CN115433061B - 一种高浓度苯酚废水的分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种高浓度苯酚废水的分离方法，涉及高浓度苯酚废水的分离技术领域，分离方法包括在两套分离设备中分别进行的两种分离工艺；其中一种工艺为，对于苯酚含量在1‑26.5％之间的苯酚废水，进料位置设置在高压汽提塔上，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，此时的进入高度低于高压汽提塔的进料位置；另一种工艺为，对于苯酚含量26.5‑80％之间的苯酚废水，进料位置设置在低压精馏塔上，相较于现有技术中的变压精馏的分离方法，本发明的提出的高压汽提塔和低压精馏塔组合的分离方法在设备上的成本相对较少，整个流程的能耗也大大减少。

Description

一种高浓度苯酚废水的分离方法

技术领域

本发明涉及高浓度苯酚废水的分离技术领域，具体涉及到一种高浓度苯酚废水的分离方法。

背景技术

苯酚是重要的有机化工原料，在双酚A、苯酚羟基化联产邻/对苯二酚、苯酚丙酮装置和酚醛树脂生产过程中都有应用。由于工艺的原因，几乎所有来自这些工业装置的废水都含有苯酚。含酚废水对人、畜、农作物都能造成危害，它能使人的神经、肾、肝等受损。为了不造成原料损失和环境污染，苯酚水混合物中苯酚的分离和回收极具有现实意义。

对于低浓度含酚废水的处理方法主要有生物法、化学氧化法和电化学法。对于高浓度含酚废水的处理方法主要有溶剂萃取分离法，共沸精馏和萃取精馏。在工厂实际操作中，一般都是将高浓度苯酚废水进行预处理，回收绝大部分苯酚，将高浓度含酚废水转化成易处理的低浓度含酚废水。溶剂萃取分离法的萃取分离过程必然会引入大量有机溶剂，而有机溶剂因其很难彻底的与水体分离，很容易造成水体的二次污染。同样共沸精馏需要加入合适的共沸剂，萃取精馏需要加入合适的萃取剂，这些引入的共沸剂和萃取剂同样有可能造成环境污染。

为了避免第三组分的加入，CN107200680A提出了使用变压精馏的分离方法，针对废水组成为8-10％苯酚和90-92％水的进料，利用共沸物组成比例随压力不同而变化的特性来分离共沸混合物。进料首先进入高压精馏塔，操作压力在1410-1430kPa,塔顶馏出的高浓度苯酚水溶液，塔釜排出的低浓度苯酚水溶液(质量组成为苯酚0.1％和水99.9％)。

该专利中，高压精馏塔的操作压力在1410-1430kPa压力范围时，苯酚和水的共沸温度和水的沸点非常接近，只有3.5℃左右的温差，如果要保证高压塔釜低浓度苯酚水溶液中的苯酚的含量尽量少的情况下，塔的理论板块和再沸器能耗比较大。

因此，存在待改进之处，本发明提出一种新的苯酚废水的处理方法，本发明在保证在同时回收到高纯度的苯酚、低浓度的苯酚水溶液的基础上，降低整个分离方法的能耗，从而减少设备成本。

发明内容

针对现有技术所存在的不足，本发明目的在于提出一种高浓度苯酚废水的分离方法，具体方案如下：

一种高浓度苯酚废水的分离方法，所述分离方法包括在两套分离设备中分别进行的两种分离工艺；

其中一种工艺为，对于苯酚含量w在1＜w＜26.5％这个范围内的苯酚废水，进料位置设置在高压汽提塔上，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，高压汽提塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至高压汽提塔的底部，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，部分溶液经回流管线作为回流液进入低压精馏塔塔顶，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，此时的进入高度低于高压汽提塔的进料位置，低压精馏塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至低压精馏塔的底部；

另一种工艺为，对于苯酚含量w在26.5≤w＜80％这个范围内的苯酚废水，进料位置设置在低压精馏塔上，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，部分溶液作为回流液经回流管线进入低压精馏塔塔顶，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，低压精馏塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至低压精馏塔的底部，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，此时的进入高度低于低压精馏塔的进料位置，高压汽提塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至高压汽提塔的底部。

