CN110386706A - 一种高浓度含盐有机废水处理系统及方法 - Google Patents
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Abstract
为克服现有高浓度含盐有机废水处理工艺存在工艺间能量损耗大，以及废水处理成本高的问题，本发明提供了一种高浓度含盐有机废水处理系统，包括湿式氧化模块、闪蒸蒸发器和多级蒸发脱盐模块；所述湿式氧化模块用于废水的湿式催化氧化，所述湿式氧化模块导出的过热废水引入所述闪蒸蒸发器，所述闪蒸蒸发器用于过热废水的闪蒸脱水和脱气，所述多级蒸发脱盐模块用于对所述闪蒸蒸发器的出液进行蒸发浓缩脱盐，所述闪蒸蒸发器的出气用于所述多级蒸发脱盐模块的至少部分加热介质供应。同时，本发明还公开了一种高浓度含盐有机废水处理方法。本发明提供的高浓度含盐有机废水处理系统及方法实现了能源的有效利用，降低损耗和废水处理成本。
Description
技术领域
本发明属于高浓度含盐有机废水环保处理技术领域，具体涉及一种高浓度含盐有机废水处理系统及方法。
背景技术
在环保废水治理领域，高浓度含盐有机废水由于自身生化性较差，一直是环保界水污染治理的难题。其主要存在的问题是废水中有机物降解成本高以及脱盐成本高，尽管目前普遍采用了MVR(mechanical vapor recompression mechanical vaporrecompression，机械式蒸汽再压缩技术)节能蒸发的方式，其治理费用每吨原水都有数百元，还存在多数情况下根本蒸不动的难题，成为化工行业，特别是精细化工行业一笔沉重的财务负担，每年侵蚀企业大量生产利润，也是引发各种化工废液偷排现象的内在根源。化工企业生产过程中伴生产出的高浓度高盐度废水的资源化治理和低成本治理一直未能得到完善地解决。
现有的高盐高有机废水处理的前沿做法是：采用CWO(Catalytic Wet OxidationProcess，催化湿式氧化法)工艺将废水经固定床氧化反应器，产生大量氧化反应热，导致废水温升，湿式催化氧化反应体系的反应温度一般在200℃～280℃之间，与之匹配的反应塔压力达到3.0～7.0Mpa，经湿式催化氧化后的废水需要降温到100℃以下在高压气-液分离器中进行空气尾气和废水的分离，然后压力泄压到0.3Mpa以下，释放到废水接收罐内继续进行后续MVR蒸发脱盐处理。
该种催化氧化后蒸发工艺存在较大的能量损耗，各工艺流程中产生的能量不能充分利用，导致了废水处理总成本较高。
发明内容
针对现有高浓度含盐有机废水处理工艺存在工艺间能量损耗大，以及废水处理成本高的问题，本发明提供了一种高浓度含盐有机废水处理系统及方法。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案如下：
一方面，本发明实施例提供了一种高浓度含盐有机废水处理系统，包括湿式氧化模块、闪蒸蒸发器和多级蒸发脱盐模块；
所述湿式氧化模块用于废水高温高压下的湿式催化氧化，所述湿式氧化模块导出的过热废水引入所述闪蒸蒸发器，所述闪蒸蒸发器用于过热废水的闪蒸脱水和脱气，所述多级蒸发脱盐模块用于对所述闪蒸蒸发器的出液进行蒸发浓缩脱盐，所述闪蒸蒸发器的出气用于所述多级蒸发脱盐模块的至少部分加热介质供应。
根据本发明提供的高浓度含盐有机废水处理系统，能够达到降解废水中有机污染物的目的，同时利用了湿式氧化模块排出的过热废水进行闪蒸，充分利用了湿式氧化模块的过热废水能量，提高了闪蒸量，达到降低蒸发成本的目的，同时，通过多级蒸发脱盐模块有效利用了闪蒸后的混合尾气对废水进行多级蒸发浓缩脱盐，系统排出盐的品质和蒸发的顺畅性均比传统蒸发工艺有显著改善。
可选的，所述湿式氧化模块包括废水储存装置、供气装置和湿式氧化塔，所述废水储存装置和所述供气装置连接所述湿式氧化塔的进料端，所述湿式氧化塔的出料端引入所述闪蒸蒸发器。
可选的，所述废水储存装置和所述湿式氧化塔之间设置有换热器，所述换热器用于所述废水储存装置的出液和所述湿式氧化塔的出液之间的换热，所述闪蒸蒸发器的进液端连接有多个减压阀。
