CN105330110A - 一种煤直接液化污水处理系统及方法 - Google Patents

一种煤直接液化污水处理系统及方法 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种煤直接液化污水处理系统,所述处理系统包括脱硫脱氨单元、脱酚单元、第一氧化单元、第一生化处理单元、第二氧化单元、第二生化处理单元和脱盐单元;本发明还公开了相应地污水处理方法。本发明针对煤直接液化污水,依次通过脱硫脱氨单元和脱酚单元对污水中的油相、硫化氢、氨和酚类物质进行高效脱除,然后利用第一氧化单元和第一生化处理单元以及第二氧化单元和第二生化处理单元对污水中的难处理物质进行集中处理,不仅有效降低污水毒性,提高污水的可生化性,而且特别通过两个不同的氧化单元之间的配合以及两个不同的生化处理单元之间的配合,实现对污水中难处理物质的全方位深度处理,解决了煤直接液化污水难以净化处理的问题。

Description

一种煤直接液化污水处理系统及方法
技术领域
[0001] 本发明涉及污水处理领域,尤其涉及一种煤直接液化污水处理系统及方法。
背景技术
[0002] 随着我国水资源紧缺态势的日益严峻,尤其是国家大力提倡的绿色GDP建设以及 循环经济的提出,使企业节水减排与废水资源化利用尤为重要。因此如何经济、高效、可靠 的提高企业水资源综合利用率甚至达到"零排放"标准,是企业满足国家、当地政府环保要 求,树立企业负责任形象的重要工作。
[0003] 神华煤直接液化项目是我国也是世界上第一个煤炭直接液化商业性建设项目,在 煤直接液化、加氢稳定、加氢改质过程中反应生成的硫化氢、氨、酚类物质在注水冲洗后产 生高浓度污水,水中硫化氢、氨的含量可达16000mg/L、酚类物质含量超过5000mg/L,除此 之外,煤液化加氢过程产生的部分油以乳化态存在于高浓度污水中。硫、氨污染物含量高且 同时含有较高浓度的酚类物质,污水中的油难以有效脱除,这些不利因素都给煤直接液化 高浓度污水处理带来巨大挑战,加之"零"排放及污水回用的要求,更增加了污水处理的难 度和要求。因此,整体而言,这些污水排放量大,且成分复杂,杂质含量高,在国内外没有类 似污水处理经验可供借鉴的情况下,处理起来难度很大。
[0004] 综上,为了便于整个煤直接液化污水的净化,有必要提供一种煤直接液化污水处 理系统。
发明内容
[0005] 本发明的目的在于提供一种煤直接液化污水处理系统及方法,以解决整个煤直 接液化污水难以净化处理的问题。
[0006] 为实现上述目的,本发明采用以下技术方案:
[0007] -种煤直接液化污水处理系统,所述处理系统包括:
[0008] 脱硫脱氨单元,所述脱硫脱氨单元包括硫化氢汽提单元和氨汽提单元,用于脱除 煤直接液化污水中的硫化氢和氨;
[0009] 脱酚单元,所述脱酚单元包括萃取塔,用于对来自所述脱硫脱氨单元的污水进行 萃取处理,以脱除其中的酚类物质;
[0010] 第一氧化单元,所述第一氧化单元包括催化氧化反应器,用对来自所述脱酚单元 的污水进行催化氧化处理;
[0011] 第一生化处理单元,所述第一生化处理单元包括固定化微生物曝气生物滤池,用 于对来自所述第一氧化单元的污水进行微生物处理;
[0012] 第二氧化单元,所述第二氧化单元包括臭氧处理单元,用于对来自所述第一生化 处理单元的污水进行臭氧氧化处理;
[0013] 第二生化处理单元,所述第二生化处理单元包括A/0生化池和膜生物反应器,用 于对来自所述臭氧处理单元的污水进行生化处理;和
[0014] 脱盐单元,所述脱盐单元用于对来自所述第二生化处理单元的污水进行脱盐处 理,得到净化水。
[0015] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述脱硫脱氨单元包括:
[0016] 输送单元,用于将煤直接液化污水送入硫化氢汽提单元;
[0017] 硫化氢汽提单元,所述硫化氢汽提单元包括脱硫化氢塔和与所述脱硫化氢塔配套 设置的第一再沸器,其中,所述脱硫化氢塔包括塔板段和填料段,所述填料段内设有第一段 填料和位于所述第一段填料下方的第二段填料;所述脱硫化氢塔在第一段填料上方设有塔 顶回流口,所述脱硫化氢塔在第一段填料与第二段填料之间设有第一污水入口,用于接收 来自所述输送单元的一部分煤直接液化污水;所述脱硫化氢塔在所述塔板段的下部设有第 二污水入口;所述硫化氢汽提单元用于对煤直接液化污水进行汽提,以在塔顶得到硫化氢 气体,在塔底得到脱硫污水;
[0018] 第一换热器,用于使来自所述输送单元的另一部分煤直接液化污水与来自所述脱 硫化氢塔的脱硫污水换热升温,并将升温后的煤直接液化污水送入所述第二污水入口;
[0019] 氨汽提单元,所述氨汽提单元包括脱氨塔,所述氨汽提单元用于对来自所述第一 换热器的脱硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气,在塔底得到脱氨污水;
[0020] 第二换热器,用于使待进入所述第一换热器的煤直接液化污水与来自所述脱氨塔 的脱氨污水换热升温;和
[0021] 第一冷却器,用于冷却来自所述二换热器的脱氨污水,并将部分冷却后的脱氨污 水作为所述硫化氢汽提塔的塔顶回流送入所述塔顶回流口。
[0022] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述氨汽提单元包括:
[0023] 脱氨塔,用于对来自所述第一换热器的脱硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气, 在塔底得到脱氨污水;
[0024] 与所述脱氨塔配套设置的第二再沸器;
[0025] 第二冷却器,用于冷却来自所述脱氨塔塔顶的粗氨气;和
[0026] 塔顶回流罐,用于接收来自所述第一冷却器的粗氨气并将其中分离出的冷凝液作 为塔顶回流送入所述脱氨塔。
[0027] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述脱硫脱氨单元还包括氨回收单元,所述 氨回收单元包括:
[0028] 第三冷却器,用于对来自所述塔顶回流罐的粗氨气进行冷却;
[0029] 富氨气分凝罐,用于分离出来自所述第三冷却器的粗氨气中的冷凝液,并将得到 富氨气自罐顶送出;
[0030] 富氨气洗涤罐,所述富氨气洗涤罐内设有填料,用于对来自所述富氨气分凝罐的 富氨气进行富氨液的喷淋洗涤,得到洗涤后的富氨气;
[0031] 氨结晶器,用于使洗涤后的富氨气在液氨制冷下结晶析出杂质;
[0032] 氨精制罐,用于使来自所述氨结晶器的富氨气在脱硫吸附剂的作用下进行脱硫吸 附处理;
[0033] 氨吸收塔,用于利用来自氨蒸馏塔的稀氨水对来自所述氨精制罐的富氨气进行吸 收,以便在塔底得到浓氨水;
[0034] 氨蒸馏塔,用于对来自所述氨吸收塔塔底的浓氨水进行加热,以蒸发出氨气,并在 塔底得到稀氨水;和
[0035] 第三换热器,用于将来自氨蒸馏塔的稀氨水与来自氨吸收塔的浓氨水换热。
[0036] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述氨蒸馏塔内设有冷却管束,所述冷却管 束设置于所述氨蒸馏塔上部,用于对待引出所述氨蒸馏塔的氨气进行冷却。