进一步的，所述高压汽提塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为600-1000kPa的范围内，理论板数在5-10块的范围内、塔底温度在温度171-180℃的范围内。

进一步的，所述低压精馏塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为20-60kPa的范围内，理论板数在14-30块的范围内，塔底温度在温度142-146℃的范围内，并且回流比在0-1.5的范围内。

进一步的，所述低压精馏塔中，理论板数进一步设置在26-30块的范围内，回流比进一步设置在0.3-0.6的范围内。

进一步的，所述高压汽提塔塔顶气相中，苯酚含量范围为8-32％，水含量范围为68-92％；

所述高压汽提塔塔釜液相为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水。

进一步的，所述低压精馏塔塔釜液相为苯酚含量大于99.9％的高纯度苯酚溶液。

进一步的，所述高压汽提塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合；

所述低压精馏塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合。

与现有技术相比，本发明的有益效果如下：

(1)本发明的分离方法，通过使用一个高压汽提塔和一个低压精馏塔的组合，对苯酚废水溶液进行水和苯酚的分离，高压汽提塔塔釜采出低浓度的苯酚水溶液，低压精馏塔塔釜采出高纯度的苯酚。不同于高压精馏塔，高压汽提塔利用水蒸气汽提的原理，苯酚废水中的苯酚被在高压汽提塔内部自下而上流动的水蒸气带出，基于高压汽提塔自身的特性，使得高压气体的理论板数需要较少，高压汽提塔的能耗较少；高压汽提塔塔顶没有冷凝器，塔顶气相直接进入低压精馏塔，降低了低压精馏塔的能耗，相较于现有技术中的变压精馏的分离方法，本发明的提出的高压汽提塔和低压精馏塔组合的分离方法在设备上的成本相对较少，整个流程的能耗也大大减少。

而且，随着高浓度苯酚废水中苯酚的含量不同，苯酚废水的进料位置也有所区别，苯酚含量在1-26.5％之间的苯酚废水，苯酚废水进料位置在高压汽提塔上，与进料位置在低压精馏塔上的情况比较，整个流程的能耗相对于后者要小。相反的，当苯酚废水中苯酚的含量在26.5-80％的范围时，苯酚废水进料位置在高压汽提塔上的整个流程的能耗要大于将这个苯酚含量范围的苯酚废水在低压精馏塔进料的情况。

(2)对于苯酚含量w在1＜w＜26.5％这个范围内的苯酚废水，若进料位置设置在高压汽提塔上，高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件均处于正常范围中，此时整个流程的能耗较小；高压汽提塔若操作条件中某些参数超出范围，比如操作压力高于1000kPa，塔底温度高于180℃，理论板数稍少的情况下，此时塔顶能得到苯酚浓度较大的塔顶气相，在之后的流程中，低压精馏塔即使操作压力、塔底温度稍微增大，回流比稍少、理论板数稍少的情况下，最终不仅还能得到苯酚含量大于99.9％的高纯度苯酚溶液，且整个流程的能耗总和也只是稍加增大；

而对于苯酚含量w在26.5≤w＜80％这个范围内的苯酚废水，若进料位置设置在高压汽提塔上，即使高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件都没超出范围，整个流程的能耗也很大，也就是说并不是一味地增大操作压力、塔底温度、回流比，就会导致能耗增大，能耗的大小与苯酚废水中苯酚含量的大小、苯酚废水进料位置有关，此为本发明的改进点；

苯酚废水只有进入正确的进料位置，高压汽提塔、低压精馏塔采用合适的操作条件，才能保证在同时回收到高纯度的苯酚、低浓度的苯酚水溶液的基础上，降低整个分离方法的能耗，从而减少设备成本。