可选的，所述多级蒸发脱盐模块包括一级降膜蒸发器、二级降膜蒸发器、第一冷凝器、第二冷凝器、蒸汽循环压缩机和浓液接收罐，所述一级降膜蒸发器具有相互换热的第一加热腔和第一蒸发腔，所述二级降膜蒸发器具有相互换热的第二加热腔和第二蒸发腔，所述闪蒸蒸发器的出气端连接所述第一加热腔的进料端，所述第一冷凝器的进料端连接所述第一加热腔的出料端，所述闪蒸蒸发器的出液端连接所述第一蒸发腔的进料端，所述第一蒸发腔的出气端连接所述第二加热腔的进料端，所述第一蒸发腔的出液端连接所述第二蒸发腔的进料端，所述第一蒸发腔的出气端连接所述第二冷凝器的进料端，所述第二蒸发腔的出气端连接所述第一加热腔的进料端，所述第二蒸发腔的出液端连接所述浓液接收罐，所述蒸汽循环压缩机连接于所述第二加热腔的进料端和所述第二加热腔的出料端之间；
所述第一蒸发腔的腔内气压低于所述闪蒸蒸发器的腔内气压，所述第一蒸发腔的腔内气压低于所述第二蒸发腔的腔内气压。
可选的，所述闪蒸蒸发器的出液端与所述第一蒸发腔的进料端之间设置有第一输料泵和第一料液收集罐，所述第一蒸发腔的出液端与所述第二蒸发腔的进料端之间设置有第二输料泵和第二料液收集罐，所述第二蒸发腔的出液端和所述浓液接收罐之间设置有第三输料泵和第一离心机；
所述多级蒸发脱盐模块还包括第一冷凝水罐和第二冷凝水罐，所述第一冷凝器的出液端与所述第一冷凝水罐之间设置有第一冷凝水接收罐和第一水泵，所述第二冷凝器的出液端与所述第二冷凝水罐之间设置有第二冷凝水接收罐和第二水泵；
所述浓液接收罐和所述第二蒸发腔的进料端之间还设置有循环管道。
可选的，所述高浓度含盐有机废水处理系统还包括废气处理系统，所述废气处理系统包括一级洗涤塔、二级洗涤塔和尾气排放管，所述第一冷凝器的出气端连接所述一级洗涤塔，所述一级洗涤塔连接所述二级洗涤塔，所述二级洗涤塔连接所述尾气排放管。
另一方面，本发明实施例提供了一种高浓度含盐有机废水处理方法，包括以下步骤：
湿式氧化：往湿式氧化塔中通入高浓度含盐有机废水和含氧气体，利用湿式催化氧化法将高浓度含盐有机废水中的有机物进行降解和COD去除，同时有机物降解过程产生热量和气体，由湿式氧化塔导出过热废水；
闪蒸：将过热废水导入闪蒸蒸发器进行闪蒸操作，导出浓缩后的料液和混合尾气；
多级蒸发：通过多级蒸发脱盐模块对闪蒸蒸发器导出的料液进行多级蒸发浓缩脱盐处理，同时，将闪蒸蒸发器导出的混合尾气用于所述多级蒸发脱盐模块的至少部分加热介质供应。
本发明提供了一种超低成本而且可实现高浓度含盐有机废水资源化利用治理的便捷途径，解决制约精细化工生产企业目前生存和发展中存在的废水处置难题。
可选的，所述“湿式氧化”和“闪蒸”步骤中：
所述湿式氧化塔的进液和所述湿式氧化塔的出液均导入多个换热器中进行换热，使得所述过热废水的温度降至110℃至150℃；
所述闪蒸蒸发器的进液端通过多个减压阀进行串联降压，将所述过热废水的压力控制在0.3～1.0MPa之间。
可选的，所述“多级蒸发”步骤中：
所述多级蒸发脱盐模块包括一级降膜蒸发器和二级降膜蒸发器，由闪蒸蒸发器导出的混合尾气抽到一级降膜蒸发器的第一加热腔中作为加热介质；由闪蒸蒸发器导出的浓缩后料液导入第一料液收集罐中，然后将料液导入一级降膜蒸发器的第一蒸发腔蒸发浓缩，第一蒸发腔的腔内气压低于闪蒸蒸发器的腔内气压；第一蒸发腔蒸发浓缩后的料液导入第二料液收集罐卸去真空，然后将料液导入二级降膜蒸发器的第二蒸发腔中蒸发浓缩，第一蒸发腔的腔内气压低于第二蒸发腔的腔内气压；第二蒸发腔蒸发浓缩后的料液由第一离心机进行固液分离出盐后，料液导入浓液接收罐；所述浓液接收罐中的料液经多次强制循环到二级降膜蒸发器的第二蒸发腔脱水浓缩后，最终形成的高含有机物残液进行生化稀释处理，或焚烧处理；由第二蒸发腔导出的高温蒸汽导入一级降膜蒸发器的第一加热腔中作为加热介质；通过蒸汽循环压缩机给二级降膜蒸发器的第二加热腔循环供应加热介质。
可选的，经过第一加热腔换热后的混合尾气导入第一冷凝器中进行冷凝，冷凝后的冷凝水导入第一冷凝水罐中，冷凝后剩余的废气则导入一级洗涤塔和二级洗涤塔进行尾气处理；第一蒸发腔导出的高温蒸汽导入第二冷凝器中进行冷凝，冷凝后的冷凝水导入第二冷凝水罐中。
