本發(fā)明涉及一種含油煤氣化廢水的處理方法。

背景技術(shù)：

大力發(fā)展煤化工是解決我國(guó)能源問(wèn)題的重要途徑。但是煤化工過(guò)程會(huì)產(chǎn)生大量的工藝廢水，其中含有大量的酚、氨、脂肪酸、油類(lèi)、酸性氣體等污染物，是一種高氨氮、高酚值、高codcr、高色度且很難處理的工業(yè)廢水，必須先采用化工分離流程進(jìn)行處理后才能送生化處理。

目前普遍使用的處理技術(shù)和方法是首先將來(lái)自上游裝置的廢水加熱進(jìn)行汽提脫酸脫氨，然后冷卻后進(jìn)行萃取脫酚，之后將含有溶劑的廢水再次加熱進(jìn)行汽提回收溶劑，最后冷卻后送生化處理，因此在處理廢水的過(guò)程中需要將廢水進(jìn)行多次加熱和多次冷卻，蒸汽耗量和循環(huán)冷卻水耗量都比較大；且從上游裝置來(lái)的煤氣水中含有幾百甚至上千毫克每升的油脂，極易造成塔器和換熱器的堵塞，縮短設(shè)備的運(yùn)行周期，同時(shí)也加大了操作人員的工作強(qiáng)度，迫于無(wú)奈很多工廠為易堵設(shè)備設(shè)置了備用，從而增大了裝置占地和投資；而且由于廢水中含油較多，部分油在脫氨的過(guò)程中與氨一起被汽提出來(lái)，影響了副產(chǎn)品氨的品質(zhì)。

目前使用的萃取劑如異丙醚、mibk等與水的互溶度均較大，其在水中的溶解度分別為0.6wt％和1.7wt％，為了回收這部分溶劑，需要專(zhuān)門(mén)配置一套溶劑回收裝置，使得整個(gè)裝置流程長(zhǎng)、設(shè)備復(fù)雜、能耗高、投資大。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的在于針對(duì)目前煤氣化廢水處理過(guò)程中存在的設(shè)備易堵塞、能耗高、回收的氨的品質(zhì)差的問(wèn)題，提供一種工藝簡(jiǎn)單，能耗低，回收產(chǎn)品純度高的處理含油煤氣化廢水的方法。

本發(fā)明的工藝方法步驟是：

(1)酸性氣飽和工序：含油煤氣化廢水從飽和塔上部進(jìn)入，酸性氣體從飽和塔下部進(jìn)入，酸性氣體在飽和塔內(nèi)對(duì)廢水進(jìn)行酸化從而降低廢水的ph值，酸化后的含油煤氣化廢水從飽和塔底部排出，送入萃取塔上部，未被廢水吸收的酸性氣從飽和塔1頂部進(jìn)入洗滌塔下部，經(jīng)脫氨后的稀酚水洗滌后從洗滌塔頂部出來(lái)送硫回收處理，洗滌塔底部出來(lái)的廢水與含油煤氣化廢水一起進(jìn)入飽和塔中；

(2)溶劑萃取脫酚和油工序：進(jìn)入萃取塔廢水與從萃取塔下部進(jìn)入塔內(nèi)的萃取劑逆流接觸進(jìn)行多級(jí)逆流萃取，從萃取塔底部出來(lái)脫除酚和油后的廢水，從萃取塔上部出來(lái)的富含油和酚的萃取相進(jìn)入萃取物槽；

(3)萃取劑與酚油分離工序：萃取物槽中的富含油和酚的萃取相經(jīng)過(guò)與從酚塔塔釜出來(lái)的酚油和酚塔塔頂出來(lái)的萃取劑分別換熱后進(jìn)入酚塔，在酚塔內(nèi)進(jìn)行萃取劑和酚油的精餾分離，酚塔塔釜出來(lái)的酚油經(jīng)過(guò)換熱后給送至罐區(qū)，酚塔3塔頂蒸餾出來(lái)的萃取劑經(jīng)過(guò)換熱后進(jìn)入溶劑循環(huán)槽，之后溶劑循環(huán)槽中的萃取劑一部分送萃取塔循環(huán)使用，另一部分萃取劑返回到酚塔中；