附图说明

图1为苯酚废水中苯酚含量在1＜w＜26.5％范围的分离工艺流程示意图；

图2为苯酚废水中苯酚含量在26.5≤w＜80％范围的分离工艺流程示意图。

具体实施方式

下面结合实施例及附图对本发明作进一步的详细说明，但本发明的实施方式不仅限于此。

现有技术中，汽提是用来回收被吸收的溶质、并使吸收剂与溶质分离获得再生的单元操作。同时在某些情况下，汽提还用于去除液体中的轻组分，如炼油工业中常以蒸气为汽提剂将油品种的轻组分脱除。

精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置。利用混合物中各组分具有不同的挥发度，即在同一温度下各组分的蒸气压不同这一性质，使液相中的轻组分(低沸物)转移到气相中，而气相中的重组分(高沸物)转移到液相中，从而实现分离的目的。

理论性板数是指在一些分离操作中为完成某一指定分离要求所需理论塔板的数量。

汽提设计中，温度越高、操作压力越大，能耗增加。

精馏设计中,温度越高、操作压力越大，回流比越大,所需理论板越少,操作能耗增加。

本发明针对现有技术中采用变压分馏方式分离苯酚废水中的高纯度苯酚，提出了一种高浓度苯酚废水的分离方法，分离方法包括在两套分离设备中分别进行的两种分离工艺。与现有技术不同，现有技术只能用来处理8-10％苯酚和90-92％水的苯酚废水，而本发明的两种不同的分离工艺，分别针对两种不同的苯酚废水，适用范围增大。在同样能分离出高纯度苯酚的前提下，分离工艺还能降低能耗。

其中一种工艺为，对于苯酚含量w在1＜w＜26.5％这个范围内的苯酚废水，进料位置设置在高压汽提塔上，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，高压汽提塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至高压汽提塔的底部，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，部分溶液经回流管线作为回流液进入低压精馏塔塔顶，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，此时的进入高度低于高压汽提塔的进料位置，低压精馏塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至低压精馏塔的底部；

另一种工艺为，对于苯酚含量w在26.5≤w＜80％这个范围内的苯酚废水，进料位置设置在低压精馏塔上，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，部分溶液作为回流液经回流管线进入低压精馏塔塔顶，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，低压精馏塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至低压精馏塔的底部，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，此时的进入高度低于低压精馏塔的进料位置，高压汽提塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至高压汽提塔的底部。

经过对比可知，两种分离工艺的差别在于：含量不同的苯酚废水进料位置不同，由于进料位置的不同，导致后续整个流程的顺序不同，也就导致了苯酚废水在每个工序中具体被处理的步骤不同。而且，这两种分离工艺相较于公开号为CN107200680A的专利中的差别在于：采用了区别于精馏塔的汽提塔，汽提塔采用高压汽提塔，高压汽提塔、低压精馏塔的进料位置比回流液重新进入高压汽提塔、低压精馏塔的位置要高，另外，本发明中的高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件也存在大大的差别。

其中，高压汽提塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为600-1000kPa的范围内，理论板数在5-10块的范围内、塔底温度在温度171-180℃的范围内。

低压精馏塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为20-60kPa的范围内，理论板数在14-30块的范围内，塔底温度在温度142-146℃的范围内，并且回流比在0-1.5的范围内。低压精馏塔中，理论板数进一步设置在26-30块的范围内，回流比进一步设置在0.3-0.6的范围内。

高压汽提塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合。低压精馏塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合。

针对上述内容，以下提出多个实施例，以及针对CN107200680A的一个对比例，综合进行对比。

第一对比例

苯酚与过氧化氢发生羟基化反应后生成的产物经过第一步常压脱水后会产生含苯酚质量分数8-10％的含酚废水，其苯酚回收及废水转化包括如下几个步骤：

a.原料含酚水溶液送入高压精馏塔，塔顶馏出液经过冷凝器后进入低压精馏塔。高压精馏塔塔釜液为含苯酚低于0.1％的水溶液。高压精馏塔操作条件为1410kPa、釜温195℃、理论塔板数50、回流比为1；塔顶馏出液为含苯酚质量分数为29％的含酚水溶液。

b.低压精馏塔塔顶排出的馏出液循环送入高压精馏塔，低压精馏塔塔釜排出质量分数为99.9％的苯酚产品。低压精馏塔操作条件为常压、釜温174℃、理论板数5、回流比1；塔顶馏出液为含苯酚质量分数为12％的含酚水溶液。整个流程的能耗总和为1050kW。