附图说明
图1是本发明实施例提供的高浓度含盐有机废水处理系统的模块示意图；
图2是本发明实施例提供的高浓度含盐有机废水处理系统的连接示意图；
图3是本发明实施例提供的高浓度含盐有机废水处理系统中湿式氧化模块和闪蒸蒸发器部分的连接示意图；
图4是本发明实施例提供的高浓度含盐有机废水处理系统中多级蒸发脱盐模块部分的连接示意图；
图5是本发明实施例提供的高浓度含盐有机废水处理系统中废气处理系统部分的连接示意图。
说明书附图中的附图标记如下：
1、湿式氧化模块；11、废水储存装置；12、换热器；121、一级换热器；122、二级换热器；123、三级换热器；13、减压阀；131、一级减压阀；132、二级减压阀；133、三级减压阀；14、湿式氧化塔；15、进料泵；16、供气装置；4、闪蒸蒸发器；41、第一料液收集罐；42、第一输料泵；2、多级蒸发脱盐模块；21、一级降膜蒸发器；211、第一加热腔；212、第一蒸发腔；213、第二料液收集罐；214、第二输料泵；22、二级降膜蒸发器；221、第二加热腔；222、第二蒸发腔；223、蒸汽循环压缩机；224、第三输料泵；225、第一离心机；23、第一冷凝器；231、第一冷凝水接收罐；232、第一水泵；24、第二冷凝器；241、第二冷凝水接收罐；242、第二水泵；243、真空泵；25、第一冷凝水罐；26、第二冷凝水罐；27、浓液接收罐；28、循环管道；3、废气处理系统；31、一级洗涤塔；311、第一循环泵；32、二级洗涤塔；321、第二循环泵；33、尾气排放管。
具体实施方式
为了使本发明所解决的技术问题、技术方案及有益效果更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。
在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是管道连接，也可以是流槽连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。
术语“壳程”、“管程”应做广义理解，本发明的描述中用于指代同一装置中可相互换热的不同流体腔体，在部分情况下，“壳程”和“管程”可相互替换。
对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
参见图1和图2所示，本发明一实施例提供了一种高浓度含盐有机废水处理系统，包括湿式氧化模块1、闪蒸蒸发器4和多级蒸发脱盐模块2，所述湿式氧化模块1用于废水高温高压下的湿式催化氧化，所述湿式氧化模块1导出的过热废水引入所述闪蒸蒸发器4，所述闪蒸蒸发器4用于过热废水的闪蒸脱水和脱气，所述多级蒸发脱盐模块2用于对所述闪蒸蒸发器4的出液进行蒸发浓缩脱盐，所述闪蒸蒸发器4的出气用于所述多级蒸发脱盐模块2的至少部分加热介质供应。
所述高浓度含盐有机废水处理系统能够通过湿式氧化模块1达到降解废水中有机污染物的目的，同时利用了湿式氧化模块1的过热废水进行闪蒸，充分利用了湿式氧化塔14的过热废水能量，提高了闪蒸量，达到降低蒸发成本的目的，同时，通过多级蒸发脱盐模块2有效利用了闪蒸后的混合尾气对废水进行多级蒸发浓缩脱盐，系统排出盐的品质和蒸发的顺畅性均比传统蒸发工艺有显著改善。
在一实施例中，所述湿式氧化模块1包括废水储存装置11、供气装置16和湿式氧化塔14，所述废水储存装置11和所述供气装置16连接所述湿式氧化塔14的进料端，所述湿式氧化塔14的出料端引入所述闪蒸蒸发器4。所述废水储存装置11用于给所述湿式氧化塔14提供高浓度含盐有机废水，所述供气装置16用于给所述湿式氧化塔14提供含氧气体。
在一实施例中，所述废水储存装置11为储存有高浓度含盐有机废水的废水罐，在其他实施例中，所述废水储存装置11也可采用废水储槽的形式；所述供气装置16为空气压缩机。
