CN100484894C - 单塔加压汽提处理煤气化废水的方法及其装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种单塔加压汽提处理煤气化废水的方法及装置。所述方法包括将煤气化废水分冷、热两股从带侧线抽出的酸气/氨汽提塔的上部和中上部进入汽提塔，从塔顶汽提出混合气经分相、洗涤而分离出轻油、酸气等，从侧线采出氨水气经两级分凝、精制得液氨，从塔底采出釜液与有机溶剂逆流萃取、精馏分离出粗酚和有机溶剂，萃余相经溶剂汽提塔汽提回收有机溶剂。所述方法使用的装置含有油酸气/氨汽提塔、萃取塔、酸气洗涤塔、溶剂汽提塔、溶剂回收塔、油水分离器，分凝器、泵、贮槽。本发明可以缓解铵盐结晶和结垢，避免蒸氨时的溶剂损耗，同时将酚的回收率提高至92%以上，大幅度降低废水的污染。本发明适用于煤气化高浓度有机废水的治理。

Description

单塔加压汽提处理煤气化废水的方法及其装置

技术领域

本发明涉及煤气化废水的处理回收方法，特别涉及一种单塔加压汽提处理煤气化废水的方法。

本发明还涉及一种实现上述方法的装置。

背景技术

随着石油价格的持续走高，煤炭在能源和化工领域的应用越来越受到重视。煤气化是清洁、高效利用煤炭的有效方式，广泛应用于煤制气、合成氨、煤发电等工业中。鲁奇加压气化工艺是目前应用最多的气化工艺之一，在该工艺过程中，产生大量的高污染废水，其中：COD_Cr含量在20000mg·l^-1以上，呈偏碱性，水质非常复杂。废水中还含有大量酚、氨、CO₂、脂肪酸、焦油、酮类和胺类等污染物，其中，酚含量高且种类繁多，既有单元酚，又有多元酚，难以生物降解。

对于该类废水，国内外普遍采用化工分离流程与生化处理相结合的方式来处理。化工分离包括萃取、汽提等单元过程，以除去酸性气体，回收酚、氨等。从目前掌握的情况来看，该类分离流程的运行普遍不理想。废水经过闪蒸、沉降等预处理除去H₂、CH₄及焦油和部分轻油后，进入酸气汽提塔脱除CO₂、H₂S等酸性气体，然后进入萃取塔萃取脱酚。萃取溶剂一般采用二异丙醚，萃取塔为转盘塔。萃取后的废水再经过脱氨和溶剂回收后进入生化处理工段进行生化处理。目前该流程的运行情况很不理想，最突出的缺点有两个：一是脱酚效果不好，处理后废水总酚浓度仍高达1400mg·l^-1左右，COD_Cr值6000mg·l^-1以上。不但造成酚的浪费，而且由于酚含量和污染负荷大大超过了生化段的处理能力，难以实现达标排放，二是设备的结垢与堵塞严重，影响了设备效率与正常运行。

现有工艺中萃取在脱氨前进行，由于有大量氨的存在，废水呈偏弱碱性导致除酚效率低。酚类物质在酸性条件下几乎不发生电离，以分子状态存在，而当pH>8时的碱性环境下，酚开始发生电离(以苯酚为例)：

，当pH>9时，离解更加显著。离子态的PhO^-基团亲水性增强，在水中的溶解度大幅度提高，从而造成萃取效果恶化。改善萃取效果的有效措施是将萃取时的pH降低到7以下，但由于氨的存在，每吨水需加入盐酸40公斤以上，在经济上难以承受。因此，目前的工艺下，无法使污染负荷降低到满足生化工段要求的程度。

现有工艺中设备的结垢与堵塞严重。由于CO₂残留量高，而脱氨在最后进行，所以运行过程中一直有较多的CO₂与氨共存，两者易结合产生铵盐结晶(碳酸氢铵、碳酸铵)而沉积于设备壁上，影响了设备效率和正常运行。

发明内容

本发明的目的在于针对现有技术的缺陷，提供一种单塔加压汽提处理煤气化废水的方法。

本发明的目的还在于提供一种实现上述方法的装置。

本发明的单塔加压汽提处理煤气化废水的方法，包括如下步骤：

(1)汽提脱酸脱氨：使煤气化废水分冷、热两股从带侧线抽出的汽提塔上部和中上部进入塔内，使塔顶压力为0.2～0.6MPa，温度40～80℃，塔底压力为0.25～0.6MPa，温度120～160℃，从塔顶汽提出混合气在压力为0.25～0.45MPa、温度为110～150℃的条件下分凝，然后经分相、洗涤分离出氨、酸性气体、轻油和水，回收轻油，回流氨、水，排出酸性气体并焚烧；从塔侧线采出氨水气经两级分凝，然后回流液相，精制气相，从塔底采出釜液；

