CN218931768U - 一种废水减量化处理系统 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供了一种废水减量化处理系统。来自PO/SM装置的废水先通过废水蒸发器脱除部分有机共沸物，之后进入三效精馏系统，经三效精馏系统浓缩后，大大减少了送至焚烧装置的废水量，并且通过侧线采出的方式实现了多组分的分馏，脱除PO/SM废水中的有机共沸物，降低了废水中的COD，使绝大部分废水可以送至污水处理厂处理，浓缩废液送至燃料油罐储存。本实用新型所述的废水减量化处理系统，实现了送焚烧装置废水的减量化处理，减轻了焚烧装置废水处理压力，同时实现了装置废水的无害化排放，污染气体零排放，不仅节约了工程投资和运行成本，同时节能减排，助力实现“双碳”目标。

Description

一种废水减量化处理系统

技术领域

本实用新型属于废水处理技术领域，尤其是涉及一种废水减量化处理系统。

背景技术

PO/SM装置生产过程中会产生大量的高COD废水，污水处理厂无法接收处理，只能送去焚烧处理，不仅增加工程投资和能耗，并且焚烧尾气中含有温室气体和空气污染物，碳排放量大，且容易产生焚烧炉腐蚀问题，需要进行尾气后处理。因此，怎么把送去焚烧装置的废水进行减量化处理很重要。

目前PO/SM装置废水COD高，难以用常规的生化处理工艺进行处理，但是减量下来的废水必须做到无害化排放，需要降低废水的COD后送至污水处理厂。然而，废水中由于含有大量有机共沸物，组成复杂，通过简单的蒸发浓缩无法脱除共沸物，降低废水的COD。因此，如何除去废水中的共沸物，降低废水的COD使其满足污水处理厂接收要求，也是PO/SM装置废水处理的另一个难点。

中国发明专利CN 109974014A中采用“焚烧+余热锅炉+碱渣综合利用”的工艺方案，工艺流程复杂，设备投资和运行成本较高；系统产生的灰渣难以清理，需收集后处理；废气中含有CO₂和NO_x，需要进行尾气后处理。

中国实用新型专利CN 204607766U中提供了一种废水浓缩系统，但只能处理组分单一的低浓度废水，不适用于处理组成复杂，高COD的废水。

实用新型内容

有鉴于此，本实用新型旨在提出一种废水减量化处理系统，能够以简单环保的工艺流程对PO/SM工业生产中产生的废水进行减量化处理，在减少废水处理成本基础上，将废水的COD降低至1500ppm以下，以解决现有技术中存在的问题。

为达到上述目的，本实用新型的技术方案是这样实现的：

一种废水减量化处理系统，其特征在于，包括废水蒸发器，废水蒸发器通过管道经废水进料泵与三效精馏系统连接；三效精馏系统通过管道与废水罐连接，废水罐通过废水排出泵与废水冷却器连接；废水蒸发器还通过管道经废气冷却器与气液分离罐连接，气液分离罐通过管道分别接入尾气总管和焚烧装置。

在上述方案的基础上，三效精馏系统包括：通过管道相互连接的一效浓缩塔、二效浓缩塔和三效浓缩塔；废水进料泵通过管道与一效浓缩塔和二效浓缩塔连接；

一效浓缩塔通过管道与一效再沸器连接成回流管路；一效浓缩塔通过管道依次经二效再沸器、一效回流泵后，一路接回一效浓缩塔成回流管路，另一路接入焚烧装置；一效浓缩塔通过管道经一效侧线冷却器与废水罐连接；一效浓缩塔通过管道经一效出料泵与二效浓缩塔连接；

二效浓缩塔通过管道与二效再沸器连接成回流管路；二效浓缩塔通过管道依次经三效再沸器、二效回流泵后，一路接回二效浓缩塔成回流管路，另一路接入焚烧装置；二效浓缩塔通过管道经二效侧线冷却器与废水罐连接；二效浓缩塔通过管道经二效出料泵与三效浓缩塔连接；

