CN116969638A - 一种兰炭废水的脱氨处理方法 - Google Patents

Abstract

本申请公开了一种兰炭废水的脱氨处理方法，包括除油除渣、热分解脱酸、脱氨汽提，得到脱氨废水。本申请对含氨废水加热使废水中的碳酸氢根离子、碳酸根离子热分解为二氧化碳，通过加热减少二氧化碳等酸性气体在废水中的溶解度，使其从废水中逸出分离，从而提高了废水的pH值，大大降低了脱氨工序中耗碱量，可将耗碱量降低至5‑20kg/吨废水，节省了成本，改善了脱氨废水的出水质量，可以实现总氨15mg/L以下，净化效果明显。

Description

一种兰炭废水的脱氨处理方法

技术领域

本申请涉及工业废水处理领域，尤其涉及一种兰炭废水的脱氨方法。

背景技术

煤制兰炭，又称半焦，是以优质精煤作为原料，经中低温干馏烧制而成的新型碳素材料，具有固定碳高、化学活性高、比电阻高，且灰分、硫、磷、水分等杂质含量低等特点，因此逐步取代了焦炭在电石和铁合金等生产中的应用。

兰炭生产、煤气净化过程中会产生废水，称为兰炭废水。由于兰炭生产采用中低温干馏工艺，温度相对较低，导致兰炭生产废水中含有大量未被高温氧化的污染物，包括无机污染物和有机污染物，组成复杂，部分水质指标比焦化废水高出十倍以上，处理难度极大。兰炭废水中，无机污染物主要有硫化物、氰化物、氨氮和硫氰化物等，其中氨氮含量可高达3000mg/L以上。这些污染物的存在使得兰炭废水不能向自然水体排放，也难以循环利用。

水蒸汽汽提法是常见的兰炭废水脱氨技术。由于兰炭废水在冷凝过程中吸收大量碳酸氢根(HCO^3-)、碳酸根(CO₃ ^2-)离子在水中，导致废水中的pH值偏低，这就要求在脱氨工序中加入大量的碱来调节废水的pH值，转化废水中的固定氨，以实现氨的脱除，耗碱量大。而且，现有的汽提法中通常是在气体塔中同时脱除废水中的酸性气体和氨氮，导致脱氨效率降低，该环节的出水水质不佳。

发明内容

为改善现有技术的缺陷，本申请的目的是提供一种兰炭废水的脱氨处理方法，包括如下步骤：

S1.除油除渣：将兰炭废水原水，进行油水分离和沉降过滤除渣，得除油除渣废水；

S2.热分解脱酸：将步骤S1得到的所述除油除渣废水导入脱酸塔内，加热至60-85℃，使酸性气体经所述脱酸塔塔顶采出，从塔底采出脱酸废水；和

S3.脱氨汽提：将步骤S2得到的所述脱酸废水与碱混合，通入脱氨汽提塔上部，进行汽提，含氨蒸汽从脱氨汽提塔塔顶采出，脱氨废水从脱氨汽提塔塔底采出。

一些实施例中，所述酸性气体包括CO₂，所述脱酸废水的pH≥8.5。

一些实施例中，所述热分解脱酸步骤中，采用热交换器对所述除油除渣废水加热，所述热交换器中的热源为脱酸塔塔底采出的脱酸废水和/或步骤S3中的脱氨汽提塔塔顶采出的含氨蒸汽。

一些实施例中，所述碱的用量为5-20g/L；和/或所述碱为氢氧化钠、氢氧化钾中的至少一种。

一些实施例中，所述脱氨汽提塔的理论板数为20-30级，塔板在所述脱氨汽提塔的进料口以下，所述脱氨汽提塔塔底压力为0.01-0.24MPa，温度为105-130℃，塔顶压力为0-0.1MPa，温度为60-85℃。

一些实施例中，所述脱酸塔为汽提脱酸塔，所述除油除渣废水由汽提脱酸工艺进行热分解脱酸。

一些实施例中，所述脱酸塔的塔底压力为0-0.1MPa，温度为100-120℃，塔顶的压力为0-0.05MPa，温度为45-60℃。

一些实施例中，所述除油除渣废水由第一管道和第二管道以进料比1:1.7-3通入脱酸塔，第一管道从脱酸汽提塔的上部通入，第一管道中废水温度为38-43℃，第二管道从脱酸汽提塔的中部通入，第二管道中废水温度为70-85℃。