[0037] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述氨精制罐设有两个,分别为第一氨精制 罐和第二氨精制罐,所述第一氨精制罐与第二氨精制罐串联设置。
[0038] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述氨回收单元还包括:
[0039] 第四冷却器,用于使引出所述氨蒸馏塔的氨气冷凝;
[0040] 液氨罐,所述液氨罐内设有分油包,用于接收来自所述第四冷却器的液氨,并分离 出液氨内的油;
[0041] 液氨储罐,用于接收来自所述液氨罐的液氨;和
[0042] 压力平衡管线,所述压力平衡管线的一端连接至氨蒸馏塔上部,另一端连接至所 述液氨储罐的上部,用于使所述氨蒸馏塔与液氨储罐保持气相连通。
[0043] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述脱硫脱氨单元还包括油水分离单元,用 对待进行脱硫脱氨处理的煤直接液化污水进行油水分离,包括:
[0044] 除油污水罐,用于使含油的煤直接液化污水静置分层并分离油相;和
[0045] 除油器,用于进一步脱除来自所述除油污水罐的煤直接液化污水中的油相。
[0046] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述脱酚单元包括:
[0047] 转盘萃取塔,用于萃取来自所述脱硫脱酚单元的污水中的酚类物质,以在塔底得 到脱酚污水,在塔顶得到含酚溶剂;
[0048] 水塔,用于通过汽提脱除脱酚污水中残留的溶剂,以在塔顶得到溶剂,在塔底得到 脱除残留溶剂后的污水;和
[0049] 酚水换热器,用于使所述水塔塔底的污水与所述转盘萃取塔塔底的污水换热降 温。
[0050] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述脱酚单元还包括:
[0051] 萃取物分离塔,用于对来自所述转盘萃取塔塔顶的含酚溶剂进行蒸发,以回收溶 剂
[0052] 溶剂罐,用于储存来自所述萃取物分离塔和水塔的溶剂,并为所述转盘萃取塔提 供所需溶剂;和
[0053] 粗酚罐,用于储存来自所述萃取物分离塔分离出的粗粉产物。
[0054] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述第一氧化单元包括:
[0055] 混凝气浮单元,用于使待处理的污水与助凝剂反应絮凝,并通过气浮作用脱除污 水中的固相污物;
[0056] 调节池,用于对来自所述混凝气浮单元的污水的pH值进行调节;
[0057] 隔油池,用于分离出来自所述调节池的污水中的油相,并为所述催化氧化反应器 提供进料污水;和
[0058] 催化氧化反应器,用于使来自所述隔油池的污水在双氧水和催化剂的作用下,进 行催化氧化处理;
[0059] 所述第一生化处理单元包括:
[0060] 中和池,用于调整来自所述催化氧化反应器的污水的pH值,并使污水在助凝剂的 作用下絮凝;
[0061] 沉淀池,用于使来自所述中和池的污水中的絮凝物沉淀、分离,得到第一清液;
[0062] 固定化微生物曝气生物滤池,用于对来自所述沉淀池的第一清液进行微生物处 理;
[0063] 混凝沉淀单元,所述混凝沉淀单元包括混凝区和沉淀区,其中,所述混凝区用于使 来自所述固定化微生物曝气生物滤池的污水与助凝剂混合、絮凝;所述沉淀区用于使来自 所述混凝区的污水中的絮凝物沉淀、分离,得到第二清液;和
[0064] 多介质过滤器,用于对来自所述混凝沉淀单元的第二清液进行过滤。
[0065] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述第一生化处理单元还包括活性炭吸附 单元,所述活性炭吸附单元包括配炭池、混合池和吸附池,其中,所述配炭池用于将粉末活 性炭与水配成悬浮液;所述混合池用于将来自固定化微生物曝气生物滤池的污水与来自所 述配炭池的悬浮液充分混合;所述吸附池用于使来自混合池的物料中污水与活性炭充分接 触、吸附,并为所述混凝沉淀单元提供进料污水。
[0066] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述固定化微生物曝气生物滤池的进水管 的两侧增设两道宽顶溢流堰。
[0067] 根据本发明的污水处理系统,优选地,所述臭氧处理单元包括依次串联连接的第 一级臭氧氧化塔、第二级臭氧氧化塔和第三级臭氧氧化塔;
[0068] 所述A/0生化池包括前置的反硝化池和曝气池,用于对来自所述臭氧处理单元的 污水进行生化处理;
[0069] 所述膜生物反应器用于截留来自所述A/0生化池的污水中大分子有机物并将污 水进行固液分离,以得到分离液和剩余的混合液;
[0070] 所述脱盐单元包括:
[0071] 过滤单元,所述过滤单元包括产水池、活性炭过滤器和超滤装置,所述产水池用于 接收经所述膜生物反应器处理后的分离液;所述活性炭过滤器用于对来自所述产水池的污 水进行吸附过滤;所述超滤装置用于对来自所述活性炭过滤器和/或直接来自所述产水池 的污水进行超滤处理;和
[0072] 反渗透单元,用于对来自所述超滤装置的滤液进行反渗透处理。
[0073] 本发明还提供了一种煤直接液化污水的处理方法,包括以下步骤:
[0074](1)将待处理的煤直接液化污水送入脱硫脱氨单元进行处理,得到第一污水;
[0075] (2)将第一污水送入脱酚单元进行处理,得到第二污水;
[0076] (3)将第二污水依次送入第一氧化单元和第一生化单元进行处理,得到第三污 水;
[0077] (4)将第三污水依次送入第二氧化单元和第二生化单元进行处理,得到第四污水; 和
[0078] (5)将第四污水送入脱盐单元进行处理,得到净化水。
[0079] 本发明的煤直接液化污水处理系统,具有以下优点:
[0080] 1、本发明针对煤直接液化污水,首先依次通过脱硫脱氨单元和脱酚单元对污水中 的油相、硫化氢、氨和酚类物质进行高效脱除,然后利用第一氧化单元和第一生化处理单元 以及第二氧化单元和第二生化处理单元对污水中的难处理物质进行集中处理,不仅通过氧 化单元与生化处理单元的配合,有效降低污水毒性,提高污水的可生化性,以保证生化系统 稳定运行,而且特别通过两个不同的氧化单元(即第一氧化单元和第二氧化单元)之间的 配合以及两个不同的生化处理单元之间的配合,实现了对污水中难处理物质的全方位深度 处理;最后,通过脱盐单元使污水达到回用水标准,解决了整个煤直接液化污水难以净化处 理的问题。
[0081] 2、在煤直接液化、加氢稳定、加氢改质过程中反应生成的硫化氢、氨、酚类物质在 注水冲洗后产生高浓度污水,水中硫化氢、氨的含量可达16000mg/L、酚类物质含量超过 5000mg/L,除此之外,煤液化加氢过程产生的部分油以乳化态存在于高浓度污水中,污水成 分复杂。为此,本发明充分考虑污水中油和酚类物质的影响,选择了双塔汽提工艺对污水进 行处理。另外,硫的存在对后续脱酚影响较大,因此有必要优先脱硫,尽管脱硫后的污水先 脱氨或先脱酚在理论上都有可行性,但充分考虑过高的氨含量极易在萃取脱酚装置的醚气 相系统造成堵塞等问题,加之下游污水处理系统对污染物脱出率的要求较高,因此选择脱 氨后进行脱酚处理,从而上述成分复杂的污水可以得到合理、有效的处理。