三效浓缩塔通过管道与三效再沸器连接成回流管路；三效浓缩塔通过管道经三效冷凝器接分别入尾气总管和废水罐；三效浓缩塔通过管道依次经三效出料泵和浓缩液冷却器接入燃料油罐。

在上述方案的基础上，一效浓缩塔(5)的理论塔板数为10～30块；一效浓缩塔(5)与一效侧线冷却器(22)之间的连接管道对应地从一效浓缩塔(5)的第6-18块塔板处引出。

在上述方案的基础上，二效浓缩塔(9)的理论塔板数为10～30块；二效浓缩塔(9)与二效侧线冷却器(23)之间的连接管道对应地从二效浓缩塔(9)的第4-17块塔板处引出。

在上述方案的基础上，一效浓缩塔(5)与一效侧线冷却器(22)之间的连接管道对应地从一效浓缩塔(5)的第7-12块塔板处引出。

在上述方案的基础上，二效浓缩塔(9)与二效侧线冷却器(23)之间的连接管道对应地从二效浓缩塔(9)的第5-11块塔板处引出。

一种废水减量化处理方法，包括如下步骤：

步骤1，将来自PO/SM装置的废水送至废水蒸发器，蒸发出部分与水共沸的共沸物，上述共沸物送入废气冷却器冷却后，送入气液分离罐；未蒸发的废水经废水进料泵送至三效精馏系统；

步骤2，步骤1中所述共沸物在气液分离罐中进行气液分离后，气体部分接入工艺尾气总管，冷凝液送至焚烧装置焚烧处理；

步骤3，步骤1中所述未蒸发的废水在三效精馏系统中处理得到低COD废水，排入废水罐；废水罐中的低COD废水由废水排出泵送至废水冷却器冷却后，送至下游污水处理厂处理。

在上述方案的基础上，步骤3具体为：

步骤3-1，未蒸发的废水分别送至一效浓缩塔和二效浓缩塔；

步骤3-2，一效浓缩塔中的废水通过一效再沸器加热浓缩，塔顶蒸汽进入二效再沸器冷凝后，经一效回流泵采出，一部分回流至一效浓缩塔中，另一部分送至焚烧装置焚烧处理；塔底一次浓缩液通过一效出料泵进入二效浓缩塔；一效浓缩塔中部侧线馏出的低COD废水经一效侧线冷却器排入废水罐；

步骤3-3，来自一效浓缩塔的一次浓缩液和步骤2所述的未蒸发的废水在二效浓缩塔中通过二效再沸器加热浓缩，塔顶蒸汽进入三效再沸器冷凝后，经二效回流泵采出，一部分回流至二效浓缩塔中，另一部分送至焚烧装置焚烧处理；塔底二次浓缩液通过二效出料泵进入三效浓缩塔；二效浓缩塔中部侧线馏出的低COD废水经二效侧线冷却器排入废水罐；

步骤3-4，来自二效浓缩塔的二次浓缩液在三效浓缩塔中通过三效再沸器加热浓缩，塔顶得到低COD废水蒸汽经过三效冷凝器冷凝后排入废水罐；塔底三次浓缩液经过三效出料泵送至浓缩冷却器冷却后，送至燃料油罐储存。

在上述方案的基础上，所述废水蒸发器操作压力为0.3～0.7MpaG，操作温度为143～170℃。

在上述方案的基础上，所述一效浓缩塔采用正压操作，操作压力为130～150kpaA，塔顶温度102～107℃，塔釜温度109～115℃，回流比5～50，理论塔板数10～30块，对应侧线馏出位置为第6～18块塔板。

在上述方案的基础上，所述二效浓缩塔采用负压操作，操作压力为40～70kpaA，塔顶温度80～85℃，塔釜温度87～92℃，回流比5～50，理论塔板数10～30块，对应侧线馏出位置为第4～17块塔板。