第一实施例

参看图1，将高浓度苯酚废水进料液2(苯酚含量1％，水含量99％)以2000kg/h送入高压汽提塔11，高压汽提塔11塔顶操作压力1000kPa，理论板数为10，塔底温度为180℃，塔顶得到含苯酚9.69％和水90.31％的气相12，并且气相12不设置冷凝器直接进入低压精馏塔1，高压汽提塔塔釜液相13经过再沸器14后经回流管线15回流到高压汽提塔11底部，高压汽提塔塔釜液相16为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水，流量1978.1kg/h。

低压精馏塔1塔顶操作压力为20kPa,回流比为0.6，塔釜温度132℃，理论塔板数30块，塔顶气相3经过冷凝器4后部分经回流管线5回到塔顶，另一部分作为馏出液10，馏出液10的组成苯酚含量2.02％，水含量为97.98％，馏出液10进入高压汽提塔11，低压精馏塔塔釜液相6经过再沸器7，经回流管线8返回到低压精馏塔1底部，低压精馏塔塔釜液相9为高纯度苯酚，流量19.6kg/h，苯酚含量大于99.9％。整个流程的能耗总和为570kW。

第二实施例

参看图1，将高浓度苯酚废水进料液2(苯酚含量8％，水含量92％)以2000kg/h送入高压汽提塔11，高压汽提塔11塔顶操作压力1410kPa，理论板数为8，塔底温度为197℃，塔顶得到含苯酚30.94％和水69.06％的气相12，并且气相12进入低压精馏塔1，高压汽提塔塔釜液相13经过再沸器14后经回流管线15回流到高压汽提塔11底部，高压汽提塔塔釜液相16为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水，流量1833.9kg/h。

低压精馏塔1塔顶操作压力为30kPa,回流比为0.5，塔釜温度142℃，理论塔板数26块，塔顶气相3经过冷凝器4后部分经回流管线5回到塔顶，另一部分作为馏出液10，馏出液10的组成苯酚含量4.01％，水含量为95.99％，馏出液10进入高压汽提塔11，低压精馏塔釜釜液相6经过再沸器7，经回流管线8返回到低压精馏塔1底部，低压精馏塔釜釜液相9为高纯度苯酚，流量159.6kg/h，苯酚含量大于99.9％。整个流程的能耗总和为750kW。

第三实施案例

参看图1，将高浓度苯酚废水进料液2(苯酚含量26.5％，水含量73.5％)以2000kg/h送入高压汽提塔11，高压汽提塔11塔顶操作压力1000kPa，理论板数为8，塔底温度为180℃，塔顶得到含苯酚30.42％和水69.58％的气相12，并且气相12进入低压精馏塔1，高压汽提塔塔釜液相13经过再沸器14后经回流管线15回流到高压汽提塔11底部，高压汽提塔塔釜液相16为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水，流量1467.5kg/h。

低压精馏塔1塔顶操作压力为35kPa,回流比为0.6，塔釜温度146℃，理论塔板数30块，塔顶气相3经过冷凝器4后部分经回流管线5回到塔顶，另一部分作为馏出液10，馏出液10的组成苯酚含量4.31％，水含量为95.68％，馏出液10进入高压汽提塔11，低压精馏塔塔釜液相6经过再沸器7，经回流管线8返回到低压精馏塔1底部，低压精馏塔塔釜液相9为高纯度苯酚，流量530.2kg/h，苯酚含量大于99.9％。整个流程的能耗总和为1725kW。