一些实施例中，所述除油除渣包括将兰炭废水原水加入破乳剂进行破乳，所述破乳剂为油溶性破乳剂，破乳剂的投入量为2g/L-15g/L。

一些实施例中，其特征在于，所述油溶性破乳剂为有机破乳剂SP169和152按质量比1:1-1.7复配。

本申请的有益效果：

本申请提供一种兰炭废水的脱氨处理方法，包括除油除渣、热分解脱酸、脱氨汽提，得到脱氨废水。本申请通过对含氨废水加热使废水中的碳酸氢根离子、碳酸根离子热分解为二氧化碳，通过加热减少二氧化碳等酸性气体在废水中的溶解度，使其从废水中逸出分离，从而提高了废水的pH值，大大降低了脱氨工序中耗碱量，可将耗碱量降低至5-20kg/吨废水，节省了成本，改善了脱氨废水的出水质量，可以实现总氨15mg/L以下，净化效果明显。

附图说明

为了更清楚地说明本申请实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍。

图1为本申请一种实施例提供的兰炭废水的设备流程示意图；

图2为本申请另一种实施例提供的兰炭废水处理的设备流程示意图。

具体实施方式

下面将结合本申请实施例中的附图，对本申请实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本申请一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本申请中的实施例，本领域技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本申请保护的范围。

本申请实施例提供一种兰炭废水的预处理方法，包括如下步骤：

S1.除油除渣；

S2.热分解脱酸；和

S3.脱氨汽提。

以下对每个步骤(工序)进行详细介绍。

S1.除油除渣

该工序包括将兰炭废水原水通过过滤、沉降等方法除去固体沉渣、沉降分层等油水分离方法进行除油。

在一些实施例中，加入破乳剂进行破乳，进行油水分离，得除油废水。

由于兰炭废水中通常所含的油类浓度高，容易黏附与塔内和管道内表面，影响设备运行。兰炭废水中的油类杂质主要是乳化油，在偏碱性的废水环境下，该乳化体系稳定，难以去除。通过加入破乳剂，可破坏乳化油的乳化结构，促进油类物质的分离，可减少管道和塔釜的堵塞，延长设备的维护周期。破乳剂的投入量为2g/L-15g/L。

该工序中，加入破乳剂的同时加入酸降低废水的pH是有利的，能够改善破乳剂用量大，引入过多新物质难以去除的缺陷，也可以减少酸的使用量，避免大量的酸加入使得后续脱氨时碱的使用量过大，改善破乳效果优异。酸与兰炭废水原水混合，调节废水的pH值为4.0-5.0。酸可以是硫酸、盐酸中的一种，可以加入可市购的浓硫酸。加入酸后，破乳剂的用量可以减少，例如2.5-8g/L，甚至2-5g/L。

破乳剂优选为油溶性破乳剂，这样可以和废水中的油类成分絮凝沉降后和水分离。尤其是发明人意外地发现，有机破乳剂SP169和152按质量比1:1-1.7复配的复合破乳剂在前述pH值下可以取得出乎意料的破乳除油效果。

在一个实施例中，将破乳剂、酸和废水混合均匀充分破乳后，静置沉降，可从上层分出轻油相，从下层分出重油相和絮凝残渣，水相可从沉降罐下部抽出。静置时间可以在2-4h范围内。

S2.热分解汽提

该工序包括将步骤S1.得到的除油除渣废水(水相)导入脱酸塔内，加热至60-85℃，使酸性气体经所述脱酸塔塔顶采出，从塔底采出脱酸废水，使脱酸废水的pH≥8.5。

在一实施方式中，直接将除油除渣废水从脱酸塔上部导入，在塔内通过热交换器对除油除渣废水进行加热，使二氧化碳等酸性气体从废水中受热逸出，至塔顶分离采出。该工艺可以直接提高废水的pH值，且设备、工艺控制简单，能大大降低脱酸处理的成本，尤其是在除油阶段不加入额外的酸的情况下，该方法可满足脱酸工艺的要求，大大降低脱氨工序中的耗碱量。

在该实施方式中，热交换器可以本领域已知的换热器。为保证换热效率和物料的分离与利用，间壁式换热器是优选的，例如使用管壳式换热器，使废水和热源分别在管外及管内流动换热，而不发生物料的直接接触，实现物料的分离和热量的循环利用。作为示例，逆流换热是可行的，可大大增加换热效率。