在上述方案的基础上，所述三效浓缩塔采用负压操作，操作压力为10～25kpaA，塔顶温度45～50℃，塔釜温度59～65℃，理论塔板数10～30块。

在上述方案的基础上，对应侧线馏出位置为第7～12块塔板。

在上述方案的基础上，对应侧线馏出位置为第5～11块塔板。

相对于现有技术，本实用新型所述的一种PO/SM装置废水减量化处理系统，具有以下优势：

(1)本实用新型工艺流程简单，实用性强，实现了PO/SM工业生产中送至焚烧装置的废水减量化处理，焚烧废水减排约80％，运用前景良好。

(2)本实用新型创造性地采用三效精馏浓缩系统，并通过汽相馏分侧线采出的方式实现了多组分的分馏，能够脱除PO/SM废水中的有机共沸物，降低废水的COD至1500ppm以下，使其满足污水处理要求，实现了装置废水的无害化排放。

(3)本实用新型只需要在一效浓缩塔塔釜加入新鲜蒸汽，三效浓缩塔塔顶加入循环水冷却，蒸汽和冷却水消耗较少；同时，无CO₂和NO_x气体排放，整个流程安全、环保，实现了节能减排，降低装置运行成本，减少废水处理成本约16～18％，助力实现“双碳”目标。

附图说明

构成本实用新型的一部分的附图用来提供对本实用新型的进一步理解，本实用新型的示意性实施例及其说明用于解释本实用新型，并不构成对本实用新型的不当限定。在附图中：

图1一种废水减量化处理系统示意图；

图2对比例1工艺示意图。

附图标记说明：

1-废水蒸发器；2-废气冷却器；3-气液分离罐；4-废水进料泵；5-一效浓缩塔；6-一效再沸器；7-一效出料泵；8-一效回流泵；9-二效浓缩塔；10-二效再沸器；11-二效出料泵；12-二效回流泵；13-三效浓缩塔；14-三效再沸器；15-三效出料泵；16-三效冷凝器；17-废水罐；18-废水排出泵；19-废水冷却器；20-浓缩塔冷却器；21-真空系统；22-一效侧线冷却器；23-二效侧线冷却器。

具体实施方式

需要说明的是，在不冲突的情况下，本实用新型中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

所有的数字标识，例如温度、长度、流量，包括范围，都是近似值。要了解，虽然不总是明确的叙述所有的数字标识之前都加上术语“约”。同时也要了解，虽然不总是明确的叙述，本文中描述的试剂仅仅是示例，其等价物是本领域已知的。

下面结合附图和具体实施例对本实用新型作详细描述。但附图和具体实施例并不构成对本实用新型的限制。

在以下实施例中，利用本实用新型所述的一种废水减量化处理系统。

实施例1

以20万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为25t/h，COD约150000～200000ppm,首先进入废水蒸发器，蒸发出部分与水共沸的芳香烃和芳香酮，不凝气经气液分离罐接至工艺尾气总管，冷凝液约3t/h送至焚烧装置；未蒸发的废水约22t/h经废水进料泵送至三效精馏系统，各塔操作参数如表1所示。

表1浓缩塔操作参数

废水通过废水进料泵分别送至一效浓缩塔和二效浓缩塔中部，其中进入一效浓缩塔的废水，经过以外源提供热源的一效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过二效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经一效回流泵采出送至焚烧装置(COD约500000～550000ppm)；一效浓缩塔中部第12块板汽相侧线采出COD约4000～5000ppm的废水流入废水罐；塔釜一次浓缩液通过一效塔釜泵进入二效浓缩塔。

来自一效浓缩塔的一次浓缩液和来自废水进料泵的废水进入二效浓缩塔中，经过以一效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的二效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过三效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经二效回流泵采出送至焚烧装置(COD约450000～500000ppm)；二效浓缩塔中部第11块板汽相侧线侧线采出COD约3000～4000ppm的废水流入废水罐；塔釜的二次浓缩液经过二效塔釜泵进入三效浓缩塔。

来自二效浓缩塔的二次浓缩液进入三效浓缩塔，经过以二效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的三效再沸器加热浓缩后，塔顶得到COD约200～500ppm的废水蒸汽经过三效冷凝器冷却后流入废水罐，塔釜得到的富含多元醇和钠盐浓缩液，浓缩液流量约1.5t/h，经过浓缩液冷却器冷却后，由塔釜出料泵送至燃料油罐储存。