在所述湿式氧化塔14中设置有固定床氧化反应器，通过湿式催化氧化降解有机物分子，其反应机理是自由基链式反应，利用空气中氧分子在高温催化作用下形成羟基自由基(-OH)，利用其活性使废水中有机物分子结构发生氧化开环断链作用，为氧化降解作用，氧化降解形成的小分子进一步与氧反应形成二氧化碳、水，达到降低COD的目的，在此过程中，废水中的无机盐(主要是氯化钠、氯化铵、硫酸钠等)不参与氧化过程，对有机物的氧化反应过程干扰很小。由于湿式催化氧化过程产生大量的氧化反应热量，能够保持温度和压力的平衡，在高压系统内没有任何相变过程，氧化反应在水相中进行。
如图3所示，在一实施例中，所述废水储存装置11和所述湿式氧化塔14之间设置有换热器12，所述换热器12用于所述废水储存装置11的出液和所述湿式氧化塔14的出液之间的换热。
所述换热器12的数量为多个，在更优选的实施例中，多个所述换热器12包括一级换热器121、二级换热器122和三级换热器123，所述一级换热器121、所述二级换热器122和所述三级换热器123均具有可相互换热的壳程和管程，所述一级换热器121、所述二级换热器122和所述三级换热器123的壳程依次串联，所述一级换热器121、所述二级换热器122和所述三级换热器123的管程依次串联，在所述废水储存装置11和所述一级换热器121之间设置有进料泵15，由所述进料泵15驱动，使所述废水储存装置11中的高浓度含盐有机废水依次流经所述一级换热器121、所述二级换热器122和所述三级换热器123的壳程后，导入所述湿式氧化塔14中，所述湿式氧化塔14导出的过热废水依次流经所述三级换热器123、所述二级换热器122和所述一级换热器121的管程。
通过多个换热器12对所述湿式氧化塔14的出液进行降温，使其控制在110℃～150℃之间，所述湿式氧化塔14的温度太低则会影响后续的闪蒸效果。同时多个换热器12对所述湿式氧化塔14的进液进行加热，以提高湿式氧化塔14进液与固定床氧化反应器之间的反应活性，形成反应循环，维持湿式氧化塔14中高达200℃以上的温度，降低耗能。
在一实施例中，所述闪蒸蒸发器4的进液端连接有多个减压阀13。
在更优选的实施例中，多个所述减压阀13包括一级减压阀131、二级减压阀132和三级减压阀133，通过一级减压阀131、二级减压阀132和三级减压阀133依次对所述湿式氧化塔14的出液进行逐级梯度降压，当过热废水达到所述闪蒸蒸发器4的进液要求时导入所述闪蒸蒸发器4进行闪蒸操作，进入所述闪蒸蒸发器4的过热废水为催化氧化后的废水、废气以及未反应的空气的混合物。
如闪蒸蒸发器4的进液压力过大，则会对闪蒸蒸发器4产生较大冲击，需要进行降压，降压设计为每一级递减压力在1.5MPa～2.0MPa之间较为合理，所述湿式氧化塔14的出口压力达到3.0MPa～7.0MPa，需要通过多级串联式降压设计，使过热废水的排出压力可控制在0.3MPa～1MPa之间，更优选的，使过热废水的排出压力可控制在0.6MPa～1MPa之间，在此压力下，温度达到110℃～150℃的过热废水进入闪蒸蒸发器4中进行闪蒸操作。
在所述闪蒸蒸发器4中，过热的废水进入所述闪蒸蒸发器4中，压力的降低使得废水在泄压下流的过程中产生闪蒸作用，蒸发的水蒸气和催化氧化后的废气形成混合废气由所述闪蒸蒸发器4顶部导出，用作后续多级蒸发脱盐模块2的加热介质，达到节能的目的；剩余的废水被浓缩，盐浓度提高，由所述闪蒸蒸发器4的底部导出。相对于现有的工艺，设置所述闪蒸蒸发器4能够利用湿式氧化塔14排出废水过热的特点，提高废水的蒸发量，起到分离水，提升废水中盐浓度的作用。所述闪蒸蒸发器4排出的浓缩后料液体积减量高达60％，能够减少后续需要蒸发的水分，为后续蒸发浓缩脱盐处理实现预浓缩的目的。