(2)萃取脱酚：将步骤(1)采出的釜液冷却到45℃后送入萃取塔上部与有机溶剂逆流萃取，使有机溶剂与水的体积比为1：10～1：6，萃取pH值为4～7，温度为20～60℃，从萃取塔塔顶采出萃取相送至溶剂回收塔中，使回收塔塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度105～120℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度200～220℃，回流比0.2～0.4，经精馏分离出粗酚和有机溶剂，回送有机溶剂以循环使用，从萃取塔塔底采出萃余相；

(3)回收溶剂：将步骤(2)采出的萃余相送至溶剂汽提塔，使塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度60～90℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度100～110℃，从塔顶汽提出混合气冷凝，然后在30～60℃下分相10～30分钟分出水和有机溶剂，回流水，回送有机溶剂以循环使用，从塔底采出釜液进行生化处理。

步骤(2)中所述有机溶剂为二异丙醚或者甲基异丁基甲酮。

一种实现上述方法的装置，含有油酸气和氨汽提塔、萃取塔、酸气洗涤塔、溶剂汽提塔、溶剂回收塔、油水分离器，分凝器、泵、贮槽，其中：

进料管道通过泵连接油酸气和氨汽提塔、酸气洗涤塔的进料口，油酸气和氨汽提塔的塔顶连接分凝器，分凝器的两端出口分别连接酸气洗涤塔和油水分离器的进口，酸气洗涤塔塔底连接油酸气和氨汽提塔进料口，塔顶连接酸性气体焚烧装置，油水分离器的水相出口连接油酸气和氨汽提塔进料口，油相出口连接回收装置；

油酸气和氨汽提塔的侧线连接另一分凝器，该分凝器又与一分凝器连接构成两级分凝器，其液相出口连接油酸气和氨汽提塔，气相出口连接后续氨处理装置；

油酸气和氨汽提塔的塔底连接萃取塔，萃取塔塔顶连接溶剂回收塔，溶剂回收塔塔顶连接贮槽，塔底连接粗酚回收装置；萃取塔塔底连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔顶连接另一油水分离器，其油相出口连接贮槽，水相出口连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔底连接生化处理装置；贮槽通过管道分别连接萃取塔和溶剂回收塔。

所述油酸气和氨汽提塔是带有侧线抽出的汽提塔，其理论级数为15～30级，进料口以上部分为散装填料，进料口以下部分为塔板。所述酸气洗涤塔是理论级数为1～4级的洗涤塔。所述萃取塔是理论级数为2～6级、以格栅填料为填料的填料塔。所述溶剂回收塔是理论级数为12～20级的回收塔。所述溶剂汽提塔是理论级数为5～15级的汽提塔。

本发明与现有技术相比，具有如下优点：

(1)本发明方法提高了CO₂和氨的脱除率，可以将原有流程中的CO₂残留量由2000mg·l^-1左右降低至10mg·l^-1以下，总氨含量降低至150mg·l^-1以下，从而缓解了原有流程中的铵盐结晶和结垢问题。

(2)本发明方法由于降低了萃取时的pH值，萃取效果大大改善，酚脱除率可由现在的80％左右提高至92％以上，处理后废水的污染负荷大幅度下降，减轻了生化段的处理负荷，解决了高浓度含酚废水的治理难题。

(3)本发明还可节约蒸氨时的烧碱用量，并避免了蒸氨时的溶剂损耗。

附图说明

图1是本发明的废水处理流程示意图；图中：油酸气和氨汽提塔 1，酸气洗涤塔 2，溶剂汽提塔 3，溶剂回收塔 4，萃取塔 5，油水分离器 6、7，分凝器 8、9、10，贮槽 11。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步描述，本发明并不限于此。

如图1所示，进料管道通过泵连接油酸气和氨汽提塔1，酸气洗涤塔2进料口，油酸气和氨汽提塔1的塔顶连接分凝器8，分凝器8的两端出口分别连接酸气洗涤塔2和油水分离器6的进口，酸气洗涤塔2塔底连接油酸气和氨汽提塔1进料口，塔顶连接酸性气体焚烧装置，油水分离器8的水相出口连接油酸气和氨汽提塔1进料口，油相出口连接回收装置。

油酸气和氨汽提塔1的侧线连接另一分凝器9，分凝器9又与一分凝器10连接构成两级分凝器，9、10的液相出口连接油酸气和氨汽提塔1，10的气相出口连接后续氨处理装置。

油酸气和氨汽提塔1的塔底连接萃取塔5，萃取塔5塔顶连接溶剂回收塔4，溶剂回收塔4塔顶连接贮槽11，塔底连接粗酚回收装置；萃取塔5塔底连接溶剂汽提塔3，溶剂汽提塔3塔顶连接另一油水分离器7，其油相出口连接贮槽11，水相出口连接溶剂汽提塔3，溶剂汽提塔3塔底连接生化处理装置；贮槽11通过管道分别连接萃取塔5和溶剂回收塔4。