废水罐收集来自于一效浓缩塔的侧线采出液、二效浓缩塔的侧线采出液以及三效浓缩塔的塔顶凝液，废水罐中COD浓度检测值≤1000ppm，满足污水处理厂要求，合格废水总流量约20t/h冷却后经废水排出泵送至下游污水处理。

原废液处理采用全部送至焚烧装置焚烧处理，废水处理成本约247.5元/吨，以年工作时间8000h计，总计处理成本约4950万元/年；采用本实用新型的废水处理方法后，废水处理成本降至203.4元/吨，总计处理成本约4068万元/年，年废水处理成本减少约17.8％，共减少882万元，有显著经济效益。

对比例1

以20万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为25t/h，COD约150000～200000ppm,采用常规三效精馏工艺进行分离，与实施例1对比，未在一效和二效精馏塔设置汽相侧线馏出，处理后的废水采出量按照20t/h，各塔操作参数如表1所示。

实施例1和对比例1处理后的废水COD对比如表2所示。

表2处理后的废水COD对比表

从表2可以看出，在同样的操作条件下，以及相同的废水排放量情况下，对比例1中处理后的废水COD含量≤20000ppm，远远高于实施例1中的处理后的废水COD值，并且污水处理厂无法接受。因此，常规三效精馏工艺无法实现POSM装置废水的减量化处理。

对比例2

以20万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为25t/h，COD约150000～200000ppm,与实施例1对比，一效和二效塔汽相侧线采出塔板采出位置有所不同，即一效浓缩塔汽相侧线采出塔板为第5块塔板，二效汽相侧线采出塔板为第3块塔板，处理后的废水采出量按照20t/h。

实施例1和对比例2处理后的废水COD对比如表3所示。

表3处理后的废水COD对比表

从表3可以看出，在同样的操作条件下，以及相同的废水排放量情况下，对比例2中处理后的废水COD含量≤2035000ppm，远远高于实施例1中的处理后的废水COD值，并且污水处理厂无法接受。因此，对比例2中的汽相馏分侧线采出位置无法实现POSM装置废水的减量化处理。

对比例3

以20万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为25t/h，COD约150000～200000ppm,与实施例1对比，一效和二效塔汽相侧线采出塔板采出位置有所不同，即一效浓缩塔汽相侧线采出塔板为第20块塔板，二效汽相侧线采出塔板为第21块塔板，处理后的废水采出量按照20t/h。

实施例1和对比例3处理后的废水COD对比如表4所示。

表4处理后的废水COD对比表

从表4可以看出，在同样的操作条件下，以及相同的废水排放量情况下，对比例2中处理后的废水COD含量≤2035000ppm，远远高于实施例1中的处理后的废水COD值，并且污水处理厂无法接受。因此，对比例32中的汽相馏分侧线采出位置无法实现POSM装置废水的减量化处理。

实施例2

以25万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为32t/h，COD约150000～200000ppm,首先进入废水蒸发器，蒸发出部分与水共沸的芳香烃和芳香酮，不凝气经气液分离罐接至工艺尾气总管，冷凝液约4t/h送至焚烧装置；未蒸发的废水约28t/h经废水泵送至三效精馏系统，各塔操作参数如表5所示。

表5浓缩塔操作参数

废水通过废水进料泵分别送至一效浓缩塔和二效浓缩塔中部，其中进入一效浓缩塔的废水，经过以外源提供热源的一效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过二效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经一效回流泵采出送至焚烧装置(COD约500000～550000ppm)；一效浓缩塔中部第10块板汽相侧线侧线采出COD约4000～5000ppm的废水流入废水罐；塔釜一次浓缩液通过一效塔釜泵进入二效浓缩塔。