[0082] 3、在本发明的氨回收单元中,粗氨气经过浓氨水循环洗涤工艺和低温结晶工艺及 两级脱硫剂吸附,得到净化的氨气。精制后的气氨再进入吸收塔内由稀氨水吸收后,将浓氨 水送入氨蒸馏塔中进行蒸馏提纯,从而可以得到纯度为99.5% (wt%)以上的液氨。
附图说明
[0083] 图1为本发明的煤直接液化的污水处理系统的示意图;
[0084] 图2为本发明的脱硫脱氨单元的一种实施方式的示意图;
[0085]图3为本发明的氨回收单元的一种实施方式的示意图
[0086] 图4为本发明的脱酚单元的一种实施方式的示意图;
[0087] 图5为本发明的第一氧化单元和第一生化处理单元的一种实施方式的示意图;
[0088] 图6为本发明的第二氧化单元、第二生化处理单元和脱盐单元的一种实施方式的 示意图。
具体实施方式
[0089] 以下结合附图对本发明进行详细说明,但应该理解的是,本发明并不仅限于此。
[0090] 图1示出了本发明的煤直接液化污水处理系统,包括脱硫脱氨单元100、脱酚单元 200、第一氧化单元300、第一生化处理单元400、第二氧化单元500、第二生化处理单元600 和脱盐单元700。
[0091] 其中,所述脱硫脱氨单元,包括硫化氢汽提单元和氨汽提单元,用于通过汽提操作 依次脱除煤直接液化污水中的硫化氢和氨。如图2所示,在本发明的一个优选实施例中,所 述脱硫脱氨单元包括输送单元(图中未示出)、硫化氢汽提单元1、第一换热器2、氨汽提单 元3、第二换热器4和第一冷却器5。
[0092] 其中,所述输送单元用于将煤直接液化污水送入硫化氢汽提单元1,所述输送单元 可以是本领域常用的液体输送装置,例如离心栗等,为本领域所熟知,这里不再赘述。
[0093] 所述硫化氢汽提单元1包括脱硫化氢塔11和与所述脱硫化氢塔配套设置的第一 再沸器15,其中,所述脱硫化氢塔11包括塔板段14和位于所述塔板段14上方的填料段, 所述填料段内设有第一段填料12和位于所述第一段填料12下方的第二段填料13 ;所述脱 硫化氢塔11在第一段填料12上方设有塔顶回流口(图中未标出),从而接收来自所述氨 汽提单元3的脱氨水,作为塔顶回流液;所述脱硫化氢塔11在第一段填料12与第二段填 料13之间设有第一污水入口(图中未标出),用于接收来自所述输送单元的一部分煤直接 液化污水;所述脱硫化氢塔11在所述塔板段14的下部设有第二污水入口(图中未标出); 所述硫化氢汽提单元1用于对煤直接液化污水进行汽提,以在塔顶得到硫化氢气体,在塔 底得到脱硫污水。优选地,所述塔板段14的塔盘为膜喷射立体塔盘,以克服传统浮阀塔盘 受油、酚类物质和煤粉综合作用影响无法满足污水处理要求的问题。
[0094] 运行时,污水分别通过第一、第二污水入口进入脱硫化氢塔,利用H2S和NH3在水中 的溶解度和挥发度不同,在加热和汽提作用下首先除去污水中的硫化氢,得到脱硫污水。由 于整个汽提操作是基于挥发性的弱电解质水溶液在不同条件下的汽-液平衡,所以对脱硫 化氢塔和脱氨塔操作条件的选择至关重要。一般而言,脱硫化氢塔在一定压力下操作,有利 于順 3溶解于水,而对H2S的影响较小,因此为得到高浓度的H2S酸性气体,需要在脱硫化氢 塔中、上部建立较高压力和低温的条件,进行以吸收一精馏为主的过程,使塔内上升汽流中 的NH3被洗涤进入液相后,以NH4HS、(NH4)2S形式被"固定"下来,为此,在脱硫化氢塔上部设 置两段填料,并在两段填料之间设置温度较低的污水入口,从而有利于上述吸收-精馏过 程的进行。由于煤直接液化污水中含氨较高,汽提出的h2s中仍含有部分nh3,为了保证nh3 的去除效果和塔顶酸性气的操作温度,为此在硫化氢汽提塔吸收段采用接触面积较大的填 料段,以提高洗涤水的吸收效率,保证酸性气中氨含量不超标。而在塔的下段则为解析上述 被"固定"的铵盐,并将解析出来的H2S和册13汽提而上,从而在脱硫化氢塔底得到脱硫污水, 为此,在脱硫化氢塔下部设置塔板段,并在塔板段下部设置温度较高的污水入口,从而有利 于上述解析过程的进行。
[0095] 所述第一换热器2用于使来自所述输送单元的另一部分煤直接液化污水与来自 所述脱硫化氢塔11的脱硫污水换热升温,并将升温后的煤直接液化污水送入所述第二污 水入口;所述第二换热器4用于使待进入所述第一换热器2的煤直接液化污水与来自所述 氨汽提单元3的脱氨污水换热升温,通过两次换热,节省能耗。所述第一、第二换热器可以 是本领域常规的液-液换热器,为本领域所熟知,这里不再赘述。
[0096] 所述第一冷却器5用于冷却来自所述第二换热器4的脱氨污水,并将部分冷却后 的脱氨污水作为所述硫化氢汽提塔11的塔顶回流送入所述塔顶回流口,形成脱硫化氢塔 11的塔顶回流,其余污水送往后续处理单元。
[0097] 所述氨汽提单元3包括脱氨塔31,所述氨汽提单元3用于对来自所述第一换热器 2的脱硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气,在塔底得到脱氨污水。在本发明的一种实施 方式中,所述氨汽提单元3包括脱氨塔31、第二冷却器33、塔顶回流罐34以及与所述脱氨 塔31配套设置的第二再沸器32。其中,所述脱氨塔31用于对来自所述第一换热器2的脱 硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气,在塔底得到脱氨污水;所述第二冷却器33用于冷 却来自所述脱氨塔31塔顶的粗氨气,以便冷凝其中的水分;所述塔顶回流罐34用于接收 来自所述第二冷却器33的粗氨气并将其中分离出的冷凝液作为塔顶回流送入所述脱氨塔 31。对于上述脱氨塔31的运行原理,本领域技术人员容易理解,这里不再赘述。
[0098] 油水分离单元
[0099] 在本发明的一种实施方式中,所述脱硫脱氨单元还包括油水分离单元(图中未示 出),用对待进行脱硫脱氨处理的煤直接液化污水进行油水分离。所述油水分离单元可以为 本领域常用的油水分离装置,例如通过油水密度差进行油水分离的装置。在一个实施例中, 所述油水分离单元包括除油污水罐和除油器,所述除油污水罐用于使含油的煤直接液化污 水静置分层并分离油相;所述除油器用于进一步脱除来自所述除油污水罐的煤直接液化污 水中的油相。所述除油污水罐和除油器均为本领域所熟知,这里不再赘述。本发明所处理 的污水为煤直接液化污水,通过油水分离单元的预处理,可以有效地除去污水中的油相,使 得后续的处理事半功倍。
[0100] 氨回收单元
[0101] 在本发明的一种实施方式中,如图3所示,所述脱硫脱氨单元还包括氨回收单元, 所述氨回收单元包括第三冷却器61、富氨气分凝罐62、富氨气洗涤罐63、氨结晶器65、氨精 制罐66、氨吸收塔67、氨蒸馏塔68和第三换热器69。
[0102] 其中,所述第三冷却器61用于对来自所述塔顶回流罐34的粗氨气进行冷却,从而 进一步降低温度(为控制脱氨塔31的塔顶温度,第二冷凝器33不宜使温度降至过低),以 便其中的水分进一步冷凝出来,同时可以溶解部分含硫化合物;所述富氨气分凝罐62用于 分离来自所述第三冷却器61的粗氨气中的冷凝液(冷凝液在富氨气分凝罐62内在重力作 用下,汇集于罐底并排出),并将得到富氨气自罐顶送出。