如图1、图3和图4所示，在一实施例中，所述多级蒸发脱盐模块2包括一级降膜蒸发器21、二级降膜蒸发器22、第一冷凝器23、第二冷凝器24、蒸汽循环压缩机223和浓液接收罐27，所述一级降膜蒸发器21具有相互换热的第一加热腔211和第一蒸发腔212，所述二级降膜蒸发器22具有相互换热的第二加热管程加热腔221和第二蒸发腔222，所述第一加热腔211和所述第二加热管程加热腔221均具有进料端和出料端，所述第一蒸发腔212和所述第二蒸发腔222均具有进料端、出气端和出液端；所述闪蒸蒸发器4的出气端连接所述第一加热腔211的进料端，所述第一冷凝器23的进料端连接所述第一加热腔211的出料端，所述闪蒸蒸发器4的出液端连接所述第一蒸发腔212的进料端，所述第一蒸发腔212的出气端连接所述第二加热管程加热腔221的进料端，所述第一蒸发腔212的出液端连接所述第二蒸发腔222的进料端，所述第一蒸发腔212的出气端连接所述第二冷凝器24的进料端，所述第二蒸发腔222的出气端连接所述第一加热腔211的进料端，所述第二蒸发腔222的出液端连接所述浓液接收罐27，所述蒸汽循环压缩机223连接于所述第二加热管程加热腔221的进料端和所述第二加热管程加热腔221的出料端之间。
所述第一冷凝器23连接有真空泵243。
在其他实施例中，所述第一蒸发腔212腔内气压控制也可通过在所述第一蒸发腔212的出气端设置真空泵实现。
在一些实施例中，所述一级降膜蒸发器21和所述二级降膜蒸发器22可各自独立地选自管壳式降膜蒸发器或板壳式降膜蒸发器。
所述第一蒸发腔212的腔内气压低于所述闪蒸蒸发器4的腔内气压，所述第一蒸发腔212的腔内气压低于所述第二蒸发腔222的腔内气压，以保证所述闪蒸蒸发器4和所述第二蒸发腔222产生的蒸汽温度大于所述第一蒸发腔212中的料液沸点，促使所述第一蒸发腔212中的料液蒸发。
所述闪蒸蒸发器4的出液端与所述第一蒸发腔212的进料端之间设置有第一输料泵42和第一料液收集罐41，所述第一蒸发腔212的出液端与所述第二蒸发腔222的进料端之间设置有第二输料泵214和第二料液收集罐213，所述第二蒸发腔222的出液端和所述浓液接收罐27之间设置有第三输料泵224和第一离心机225。
所述第一料液收集罐41和所述第二料液收集罐213用于临时性料液储存中转，同时所述第二料液收集罐213可避免所述第一蒸发腔222的真空泄漏；所述第一输料泵42、所述第二输料泵214和所述第三输料泵224用于料液输送；所述第一离心机225用于脱盐处理。
所述多级蒸发脱盐模块2包括两部分，前置一级降膜蒸发器21部分利用闪蒸蒸发器4和二级降膜蒸发器22蒸发产生的二次较高温度气体对用于对闪蒸蒸发器4的排出含盐废水进行预浓缩脱水，根据废水中含盐度可设置1-3级，二级降膜蒸发器22优选采用节能的蒸汽循环压缩方式供热，也可以采用传统的蒸汽供热方式。控制多级蒸发脱盐模块2每级蒸发浓缩深度，在多级蒸发脱盐模块2的一级降膜蒸发器21预浓缩部分蒸发过程中废水中的盐分不过饱和析出，而多级蒸发脱盐模块2的二级降膜蒸发器22通过外部供热进行深度浓缩使经前段预浓缩的废水中盐度过饱和析出，经第一离心机225分离后得到盐，过滤母液循环浓缩。前述闪蒸蒸发器4为特制的板式降膜蒸发器，多级蒸发脱盐模块2的一级降膜蒸发器21优选板壳式降膜蒸发器，二级降膜蒸发器22优选管式降膜蒸发器，也可采用板壳式降膜蒸发器。
所述多级蒸发脱盐模块2还包括第一冷凝水罐25和第二冷凝水罐26，所述第一冷凝器23的出液端与所述第一冷凝水罐25之间设置有第一冷凝水接收罐231和第一水泵232，所述第二冷凝器24的出液端与所述第二冷凝水罐26之间设置有第二冷凝水接收罐241和第二水泵242。
所述第一冷凝水接收罐231和所述第二冷凝水接收罐241用于临时性冷凝水储存中转；同时，所述第二冷凝水接收罐241可避免所述第二冷凝器24的真空泄漏。所述第一水泵232和所述第二水泵242用于冷凝水的输送。
在具体的实施例中，所述第一料液收集罐41和所述第二料液收集罐213的数量均为两个，所述第一冷凝水接收罐231和所述第二冷凝水接收罐241的数量均为两个，可相互替换使用。
需要说明的是，在一些实施例中，所述第一料液收集罐41和所述第二料液收集罐213是否有盐结晶析出取决于原废水的含盐度，如在所述闪蒸蒸发器4有盐析出，则可在所述第一料液收集罐41处设置第二离心机进行料液的脱盐处理；如在所述一级降膜蒸发器21有盐析出，则可在所述第二料液收集罐213处设置第三离心机进行料液的脱盐处理；如无盐析出则无需设置第二离心机或第三离心机脱盐。