热交换器中的热源可以为脱酸塔塔底采出的脱酸废水和/或步骤S3中的脱氨汽提塔塔顶采出的含氨蒸汽。可实现脱酸废水和含氨蒸汽的热量回收，同时进行废水加热，实现热量的循环利用。

在另一实施方式中，脱酸塔为汽提脱酸塔，除油除渣废水由汽提脱酸工艺进行热分解脱酸。汽提脱酸法尽管成本会有较大的增加，但汽提工艺能提过脱酸效率，尤其是在除油工序中额外加入酸的情况下，汽提脱酸法能够更好地去除所加入的酸性成分。

在该实施方式中，除油废水可以从第一管道和第二管道同时通入脱酸汽提塔进行汽提，酸性混合气经所述脱酸汽提塔塔顶采出，从塔底采出脱酸废水。

脱酸汽提塔设置有第一进料口和第二进料口，第一进料口位于塔上部，与第一管道相连，第二进料口位于塔下部，与第二管道相连。由此，第一管道从脱酸汽提塔的上部通入，第二管道从脱酸汽提塔的中部通入。

在一实施例中，脱酸汽提塔为精馏塔，理论板数为15-20级。第一管道入口和第二管道入口之间的理论板数为5-7级。

在一实施例中，第一管道中废水温度为35-43℃，第二管道中废水温度为70-85℃。第一管道与第二管道的进料比为1:2-5。从不同位置分冷热两种温度进料可以在塔内发生充分的能量交换，便于提出酸性气体。

在一实施例中，第二管道设置有热交换器，第二管道中的废水经热交换器进行热交换达到前述温度。

在一实施例中，所述脱酸塔的塔底压力为0-0.1MPa，温度为100-120℃，塔顶的压力为0-0.05MPa，温度为45-60℃。为实现充分汽提，脱酸汽提塔塔底的蒸汽输入表压为0.3-0.8MPaG，可以充分利用兰炭生产中产生的蒸汽。

在一实施例中，脱酸汽提塔塔顶采出的酸性混合气分凝，然后相分离，分离出氨、酸性气体、低沸点油和水，回收低沸点油，回流氨、水，排出酸性气体。在一些情况下，脱酸汽提塔的回流比为1:3-5。

S3.脱氨汽提

本工序包括将步骤S2.得到的脱酸废水与碱混合，通入脱氨汽提塔上部，进行汽提，含氨蒸汽从塔顶经冷凝冷却后得粗氨气，脱氨废水从脱氨汽提塔塔底采出，送入脱酚工序。

在一实施例中，脱氨汽提塔的理论板数为20-30级，塔板在脱氨汽提塔的进料口以下。

在一实施例中，碱为氢氧化钠，碱的用量为5-20g/L。由于已进行了酸性气体脱除，因此碱的用量降低。在一些情况下，加入碱后，pH为9.0-10。在一些实施例中，碱以液体喷淋的方式加入。

在一实施例中，脱氨汽提塔塔底压力为0.01-0.2MPa，温度为105-130℃，塔底顶力为0-0.1MPa，温度为50-80℃，回流比为1：5-10。脱氨汽提塔塔底的蒸汽输入表压为0.3-0.8MPaG。

上述方法所得到的脱氨废水可进入后续的深度处理工序，包括但不限于脱酚工序、生化处理、膜过滤等工序，直至达到排放和回收标准。

本申请还进一步提供一种兰炭废水的处理方法，该方法除包括前述预处理方法外，还进一步包括：

S4.萃取脱酚；和

S5.生化处理程序。

S4.萃取脱酚

本工序可以是任何可进行脱酚的方法或步骤。例如，将脱氨废水通入萃取塔上部与萃取剂逆流萃取，从萃取塔塔顶回收萃取相送入溶剂回收塔中，经精馏分离出粗酚产品和萃取剂，萃取剂循环使用；从萃取塔塔底采出萃余相。萃余相可经溶剂汽提塔进行汽提回收。

