后續(xù)采用冷卻器冷卻處理，消耗大量的循環(huán)冷卻水。因此，煤氣化污水處理裝置雖然能夠?qū)崿F(xiàn)污水達(dá)標(biāo)排放，但是能耗及操作費(fèi)用高，造成生產(chǎn)成本居高不下，企業(yè)無法承受。所以煤氣化污水技術(shù)的發(fā)展已經(jīng)成為煤化工發(fā)展的制約因素之一，如何在保證煤氣化污水處理達(dá)標(biāo)的同時(shí)，降低污水處理能耗是需要迫切解決的問題。

　　發(fā)明內(nèi)容

　　本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是提供一種在保證煤氣化污水處理達(dá)標(biāo)的同時(shí)降低污水處理能耗的酚氨煤氣化污水處理方法。

　　為解決上述問題，本發(fā)明所述的酚氨煤氣化污水處理方法，其特征在于：該方法包括以下步驟：

　　①單塔汽提脫酸脫氨：自污水泵來的酚氨煤氣化污水分成兩股進(jìn)入帶側(cè)線抽出的汽提塔內(nèi)：一股原料水經(jīng)過降溫冷卻至30~50℃后，作為冷進(jìn)料進(jìn)入汽提塔塔頂?shù)奶盍隙紊喜�，塔頂操作壓力�?.2~0.6MPa，操作溫度為40~80℃;另一股原料水與進(jìn)入閃蒸塔中的脫酸脫氨后的污水閃蒸出來的蒸汽進(jìn)行三次換熱后作為熱進(jìn)料進(jìn)入汽提塔填料段下第一層塔盤;所述原料水冷進(jìn)料與熱進(jìn)料的重量比為0.1~1:1;冷進(jìn)料經(jīng)汽提塔塔頂?shù)奶盍隙挝�收氨氣后與熱進(jìn)料會(huì)合，與汽提塔塔釜內(nèi)的蒸汽進(jìn)行逆流汽提脫酸脫氨，在側(cè)線以下3~15塊塔板位置將重量百分比為30%~50%的NaOH溶液加入到汽提塔內(nèi)，將銨根離子轉(zhuǎn)換為游離氨脫除;加入NaOH溶液的量與污水的質(zhì)量比為2~4：1000;從汽提塔塔頂出來的混合氣體進(jìn)入分凝罐中，酸性氣體從分凝罐頂部排出，液相回到原料罐內(nèi);從側(cè)線抽出的混合氣經(jīng)過三級(jí)分凝得到高濃度氨氣，凝液回原料罐;從塔底出來的脫酸脫氨后的污水進(jìn)入閃蒸塔中進(jìn)行閃蒸降溫，汽提塔塔底操作壓力為0.35~0.65MPa，溫度為120~170℃;

　�、诔两颠^濾：從汽提塔塔底出來的脫酸脫氨后的污水經(jīng)過閃蒸降溫至40~70℃后進(jìn)入沉降池內(nèi)進(jìn)行沉降，沉降后的上清液進(jìn)入萃取塔中，濃漿經(jīng)過過濾分離后進(jìn)行排渣;

　�、圯腿∶摲樱洪W蒸降溫至40~70℃的脫酸脫氨后的污水經(jīng)沉降過濾除去雜質(zhì)后進(jìn)入萃取塔頂部，與二異丙醚進(jìn)行逆流萃取;二異丙醚與污水的體積之比為1:5~10;萃取塔塔頂出來的萃取相(主要成分為粗酚和二異丙醚)進(jìn)入到溶劑回收塔中，溶劑回收塔塔頂操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為55~120℃，塔底操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為200~220℃，回流比為0.2~0.6;溶劑回收塔塔頂出來的二異丙醚送至溶劑回收罐中循環(huán)使用，從其塔底采出粗酚;

　　④萃余相溶劑脫除及閃蒸換熱：將萃取塔塔底出來的萃余相(主要成分為水和少量的二異丙醚)與進(jìn)入水閃蒸塔中的脫除二異丙醚后的萃余相閃蒸出來的蒸汽兩次換熱后進(jìn)入水汽提塔中進(jìn)行二異丙醚的汽提脫除，脫除二異丙醚的萃余相經(jīng)過水閃蒸塔閃蒸降溫后送到后續(xù)生化處理系統(tǒng)，從水汽提塔塔頂出來的二異丙醚進(jìn)入溶劑回收罐中，水汽提塔塔頂操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為60~100℃，塔底操作壓力為0.1~0.2MPa，溫度為100~120℃。

