一种废水的预处理工艺.pdf

一种废水的预处理工艺，所述工艺需要的设备包括脱酸塔、脱氨塔、一级原料预热器、二级原料预热器、分缩器、冷凝冷却器、釜液冷却器、脱酸塔再沸器、脱氨塔再沸器、氨水缓冲罐、氨水槽、碱液槽、原料泵、加碱泵，所述脱酸塔、脱氨塔均为精馏塔。所述脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.4，所述脱氨塔塔釜液出塔温度为134.5-138℃，所述脱酸塔塔釜液温度出塔温度为155-160℃。

1.  一种废水的预处理工艺，所述工艺需要的设备包括脱酸塔、脱氨塔、一级原料预热器、二级原料预热器、分缩器、冷凝冷却器、釜液冷却器、脱酸塔再沸器、脱氨塔再沸器、氨水缓冲罐、氨水槽、碱液槽、原料泵、加碱泵，所述脱酸塔、脱氨塔均为精馏塔，
所述工艺的操作流程如下
1)、温度为25-30℃的原料废水经原料泵后，分为冷、热两股进料，作为热进料的一股由一级原料预热器原料进口进入一级原料预热器，与一级原料预热器的脱氨塔釜液进口进入的脱氨塔釜液进行一次换热后升温至65-70℃，原料废水经一次换热后由一级原料预热器原料出口流出后经二级原料预热器原料进口进入二级原料预热器，并与由二级原料预热器的脱酸塔釜液进口进入的脱酸塔釜液进行二次换热，经二次换热后由二级原料预热器原料出口的流出的原料废水温度升高至105-110℃，然后作为热进料由脱酸塔的热进料口进入脱酸塔；作为冷进料的原料废水由位于脱酸塔塔顶的冷进料口直接由塔顶进入脱酸塔，原料废水在脱酸塔中自上而下流动，在脱酸塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下富含H₂S成份的酸性气自脱酸塔塔顶气体出口采出送往其他工段
2)由脱酸塔釜液出口出来的脱酸塔釜液在经过二级原料预热器并与其中的原料废水进行换热后冷却至后从二级原料预热器的脱酸塔釜液出口流出，以自压由脱氨塔进口进入脱氨塔，脱氨塔进口距塔顶塔板数相当于脱氨塔总塔板数的20-30％，与此同时加入由加碱泵抽取的碱液槽中贮存的碱液，该碱液经过加碱口进入脱氨塔，加碱口与脱氨塔进口位于同一块塔板上方，在脱氨塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下，富氨气体自塔顶采出，经位于脱氨塔塔顶的分缩器冷却后部分气体成为液相，作为回流；其余富氨气体经分缩器气体出口由冷凝冷却器进口进入冷凝冷却器，经循环水冷却后冷凝成为液相，所述液相由冷凝冷却器氨水出口流出后经氨水缓冲槽氨水进口进入氨水缓冲罐,然后由氨水缓冲槽氨水出口流入作为产品氨水流入氨水槽；
富氨气体中的在冷凝冷却器冷凝过程中的不凝气由氨水缓冲罐的不凝气入口进入氨水缓冲罐，并由氨水缓冲罐的不凝气出口和氨水槽的排气口排出的不凝气一起进入其他工段，
最终经过脱氨塔处理过的废水经脱氨塔釜液出口由脱氨塔釜液进口进入一级原料预热器，在与原料废水经过第一次换热后，经一级原料预热器的脱氨塔釜液出口流出后由脱氨塔釜液进口进入脱氨塔釜液冷却器，经循环水冷却至30-35℃后通过脱氨塔釜液出口进入其他工段；
所述脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.4，所述脱氨塔塔釜液出塔温度为134.5-138℃，所述脱酸塔塔釜液温度出塔温度为155-160℃。

2.  如权利要求1所述的工艺，其特征是脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.2。

3.  如权利要求1所述的工艺，其特征是所述脱氨塔、脱酸塔均采用应用膜喷射无返混塔板的板式精馏塔。

4.  如权利要求1所述的工艺，其特征是所述脱氨塔、脱酸塔均采用汽提塔。

5.  如权利要求3所述的工艺，其特征是所述脱氨塔、脱酸塔均采用应用膜喷射无返混塔板的板式汽提塔。

6.  如权利要求1～5任一所述的工艺，其特征是所述高硫化物、高氨氮废水的硫化物含量为20000-50000ppm，氨氮含量为15000-30000ppm，最终经过脱氨塔处理过的废水硫化物量降至50ppm以下(以H₂S计)，氨氮含量降至150ppm以下。