在一实施例中，所述浓液接收罐27和所述第二蒸发腔222的进料端之间还设置有循环管道，用于将浓液接收罐27中的料液回流至所述第二蒸发腔222中循环蒸发出盐。
通过上述多级蒸发脱盐模块2能够充分利用所述闪蒸蒸发器4排出的高温的混合废气，充分利用CWO(高温湿式氧化)的余热，共设计两级降膜蒸发器，其中闪蒸蒸发器4和一级降膜蒸发器21均有效利用CWO(高温湿式氧化)产生的过热水和高温尾气，只有二级降膜蒸发器22采用蒸汽循环压缩机223加压增温，整套系统节能效果显著，有高达60％以上的水分是依靠体系自身能量脱出的，处理每吨原水的蒸发能耗成本比常规工艺设备下降60％以上。
如图5所示，在一实施例中，所述高浓度含盐有机废水处理系统还包括废气处理系统3，所述废气处理系统3包括一级洗涤塔31、二级洗涤塔32和尾气排放管33，所述第一冷凝器23的出气端连接所述一级洗涤塔31，所述一级洗涤塔31连接所述二级洗涤塔32，所述二级洗涤塔32连接所述尾气排放管33。
所述一级洗涤塔31和所述二级洗涤塔32用于对所述第一冷凝器23排出的废气进行无害化处理，所述尾气排放管33用于对处理后的废气进行尾气排放。
所述一级洗涤塔31设置有用于洗涤液循环的第一循环泵311，所述二级洗涤塔32设置有用于洗涤液循环的第二循环泵321。
本发明的另一实施例提供了基于上述高浓度含盐有机废水处理系统的高浓度含盐有机废水处理方法，包括以下步骤：
湿式氧化：往湿式氧化塔14中通入高浓度含盐有机废水和含氧气体，利用湿式催化氧化法将高浓度含盐有机废水中的有机物进行降解和COD去除，同时有机物降解过程产生热量和气体，由湿式氧化塔14导出过热废水；
闪蒸：将过热废水导入闪蒸蒸发器4进行闪蒸操作，导出浓缩后的料液和混合尾气；
多级蒸发：通过多级蒸发脱盐模块2对闪蒸蒸发器4导出的料液进行多级蒸发浓缩脱盐处理，同时，将闪蒸蒸发器4导出的混合尾气用于所述多级蒸发脱盐模块2的至少部分加热介质供应。
在一实施例中，所述“湿式氧化”和“闪蒸”步骤中：
所述湿式氧化塔14的进液和所述湿式氧化塔14的出液均导入多个换热器12中进行换热，使得所述过热废水的温度降至110℃至150℃；
所述闪蒸蒸发器4的进液端通过多个减压阀13进行串联降压，将所述过热废水的压力控制在0.3～1.0MPa之间。
在一实施例中，所述“多级蒸发”步骤中：
所述多级蒸发脱盐模块2包括一级降膜蒸发器21和二级降膜蒸发器22，由闪蒸蒸发器4导出的混合尾气抽到一级降膜蒸发器21的第一加热腔211中作为加热介质，用于一级降膜蒸发器21的物料浓缩，起到多效蒸发器的二次蒸发作用；由闪蒸蒸发器4导出的浓缩后料液导入第一料液收集罐41中，由第一输料泵42将然后将料液导入一级降膜蒸发器21的第一蒸发腔212蒸发浓缩，第一蒸发腔212的腔内气压低于闪蒸蒸发器4的腔内气压；第一蒸发腔212能够蒸发出相当于进料量20％-30％的水分，第一蒸发腔212蒸发浓缩后的料液导入第二料液收集罐213卸去真空，然后将料液导入二级降膜蒸发器22的第二蒸发腔222中蒸发浓缩，第一蒸发腔212的腔内气压低于第二蒸发腔222的腔内气压；第二蒸发腔222蒸发浓缩后的料液由第一离心机225进行固液分离出盐后，料液导入浓液接收罐27；所述浓液接收罐27中的料液为系统排出的饱和含盐高浓缩蒸发母液，经多次强制循环到二级降膜蒸发器22的第二蒸发腔222脱水浓缩后，最终形成的高含有机物残液进行生化稀释处理，或焚烧处理；由第二蒸发腔222导出的高温蒸汽导入一级降膜蒸发器21的第一加热腔211中作为加热介质，提高热能利用效率；通过蒸汽循环压缩机223给二级降膜蒸发器22的第二加热管程加热腔221循环供应加热介质。
在其他实施例中，所述二级降膜蒸发器22也可通过使用常规蒸汽加热蒸发浓缩，相对于通入常规蒸汽的方式，本实施例采用的蒸汽循环压缩机223能够对蒸汽进行循环利用，更加节能。