　　步驟①中所述另一股原料水與進(jìn)入閃蒸塔中的脫酸脫氨后的污水閃蒸出來蒸汽的換熱工藝為：另一股原料水進(jìn)入文丘里噴射器Ⅰ與閃蒸塔三級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽換熱后進(jìn)入閃蒸塔一級(jí)混合段進(jìn)行不凝氣分離，分離出來的不凝氣經(jīng)真空泵排出，一次換熱后的另一股原料水經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅱ與閃蒸塔二級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽再次換熱后進(jìn)入閃蒸塔二級(jí)混合段，再次換熱后的另一股原料水經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅲ與閃蒸塔一級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽又一次換熱后進(jìn)入閃蒸塔三級(jí)混合段中，又一次換熱后的另一股原料水作為熱進(jìn)料經(jīng)離心泵進(jìn)入汽提塔填料段下第一層塔盤;其中一級(jí)閃蒸段操作壓力：0.10~0.25MPa，二級(jí)閃蒸段操作壓力：-0.05~0.1MPa;三級(jí)閃蒸段操作壓力：-0.085~-0.06MPa。

　　步驟①中所述側(cè)線抽出的混合氣的重量占冷熱原料水總進(jìn)料重量的8~15%;側(cè)線抽出的混合氣經(jīng)過三級(jí)分凝生產(chǎn)氨氣，其中，一級(jí)分凝的操作壓力為0.4~0.5MPa，操作溫度為120~150℃;二級(jí)分凝的操作壓力為0.35~0.4MPa，操作溫度為70~115℃;三級(jí)分凝的操作壓力為0.20~0.35MPa，操作溫度為30~50℃。

　　步驟④中所述萃取塔塔底出來的萃余相與進(jìn)入水閃蒸塔中的脫除二異丙醚后萃余相閃蒸出來的蒸汽的換熱工藝為：從萃取塔塔底出來的萃余相進(jìn)入文丘里噴射器Ⅳ與水閃蒸塔二級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽換熱后進(jìn)入水閃蒸塔一級(jí)混合段進(jìn)行不凝氣分離，分離出來的不凝氣經(jīng)真空泵排出，一次換熱后的萃余相經(jīng)離心泵進(jìn)入文丘里噴射器Ⅴ中與水閃蒸塔一級(jí)閃蒸段閃蒸出來的蒸汽再次換熱后進(jìn)入水閃蒸塔二級(jí)混合段中，其中，水閃蒸塔的一、二級(jí)閃蒸段的操作壓力分別為：-0.05~0.1MPa、-0.085~-0.06MPa。

　　本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有以下優(yōu)點(diǎn)：

　　1、本發(fā)明利用閃蒸技術(shù)，將脫酸脫氨后的污水閃蒸所得蒸汽與酚氨污水直接混合回收熱量，實(shí)現(xiàn)了脫酸脫氨后的污水和酚氨污水的熱量交換，從根本上解決了利用換熱器進(jìn)行能量回收時(shí)存在的結(jié)垢和堵塞問題。

　　2、本發(fā)明利用閃蒸技術(shù)使脫酸脫氨后污水在進(jìn)入萃取塔之前，無需要再次對(duì)污水進(jìn)行冷卻，減少了循環(huán)水的需求量，同時(shí)將熱量通過文丘里噴射器回收加熱酚氨污水，減少了蒸汽的消耗量。

　　3、本發(fā)明將汽提技術(shù)和閃蒸技術(shù)有機(jī)結(jié)合，提高了系統(tǒng)長周期操作的穩(wěn)定性，提高了系統(tǒng)熱效率，降低了蒸汽消耗。

　　4、本發(fā)明利用閃蒸技術(shù)不但使脫酸脫氨后的污水中的熱量和酚氨污水熱量進(jìn)行熱交換，而且經(jīng)過閃蒸后進(jìn)一步降低了脫酸脫氨后的污水中的氨氮及酸性氣體的含量，為污水的達(dá)標(biāo)排放提供了有力保證。