(4)脫酸及殘留溶劑回收工序：從萃取塔底部出來(lái)脫除酚和油后的廢水一部分作為脫酸塔的冷進(jìn)料從脫酸塔上部進(jìn)入，另一部分經(jīng)過(guò)與從脫氨塔出來(lái)的脫氨后的稀酚水換熱之后作為熱進(jìn)料從脫酸塔中部進(jìn)入，從脫酸塔4頂端出來(lái)的酸性氣和溶解在廢水中的萃取劑的混合氣進(jìn)入冷卻器，之后進(jìn)入酸性氣分液罐進(jìn)行氣-液-液三相分離，酸性氣分液罐分離出的酸性氣體返回飽和塔，上層液相萃取劑返回溶劑循環(huán)槽中，下層液相水溶液返回脫酸塔，為防止碳銨結(jié)晶堵塞換熱管，在冷卻器換熱管內(nèi)噴入脫氨后的稀酚水；

(5)脫氨工序：從脫酸塔4底部出來(lái)的脫酸后廢水從脫氨塔上部進(jìn)入，同時(shí)從脫氨塔上部加入氫氧化鈉溶液，從脫氨塔塔頂出來(lái)的氨水汽進(jìn)入由三個(gè)換熱器和三個(gè)分凝器組成的三級(jí)分凝裝置進(jìn)行濃縮提純，之后分凝液相進(jìn)入氨凝液槽，氨凝液槽中的分凝液大部分返回脫氨塔頂部作為回流；為避免酸性氣在脫氨工序中的積累，小部分分凝液送至脫酸塔，從最后一個(gè)分凝器出來(lái)的富氨氣進(jìn)入后續(xù)氨精制單元制成氨水或者液氨在廠內(nèi)脫硫、脫硝使用或作為產(chǎn)品銷(xiāo)售；從脫氨塔底部出來(lái)的脫氨后的稀酚水一部分送至洗滌塔和冷卻器中，另一部分送至后續(xù)生化處理。

所述步驟(1)中的酸性氣體是二氧化碳。

所述步驟(1)中的飽和塔內(nèi)酸化后的廢水的ph值是6.5-8.5。

所述步驟(1)中的飽和塔為板式塔或者填料塔，飽和溫度為20-60℃，壓力為0.02-0.30mpag，塔板數(shù)為10-20塊。

所述步驟(2)中的萃取劑是甲基異丁基酮。

所述步驟(2)中的萃取塔內(nèi)水相的ph為6.5-8.5，萃取溫度為20-60℃，萃取壓力為0.02-0.40mpag，萃取劑與進(jìn)入萃取塔的廢水的體積比為1:3-10，萃取級(jí)數(shù)為4-8級(jí)。

所述步驟(2)中的萃取塔為轉(zhuǎn)盤(pán)萃取塔或者填料萃取塔或者篩板萃取塔。

所述步驟(3)中的酚塔為板式塔，塔頂溫度為110-170℃，塔釜溫度為200-260℃；壓力為0.02-0.32mpag；回流比為0.15-0.26，塔板數(shù)為15-20塊。

所述步驟(4)中的脫酸塔是將酸性氣與殘留在廢水中的溶劑一起脫除，冷進(jìn)料與熱進(jìn)料的體積比為1:3-6，塔頂溫度為90-110℃，塔釜溫度為135-160℃；壓力為0.25-0.55mpag；塔板數(shù)為22-30塊。

所述步驟(5)中的脫氨塔為板式塔，塔頂溫度為135-160℃，塔釜溫度為145-165℃；壓力為0.30-0.60mpag；塔板數(shù)為25-30塊。

所述步驟(5)中的氨凝液槽中70％-90％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余10％-30％體積的分凝液送至脫酸塔4。