在一些实施例中，萃取剂可以选自甲基异丁基甲酮MIBK，乙酸正丁酯NBAC，二异丙基醚DIPE。

在一些实施例中，萃取剂与脱氨废水的体积比为1:4-8。萃取塔塔顶温度为40～60℃，塔顶压力为0.2-0.3MPa，塔底压力为0.2-0.3MPa。

溶剂回收塔的摩尔回流比为0.1-0.2。溶剂回收塔塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度为65～140℃，塔底压力为0.1-0.2MPa，温度为200～220℃。

S5.生化处理程序

本工序包括用生化方法处理水中的有机污染物，降低COD，再通过沉降、絮凝、过滤、吸附、膜分离等方法中的一种或多种进行分析。

在一些实施例中，生化方法包括但不限于氧化、厌氧处理、好氧处理中的一个或多个步骤。

经过上述萃取脱酚和生化处理，可进一步脱除兰炭废水中的有机污染物，使COD和色度进一步降低，出水达到循环利用的标准，例如可用于熄焦、冷凝等。

以下结合实施例具体说明本申请，但不代表将本申请限制于以下实施例中。

本实施例所用的兰炭废水原水来源于陕西榆林某煤化工厂，主要水质指标如下：pH 8.1，COD值约35000mg/L，油含量1800mg/L，总酚含量11000mg/L，总氨含量约3600mg/L，H₂S含量68mg/L，色度为18000倍。

以上指标为三次取样分别检测后的平均值。

实施例1

如图1所示，本实施例通过如下程序处理兰炭废水：

S1.除油除渣：将待处理的废水原水(温度38℃，流量100t/h)过滤除去固体残渣，再通入沉降池中进行沉降，从上部去除轻质油，从下层去除焦油成分，从中下部出料口抽取水相，通入脱酸塔。

S2.脱酸汽提：将除油除渣废水从管道通入脱酸塔上部，通过管壳式换热器进行换热，管内为脱酸废水循环(起始时可通入蒸汽循环)，管外为除油除渣废水，二者逆流交换，将废水温度加热至70-75℃，塔内控制压强为常压，气体从塔顶采出，脱酸废水从塔底采出，废水pH为8.5。

S3.脱氨汽提：将脱酸废水从脱氨汽提塔进料管导入脱氨汽提塔中上部，脱氨汽提塔进料管还设置有碱投入口，在通入脱酸废水的同时加入浓度为25％氢氧化钠碱溶液，氢氧化钠的投放量与废水的进料比为5g/L，pH为9.0。

脱氨汽提塔塔板数为25级，塔顶压力为0.1Mpa，塔底压力为0.2Mpa，塔顶温度为74℃，塔底温度为122℃，回流比为1:5，通过汽提作用，将除酸废水中氨从脱氨汽提塔的塔顶的出口排出，从塔底的出口得到脱氨废水。

脱氨废水的出水指标如下：pH 8.2，COD值5200mg/L，油含量76mg/L，总酚含量9100mg/L，总氨含量22mg/L，H₂S含量24mg/L，色度为940倍。

实施例2

如图2所示，本实施例通过如下程序处理兰炭废水：

S1.除油除渣：将待处理的废水原水(温度38℃，流量100t/h)通入沉降池中，加入破乳剂，破乳剂为SP169和152按质量比1：1复配，总投入量为2.5g/L，混合均匀后静置3h，进行破乳处理，然后从沉降池上部去除轻质油，从中下部出料口抽取水相，通入脱酸汽提塔。

S2.脱酸汽提：将除油废水从第一管道(冷进料管，温度38℃)和第二管道(热进料管,温度75-85℃)按进料比1:2通入脱酸汽提塔中。脱酸汽提塔的理论板数为20级。第一管道入口和第二管道入口之间的理论板数为5级，为拉西环填料塔，第二管道入口以下为塔板。

脱酸汽提塔的塔底压力为0.1MPa，温度为125℃，塔顶的压力为0.05MPa，温度为60℃，脱酸汽提塔塔底的蒸汽输入表压为0.4MPaG。回流比为1：3。

从塔顶采出酸性气体，通入燃烧炉去除或回收。塔底采出脱酸废水，pH为9.0，通入第二管道的热交换器，与第二管道的进料进行热交换后导出，通入脱氨汽提塔。

S3.脱氨汽提：将脱酸废水从脱氨汽提塔进料管导入脱氨汽提塔中上部，脱氨汽提塔进料管还设置有碱投入口，在通入脱酸废水的同时加入氢氧化钠碱溶液，氢氧化钠的投放量与废水的进料比为5g/L，pH为10。