第四实施例

参看图2，将高浓度苯酚废水进料液2(苯酚含量26.5％，水含量73.5％)以2000kg/h送入低压精馏塔1，低压精馏塔1塔顶操作压力35kPa，回流比为0.6，理论板数为30，塔底温度为146℃，低压精馏塔塔顶气相3经过冷凝器4后部分经回流管线5回到塔顶，另一部分作为馏出液10，馏出液10的组成苯酚含量6.56％，水含量为93.44％，馏出液10进入高压汽提塔11，低压精馏塔塔釜液相6经过再沸器7，经回流管线8返回到低压精馏塔1底部，低压精馏塔塔釜液相9为高纯度苯酚，流量530kg/h，苯酚含量大于99.9％。

高压汽提塔11塔顶操作压力1000kPa，理论板数为8，塔底温度为180℃，塔顶得到含苯酚24.04％和水75.95％的气相12，并且气相12进入低压精馏塔1，高压汽提塔塔釜液相13经过再沸器14后经回流管线15回流到高压汽提塔11底部，高压汽提塔塔釜液相16为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水，流量1468.4kg/h。整个流程的能耗总和为1240kW。

第五实施例

参看图2，将高浓度苯酚废水进料液2(苯酚含量70％，水含量30％)以2000kg/h送入低压精馏塔1，低压精馏塔1塔顶操作压力30kPa，回流比为0.3，理论板数为30，塔底温度为144℃，低压精馏塔塔顶气相3经过冷凝器4后部分经回流管线5回到塔顶，另一部分作为馏出液10，馏出液10的组成苯酚含量4.93％，水含量为95.07％，馏出液10进入高压汽提塔11，低压精馏塔塔釜液相6经过再沸器7，经回流管线8返回到低压精馏塔1底部，低压精馏塔塔釜液相9为高纯度苯酚，流量1400.1kg/h，苯酚含量大于99.9％。

高压汽提塔11塔顶操作压力800kPa，理论板数为7，塔底温度为171℃，塔顶得到含苯酚17.16％和水82.84％的气相12，并且气相12进入低压精馏塔1，高压汽提塔釜釜液相13经过再沸器14后经回流管线15回流到高压汽提塔11底部，高压汽提塔釜釜液相16为苯酚含量小于400ppm的低浓度苯酚废水，流量596.8kg/h。整个流程的能耗总和为855kW。

能耗大小：第一实施例＜第二实施例＜第五实施例＜第一对比例＜第四实施例＜第三实施例。

第一实施例和第二实施例针对的是苯酚含量大于1％、小于26.5％的苯酚废水，进料位置设置在高压汽提塔上。通过第一实施例和第二实施例的对比，第一实施例中，高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件处于设定范围内，整个流程的能耗最小；第二实施例中，高压汽提塔操作条件中某些参数超出范围，即操作压力高于1410kPa，塔底温度197℃，理论板数小于第一实施例，低压精馏塔的操作条件处于设定范围内，但操作压力、塔底温度大于第一实施例，回流比、理论板数小于第一实施例，整个流程的能耗总和相对第一实施例稍加增大。

第三实施例和第四实施例针对的是苯酚含量为26.5％的苯酚废水，第三实施例的进料位置设置在高压汽提塔上，第四实施例的进料位置设置在低压精馏塔上，除进料位置不同，按照对应的分离工艺处理，且高压汽提塔、低压精馏塔对应的操作条件一致，然而第三实施例的能耗比第四实施例大很多。说明，而对于苯酚含量26.5-80％之间的苯酚废水，若进料位置设置在高压汽提塔上，即使高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件都没超出范围，整个流程的能耗也很大，也就是说并不是一味地增大操作压力、塔底温度、回流比，就会导致能耗增大，能耗的大小与苯酚废水中苯酚含量的大小、苯酚废水进料位置有关。