所述步驟(5)中的脫氨塔上部加入質(zhì)量濃度為20-40wt％的氫氧化鈉溶液，加入量為進(jìn)入脫氨塔的廢水質(zhì)量的0.2-1.0wt％。

所述步驟(5)從脫氨塔塔頂出來(lái)的氨水汽進(jìn)入由三個(gè)換熱器和三個(gè)分凝器組成的三級(jí)分凝裝置是氨水汽先進(jìn)入一級(jí)個(gè)換熱器，之后進(jìn)入一級(jí)分凝器，再進(jìn)入二級(jí)個(gè)換熱器，之后進(jìn)入二級(jí)分凝器，最后進(jìn)入三級(jí)個(gè)換熱器，之后進(jìn)入三級(jí)分凝器。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有如下優(yōu)點(diǎn)：

1.可有效回收廢水中的酚類(lèi)，可將酚殘留量降低至400mg/l以下；同時(shí)對(duì)廢水中的油類(lèi)有較好的脫除效果，減輕生化處理的負(fù)擔(dān)；

2.可有效解決目前廢水中的油類(lèi)對(duì)設(shè)備的堵塞問(wèn)題，減少換熱器備用數(shù)量，延長(zhǎng)裝置運(yùn)行周期，節(jié)省投資；

3.可有效避免酚、油對(duì)氨水或液氨品質(zhì)的影響，提高氨水或液氨純度；

4.本發(fā)明方法中廢水只有一次加熱和一次冷卻過(guò)程，可大幅度降低能耗。

附圖說(shuō)明

圖1是本發(fā)明的工藝流程示意圖。

如圖所示：1-飽和塔，2-萃取塔，3-酚塔，4-脫酸塔，5-脫氨塔，6-洗滌塔，7-溶劑循環(huán)槽，8-萃取物槽，9-酸性氣分液罐，10-一級(jí)分凝器，11-二級(jí)分凝器，12-三級(jí)分凝器，13-氨凝液槽，14-冷卻器。

具體實(shí)施方式

實(shí)施例1

(1)酸性氣飽和工序

本實(shí)施例選取固定床碎煤加壓氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為5570mg/l，其中揮發(fā)酚為4475mg/l，總氨為8180mg/l，其中游離氨為6230mg/l，油為1110mg/l，廢水ph值為9.0，進(jìn)入本發(fā)明的飽和塔1頂部，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為45℃，操作壓力為0.10mpag，塔板數(shù)為14，從裝置外來(lái)的二氧化碳和從酸性氣分液罐9來(lái)的含萃取劑的酸性氣體從飽和塔1的底部進(jìn)入塔內(nèi)，二者逆流接觸，溶劑氣和二氧化碳?xì)獗缓蛷U水吸收進(jìn)入廢水中，過(guò)量的酸性氣體從飽和塔1頂部進(jìn)入洗滌塔6中，進(jìn)一步被從脫氨塔5底來(lái)的稀酚水洗滌后送后續(xù)硫回收裝置處理，洗滌塔6底部出來(lái)的廢水進(jìn)入飽和塔1，酸性氣飽和后的含油酚水ph值為7.1，從飽和塔1底部排出，送入萃取塔2中。

(2)溶劑萃取脫酚和油工序

從飽和塔1底部出來(lái)的含油酚水由泵送進(jìn)萃取塔2的上部，萃取劑采用甲基異丁基酮，萃取劑由溶劑循環(huán)槽7被泵送進(jìn)萃取塔2的底部，二者在塔內(nèi)逆流接觸，含油酚水中的酚和油被萃取劑萃取進(jìn)入萃取相中，萃取劑與廢水的體積比為1:5，萃取ph值為7.1，萃取溫度為45℃，萃取壓力為0.30mpa，萃取級(jí)數(shù)為4級(jí)，萃取物從萃取塔2的頂部澄清段流至萃取物貯槽8中，萃余液從萃取塔2底部排出，送入脫酸塔4中。