在其他实施例中，所述第一料液收集罐41和所述第二料液收集罐213如有盐析出，则需设置所述第二离心机对所述第一料液收集罐41进行脱盐处理，和/或设置第三离心机对所述第二料液收集罐213进行脱盐处理。
通过上述设置，使得所述一级降膜蒸发器21同时利用所述闪蒸蒸发器4的混合废气和所述二级降膜蒸发器22产生的蒸汽进行加热，实现了能量的有效多级利用。
在一实施例中，经过第一加热腔211换热后的混合尾气导入第一冷凝器23中进行冷凝，经第一加热腔211换热后的混合尾气中部分水蒸气冷凝为冷凝水，再通过所述第一冷凝器23对所述混合尾气中剩余的水蒸气进行冷凝，将混合尾气中的水蒸气分离，冷凝后的冷凝水导入第一冷凝水罐25中，冷凝后剩余的废气则导入一级洗涤塔31和二级洗涤塔32进行尾气处理，通过不同的洗涤剂与尾气中的有害气体反应，除去有害气体，使尾气达到排放标准；第一蒸发腔212导出的高温蒸汽导入第二冷凝器24中进行冷凝，冷凝后的冷凝水导入第二冷凝水罐26中。
本发明提供的高浓度含盐有机废水处理系统及方法以高温湿式催化氧化工艺为基础，实现对高温湿式催化氧化系统排出含盐氧化液余热的综合利用，系高温湿式催化氧化工艺与MVR节能蒸发工艺的有机结合体，目的是大幅度降低了MVR蒸发脱盐的处理量和能耗，从而降低了废水整体处理成本。
以含氯化钠12％，COD高达55000mg/L的高含盐高浓度有机废水的环保处理为例，如果按常规高温湿式催化氧化-高压气液分离-收集氧化液-氧化液泵入MVR蒸发器循环蒸发脱盐的分体式工艺实施，在保持碳5以上有机物降解率99％，COD去除率70％，且蒸发最终残液产出量控制3％的相同前提下，上述工艺处理上述标的废水每一吨的全流程电耗为100Kwh～120Kwh。采用本发明提供的CWO降解-闪蒸蒸发-余热降膜预浓缩-MVR深度蒸发的一体化组合新工艺后，同比全流程电耗下降到仅为40～50度/吨，节能50％～60％，节能效果非常显著。我国化工生产过程产生大量高浓高盐有机废水需要处理，利用本技术不但有效地解决高浓高盐有机生产废水的环保处置难题，节省投资，治理成本超低，是广大化工企业特别是中小精细化工生产企业的福音。
以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (10)
1.一种高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，包括湿式氧化模块、闪蒸蒸发器和多级蒸发脱盐模块；
所述湿式氧化模块用于废水高温高压下的湿式催化氧化，所述湿式氧化模块导出的过热废水引入所述闪蒸蒸发器，所述闪蒸蒸发器用于过热废水的闪蒸脱水和脱气，所述多级蒸发脱盐模块用于对所述闪蒸蒸发器的出液进行蒸发浓缩脱盐，所述闪蒸蒸发器的出气用于所述多级蒸发脱盐模块的至少部分加热介质供应。
2.根据权利要求1所述的高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，所述湿式氧化模块包括废水储存装置、供气装置和湿式氧化塔，所述废水储存装置和所述供气装置连接所述湿式氧化塔的进料端，所述湿式氧化塔的出料端引入所述闪蒸蒸发器。
3.根据权利要求2所述的高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，所述废水储存装置和所述湿式氧化塔之间设置有换热器，所述换热器用于所述废水储存装置的出液和所述湿式氧化塔的出液之间的换热，所述闪蒸蒸发器的进液端连接有多个减压阀。
4.根据权利要求1所述的高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，所述多级蒸发脱盐模块包括一级降膜蒸发器、二级降膜蒸发器、第一冷凝器、第二冷凝器、蒸汽循环压缩机和浓液接收罐，所述一级降膜蒸发器具有相互换热的第一加热腔和第一蒸发腔，所述二级降膜蒸发器具有相互换热的第二加热腔和第二蒸发腔，所述闪蒸蒸发器的出气端连接所述第一加热腔的进料端，所述第一冷凝器的进料端连接所述第一加热腔的出料端，所述闪蒸蒸发器的出液端连接所述第一蒸发腔的进料端，所述第一蒸发腔的出气端连接所述第二加热腔的进料端，所述第一蒸发腔的出液端连接所述第二蒸发腔的进料端，所述第一蒸发腔的出气端连接所述第二冷凝器的进料端，所述第二蒸发腔的出气端连接所述第一加热腔的进料端，所述第二蒸发腔的出液端连接所述浓液接收罐，所述蒸汽循环压缩机连接于所述第二加热腔的进料端和所述第二加热腔的出料端之间；
