CN106698785A - 煤气化废水酚氨回收工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及废水处理技术领域，具体涉及煤气化废水酚氨回收工艺。步骤为将进料废水分为冷进料和热进料分别从塔顶和塔中上部进入酸水汽提塔，塔顶压力设为0.9～1.2MPa，塔顶温度为50～80℃，塔釜压力设为0.92～1.25MPa，塔釜温度在178～188℃，塔顶采出酸性气体，侧线采出氨水汽；氨水汽依次用作酚塔和溶剂汽提塔再沸器的热源，然后进入三级分凝***浓缩成粗氨气；酸水汽提塔的釜液进入萃取装置进行脱酚，萃取相进入酚塔，利用精馏分离萃取剂和粗酚；萃余相进入溶剂汽提塔，将废水中溶解的萃取剂汽提出来并返回萃取塔。采用本发明的工艺可以大幅度节约蒸汽的消耗，并且能保证较优的处理效果。
Description
技术领域
本发明涉及废水处理技术领域，具体涉及煤气化废水酚氨回收工艺。
背景技术
煤气化是煤化工和燃用煤气生产的关键环节之一，其中Lurgi加压气化炉、碎煤加压气化炉、云煤炉、BGL气化炉等技术在转化低阶煤上得到了广泛应用。由于转化工艺和原料的不同，每转化一吨煤，会产生含酚废水量0.2-1.2吨。该废水主要成分有酚、氨、二氧化碳、硫化氢等，属于高浓度难降解有机工业废水。其中，酸性气体和氨类、酚类物质影响生化处理过程，必须要脱除和回收后才能进入后续的处理装置或者回用。
本申请发明人曾经于2006年提出了一种单塔加压汽提处理煤气化废水的方法，申请号为200610036072.7，该方法包含脱酸脱氨、萃取和溶剂回收等环节。利用该方法可以将废水中上述几类污染物脱除或回收为副产品。但该方法的能耗较高，按该流程的工艺配置，处理一吨水，一般需要蒸汽300-340公斤。发明人后续对脱酸脱氨段进行节能优化，比如采用双效技术(申请号2011101633582)，吨水蒸汽可节约蒸汽消耗60公斤左右；还有针对有些气化炉副产低压蒸汽较多、全厂低压蒸汽严重富余的项目，发明人提出了两种节约高温位蒸汽的脱酸脱氨流程(申请号为201310427542.2和201310427543.7)，用低压蒸汽代替部分中压蒸汽。以上技术方案都可以优化企业的经济效益，但对于低压蒸汽不富余的企业来讲，如能进一步节约蒸汽消耗，可以进一步增加企业效益。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术存在的上述煤气化废水酚氨回收工艺中蒸汽消耗量大的缺陷，提供一种节能型的煤气化废水酚氨回收工艺，可以大幅度节约蒸汽的消耗，并且能保证较优的处理效果。
本发明是采用以下的技术方案实现的：
一种煤气化废水酚氨回收工艺，将进料废水分为冷进料和热进料分别从塔顶和塔中上部进入酸水汽提塔，塔顶压力设为0.9～1.2MPa，塔顶温度为50～80℃，塔釜压力设为0.92～1.25MPa，塔釜温度在178～188℃，塔顶采出酸性气体，侧线采出氨水汽；氨水汽依次用作酚塔和溶剂汽提塔再沸器的热源，然后进入三级分凝***浓缩成粗氨气；酸水汽提塔的釜液进入萃取装置进行脱酚，萃取相进入酚塔，利用精馏分离萃取剂和粗酚；萃余相进入溶剂汽提塔，将废水中溶解的萃取剂汽提出来并返回萃取塔。
上述技术方案，进一步地，酸水汽提塔冷、热进料体积比为1:6～1:3，塔顶冷进料温度为30～50℃，热进料经换热后为135～175℃。
上述技术方案，进一步地，侧线采出率为9～15％，采出氨水汽的温度为165～184℃。
上述技术方案，进一步地，采出的氨水汽先与酚塔釜液换热，使部分釜液汽化，自身温度降至160～170℃后，再与溶剂汽提塔釜液换热后进入三级分凝***。
上述技术方案，进一步地，三级分凝***包括：一级分凝器，操作压力为0.9～1.15MPa，操作温度为110～150℃；二级分凝器，操作压力为0.3～1.0MPa，操作温度为70～120℃；三级分凝器，操作压力为0.25～0.95MPa，操作温度为35～70℃，提纯至氨气含量大于98％送入后续的氨净化装置。
上述技术方案，进一步地，酚的萃取温度为30～80℃，萃取装置的理论级数为2～5个理论级，废水与萃取剂的体积比为(3～10):1。
上述技术方案，进一步地，所述萃取装置为萃取塔或者多级混合澄清器。
上述技术方案，进一步地，萃取剂为二异丙醚、甲基异丁基甲酮、醋酸丁酯或甲基戊烯酮。
上述技术方案，进一步地，酚塔采取减压操作，操作压力设为0.01～0.06MPa，其理论级数在15-35级，回流比0.08～0.3，酚塔的塔釜温度在140～170℃，分离后的萃取剂循环利用，粗酚作为副产品。
上述技术方案，进一步地，溶剂汽提塔将萃余相中溶解或夹带的萃取剂回收，操作压力为常压，其理论级数为8～20级，塔釜温度为95～110℃。