[0103] 所述富氨气洗涤罐63内设有填料64,用于对来自所述富氨气分凝罐62的富氨气 进行富氨液的喷淋洗涤,得到洗涤后的富氨气。具体地,富氨气从洗涤罐63底部进入,在上 升过程中与富氨液逆流充分接触,在填料64表面完成传质过程。转移到富氨液中的H2S与 順3反应生成NH4HS或(NH4)2S,被固定到液相中,从而完成了气相中H2S的洗涤吸收。其中, 所述富氨液优选为来自所述氨吸收塔的浓氨水,并且将洗涤后的部分富氨液作为循环洗涤 液。本领域技术人员可以理解,利用富氨液洗涤富氨气,可以在吸收较少氨气的情况下吸收 较多的含硫化合物,进一步净化氨气;同时,由于设置填料,有利富氨液与富氨气的充分接 触,提高吸收效果。
[0104] 所述氨结晶器65用于使洗涤后的富氨气在液氨制冷下结晶析出杂质,例如NH4HS、 (NH4)2S;所述氨结晶器65可以是本领域常用的氨结晶器,例如购自航天晨光股份有限公司 的氨结晶器。
[0105] 所述氨精制罐66内设有脱硫吸附剂,用于使来自所述氨结晶器65的富氨气在脱 硫吸附剂的作用下进行脱硫吸附处理,以进一步净化氨气;其中,所述脱硫吸附剂为本领域 所熟知,例如JX-4A型脱硫吸附剂。优选地,所述氨精制罐66设有两个,分别为第一氨精 制罐和第二氨精制罐,所述第一氨精制罐与第二氨精制罐串联设置,以提高脱硫效果。
[0106] 所述氨吸收塔67用于利用来自氨蒸馏塔68的稀氨水对来自所述氨精制罐66的 富氨气进行吸收,以便在塔底得到浓氨水;该吸收塔为本领域所熟知,例如填料式吸收塔或 塔板式吸收塔,这里不再赘述。
[0107] 所述氨蒸馏塔68用于对来自所述氨吸收塔67塔底的浓氨水进行加热,以蒸发出 氨气,并在塔底得到稀氨水。在一种实施方式中,所述氨蒸馏塔68内还设有冷却管束70,所 述冷却管束70设置于所述氨蒸馏塔68上部,用于对待引出所述氨蒸馏塔68的氨气进行冷 却,以使其中水分冷凝,减少夹带。
[0108] 所述第三换热器69用于将来自氨蒸馏塔68的稀氨水与来自氨吸收塔67的浓氨 水换热,以节能降耗。所述第三换热器69可以是本领域常规的液-液换热器,这里不再赘 述。
[0109] 在本发明的一个优选实施方式中,所述氨回收单元还包括第四冷却器72、液氨罐 73、液氨储罐75和压力平衡线76。其中,所述第四冷却器72,用于使引出所述氨蒸馏塔68 的氨气冷凝,以得到液氨。所述第四冷却器72可以是常规的水冷器,本领域技术人员可以 理解,由于操作温度高,通过水冷即可使氨气冷凝。
[0110] 所述液氨罐73内设有分油包74,用于接收来自所述第四冷却器72的液氨,并分离 出液氨内的油,所述分油包74为本领域所熟知,通过沉降作用,以分离出液氨中的油。
[0111] 所述液氨储罐75用于接收并储存来自所述液氨罐73的液氨。
[0112] 所述压力平衡管线76的一端连接至氨蒸馏塔68上部,另一端连接至所述液氨储 罐75的上部,用于使所述氨蒸馏塔68与液氨储罐75保持气相连通,以保持压力平衡,有利 于液氨储存。
[0113] 如图2和3所示,具体运行时,上述脱硫脱氨单元运行时,煤直接液化污水(记为 污水W0,其中氨氮含量约为16000~18000mg/l,硫化物含量约为11000~16000mg/l,酚类 物质含量约为2600~2800mg/l,油含量约为180000~210000mg/l,C0D值过高未统计) 首先通过除油污水罐和除油器进行油水分离,接着经输送装置后一部分作为冷进料直接进 入脱硫化氢塔上部的第一污水入口;另一部分经第一换热器与来自所述氨汽提单元的脱氨 水(压力1.IMPa)换热升温至115°C,然后再经第二换热器与自脱硫化氢塔引出的脱硫水 换热进一步升温至137°C,自所述第二污水入口进入脱硫化氢塔。来自第一换热器的脱氨 水中部分经过第一冷却器冷却至35°C后自塔顶回流口进入脱硫化氢塔顶部,形成回流并控 制塔顶温度;其余送出(记为污水W1,主要指标见表2)。污水在脱硫化氢塔中自上而下流 动,在脱硫化氢塔底重沸器提供热源产生的汽提作用下,富含H2S成份的酸性气自塔顶引出 (压力0. 6MPa,酸性气指标见表2),可以进一步在压控下送往硫磺回收装置。自脱硫化氢塔 底引出的162°C的脱硫水经第二换热器冷却至143°C后自压进入脱氨塔,在脱氨塔底重沸 器提供热源产生的汽提作用下,粗氨气自塔顶引出,经脱氨塔顶第二冷却器冷却至80°C进 入脱氨塔的塔顶回流罐进行气液分离,液相作为回流经脱氨塔顶回流栗在流控下送入脱氨 塔顶部,分离出的粗氨气送氨回收单元以回收氨。
[0114] 上述由污水W0处理为W1的工艺过程记为P1。
[0115] 所述氨回收单元运行时,分离出的粗氨气经第三冷却器冷却至40°C后进入富氨气 分凝罐,得到进一步去除H2S的富氨气,所述富氨气经富氨气分凝罐顶部在压控下送至富氨 气洗涤罐。富氨气在富氨气洗涤罐内经浓氨水洗涤、脱除部分硫化氢后,送入氨结晶器,在 液氨蒸发制冷下,使其中的NH4HS和/或(NH4)2S结晶析出,然后经两级氨精制罐进一步脱 除H2S后送入氨吸收塔底部。自氨蒸馏塔来的稀氨水在氨吸收塔内将氨气吸收,为被吸收 的塔顶气在压控下送出,得到的浓氨水自吸收塔底部经栗升压至2.OMPa,然后经第三换热 器换热至165Γ进入氨蒸馏塔,经氨蒸馏塔的塔底重沸器加热蒸发,氨蒸馏塔上部设置有冷 却管束,循环水经过冷却管束将塔内蒸发的气体冷凝以形成回流,剩余氨气自氨蒸馏塔塔 顶引出。
[0116] 来自氨蒸馏塔顶的氨气经第四冷却器冷凝后进入液氨罐,在分油包的作用下进 一步分离出残存的油,然后在液控下送至液氨储罐储存(压力11. 6MPa)。液氨储罐内的液 氨大部分作为产品送出(液氨产品指标见表2),小部分送往氨结晶器气化后控制其操作温 度。
[0117] 表1煤直接液化污水的性质
[0118]
Figure CN105330110AD00141
[0119] 表2脱硫脱氨单元的主要产品性质
Figure CN105330110AD00142
[0121] (表中表示不大于,"永"表示不小于)
[0122] 脱酚单元
[0123] 所述脱酚单元200包括萃取塔,用于对来自所述脱硫脱氨单元的污水(即脱氨水) 进行萃取处理,以脱除其中的酚类物质。在一个优选实施例中,参见图4,所述脱酚单元 200包括转盘萃取塔201、水塔202和酚水换热器203,所述转盘萃取塔201用于萃取来自所 述脱硫脱酚单元100的污水中的酚类物质,以在塔底得到脱酚污水,在塔顶得到含酚溶剂; 所述水塔202用于通过汽提脱除脱酚污水中残留的溶剂,以在塔顶得到溶剂,在塔底得到 脱除残留溶剂后的污水;所述酚水换热器203用于使所述水塔202塔底的污水与所述转盘 萃取塔201塔底的污水换热降温。
[0124] 在一个优选实施方式中,所述脱酚单元200还包括萃取物分离塔205、溶剂罐(图 中未示出)和粗酚罐206。其中,所述萃取物分离塔205用于对来自所述转盘萃取塔201塔 顶的含酚溶剂进行蒸发,以回收溶剂;所述溶剂罐用于储存来自所述萃取物分离塔205和 水塔202的溶剂,并为所述转盘萃取塔201提供所需溶剂;所述粗酚罐206用于储存自所述 萃取物分离塔205分离出的粗粉产物。