脱氨汽提塔塔板数为25级，塔顶压力为0.05Mpa，塔底压力为0.1Mpa，塔顶温度为70℃，塔底温度为126℃，回流比为1:5，通过汽提作用，将除酸废水中氨从脱氨汽提塔的塔顶的出口排出，从塔底的出口得到脱氨废水。

脱氨废水的出水指标如下：pH 7.8，COD值4700mg/L，油含量35mg/L，总酚含量8500mg/L，总氨含量15mg/L，H₂S含量15mg/L，色度为600倍。耗碱量比实施例1减少8.4％。

实施例3

与实施例2的区别在于：脱酸汽提塔的第一管道入口和第二管道入口之间的理论板数为12级。其他条件保持不变。

脱氨废水的出水指标如下：pH 8.1，COD值4870mg/L，油含量46mg/L，总酚含量8560mg/L，总氨含量35mg/L，H₂S含量40mg/L，色度为800倍。

实施例4

与实施例2的区别在于：脱氨汽提塔的塔板数为18级，塔顶压力为0.1Mpa，塔底压力为0.15Mpa，塔顶温度为50℃，塔底温度为120℃。其他条件保持不变。

脱氨废水的出水指标如下：pH 8.0，COD值4700mg/L，油含量37mg/L，总酚含量8470mg/L，总氨含量34mg/L，H₂S含量27mg/L，色度为600倍。

实施例5

与实施例2的区别在于：步骤S1中破乳剂只加入SP169，投入量为2.5g/L。酸碱用量和其他条件与实施例2相同。

脱氨废水的出水指标如下：pH 8.0，COD值5300mg/L，油含量50mg/L，总酚含量8200mg/L，总氨含量27mg/L，H₂S含量24mg/L，色度为800倍。

实施例6

在实施例2的基础上，本实施例进一步包括对脱氨废水进行如下处理：

将脱氨废水冷却至40-50℃后送入萃取塔上部，萃取剂为MIBK，与萃取剂进行多级逆流萃取，萃取相送入溶剂回收塔中，溶剂回收塔采用溶剂回收塔塔顶溶剂2.0MPaG蒸汽加热，精馏分离粗酚和萃取剂，萃取剂回送至溶剂循环罐中循环使用；萃余相泵入溶剂汽提塔中，塔底采用0.5MPaG直通蒸汽加热，塔顶采出混合气，冷凝后送入油水分离器中进行分离，下层水相回流至溶剂汽提塔顶部，上层油相送至溶剂循环罐循环使用。萃取塔理论板数3，塔顶压力为0.15MPa，温度55℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.16MPa，温度57℃，萃取剂与废水的体积比为1：3；溶剂回收塔理论级数21级，塔顶压力0.15MPa，温度118℃；塔底压力0.18MPa，温度200℃；摩尔回流比0.2。溶剂汽提塔理论级数10级，塔顶压力0.11MPa，温度90℃；塔底压力0.12MPa，温度100℃。萃取脱酚后的废水总酚含量降至140mg/L。

溶剂汽提塔塔底采出的釜液泵入厌氧池，经活性污泥处理，处理时间2h，再泵入好氧池用生物悬浮填料进行好氧处理，曝气时间24小时，生物悬浮填料生产厂家为宜兴景天环保科技有限公司。处理完的废水经过沉降池进行沉降分离，回收填料和污泥，上清液进入混凝沉淀池，絮凝作用进一步除去废水中的悬浮物及其他杂质，混凝沉淀池得到的上清液经过反渗透膜处理，得到透析水和浓缩水，循环利用。

经该过程处理后的透析水COD值约20mg/L，油含量约0.04mg/L，总酚含量0.02mg/L，总氨含量约2mg/L，H₂S含量约0mg/L，色度为200倍。

实施例7

与实施例2的区别在于：脱酸汽提塔全部直接从第一管道进料，将热交换器设置于第一管道，进行热交换，进料温度为75-80℃。其他条件不变。

脱氨废水的出水指标如下：pH 7.0，COD值5200mg/L，油含量38mg/L，总酚含量9200mg/L，总氨含量60mg/L，H₂S含量50mg/L，色度为1000倍。