本发明公开的煤气化废水酚氨回收工艺，酚塔的操作压力降低，塔釜温度由原来常用工艺的195～210℃降低至140～170℃；同时在不影响废水处理效果的前提下，将酸水汽提塔操作压力提高，从而升高了侧线抽出氨水汽的温度，使其具备了作为酚塔塔底热源的条件；并且后续热源仍可满足溶剂汽提塔再沸器要求，从而节约了酚塔和水塔的蒸汽，使整个废水处理工艺的蒸汽用量大幅度减少，吨水蒸汽用量可以降低90～120公斤，减少了费用投资。
原工艺加压汽提塔采用1.5Mpa的中压蒸汽作热源，酚塔采用2.5Mpa的中压蒸汽作热源，溶剂汽提塔采用0.6Mpa的底压蒸汽作热源。本发明申请中，只在酸水汽提塔处采用了1.5～2.0Mpa的中压蒸汽作热源，不再需要0.6Mpa和2.5Mpa的蒸汽，蒸汽种类由三种变成了一种，管线简化。
经过处理后的废水硫化氢和二氧化碳的残留量低于50mg/L，含氨量低于100mg/L，总酚含量低于400mg/L，萃取剂含量低于5mg/L，符合规定标准。
附图说明
图1是实施例1的工艺流程示意图。
图中编号说明如下：1、沉降罐，2、酸水汽提塔，3、一级分凝器，4、二级分凝器，5、三级分凝器，6、萃取塔，7、萃取剂循环槽，8、溶剂汽提塔，9、油水分离器，10、精馏酚塔，11、冷进料废水，12、热进料废水，13、侧线采出氨水汽，14、粗氨气，15、脱酸脱氨后废水，16、萃取剂，17、萃取相，18、萃余相，19、循环回收溶剂，20、新鲜萃取剂，21、处理后废水，22、产品粗酚。
具体实施方式
为了能够更加清楚地理解本发明的上述目的、特征和优点，下面结合附图及实施例对本发明做进一步说明。需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请的实施例及实施例中的特征可以相互组合。
在下面的描述中阐述了很多具体细节以便于充分理解本发明，但是，本发明还可以采用不同于在此描述的其他方式来实施，因此，本发明并不限于下面公开的具体实施例。
实施例
某企业采取鲁奇气化工艺生产煤制天然气，生产中排出的废水，流量为100吨/小时，含氨9000mg/L，二氧化碳4500mg/L，硫化氢600mg/L，总酚含量6800mg/L。按本发明方法，采取如下步骤进行处理：
将生产中排除的煤气化废水先入沉降罐中，将固体颗粒沉降，上层废水泵入带侧线抽出的酸水汽提塔中同时进行脱酸脱氨。该汽提塔塔板数为68块。废水分为冷、热两股，分别进入酸水汽提塔，冷、热进料体积比为1:4，塔顶冷进料温度为40℃，热进料经换热后为163℃。冷进料从塔顶加入，热进料从塔中上部加入。塔顶汽提采出的酸性气进入焚烧装置或者放空；塔釜液为处理后脱氨脱酸废水，其中硫化氢和二氧化碳的残留量均低于50mg/L，含氨量低于100mg/L，可进入后续萃取脱酚工段；在酸水汽提塔的中部左右的侧线位置采出氨水汽进入三级分凝***浓缩成粗氨气。
在废水处理过程中，为了节约蒸汽消耗，将酸水汽提塔侧线采出的氨水汽用作酚塔和溶剂汽提塔再沸器的热源。因而提高了酸水汽提塔的操作压力，并把酚塔设定为减压状态下进行精馏。汽提塔塔顶压力设为1MPa，塔顶温度为60℃，塔釜压力设为1.05MPa，塔釜温度在180℃。侧线采出的采出率为11.2％，采出氨水汽的温度为169℃。采出的氨水汽先与酚塔釜液换热，使部分釜液汽化，自身温度降至164℃后，再与溶剂汽提塔釜液换热后冷凝提纯，得到粗氨气。
采用三级分凝***进行氨水汽的提纯。换热后的氨水汽先进入一级分凝器，一级分凝器的操作压力为0.93MPa，操作温度为149℃，然后进入二级分凝器，二级分凝器的操作压力为0.9MPa，操作温度为119℃，最后进入三级分凝器，三级分凝器的操作压力为0.87MPa，操作温度为64℃。从三级分凝器中提纯的粗氨气中氨气含量大于98.5％。粗氨气产品可以送入后续的氨净化装置，进行进一步纯化。分凝器中的液体回流经进料管进入酸水汽提塔。
经过酸水汽提塔脱氨脱酸后的废水作为釜液进入萃取装置进行脱酚，萃取相进入酚塔，利用精馏分离萃取剂和粗酚；萃余相进入溶剂汽提塔，将废水中溶解的萃取剂汽提出来并返回萃取塔。
萃取装置可以采用萃取塔或者多级混合澄清器，本实施例中采用萃取塔。酸水汽提釜液经冷却后进入萃取塔，与萃取剂接触完成萃取。萃取温度为40℃，萃取塔的理论级数为4个理论级，釜液与萃取剂的体积比为6:1。
萃取后的含酚的萃取相进入酚塔，精馏分离萃取剂和粗酚。为节约蒸汽，酚塔利用酸水汽提塔侧线采出的氨水汽作再沸器热源。酚塔采取减压操作，操作压力设为0.025MPa，其理论级数在20级，回流比0.12，精馏酚塔的塔釜温度在150℃。分离后的萃取剂经萃取剂循环槽进入萃取塔中循环利用，同时粗酚作为副产品。
根据需要，通过萃取剂循环槽可向萃取塔中补充新型萃取剂。