[0125] 如图4所示,具体运行,来自脱硫脱氨单元100的污水(污水W1)进入转盘萃 取塔201的上部,按照液一液萃取原理,在转盘萃取塔201内与脱酚溶剂二异丙基醚 (CH3)2CH0CH(CH3)2与逆流接触,以从污水中萃取酚类物质。所述转盘萃取塔201塔底的脱 酚污水用栗抽出,经酚水换热器203预热到86°C送到水塔202上部,通过水塔202塔底再沸 器将水塔202底部温度控制在105°C。将残留在脱酚污水中的二异丙基醚汽提出来,所述水 塔202塔顶汽提出来的65°C的溶剂蒸汽在水塔202顶部冷凝器中冷凝冷却到40°C,送回溶 剂罐,作为萃取溶剂循环使用。所述水塔202塔底引出的污水(也称脱酚水,记为污水W2) 经酚水换热器203换热后送出。所述转盘萃取塔201塔顶的含酚溶剂流入萃取物罐204,然 后经萃取物预热器及粗酚换热器(图中未示出)预热到75°C后送入萃取物分离塔205,控 制塔底温度205°C进行蒸馏回收溶剂,塔顶溶剂蒸汽冷凝后入溶剂罐;得到的产品粗酚冷 却后进入粗酚罐206。
[0126]同时,由于上游氨汽提塔31来的污水中含有一定量的固定氨,因此在水塔202塔 底部注入一定量的碱液,将固定氨分解为游离氨,将水塔202中部温度控制在98 °C,然后由 水塔202的中部侧线抽出来氨气,经冷凝冷却制成5%~10%氨水后返回氨汽提塔31。
[0127] 上述由污水W1处理为污水W2 (CODCr值约为7000~8000mg/L)的工艺过程记为 P2〇
[0128] 第一氧化单元和第一生化处理单元
[0129] 在本发明中,所述第一氧化单元300包括催化氧化反应器,用于对来自所述脱酚 单元200的污水进行催化氧化处理。
[0130] 在一个优选实施例中,如图5所示,所述第一氧化单元300包括混凝气浮单元305、 调节池306、隔油池301和催化氧化反应器303。其中,所述混凝气浮单元305用于使待处理 的污水与助凝剂反应絮凝,并通过气浮作用脱除污水中的固相污物,以作为所述调节池306 的进水。所述混凝气浮单元305为本领域所熟知,例如CAF涡凹气浮装置。
[0131] 所述调节池306用于对污水的pH值进行调节,例如调节pH值至3~4,以使调节 后的污水的pH值满足后续催化氧化反应器303对污水pH值的要求。在一种实施方式中, 可以通过池内pH在线仪与加酸计量栗的联动,控制池内的pH值保持3~4。同时,所述调 节池306内优选还设有搅拌装置(图中未示出),以使调节后的污水更好地混合均匀。在本 发明中,所述搅拌装置并无特殊限定,可以是本领域任何常用的搅拌装置。
[0132] 所述隔油池301用于分离出来自所述调节池306的污水中残留的油相(例如使污 水中的油相静置分层,以便分离),并为所述催化氧化反应器303提供进料污水,从而减少 由于污水中油相的存在而导致的不利影响,提高后续污水处理的效果。
[0133] 所述催化氧化反应器303用于使来自所述隔油池301的污水在氧化剂(双氧水) 和催化剂(例如本领域熟知的铁锰系催化剂,具体如氧化铁或氧化锰)的作用下,进行催化 氧化处理,降低污水的生物毒性;其中,所述双氧水的添加量可以根据反应器303出水的水 质情况进行调节。在一种实施方式中,所述催化氧化反应器303可以每两台一组,一共设置 两组,以提高污水处理能力。
[0134] 在催化氧化过程中,主要是以羟基自由基(·0Η)为主要氧化剂与污水中的有机物 发生反应,反应中生成的有机自由基可以继续参加羟基自由基的链式反应,或者通过生成 有机过氧化物自由基后,进一步发生氧化分解反应直至降解为最终产物〇) 2和Η20,从而达 到高效氧化分解有机物的目的。
[0135] 在本发明中,所述第一生化处理单元400包括固定化微生物曝气生物滤池,用于 对来自所述第一氧化单元300的污水进行微生物处理。
[0136] 在一个优选实施例中,如图5所示,所述第一生化处理单元400包括中和池401、 沉淀池402、固定化微生物曝气生物滤池403、混凝沉淀单元404和多介质过滤器407。其 中,所述中和池401用于调整来自所述催化氧化反应器303的污水的pH值,例如加入碱液 将污水pH值调节至8~9,同时进一步加入助凝剂(如PAM),使污水在助凝剂的作用下絮 凝。在一个实施例中,所述中和池401由四格池体组成,采用机械混凝形式,四级混凝,其中 第一格为混合搅拌区,第二格至第四格为絮凝区。
[0137] 所述沉淀池402用于使来自所述中和池401的污水中的絮凝物沉淀、分离,得到第 一清液。在一个实施例中,所述沉淀池402为幅流式沉淀池,来自中和池401的污水自沉淀 池中心进水,周边出水,幅流式沉淀池顶部密闭,配有半桥式周边传动刮泥机。辐流式沉淀 池通过刮泥机将污泥刮至池中心的污泥斗,再借重力将污泥排出,例如排至污泥浓缩池。
[0138] 所述固定化微生物曝气生物滤池403为本领域所熟知,用于对来自所述沉淀池 402的第一清液进行微生物处理,所述固定化微生物曝气生物滤池403可以是本领域常用 的固定化微生物曝气生物滤池,例如专利CN2005202004395中公开的固定化微生物曝气 生物滤池,其具体工作原理和工作过程为本领域所熟知,这里不再赘述。在一个实施例中, 所述固定化微生物曝气生物滤池403的进水管的两侧增设两道宽顶溢流堰,以使进水消 Η泛,保持系统稳走。
[0139] 所述混凝沉淀单元404包括混凝区405和沉淀区406,其中,所述混凝区405使来 自所述固定化微生物曝气生物滤池403的污水与助凝剂(聚合铝(PAC)及阳离子聚丙烯酰 胺(ΡΑΜ))混合、絮凝;所述沉淀区406用于使来自所述混凝区405的污水中的絮凝物沉淀、 分离,去除大部分悬浮物及少量生物处理未能去除的C0D,得到第二清液。
[0140] 所述多介质过滤器407用于对来自所述混凝沉淀单元404的第二清液进行过滤, 所述多介质过滤器407可以是本领域任何常用的多介质过滤器,这里不再赘述。
[0141] 在一个优选实施方式中,所述第一生化处理单元400还包括活性炭吸附单元(图 中未示出),所述活性炭吸附单元包括配炭池、混合池和吸附池,其中,所述配炭池用于将粉 末活性炭与水配成悬浮液;所述混合池用于将来自固定化微生物曝气生物滤池403的污水 与来自所述配炭池的悬浮液充分混合;所述吸附池用于使来自混合池的物料中污水与活性 炭充分接触、吸附,并为所述混凝沉淀单元404提供进料污水。
[0142] 在一个优选实施方式中,所述第一生化处理单元还包括缓冲水池和缓冲罐(图中 未示出),其中,所述缓冲水池用于接收来自所述催化氧化反应器303的污水,并为所述中 和池401提供进料污水;所述缓冲罐用于接收来自所述沉淀池402的第一清液,并为所述固 定化微生物曝气生物滤池403提供进料污水。
[0143] 如图5所示,本发明的第一氧化单元300和第一生化处理单元400具体运行时,将 来自所述脱酚单元的污水(污水W2)加压送入CAF涡凹气浮装置,在进水端投加助凝剂并 使其与污水充分反应,然后进入气浮分离段处理;气浮分离段设有链条式刮沫机,刮除表面 浮渣,同时可以将污水含油量降低,并去除部分SS、挥发酚及部分C0D。
[0144] 所述涡凹气浮装置出水被送入调节池306中,添加盐酸和/或硫酸将pH值调节到 3~4,然后送入隔油池301,进一步分离污水中的油相。所述隔油池301的出水被引入催化 氧化反应器303中,与反应器中添加的双氧水进一步反应。在该过程中,污水中的复杂难降 解溶解性有机物最终被进攻、破坏、氧化、降解,便于后续处理。
[0145] 自催化氧化反应器303引出的污水被送入中和池401,加入碱液将污水pH值调节 至8~9,同时进一步加入助凝剂PAM,使污水在助凝剂的作用下絮凝,然后送入沉淀池402 沉淀、分离。
[0146] 自沉淀池402分离出的清液被导入固定化微生物曝气生物滤池403,进行微生物 处理,水力停留时间约为98小时。