对比例1

对比例1与实施例1相比，区别在于不设置脱酸塔，直接在汽提塔内一步脱酸和脱氨，气提塔塔板数为50，分冷热进料口进料，第一管道(冷进料管，温度38℃)和第二管道(热进料管,温度75-85℃)按进料比1:2通入脱酸汽提塔中，第一管道入口和第二管道入口之间的理论板数为5级，侧线出口设置在第30塔板处，碱进料口设置在第35塔板处，气提塔的塔顶温度为75℃，塔顶压力为0.05MPa，塔底压力为0.1MPa，塔底温度为120℃，蒸汽输入表压为0.5MPaG。

碱为初始浓度为25％的NaOH溶液，调节pH为9.0，进行低压蒸汽汽提，酸混合气体从塔顶排出，氨气混合气从侧线排出，经热交换后进入氨气回收单元，汽提塔底部排出脱氨废水。

脱氨废水的出水指标如下：pH 8.5，COD值5800mg/L，油含量98mg/L，总酚含量8800mg/L，总氨含量42mg/L，H₂S含量46mg/L，色度为1160倍。本方法的耗碱量相比于实施例1增加25％。

根据实施例1可以看出，通过热分解脱酸可以提高废水的pH在8.5以上，碱用量在5g/L即可达到所需的脱氨废水质量，工艺和设备上大大简化，经济效益明显。进一步地，根据以上实施例2-7和对比例可以看出，经过本申请实施例提供兰炭废水脱氨处理方法，经过脱酸和脱氨步骤后，其总氨含量和酸性气体的含量可以进一步降低，总氨含量可以达到30mg/L以下，复合破乳剂的除油工艺显著降低了酸碱消耗量，同时能实现良好的除油除氨效果。

以上对本申请所提供的一种兰炭废水的脱氨处理方法进行了详细介绍，本文中应用了具体个例对本申请的原理及实施方式进行了阐述，以上实施例的说明只是用于帮助理解本申请的方法及其核心思想；同时，对于本领域的技术人员，依据本申请的思想，在具体实施方式及应用范围上均会有改变之处，综上所述，本说明书内容不应理解为对本申请的限制。

Claims (10)

1.一种兰炭废水的脱氨处理方法，其特征在于，包括如下步骤：

S1.除油除渣：将兰炭废水原水，进行油水分离和沉降过滤除渣，得除油除渣废水；

S2.热分解脱酸：将步骤S1得到的所述除油除渣废水导入脱酸塔内，加热至60-85℃，使酸性气体经所述脱酸塔塔顶采出，从塔底采出脱酸废水，所述脱酸废水的pH≥8.5；和

S3.脱氨汽提：将步骤S2得到的所述脱酸废水与碱混合，通入脱氨汽提塔上部，进行汽提，含氨蒸汽从脱氨汽提塔塔顶采出，脱氨废水从脱氨汽提塔塔底采出。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述酸性气体包括CO₂和/或H₂S。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述热分解脱酸步骤中，采用热交换器对所述除油除渣废水加热，所述热交换器中的热源为脱酸塔塔底采出的脱酸废水和/或步骤S3中的脱氨汽提塔塔顶采出的含氨蒸汽。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述碱的用量为5-20g/L；和/或所述碱为氢氧化钠、氢氧化钾中的至少一种。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述脱氨汽提塔的理论板数为20-30级，塔板在所述脱氨汽提塔的进料口以下，所述脱氨汽提塔塔底压力为0.01-0.2MPa，温度为105-130℃，塔顶压力为0-0.1MPa，温度为60-85℃。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述脱酸塔为汽提脱酸塔，所述除油除渣工艺由汽提脱酸工艺进行热分解脱酸。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述脱酸塔的塔底压力为0-0.1MPa，温度为100-120℃，塔顶的压力为0-0.05MPa，温度为45-60℃。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述除油除渣废水由第一管道和第二管道以进料比1:1.7-3通入脱酸塔，第一管道从脱酸汽提塔的上部通入，第一管道中废水温度为38-43℃，第二管道从脱酸汽提塔的中部通入，第二管道中废水温度为70-85℃。

9.根据权利要求1-8任一项所述的方法，所述除油除渣包括将兰炭废水原水加入破乳剂进行破乳，所述破乳剂为油溶性破乳剂，破乳剂的投入量为2g/L-15g/L。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述油溶性破乳剂为有机破乳剂SP169和152按质量比1:1-1.7复配。