如图1所示，含有酚、氨、CO2等污染物的煤气化废水12分冷、热两股分别从上部和中上部进入油酸气和氨汽提塔1，汽提出的CO₂、H₂S等酸性气体及少量氨、轻油、水蒸汽经过分凝器8分凝和酸气洗涤塔2后，大部分汽提出的氨回流，酸性气体16从酸气洗涤塔2顶部排出，进入火炬焚烧，分凝器8的液相进入油水分离器6分离出轻油13，水回流，从侧线采出的氨水汽17进入分凝器9和10进行两级分凝，冷凝回流部分水和少量氨，气相部分18进入氨精制工段加工成液氨。脱酸气后的油酸气和氨汽提塔1釜液15冷却到45℃左右后从上部进入萃取塔5，与萃取溶剂进行逆流萃取。萃取相20泵入溶剂回收塔4中，精馏分离粗酚25与萃取溶剂24，萃取溶剂回送至贮槽11循环使用。萃取塔5的萃余相19进入溶剂汽提塔3，从顶部采出溶解和夹带的萃取溶剂23和部分水蒸汽，冷凝后进入油水分离器7，下层分离的水回流回溶剂汽提塔3，上层的萃取溶剂回送至贮槽11循环使用；溶剂汽提塔3的釜液22进入生化段进行生化处理。定期向贮槽11中补充溶剂21，由贮槽11分别向萃取塔5和溶剂回收塔4供应溶剂。

实施例1

将流量为88吨/小时，总酚含量约6400mg·l^-1(挥发酚约3200mg·l^-1，脂肪酸约3000mg·l^-1)；总氨含量为7800mg·l^-1，CO₂约4200mg·l^-1，油份350mg·l^-1，COD_Cr值约25000mg·l^-1，pH值为10，水温80℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。各塔的级数、压力、温度等参数如下：

油酸气和氨汽提塔理论级数25级，进料口上部为散装填料，进料口下部为斜孔塔板，塔顶温度60℃，压力0.32MPa，塔底温度138℃，压力0.34MPa。侧线采出温度133℃，压力0.33MPa，酸气洗涤塔洗涤水量200kg·h^-1。

萃取塔用格栅填料，填料层高度12m，萃取剂用甲基异丁基甲酮，萃取前加酸调pH7，溶剂比为1：6，溶剂汽提塔理论级数12级，塔顶压力0.11MPa，采出量2600kg·h^-1，冷凝温度55℃，塔底压力0.12MPa，温度102℃。

溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.11MPa，温度110℃，塔底压力0.12MPa，温度215℃，回流比0.5。

处理结果：处理后的废水中总酚含量390mg·l^-1，总氨含量小于90mg·l^-1，COD_Cr约为3800mg·l^-1，萃取剂小于10mg·l^-1，经过生化处理后可实现达标排放。再生萃取剂中的酚含量约75mg·l^-1，粗酚中的萃取剂含量约750mg·l^-1，回收粗氨水浓度为13％，都达到了相应的工艺要求。与现有工艺处理后总酚含量1600mg·l^-1，COD_Cr为7000mg·l^-1相比，酚脱除率从75％提高到94％，COD_Cr脱除率从72％提高到84.8％。

实施例2

将流量为60吨/小时，总酚含量约5500mg·l^-1(挥发酚约3000mg·l^-1，脂肪酸约3120mg·l^-1)，总氨5900mg·l^-1，CO₂约6000mg·l^-1，油份400mg·l^-1，COD_Cr值约23000mg·l^-1，pH值为9.5，水温80℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。各塔的级数、压力、温度等参数如下：

油酸气和氨汽提塔塔顶温度55℃，压力0.4MPa，塔底温度148℃，压力0.43MPa。侧线采出温度141℃，压力0.42MPa。

萃取塔填料层高度14m，萃取剂用二异丙醚，萃取前加酸调pH5，溶剂比为1：6，溶剂汽提塔理论级数10级，塔顶采出量1020kg·h^-1，冷凝温度35℃。

溶剂回收塔塔顶温度68℃。

其余条件同例1。

处理后的废水中总酚含量450mg·l^-1，总氨含量小于80mg·l^-1，COD_Cr约为3900mg·l^-1，萃取剂小于10mg·l^-1，经过生化处理后可实现达标排放。再生萃取剂中的酚含量约80mg·l^-1，粗酚中的萃取剂含量约250mg·l^-1，回收粗氨水浓度为14％，都达到了相应的工艺要求。与现有工艺处理后总酚含量1400mg·l^-1，COD_Cr为6600mg·l^-1相比，酚脱除率从74.5％提高到91.8％，COD_Cr脱除率从71.3％提高到83％。