来自一效浓缩塔的一次浓缩液和来自废水进料泵的废水进入二效浓缩塔，经过以一效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的二效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过三效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经二效回流泵采出送至焚烧装置(COD约450000～500000ppm)；二效浓缩塔中部第8块板汽相侧线侧线采出COD约3000～4000ppm的废水流入废水罐；塔釜的二次浓缩液经过二效塔釜泵进入三效浓缩塔。

来自二效浓缩塔的二次浓缩液中进入三效浓缩塔，经过以二效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的三效再沸器加热浓缩后，塔顶得到COD约200～500ppm的废水蒸汽经过三效冷凝器冷却后流入废水罐，塔釜得到的富含多元醇和钠盐浓缩液，浓缩液流量约1.9t/h，经过浓缩液冷却器冷却后，由三效出料泵送至燃料油罐储存。

废水罐收集来自于一效浓缩塔的侧线采出液、二效浓缩塔的侧线采出液以及三效浓缩塔的塔顶凝液，废水罐中COD浓度检测值≤900ppm，满足污水处理厂要求，合格废水总流量约25t/h冷却后经废水排出泵送至下游污水处理。

原废液处理采用全部送至焚烧装置焚烧处理，废水处理成本约245.3元/吨，以年工作时间8000h计，总计处理成本约6279.7万元/年；采用本实用新型的废水处理方法后，废水处理成本降至201.2元/吨，总计处理成本约5150.7万元/年，年废水处理成本减少约18％，共减少1128.9万元，有显著经济效益。

实施例3

以30万吨/年PO产量的PO/SM装置为例：

来自PO/SM装置的废水量约为37.5t/h，COD约150000～200000ppm,首先进入废水蒸发器，蒸发出部分与水共沸的芳香烃和芳香酮，不凝气经气液分离罐接至工艺尾气总管，冷凝液约4.5t/h送至焚烧装置；未蒸发的废水约33t/h经废水进料泵送至三效精馏系统，各塔操作参数如表6所示。

表6浓缩塔操作参数

废水通过废水进料泵分别送至一效浓缩塔和二效浓缩塔中部，其中进入一效浓缩塔的废水，经过以外源提供热源的一效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过二效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经一效回流泵采出送至焚烧装置(COD约500000～550000ppm)；一效浓缩塔中部第17块板汽相侧线侧线采出COD约4000～5000ppm的废水流入废水罐；塔釜一次浓缩液通过一效塔釜泵进入二效浓缩塔。

来自一效浓缩塔的一次浓缩液和来自废水进料泵的废水进入二效浓缩塔中，经过以一效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的二效再沸器加热浓缩后，共沸物(芳香醇和芳香酮)于塔顶富集，塔顶得到的含有大量有机共沸物废水蒸汽，经过三效再沸器换热冷凝后，部分作为回流，部分经二效回流泵采出送至焚烧装置(COD约450000～500000ppm)；二效浓缩塔中部第15块板汽相侧线侧线采出COD约3000～4000ppm的废水流入废水罐；塔釜的二次浓缩液经过二效塔釜泵进入三效浓缩塔。

来自二效浓缩塔的二次浓缩液中进入三效浓缩塔，经过以二效浓缩塔塔顶蒸汽提供热源的三效再沸器加热浓缩后，塔顶得到COD约200～500ppm的废水蒸汽经过三效冷凝器冷却后流入废水罐，塔釜得到的富含多元醇和钠盐浓缩液，浓缩液流量约2.3t/h，经过浓缩液冷却器冷却后，由三效出料泵送至燃料油罐储存。

废水罐收集来自于一效浓缩塔的侧线采出液、二效浓缩塔的侧线采出液以及三效浓缩塔的塔顶凝液，废水罐中COD浓度检测值≤1500ppm，满足污水处理厂要求，合格废水总流量约30t/h冷却后经废水排出泵送至下游污水处理。

原废液处理采用全部送至焚烧装置焚烧处理，废水处理成本约243.2元/吨，以年工作时间8000h计，总计处理成本约7296万元/年；采用本实用新型的废水处理方法后，废水处理成本降至204.6元/吨，总计处理成本约6138万元/年，年废水处理成本减少约15.9％，共减少1158万元，有显著经济效益。