所述第一蒸发腔的腔内气压低于所述闪蒸蒸发器的腔内气压，所述第一蒸发腔的腔内气压低于所述第二蒸发腔的腔内气压。
5.根据权利要求4所述的高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，所述闪蒸蒸发器的出液端与所述第一蒸发腔的进料端之间设置有第一输料泵和第一料液收集罐，所述第一蒸发腔的出液端与所述第二蒸发腔的进料端之间设置有第二输料泵和第二料液收集罐，所述第二蒸发腔的出液端和所述浓液接收罐之间设置有第三输料泵和第一离心机；
所述多级蒸发脱盐模块还包括第一冷凝水罐和第二冷凝水罐，所述第一冷凝器的出液端与所述第一冷凝水罐之间设置有第一冷凝水接收罐和第一水泵，所述第二冷凝器的出液端与所述第二冷凝水罐之间设置有第二冷凝水接收罐和第二水泵；
所述浓液接收罐和所述第二蒸发腔的进料端之间还设置有循环管道。
6.根据权利要求4所述的高浓度含盐有机废水处理系统，其特征在于，所述高浓度含盐有机废水处理系统还包括废气处理系统，所述废气处理系统包括一级洗涤塔、二级洗涤塔和尾气排放管，所述第一冷凝器的出气端连接所述一级洗涤塔，所述一级洗涤塔连接所述二级洗涤塔，所述二级洗涤塔连接所述尾气排放管。
7.一种高浓度含盐有机废水处理方法，其特征在于，包括以下步骤：
湿式氧化：往湿式氧化塔中通入高浓度含盐有机废水和含氧气体，利用湿式催化氧化法将高浓度含盐有机废水中的有机物进行降解和COD去除，同时有机物降解过程产生热量和气体，由湿式氧化塔导出过热废水；
闪蒸：将过热废水导入闪蒸蒸发器进行闪蒸操作，导出浓缩后的料液和混合尾气；
多级蒸发：通过多级蒸发脱盐模块对闪蒸蒸发器导出的料液进行多级蒸发浓缩脱盐处理，同时，将闪蒸蒸发器导出的混合尾气用于所述多级蒸发脱盐模块的至少部分加热介质供应。
8.根据权利要求7所述的高浓度含盐有机废水处理方法，其特征在于，所述“湿式氧化”和“闪蒸”步骤中：
所述湿式氧化塔的进液和所述湿式氧化塔的出液均导入多个换热器中进行换热，使得所述过热废水的温度降至110℃至150℃；
所述闪蒸蒸发器的进液端通过多个减压阀进行串联降压，将所述过热废水的压力控制在0.3～1.0MPa之间。
9.根据权利要求7所述的高浓度含盐有机废水处理方法，其特征在于，所述“多级蒸发”步骤中：
所述多级蒸发脱盐模块包括一级降膜蒸发器和二级降膜蒸发器，由闪蒸蒸发器导出的混合尾气抽到一级降膜蒸发器的第一加热腔中作为加热介质；由闪蒸蒸发器导出的浓缩后料液导入第一料液收集罐中，然后将料液导入一级降膜蒸发器的第一蒸发腔蒸发浓缩，第一蒸发腔的腔内气压低于闪蒸蒸发器的腔内气压；第一蒸发腔蒸发浓缩后的料液导入第二料液收集罐卸去真空，然后将料液导入二级降膜蒸发器的第二蒸发腔中蒸发浓缩，第一蒸发腔的腔内气压低于第二蒸发腔的腔内气压；第二蒸发腔蒸发浓缩后的料液由第一离心机进行固液分离出盐后，料液导入浓液接收罐；所述浓液接收罐中的料液经多次强制循环到二级降膜蒸发器的第二蒸发腔脱水浓缩后，最终形成的高含有机物残液进行生化稀释处理，或焚烧处理；由第二蒸发腔导出的高温蒸汽导入一级降膜蒸发器的第一加热腔中作为加热介质；通过蒸汽循环压缩机给二级降膜蒸发器的第二加热腔循环供应加热介质。
10.根据权利要求9所述的高浓度含盐有机废水处理方法，其特征在于，经过第一加热腔换热后的混合尾气导入第一冷凝器中进行冷凝，冷凝后的冷凝水导入第一冷凝水罐中，冷凝后剩余的废气则导入一级洗涤塔和二级洗涤塔进行尾气处理；第一蒸发腔导出的高温蒸汽导入第二冷凝器中进行冷凝，冷凝后的冷凝水导入第二冷凝水罐中。
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