实施例3

将流量为100吨/小时，总酚含量约5300mg·l^-1(挥发酚约2600mg·l^-1，脂肪酸约2800mg·l^-1)，总氨6000mg·l^-1，CO₂约9000mg·l^-1，油份400mg·l^-1，COD_Cr值约22000mg·l^-1，pH值为10，水温80℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。各塔的级数、压力、温度等参数如下：

萃取塔填料层高度10m，萃取剂用甲基异丁基甲酮，萃取前加酸调pH5，溶剂比为1：6。其余条件同例1。

处理后的废水中总酚含量320mg·l^-1，总氨含量小于80mg·l^-1，COD_Cr约为3300mg·l^-1，萃取剂小于10mg·l^-1，经过生化处理后可实现达标排放。再生萃取剂中的酚含量约90mg·l^-1，粗酚中的萃取剂含量约200mg·l^-1，回收粗氨水浓度为13.5％，都达到了相应的工艺要求。与现有工艺处理后总酚含量1360mg·l^-1，COD_Cr为6300mg·l^-1相比，酚脱除率从74％提高到94％，COD_Cr脱除率从71.3％提高到85％。

Claims (7)

1.一种单塔加压汽提处理煤气化废水的方法，其特征在于包括如下步骤：

(1)汽提脱酸脱氨：使煤气化废水分冷、热两股从带侧线抽出的汽提塔上部和中上部进入塔内，使塔顶压力为0.2～0.6MPa，温度40～80℃，塔底压力为0.25～0.6MPa，温度120～160℃，从塔顶汽提出混合气在压力为0.25～0.45MPa、温度为110～150℃的条件下分凝，然后经分相、洗涤分离出氨、酸性气体、轻油和水，回收轻油，回流氨、水，排出酸性气体并焚烧；从塔侧线采出氨气和水蒸气经两级分凝，然后回流液相，精制气相，从塔底采出釜液；

(2)萃取脱酚：将步骤(1)采出的釜液冷却到45℃后送入萃取塔上部与有机溶剂逆流萃取，使有机溶剂与水的体积比为1：10～1：6，萃取pH值为4～7，温度为20～60℃，从萃取塔塔顶采出萃取相送至溶剂回收塔中，使回收塔塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度55～120℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度200～220℃，回流比0.2～0.4，经精馏分离出粗酚和有机溶剂，回送有机溶剂以循环使用，从萃取塔塔底采出萃余相，所述有机溶剂为二异丙醚或者甲基异丁基甲酮；

(3)回收溶剂：将步骤(2)采出的萃余相送至溶剂汽提塔，使塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度60～90℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度100～110℃，从塔顶汽提出混合气冷凝，然后在30～60℃下分相10～30分钟分出水和有机溶剂，回流水，回送有机溶剂以循环使用，从塔底采出釜液进行生化处理。

2.一种实现权利要求1所述方法的装置，其特征在于包括油酸气和氨汽提塔、萃取塔、酸气洗涤塔、溶剂汽提塔、溶剂回收塔、油水分离器，分凝器、泵、贮槽，其中：

进料管道通过泵连接油酸气和氨汽提塔、酸气洗涤塔的进料口，油酸气和氨汽提塔的塔顶连接分凝器，分凝器的两端出口分别连接酸气洗涤塔和油水分离器的进口，酸气洗涤塔塔底连接油酸气和氨汽提塔进料口，塔顶连接酸性气体焚烧装置，油水分离器的水相出口连接油酸气和氨汽提塔进料口，油相出口连接回收装置；

油酸气和氨汽提塔的侧线连接另一分凝器，该分凝器又与一分凝器连接构成两级分凝器，其液相出口连接油酸气和氨汽提塔，气相出口连接后续氨处理装置；

油酸气和氨汽提塔的塔底连接萃取塔，萃取塔塔顶连接溶剂回收塔，溶剂回收塔塔顶连接贮槽，塔底连接粗酚回收装置；萃取塔塔底连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔顶连接另一油水分离器，其油相出口连接贮槽，水相出口连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔底连接生化处理装置；贮槽通过管道分别连接萃取塔和溶剂回收塔。

3.根据权利要求2所述的装置，其特征在于所述油酸气和氨汽提塔是带有侧线抽出的汽提塔，其理论级数为15～30级，进料口以上为散装填料，进料口以下部分为塔板。

4.根据权利要求2所述的装置，其特征在于所述酸气洗涤塔是理论级数为1～4级的洗涤塔。

5.根据权利要求2所述的装置，其特征在于所述萃取塔是理论级数为2～6级、以格栅填料为填料的填料塔。

6.根据权利要求2所述的装置，其特征在于所述溶剂回收塔是理论级数为12～20级的回收塔。

7.根据权利要求2所述的装置，其特征在于所述溶剂汽提塔是理论级数为5～15级的汽提塔。

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