[0147] 来自所述固定化微生物曝气生物滤池403的污水进入活性炭吸附单元,其中,粉 末活性炭先在配炭池中与水配成悬浮液,通过栗打入混合池与固定化微生物曝气生物滤池 403处理后出水充分混合,进入吸附池。然后在吸附池中,污水与粉末活性炭充分接触,废水 中的C0D及其它污染物被活性炭吸附。
[0148] 来自所述活性炭吸附单元的污水进入混凝沉淀单元404,然后在混凝区405投加 聚合氯化铝和阳离子聚丙烯酰胺、充分混合、反应。然后,来自所述混凝区405的污水被送 入沉淀区406使其中的絮凝物沉淀、分离,去除大部分悬浮物及少量生物处理未能去除的 C0D,得到的清液进入所述多介质过滤器407进行过滤,得到处理后的污水(记为污水W3)。
[0149] 上述由污水W2处理为污水W3的工艺过程记为P3。
[0150] 第二氧化单元、第二生化处理单元和脱盐单元
[0151] 在本发明中,所述第二处理单元500包括臭氧氧化单元501,用于对来自所述第一 生化处理单元的污水进行臭氧氧化处理。在一个实施例中,如图6所示,所述臭氧氧化单元 501包括依次串联连接的第一级臭氧氧化塔502、第二级臭氧氧化塔503和第三级臭氧氧化 塔504。臭氧是一种强氧化剂,在水中有较高的氧化还原电位(2. 07V),且不易引起二次污 染,制备简单,使用方便。臭氧可以氧化分解水中的有毒有害和高稳定性有机物,去除嗅味 和色度。高浓度污水依次在各级臭氧氧化塔内与臭氧发生器产生的臭氧逆流接触,把难生 化的长链有机物以及生化本身代谢产生的难降解可溶性微生物产物进行生化或物化方法 处理,改善污水的可生化性。
[0152] 在本发明中,第二生化处理单元600包括A/0生化池和膜生物反应器,用于对来自 所述臭氧处理单元500的污水进行生化处理。
[0153] 在一个优选实施方式中,如图6所示,所述A/0生化池601包括前置的反硝化池和 曝气池,用于对来自所述臭氧处理单元的污水进行生化处理。在一个具体实施例中,所述 反硝化池(A池)中的异养型反硝化细菌利用来水中的有机物作为碳源将混合液中的亚硝 态氮和硝态氮还原为氮气。所述曝气池(〇池)优选为推流式曝气池,其活性污泥中的微生 物在有氧条件下,将污水中的有机物降解成〇) 2和H20,将污水中的NH3-N氧化成亚硝态氮和 硝态氮。从而,来自MBR膜池中混合液可以回流至A池进行脱氮;0池可以通过添加碳酸钠 在调节pH值的同时补充微生物所需要的营养物。
[0154] 所述膜生物反应器602(MBR)用于截留来自所述A/0生化池601的污水中大分子 有机物并将污水进行固液分离,以得到分离液和剩余的混合液。MBR技术是本领域熟知的结 合生物学的处理工程和膜分离工程的处理方法。生物学的处理,利用输入水内存在的有机 物为营养源的微生物,把水中存在的胶质性及溶存性有机物转换成多种气体和细胞组织的 工程,MBR系统与传统的生物学的处理方法(活性污泥法、长期曝气法、接触氧化法等)的 最大差异点是高效分离方式。传统生物学的处理是利用微生物流量和水的比重差的重力沉 降的高效分离方式,操作复杂,对发生各负荷的对策能力低而恶化污泥的沉降性,因此处理 水质的变动大。但是MBR系统使这些问题得以解决,保证污水处理的稳定性及高效率。使 水力停留时间(HRT)和污泥停留时间(STR)完全分离。其高效的固液分离能力使出水水质 良好。
[0155] 在一个优选实施例中,所述第二生化处理单元600还包括活性污泥回流栗(图中 未示出),用于将所述膜生物反应器602得到的混合液送回所述A/0生化池601。
[0156] 在本发明中,所述脱盐单元700用于对来自所述第二生化处理单元600的污水进 行脱盐处理,得到净化水。在一个具体实施例中,如图6所示,所述脱盐单元700包括过滤 单元704和反渗透单元705。所述过滤单元704包括产水池701、活性炭过滤器702和超滤 装置703,其中,所述产水池701用于接收经所述膜生物反应器602处理后的分离液;所述 活性炭过滤器702用于对来自所述产水池701的污水进行吸附过滤;所述超滤装置703用 于对来自所述活性炭过滤器702和/或直接来自所述产水池701的污水进行超滤处理,当 所述产水池701接收的分离液符合所述超滤装置703的进料要求时,所述产水池701中的 污水可以直接送入超滤装置703,当产水池701接收的分离液不符合所述超滤装置703的进 料要求时,所述产水池701中的污水可以先进所述活性炭过滤器702吸附过滤后再送入超 滤装置703,以使所述超滤装置703的进料复合要求。
[0157] 所述超滤装置可以是本领域所熟知的那些,比如为陶氏、GE或东丽公司的市售超 滤装置。在本发明的一个优选实施例中,所述超滤装置包括超滤原水罐、超滤进水栗、超滤 过滤器和超滤主机(图中未示出)。其中,所述超滤原水罐用于接收来自所述活性炭过滤 器702和/或直接来自所述产水池701的污水;所述超滤进水栗用于将所述原水罐的污水 送入超滤过滤器;所述超滤过滤器,优选为超滤自清洗过滤器,用于去除来自所述超滤进水 栗的污水中的固相杂质;所述超滤主机用于对所述超滤过滤器的滤液进行超滤处理。
[0158] 在一个优选实施例中,所述过滤单元701还包括超滤反洗水栗(图中未示出),用 于将所述超滤装置703的反洗水送入所述A/0生化池601。
[0159] 所述反渗透单元705用于对来自所述超滤装置703的滤液进行反渗透处理。在一 个优选实施例中,所述反渗透单元705包括增压栗、保安过滤器、高压栗、反渗透设备和浓 水箱(图中未示出),其中,所述增压栗用于对来自所述超滤装置703的污水进行增压,以使 污水能获得足够的压力经所述保安过滤器过滤;所述保安过滤器用于对来自所述增压栗的 污水进行过滤,以保护所述反渗透设备正常运行。所述保安过滤器可以是本领域所熟知的 那些,又称为精密过滤器,其滤芯材料可以为烧结滤管、熔喷式纤维滤芯和蜂房滤芯等,优 选蜂房滤芯,便于更换,有利于设备的操作维护和管理,精密过滤设备过滤精度为1μm,以 防止大颗粒物质进入所述反渗透设备,最大限度的保护所述反渗透设备的反渗透膜不被机 械划伤。所述高压栗用于提升所述保安过滤器的滤液的压力,以便顺利进行反渗透处理。
[0160] 所述反渗透设备用于对来自所述高压栗的污水进行反渗透处理。所述反渗透设备 可以是本领域所熟知的那些反渗透设备,比如陶氏、科式、日东电工或东丽公司的市售反 渗透设备,优选地,所述反渗透所采用的反渗透膜为抗污染复合反渗透膜,例如陶氏化学公 司的抗污染复合反渗透膜。经过反渗透脱盐处理后,可以把污水浓缩至较高浓度,使得污水 量大大减少,有助于减小后续蒸发结晶系统的规模和投资成本。所述浓水箱用于接收所述 反渗透设备的渗余液。所述反渗透设备的渗透液可以直接作为企业中的循环水利用。
[0161] 在一个优选实施例中,所述反渗透单元705还包括产品水箱(图中未示出),所述 产品水箱用于接收所述反渗透设备的渗透液。
[0162] 在另一个优选实施例中,所述反渗透单元还包括蒸发结晶系统,用于使所述浓水 箱的渗余液蒸发结晶,以回收水分。
[0163] 如图6所示,本发明的第二氧化单元500、第二生化处理单元600和脱盐单元700 运行时,来自所述第一生化处理单元400的污水(污水W3)进入臭氧氧化单元501,依次进 入第一、二、三级臭氧氧化塔,在氧化塔内与臭氧发生器产生的臭氧(浓度约200mg/L)逆流 接触,平均C0D去除率达到42%,氧化处理后用栗送出。