(3)萃取劑與酚油分離工序

萃取物貯槽8中的萃取物經(jīng)換熱至105℃后進(jìn)入酚塔3上部，酚塔3塔頂壓力為0.01mpa，溫度為113℃，塔底壓力為0.04mpa，溫度為203℃，回流比為0.14，塔板數(shù)為16，塔頂蒸餾出來(lái)的萃取劑經(jīng)換熱器冷卻后返回溶劑循環(huán)槽7，塔底出來(lái)的酚油送至罐區(qū)。

(4)脫酸及殘留溶劑回收工序

從萃取塔2底部出來(lái)脫除酚和油后的廢水一部分作為脫酸塔4的冷進(jìn)料從脫酸塔4上部進(jìn)入，另一部分經(jīng)過(guò)與從脫氨塔5出來(lái)的脫氨后的稀酚水換熱之后作為熱進(jìn)料從脫酸塔4中部進(jìn)入，冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:5，塔頂壓力為0.30mpa，溫度為95℃，塔底壓力為0.32mpa，溫度為142℃，塔板數(shù)為24，酸性氣和甲基異丁基酮的混合氣體從脫酸塔4頂汽提出來(lái)，經(jīng)冷卻器14冷卻至40℃后進(jìn)入酸性氣分液罐9中進(jìn)行氣-液-液三相分離，氣相為含少量溶劑的酸性氣體返回飽和塔1，液相水溶液返回脫酸塔4，液相溶劑返回溶劑循環(huán)槽7。為了防止碳銨結(jié)晶堵塞換熱管，在冷卻器14換熱管內(nèi)噴入脫氨后的稀酚水。

(5)脫氨工序

從脫酸塔4底部出來(lái)的脫酸后的廢水從上部進(jìn)入脫氨塔5內(nèi)，塔頂壓力為0.38mpa，溫度為145℃，塔底壓力為0.40mpa，溫度為152℃，塔板數(shù)為27，從塔頂汽提出的氨水汽進(jìn)入由換熱器和分凝器組成的三級(jí)分凝裝置進(jìn)行濃縮提純，一級(jí)分凝器10的溫度為125℃，壓力為0.34mpa；二級(jí)分凝器11的溫度為85℃，壓力為0.30mpa；三級(jí)分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.26mpa。三級(jí)分凝裝置產(chǎn)生的75％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余25％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。在脫氨塔5上部加入質(zhì)量濃度為20wt％的氫氧化鈉溶液，加入量為進(jìn)入脫氨塔的廢水質(zhì)量的0.7wt％。經(jīng)濃縮提純后的富氨氣進(jìn)入后續(xù)氨精制單元制成氨水或者液氨在廠內(nèi)脫硫、脫硝自用或作為產(chǎn)品銷(xiāo)售；從脫氨塔5底部出來(lái)的脫氨后的稀酚水一部分送至洗滌塔6和冷卻器14中，另一部分送至后續(xù)生化處理，廢水中總酚含量為330mg/l，其中揮發(fā)酚為45mg/l，油含量為30mg/l，總氨含量為78mg/l。

實(shí)施例2

待處理廢水同實(shí)施例1，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用填料塔，操作溫度為53.5℃，操作壓力為0.15mpa，理論塔板數(shù)為20，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為7.5。

步驟(2)中，萃取塔2采用規(guī)整格柵填料，萃取級(jí)數(shù)為5級(jí)，萃取劑與廢水的體積比為1:6，萃取溫度為54℃，萃取壓力為0.15mpa，萃取ph值為7.5。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.15mpa，溫度為144℃，塔底壓力為0.18mpa，溫度為233℃；回流比為0.17，塔板數(shù)為17。

步驟(4)中，脫酸塔4冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:4，塔頂壓力為0.35mpa，溫度為100℃，塔底壓力為0.37mpa，溫度為146℃，塔板數(shù)為25。

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.43mpa，溫度為148℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為156℃，塔板數(shù)為27。一級(jí)分凝器10的溫度為125℃，壓力為0.36mpa；二級(jí)分凝器11的溫度為85℃，壓力為0.32mpa；三級(jí)分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.24mpa。三級(jí)分凝裝置產(chǎn)生的80％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余20％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為25wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.5wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為295mg/l，其中揮發(fā)酚為27mg/l，油含量為30mg/l，總氨含量為89mg/l。