综上所述，以20万吨/年PO产量的PO/SM装置为例，共处理送至焚烧装置的废水共计约25t/h，最终处理后送至焚烧装置的废水量仅为约3.5t/h；约1.5t/h的浓缩液送至燃料油罐储存，同时经过处理得到了约20t/h的COD合格的废水送至污水处理厂处理。该废水浓缩工艺实现了送焚烧装置废水的减量化处理，减轻了焚烧装置废水处理压力，送至焚烧装置的废水减少约80％，同时降低了废水的COD至1500ppm以下，实现了装置废水的无害化排放，污染气体零排放，不仅节约了工程投资和运行成本，减少废水处理成本约16～18％，同时节能减排，助力实现“双碳”目标。

以上所述仅为本实用新型的较佳实施例而已，并不用以限制本实用新型，凡在本实用新型的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本实用新型的保护范围之内。

Claims (6)

1.一种废水减量化处理系统，其特征在于，包括废水蒸发器(1)，废水蒸发器(1)通过管道经废水进料泵(4)与三效精馏系统连接；三效精馏系统通过管道与废水罐(17)连接，废水罐(17)通过废水排出泵(18)与废水冷却器(19)连接；废水蒸发器(1)还通过管道经废气冷却器(2)与气液分离罐(3)连接，气液分离罐(3)通过管道分别接入尾气总管和焚烧装置。

2.根据权利要求1所述一种废水减量化处理系统，其特征在于：三效精馏系统包括：通过管道相互连接的一效浓缩塔(5)、二效浓缩塔(9)和三效浓缩塔(13)；废水进料泵(4)通过管道与一效浓缩塔(5)和二效浓缩塔(9)连接；

一效浓缩塔(5)通过管道与一效再沸器(6)连接成回流管路；一效浓缩塔(5)通过管道依次经二效再沸器(10)、一效回流泵(8)后，一路接回一效浓缩塔(5)成回流管路，另一路接入焚烧装置；一效浓缩塔(5)通过管道经一效侧线冷却器(22)与废水罐(17)连接；一效浓缩塔(5)通过管道经一效出料泵(7)与二效浓缩塔(9)连接；

二效浓缩塔(9)通过管道与二效再沸器(10)连接成回流管路；二效浓缩塔(9)通过管道依次经三效再沸器(14)、二效回流泵(12)后，一路接回二效浓缩塔(9)成回流管路，另一路接入焚烧装置；二效浓缩塔(9)通过管道经二效侧线冷却器(23)与废水罐(17)连接；二效浓缩塔(9)通过管道经二效出料泵(11)与三效浓缩塔(13)连接；

三效浓缩塔(13)通过管道与三效再沸器(14)连接成回流管路；三效浓缩塔(13)通过管道经三效冷凝器(16)接分别入尾气总管和废水罐(17)；三效浓缩塔(13)通过管道依次经三效出料泵(15)和浓缩液冷却器(20)接入燃料油罐。

3.根据权利要求2所述一种废水减量化处理系统，其特征在于：一效浓缩塔(5)的理论塔板数为10～30块；一效浓缩塔(5)与一效侧线冷却器(22)之间的连接管道对应地从一效浓缩塔(5)的第6-18块塔板处引出。

4.根据权利要求2所述一种废水减量化处理系统，其特征在于：二效浓缩塔(9)的理论塔板数为10～30块；二效浓缩塔(9)与二效侧线冷却器(23)之间的连接管道对应地从二效浓缩塔(9)的第4-17块塔板处引出。

5.根据权利要求3所述一种废水减量化处理系统，其特征在于：一效浓缩塔(5)与一效侧线冷却器(22)之间的连接管道对应地从一效浓缩塔(5)的第7-12块塔板处引出。

6.根据权利要求4所述一种废水减量化处理系统，其特征在于：二效浓缩塔(9)与二效侧线冷却器(23)之间的连接管道对应地从二效浓缩塔(9)的第5-11块塔板处引出。

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