当苯酚废水不同时，在现有技术的启示下，最多只能想到调整操作条件中的操作压力、塔底温度、回流比、理论板数等参数的大小，从而达到既想要能耗较少，又想要分离出高纯度的苯酚、低浓度的苯酚溶液这两者之间的平衡，这势必会导致这两者都不能最佳的状态。而本发明，正是因为进料位置的不同，此为创造性劳动的体现，结合换而使用高压汽提塔，以及调整高压汽提塔、低压精馏塔的操作条件，而且高压汽提塔的操作条件的要求相较于现有技术中的高压精馏塔降低较大，低压精馏塔的操作条件相较于现有技术中的低压精馏塔来说，操作压力增大，塔底温度降低，理论板数增多，回流比相差不大。最终，高压汽提塔塔釜采出低浓度的苯酚水溶液，低压精馏塔塔釜采出高纯度的苯酚。

第五实施例针对的是苯酚含量大于26.5％，小于80％的苯酚废水，相较于第四实施例，低压精馏塔的操作条件中的各参数除了理论板数不变，其他参数减小，高压汽提塔的操作条件中的各参数减小，对比可知，第五实施例的总能耗小于第四实施例。

苯酚含量均小于26％的含酚废水的基础上，而且第二实施例中虽然高压汽提塔操作条件中某些参数超出范围，但第一实施例、第二实施例的能耗均小于第一对比例，可知，本发明的分离工艺相比现有技术，在保证分离出高纯度的苯酚、低浓度的苯酚溶液的前提下，本发明同样还能达到能耗较少的效果。

而且，即使苯酚含量大于26％的含酚废水的基础下，本发明的第四实施例的能耗与第一对比例(含苯酚质量分数8-10％的含酚废水)的能耗相差不大，第五实施例的能耗相较第一对比例的能耗更小，可知，本发明的分离工艺采用高浓度苯酚废水进料液搭配低压精馏塔作为进料位置是意想不到的手段，进一步证明不需要增大操作条件中的操作压力、塔底温度、回流比、理论板数等参数的大小，便可分离出高纯度的苯酚、低浓度的苯酚溶液，还能达到能耗较少的效果。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (5)

1.一种高浓度苯酚废水的分离方法，其特征在于，所述分离方法为在分离设备中进行的分离工艺；

所述分离工艺具体为，对于苯酚含量w在26.5≤w＜80%这个范围内的苯酚废水，进料位置设置在低压精馏塔上，低压精馏塔塔顶气相经冷凝器后，部分溶液作为回流液经回流管线进入低压精馏塔塔顶，其余液体作为馏出液进入高压汽提塔，低压精馏塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至低压精馏塔的底部，高压汽提塔塔顶气相不经冷凝，直接进入低压精馏塔，此时的进入高度低于低压精馏塔的进料位置，高压汽提塔塔釜液相经过再沸器后经回流管线回流至高压汽提塔的底部；

其中，所述高压汽提塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为600-1000 kPa的范围内，理论板数在5-10块的范围内、塔底温度在温度171-180℃的范围内；

其中，所述低压精馏塔的操作条件为：

塔顶操作压力在为20-60 kPa的范围内，理论板数在14-30块的范围内，塔底温度在温度142-146℃的范围内，并且回流比在0-1.5的范围内。

2.根据权利要求1所述的高浓度苯酚废水的分离方法，其特征在于，所述低压精馏塔中，理论板数进一步设置在26-30块的范围内，回流比进一步设置在0.3-0.6的范围内。

3.根据权利要求1所述的高浓度苯酚废水的分离方法，其特征在于，所述高压汽提塔塔顶气相中，苯酚含量范围为8-32%，水含量范围为68-92%；

所述高压汽提塔塔釜液相为苯酚含量小于400 ppm的低浓度苯酚废水。

4.根据权利要求1的高浓度苯酚废水的分离方法，其特征在于，所述低压精馏塔塔釜液相为苯酚含量大于99.9%的高纯度苯酚溶液。

5.根据权利要求1所述的高浓度苯酚废水的分离方法，其特征在于，所述高压汽提塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合；

所述低压精馏塔内的分离设备是塔盘、散堆填料、规整填料这三种分离设备的任一种或两种以上的组合。