萃余相进入溶剂汽提塔，将废水中溶解或夹带的萃取剂汽提出来。溶剂汽提塔的操作压力为常压，其理论级数为14级，塔釜温度为101℃。分离出的萃取剂与酚塔塔顶馏出的萃取剂一并进入萃取塔循环利用。
萃取剂可以选用二异丙醚、甲基异丁基甲酮、醋酸丁酯或甲基戊烯酮等。
经过处理后的废水硫化氢和二氧化碳的残留量低于50mg/L，含氨量低于100mg/L，总酚含量低于300mg/L，萃取剂含量低于5mg/L，符合规定标准。
与现有的煤气化废水酚氨回收工艺相比，采用本发明的工艺，
(1)酚塔操作压力降低，塔釜温度由原来常用工艺的196℃降低至150℃；
(2)整个废水处理工艺的蒸汽用量大幅度减少，吨水蒸汽用量可以降低大于90公斤；
(3)蒸汽热源种类减少，只需要单一种类的蒸汽热源，原工艺加压汽提塔采用1.5Mpa的中压蒸汽作热源，精馏酚塔采用2.5Mpa的中压蒸汽作热源，溶剂汽提塔采用0.6Mpa的底压蒸汽作热源，本发明只在酸水汽提塔处采用了1.5～2.0Mpa的中压蒸汽作热源，不再需要0.6Mpa和2.5Mpa的蒸汽，蒸汽种类由三种变成了一种，管线可以简化。
以上所述的实施例仅是对本发明的优选实施方式进行描述，并非对本发明的范围进行限定，在不脱离本发明设计精神的前提下，本领域普通技术人员对本发明的技术方案作出的各种变形和改进，均应落入本发明权利要求书确定的保护范围内。
Claims (10)
1.一种煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，将进料废水分为冷进料和热进料分别从塔顶和塔中上部进入酸水汽提塔，塔顶压力设为0.9～1.2MPa，塔顶温度为50～80℃，塔釜压力设为0.92～1.25MPa，塔釜温度在178～188℃，塔顶采出酸性气体，侧线采出氨水汽；氨水汽依次用作酚塔和溶剂汽提塔再沸器的热源，然后进入三级分凝***浓缩成粗氨气；经酸水汽提塔脱氨脱酸后废水进入萃取装置进行脱酚，萃取相进入酚塔，利用精馏分离萃取剂和粗酚，萃余相进入溶剂汽提塔，将废水中溶解的萃取剂汽提出来循环利用。
2.根据权利要求1所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，酸水汽提塔冷、热进料体积比为1:6～1:3，塔顶冷进料温度为30～50℃，热进料经换热后为135～175℃。
3.根据权利要求2所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，酸水汽提塔侧线采出率为9～15％，采出氨水汽的温度为165～184℃。
4.根据权利要求3所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，采出的氨水汽先与酚塔釜液换热，使部分釜液汽化，自身温度降至160～170℃后，再与溶剂汽提塔釜液换热后进入三级分凝***。
5.根据权利要求4所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，三级分凝***包括：一级分凝器，操作压力为0.9～1.15MPa，操作温度为110～150℃；二级分凝器，操作压力为0.3～1.0MPa，操作温度为70～120℃；三级分凝器，操作压力为0.25～0.95MPa，操作温度为35～70℃，提纯至氨气含量大于98％送入后续的氨净化装置。
6.根据权利要求5所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，酚的萃取温度为30～80℃，萃取装置的理论级数为2～5个理论级，废水与萃取剂的体积比为(3～10):1。
7.根据权利要求6所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，所述萃取装置为萃取塔或者多级混合澄清器。
8.根据权利要求6所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，萃取剂为二异丙醚、甲基异丁基甲酮、醋酸丁酯或甲基戊烯酮。
9.根据权利要求8所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，酚塔采取减压操作，操作压力设为0.01～0.06MPa，其理论级数在15～35级，回流比0.08～0.3，酚塔的塔釜温度在140～170℃，分离后的萃取剂循环利用，粗酚作为副产品。
10.根据权利要求9所述的煤气化废水酚氨回收工艺，其特征在于，溶剂汽提塔将萃余相中溶解或夹带的萃取剂回收，操作压力为常压，其理论级数为8～20级，塔釜温度为95～110℃。
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