實(shí)施例3

待處理廢水同樣選取固定床碎煤加壓氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為6186mg/l，其中揮發(fā)酚為4840mg/l，總氨為11116mg/l，其中游離氨為10250mg/l，油為258mg/l，廢水ph值為9.4，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為48.8℃，操作壓力為0.20mpa，理論塔板數(shù)為14，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為7.2。

步驟(2)中，萃取塔2采用轉(zhuǎn)盤(pán)萃取塔，萃取理論級(jí)數(shù)為4級(jí)，萃取劑與廢水的體積比為1:7，萃取溫度為50℃，萃取壓力為0.20mpa，萃取ph值為7.2。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.22mpa，溫度為157℃，塔底壓力為0.24mpa，溫度為250℃；回流比為0.24，塔板數(shù)為18。

步驟(4)中，脫酸塔4冷、熱兩股進(jìn)料的體積比為1:3，塔頂壓力為0.40mpa，溫度為102℃，塔底壓力為0.42mpa，溫度為150℃，塔板數(shù)為28。

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.48mpa，溫度為152℃，塔底壓力為0.50mpa，溫度為159℃，塔板數(shù)為30。一級(jí)分凝器10的溫度為130℃，壓力為0.38mpa；二級(jí)分凝器11的溫度為80℃，壓力為0.34mpa；三級(jí)分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.20mpa。三級(jí)分凝裝置產(chǎn)生的90％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余10％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為32wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.4wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為397mg/l，其中揮發(fā)酚為73mg/l，油含量為55mg/l，總氨含量為105mg/l。

實(shí)施例4

待處理廢水選取固定床熔渣氣化產(chǎn)生的含油、酚和氨的廢水，經(jīng)煤氣水分離裝置去除懸浮物、泥塵、焦油及部分輕油后，總酚為5065mg/l，其中揮發(fā)酚為3234mg/l，總氨為25506mg/l，其中游離氨為22420mg/l，油為582mg/l，廢水ph值為9.8，工藝方法步驟同實(shí)施例1，具體工藝條件為：

步驟(1)中，飽和塔1采用板式塔，操作溫度為45℃，操作壓力為0.05mpa，理論塔板數(shù)為16，酸性氣飽和后的含油、酚和氨的廢水ph值為8.0。

步驟(2)中，萃取塔2采用篩板萃取塔，萃取級(jí)數(shù)為6級(jí)，萃取劑與廢水的體積比為1:8，萃取溫度為45℃，萃取壓力為0.10mpa，萃取ph值為8.0。

步驟(3)中，酚塔3塔頂壓力為0.3mpa，溫度為164℃，塔底壓力為0.32mpa，溫度為255℃；回流比為0.26，塔板數(shù)為20。

步驟(4)中，脫酸塔4塔頂壓力為0.33mpag，溫度為99℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為152℃，

步驟(5)中，脫氨塔5塔頂壓力為0.43mpa，溫度為148℃，塔底壓力為0.45mpa，溫度為156℃，塔板數(shù)為30。一級(jí)分凝器10的溫度為128℃，壓力為0.35mpa；二級(jí)分凝器11的溫度為84℃，壓力為0.28mpa；三級(jí)分凝器12的溫度為40℃，壓力為0.15mpa。三級(jí)分凝裝置產(chǎn)生的85％體積流量的分凝液返回脫氨塔5頂部作為回流，其余15％體積的分凝液送至脫酸塔4熱進(jìn)料管線。質(zhì)量濃度為40wt％的氫氧化鈉溶液加入量為進(jìn)入脫氨塔5的廢水質(zhì)量的0.8wt％。處理后送生化處理裝置的廢水中總酚含量為315mg/l，其中揮發(fā)酚為27mg/l，油含量為67mg/l，總氨含量為56mg/l。