[0164] 经臭氧氧化的高浓度污水生化出水及超滤反洗水进入配水廊道,经配水廊道将污 水均匀分配到两条格栅渠;污水经转鼓格栅除污机去除污水中的颗粒物和漂浮物之后自流 进入A/0生化池601中,转鼓格栅除污机拦截的颗粒物和漂浮物统一收集后运出厂外。
[0165] 污水进入A/0生化池601 (A/0池污泥浓度:5~8g/L,氨氮污泥负荷约为 0. 09kgNH-NAkgMLSS·(!),污泥回流比约为3:1)后依次经由前置的反硝化池和曝气池进行 生化处理,A/0生化池601出水自流进入MBR602分配渠后均匀进入MBR602进一步去除污水 中有机物并将污水固液分离,MBR产水(记为污水W4)经栗送入产水池701。产水池701出 水检测合格后经栗送入超滤原水罐;若产水池701出水指标无法满足超滤进水水质要求, 产水池701出水首先经活性炭过滤器702过滤吸附后再送入超滤原水罐。MBR处理所得混 合液经活性污泥回流栗回流至A/0生化池601。
[0166] 上述由污水W3处理为污水W4的工艺过程记为P4。
[0167] 进入超滤原水罐中的污水经超滤进水栗送入超滤自清洗过滤器去除水中的悬浮 物、颗粒物等杂质后进入超滤主机进一步去除水中的铁锈、泥沙、细菌、大分子有机物等,降 低水的浊度,为后续反渗透单元705的正常运行提供保证。
[0168] 超滤出水经增压栗提升进入保安过滤器进一步截留水中残存的微量悬浮颗粒、胶 体、微生物等大于1ym的颗粒,然后再经高压栗加压进入反渗透设备脱盐;反渗透设备的 渗透液经过添加次氯酸钠后进入产品水箱,反渗透设备的渗余液进入浓水箱。所述产品水 箱中水(记为净水W5)可以送至三个去向:一是去蒸发产品水罐,通过蒸馏产品水栗送至电 厂替代新鲜水;二是去新增回用水管网,输送至全厂各个工艺单元替代部分新鲜水;三是 深度处理系统内的用水。所述浓水箱中的水经输送栗送至蒸发结晶单元处理。
[0169] 上述由污水W4处理为净水W5的工艺过程记为Ρ5。
[0170] 本发明的煤直接液化污水处理方法,包括以下步骤:
[0171] (1)将待处理的煤直接液化污水送入脱硫脱氨单元进行处理,得到第一污水;
[0172] (2)将第一污水送入脱酚单元进行处理,得到第二污水;
[0173] (3)将第二污水依次送入第一氧化单元和第一生化单元进行处理,得到第三污 水;
[0174] (4)将第三污水依次送入第二氧化单元和第二生化单元进行处理,得到第四污水; 和
[0175] (5)将第四污水送入脱盐单元进行处理,得到净化水。
[0176] 本发明的煤直接液化污水为来自煤液化装置、加氢稳定装置、加氢改质装置、硫磺 回收装置、轻烃回收装置和脱硫装置等的污水。上述装置均为本领域所熟知,具体的,所述 煤液化装置为煤直接液化系统中用于将煤直接液化成油品的装置;所述加氢稳定装置为 煤直接液化系统中用于将液化后的油品加氢精制生产供氢溶剂的装置;所述加氢改质装置 为煤直接液化系统中用于将油品精制裂化产生合格油品的装置;所述硫磺回收装置为煤直 接液化系统中用于回收上游酸性气体中硫的装置;所述轻烃回收装置为煤直接液化系统中 用于回收上游气体中的轻烃组分的装置;所述脱硫装置为煤直接液化系统中用于脱除液化 气中硫的装置。
[0177] 本领域技术人员理解,在实际生产中,由于工况调整,所述煤直接液化污水的水质 也同样难免波动,但尽管煤直接液化污水的水质存在波动,从本申请的煤直接液化污水处 理系统在神华鄂尔多斯煤制油分公司不少于24个月的运行情况来看,本发明的污水处理 系统可以很好的适应这种水质波动,处理后的净化水均达到回用水标准。
[0178] 以下结合实施例进一步说明本发明的效果,但本发明并不局限于实施例。
[0179] 实施例1
[0180] 将污水W0经工艺过程P1处理,得到污水W1 ;再经工艺过程P2处理,得到污水W2 ; 再经工艺过程P3处理,得到污水W3 ;再经工艺过程P4处理,得到污水W4 ;再经工艺过程P5 处理,得到净化水W5。
[0181] 其中,污水W4主要指标见表3 ;净化水W5主要指标见表4。
[0182] 表 3
Figure CN105330110AD00201
[0187] 对比例1
[0188] 与实施例1不同的是,污水W0经工艺过程P1中的油水分离单元处理后,直接经工 艺过程P3处理,得到污水D13 ;再经工艺过程P4处理,得到污水D14 ;再经工艺过程P5处 理,得到污水D15。
[0189] 经检测,污水D13和D14中各项指标均大幅超出要求,硫化氢和氨含量均大于 lOOOOppm,酸类也至少大于2000ppm,说明污水可生化性极差,生化处理单元难以承受。
[0190] 对比例2
[0191] 与实施例1不同的是,将污水W2在工艺过程P3中的停留时间延长至实施例1中 污水在工艺过程P3和P4中的停留时间之和,得到污水D2。
[0192] 经检测,污水D2与污水W4相比,C0D无法有效去除,远大于50ppm,同时无法保证 氨含量小于5ppm,说明本发明的煤直接液化污水在不经第二氧化单元和第二生化处理单元 处理的情况,即使延长其在第一氧化单元和第一生化处理单元中的时间,污水D2也难以达 到要求,一旦进入脱盐单元,会导致脱盐单元系统膜的损坏,产水指标也无法实现的结果。
[0193] 对比例3
[0194] 与实施例1不同的是,污水W2直接经工艺过程P4处理,且其在工艺过程P4中的 停留时间延长至实施例1中污水在工艺过程P3和P4中的停留时间之和,得到污水D3。
[0195] 经检测,污水D3与污水W4相比,由于污水毒性较高,可生化性差,生化处理单元会 被冲击,导致生产波动,甚至系统瘫痪,说明本发明的煤直接液化污水在不经第一氧化单元 和第一生化处理单元处理的情况,即使延长其在第二氧化单元和第二生化处理单元中的时 间,污水D3也难以达到要求,一旦进入脱盐单元,会导致脱盐单元系统膜的损坏,产水指 标也无法实现的结果。

Claims (15)

1. 一种煤直接液化污水处理系统,所述处理系统包括: 脱硫脱氨单元,所述脱硫脱氨单元包括硫化氢汽提单元和氨汽提单元,用于脱除煤直 接液化污水中的硫化氢和氨; 脱酚单元,所述脱酚单元包括萃取塔,用于对来自所述脱硫脱氨单元的污水进行萃取 处理,以脱除其中的酚类物质; 第一氧化单元,所述第一氧化单元包括催化氧化反应器,用于对来自所述脱酚单元的 污水进行催化氧化处理; 第一生化处理单元,所述第一生化处理单元包括固定化微生物曝气生物滤池,用于对 来自所述第一氧化单元的污水进行微生物处理; 第二氧化单元,所述第二氧化单元包括臭氧处理单元,用于对来自所述第一生化处理 单元的污水进行臭氧氧化处理; 第二生化处理单元,所述第二生化处理单元包括A/ο生化池和膜生物反应器,用于对 来自所述臭氧处理单元的污水进行生化处理;和 脱盐单元,所述脱盐单元用于对来自所述第二生化处理单元的污水进行脱盐处理,得 到净化水。
2. 根据权利要求1所述的污水处理系统,其特征在于,所述脱硫脱氨单元包括: 输送单元,用于将煤直接液化污水送入硫化氢汽提单元; 硫化氢汽提单元,所述硫化氢汽提单元包括脱硫化氢塔和与所述脱硫化氢塔配套设置 的第一再沸器,其中,所述脱硫化氢塔包括塔板段和填料段,所述填料段内设有第一段填料 和位于所述第一段填料下方的第二段填料;所述脱硫化氢塔在第一段填料上方设有塔顶回 流口,所述脱硫化氢塔在第一段填料与第二段填料之间设有第一污水入口,用于接收来自 所述输送单元的一部分煤直接液化污水;所述脱硫化氢塔在所述塔板段的下部设有第二污 水入口;所述硫化氢汽提单元用于对煤直接液化污水进行汽提,以在塔顶得到硫化氢气体, 在塔底得到脱硫污水; 第一换热器,用于使来自所述输送单元的另一部分煤直接液化污水与来自所述脱硫 化氢塔的脱硫污水换热升温,并将升温后的煤直接液化污水送入所述第二污水入口; 氨汽提单元,所述氨汽提单元包括脱氨塔,所述氨汽提单元用于对来自所述第一换热 器的脱硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气,在塔底得到脱氨污水; 第二换热器,用于使待进入所述第一换热器的煤直接液化污水与来自所述脱氨塔的脱 氨污水换热升温;和 第一冷却器,用于冷却来自所述二换热器的脱氨污水,并将部分冷却后的脱氨污水作 为所述硫化氢汽提塔的塔顶回流送入所述塔顶回流口。
3. 根据权利要求2中所述的污水处理系统,其特征在于,所述氨汽提单元包括: 脱氨塔,用于对来自所述第一换热器的脱硫污水进行汽提,以在塔顶得到粗氨气,在塔 底得到脱氨污水; 与所述脱氨塔配套设置的第二再沸器; 第二冷却器,用于冷却来自所述脱氨塔塔顶的粗氨气;和 塔顶回流罐,用于接收来自所述第一冷却器的粗氨气并将其中分离出的冷凝液作为塔 顶回流送入所述脱氨塔。
4. 根据权利要求3所述的污水处理系统,其特征在于,所述脱硫脱氨单元还包括氨回 收单元,所述氨回收单元包括: 第三冷却器,用于对来自所述塔顶回流罐的粗氨气进行冷却; 富氨气分凝罐,用于分离出来自所述第三冷却器的粗氨气中的冷凝液,并将得到富氨 气自罐顶送出; 富氨气洗涤罐,所述富氨气洗涤罐内设有填料,用于对来自所述富氨气分凝罐的富氨 气进行富氨液的喷淋洗涤,得到洗涤后的富氨气; 氨结晶器,用于使洗涤后的富氨气在液氨制冷下结晶析出杂质; 氨精制罐,用于使来自所述氨结晶器的富氨气在脱硫吸附剂的作用下进行脱硫吸附处 理; 氨吸收塔,用于利用来自氨蒸馏塔的稀氨水对来自所述氨精制罐的富氨气进行吸收, 以便在塔底得到浓氨水; 氨蒸馏塔,用于对来自所述氨吸收塔塔底的浓氨水进行加热,以蒸发出氨气,并在塔底 得到稀氨水;和 第三换热器,用于将来自氨蒸馏塔的稀氨水与来自氨吸收塔的浓氨水换热。
5. 根据权利要求4所述的污水处理系统,其特征在于,所述氨蒸馏塔内设有冷却管束, 所述冷却管束设置于所述氨蒸馏塔上部,用于对待引出所述氨蒸馏塔的氨气进行冷却。
6. 根据权利要求5所述的污水处理系统,其特征在于,所述氨精制罐设有两个,分别为 第一氨精制罐和第二氨精制罐,所述第一氨精制罐与第二氨精制罐串联设置。
7. 根据权利要求6所述的污水处理系统,其特征在于,所述氨回收单元还包括: 第四冷却器,用于使引出所述氨蒸馏塔的氨气冷凝; 液氨罐,所述液氨罐内设有分油包,用于接收来自所述第四冷却器的液氨,并分离出液 氨内的油; 液氨储罐,用于接收来自所述液氨罐的液氨;和 压力平衡管线,所述压力平衡管线的一端连接至氨蒸馏塔上部,另一端连接至所述液 氨储罐的上部,用于使所述氨蒸馏塔与液氨储罐保持气相连通。
8. 根据权利要求1-7中任一项所述的污水处理系统,其特征在于,所述脱硫脱氨单元 还包括油水分离单元,用对待进行脱硫脱氨处理的煤直接液化污水进行油水分离,包括: 除油污水罐,用于使含油的煤直接液化污水静置分层并分离油相;和 除油器,用于进一步脱除来自所述除油污水罐的煤直接液化污水中的油相。
9. 根据权利要求1-7中任一项所述的污水处理系统,其特征在于,所述脱酚单元包括: 转盘萃取塔,用于萃取来自所述脱硫脱酚单元的污水中的酚类物质,以在塔底得到脱 酚污水,在塔顶得到含酚溶剂; 水塔,用于通过汽提脱除脱酚污水中残留的溶剂,以在塔顶得到溶剂,在塔底得到脱除 残留溶剂后的污水;和 酚水换热器,用于使所述水塔塔底的污水与所述转盘萃取塔塔底的污水换热降温。
10. 根据权利要求9所述的污水处理系统,其特征在于,所述脱酚单元还包括: 萃取物分离塔,用于对来自所述转盘萃取塔塔顶的含酚溶剂进行蒸发,以回收溶剂 溶剂罐,用于储存来自所述萃取物分离塔和水塔的溶剂,并为所述转盘萃取塔提供所 需溶剂;和 粗酚罐,用于储存来自所述萃取物分离塔分离出的粗粉产物。
11. 根据权利要求1-7中任一项所述的污水处理系统,其特征在于, 所述第一氧化单元包括: 混凝气浮单元,用于使待处理的污水与助凝剂反应絮凝,并通过气浮作用脱除污水中 的固相污物; 调节池,用于对来自所述混凝气浮单元的污水的pH值进行调节; 隔油池,用于分离出来自所述调节池的污水中的油相,并为所述催化氧化反应器提供 进料污水;和 催化氧化反应器,用于使来自所述隔油池的污水在双氧水和催化剂的作用下,进行催 化氧化处理; 所述第一生化处理单元包括: 中和池,用于调整来自所述催化氧化反应器的污水的pH值,并使污水在助凝剂的作用 下絮凝; 沉淀池,用于使来自所述中和池的污水中的絮凝物沉淀、分离,得到第一清液; 固定化微生物曝气生物滤池,用于对来自所述沉淀池的第一清液进行微生物处理; 混凝沉淀单元,所述混凝沉淀单元包括混凝区和沉淀区,其中,所述混凝区用于使来自 所述固定化微生物曝气生物滤池的污水与助凝剂混合、絮凝;所述沉淀区用于使来自所述 混凝区的污水中的絮凝物沉淀、分离,得到第二清液;和 多介质过滤器,用于对来自所述混凝沉淀单元的第二清液进行过滤。
12. 根据权利要求11所述的污水处理系统,其特征在于,所述第一生化处理单元还包 括活性炭吸附单元,所述活性炭吸附单元包括配炭池、混合池和吸附池,其中,所述配炭池 用于将粉末活性炭与水配成悬浮液;所述混合池用于将来自固定化微生物曝气生物滤池的 污水与来自所述配炭池的悬浮液充分混合;所述吸附池用于使来自混合池的物料中污水与 活性炭充分接触、吸附,并为所述混凝沉淀单元提供进料污水。
13. 根据权利要求11所述的污水处理系统,其特征在于,所述固定化微生物曝气生物 滤池的进水管的两侧增设两道宽顶溢流堰。
14. 根据权利要求1-7中任一项所述的污水处理系统,其特征在于, 所述臭氧处理单元包括依次串联连接的第一级臭氧氧化塔、第二级臭氧氧化塔和第三 级臭氧氧化塔; 所述A/Ο生化池包括前置的反硝化池和曝气池,用于对来自所述臭氧处理单元的污水 进行生化处理; 所述膜生物反应器用于截留来自所述A/Ο生化池的污水中大分子有机物并将污水进 行固液分离,以得到分离液和剩余的混合液; 所述脱盐单元包括: 过滤单元,所述过滤单元包括产水池、活性炭过滤器和超滤装置,所述产水池用于接收 经所述膜生物反应器处理后的分离液;所述活性炭过滤器用于对来自所述产水池的污水进 行吸附过滤;所述超滤装置用于对来自所述活性炭过滤器和/或直接来自所述产水池的污 水进行超滤处理;和 反渗透单元,用于对来自所述超滤装置的滤液进行反渗透处理。
15. -种利用权利要求1-14中任一项所述的污水处理装置进行污水处理的方法,包括 以下步骤: (1) 将待处理的煤直接液化污水送入脱硫脱氨单元进行处理,得到第一污水; (2) 将第一污水送入脱酚单元进行处理,得到第二污水; (3) 将第二污水依次送入第一氧化单元和第一生化单元进行处理,得到第三污水; (4) 将第三污水依次送入第二氧化单元和第二生化单元进行处理,得到第四污水;和 (5) 将第四污水送入脱盐单元进行处理,得到净化水。
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