一种废水的预处理工艺
技术领域
本发明涉及一种对含高硫化物、高氨氮、高COD废水的预处理方法。
背景技术
粗苯加氢精制是煤化工的基础技术之一，粗苯通过进一步加工精制后，可以获得如纯苯、甲苯、二甲苯和重苯等多种产品。由于近年来油价大幅上涨，与以石油为原料生产的石油苯相比，焦化苯有着很大的利润空间，因此粗苯加氢工艺得到广泛应用。而该工艺中在除去以噻吩为主的各种杂质时，粗苯中的硫化物转换成硫化氢，氮化物转变成氨气，氧化物转化成水，由此产生了一种含高硫化物、高氨氮、高COD的废水。虽然废水的产生量不大，而它具有的特殊性，无法直接进行常规生化方法处理，需要进行预处理，现有技术中中对高硫化物、高氨氮、高COD废水废水进行预处理的方法主要有以下几种
中国专利CN201310202681.5公开了一种(1)向装有高硫化物、高盐分、高COD废水的恒温密闭反应器中缓慢的通入氯气，然后经通入氯化氢气体脱盐，虽然结局了硫化物的处理，但通入氯气会产生次氯酸盐同样会污染环境，且需要消耗大量氯气等物料，成本较高，而氨氮副产的氯化铵价值并不高，造成整个工艺经济性也较差。
中国文献——污水汽提双塔工艺流程模拟分析与用能改进(魏志强等，石油炼制与化工，2012年4月)中公开了用双塔汽提脱除氨氮与硫的流程，该文献公开了采用双塔汽提工艺处理含氨氮、硫化物的废水，即将整个汽提处理工艺分为H₂S汽提与NH₃汽提，但该文献中处理对象为炼油废水，其氨氮含量一般不超过5000ppm，硫化物含量一般不超过10000ppm，对于苯加氢产生的硫化物量在20000-50000PPm，含氨氮量在15000-30000ppm的废水来说，该文献公开工艺无法处理，且在该文献中，废水的冷进料比例仅为约0.02，且在该文献中指出，冷进料比例在0.015以下时，随着该比例提升H₂S汽提塔塔顶中NH3含量逐渐下降，当冷进料比例在0.015以上时，继续提高该比例对分离两种污染物没有进一步效果，反而会造成能耗增加。且文献中经过改进取消了H₂S气体塔热进料污水与塔底含NH₃污水换热，增加NH3汽提塔塔顶气、两塔再沸器蒸汽凝结水与H₂S汽提塔进料污水换热。表面上节能比例很大，但根据能量守恒定律，该处的节能必然会体现在其他方面的耗能，该文献中提到利用蒸汽凝结水作为热源与热进料进行换热，从而提高热进料温度，减少了H₂S汽提塔的蒸汽消耗量，但该文献并未考虑经过换热后的蒸汽凝结水温度再次降低，而它再次进行汽化时必然会消耗锅炉提供的能量。因此提供一种能够处理苯加氢产生的高硫、高氨氮废水的双塔汽提工艺成为现有技术中需要解决的问题
发明内容
为了解决目前现有高硫高氨氮废水难以有效、低成本运行并直接进入生化处理的问题，本发明提供了一种双塔汽提废水预处理工艺，此工艺尤其适用于生产过程中产生高硫化物、高氨氮、高COD废水的厂家。
本发明提供一种废水的预处理工艺，所述工艺需要的设备包括脱酸塔、脱氨塔、一级原 料预热器、二级原料预热器、分缩器、冷凝冷却器、釜液冷却器、脱酸塔再沸器、脱氨塔再沸器、氨水缓冲罐、氨水槽、碱液槽、原料泵、加碱泵，所述脱酸塔、脱氨塔均为精馏塔
所述工艺的操作流程如下
1)、温度为25-30℃的原料废水经原料泵后，分为冷、热两股进料，作为热进料的一股由一级原料预热器原料进口进入一级原料预热器，与一级原料预热器的脱氨塔釜液进口进入的脱氨塔釜液进行一次换热后升温至65-70℃，原料废水经一次换热后由一级原料预热器原料出口流出后经二级原料预热器原料进口进入二级原料预热器，并与由二级原料预热器的脱酸塔釜液进口进入的脱酸塔釜液进行二次换热，经二次换热后由二级原料预热器原料出口的流出的原料废水温度升高至105-110℃，然后作为热进料由脱酸塔的热进料口进入脱酸塔；作为冷进料的原料废水由位于脱酸塔塔顶的冷进料口直接由塔顶进入脱酸塔，原料废水在脱酸塔中自上而下流动，在脱酸塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下富含H₂S成份的酸性气自脱酸塔塔顶气体出口采出送往其他工段；
2)由脱酸塔釜液出口出来的脱酸塔釜液在经过二级原料预热器并与其中的原料废水进行换热后冷却至后从二级原料预热器的脱酸塔釜液出口流出，以自压由脱氨塔进口进入脱氨塔，脱氨塔进口距塔顶塔板数相当于脱氨塔总塔板数的20-30％，与此同时加入由加碱泵抽取的碱液槽中贮存的碱液，该碱液经过加碱口进入脱氨塔，加碱口与脱氨塔进口位于同一块塔板上方，在脱氨塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下，富氨气体自塔顶采出，经位于脱氨塔塔顶的分缩器冷却后部分气体成为液相，作为回流；其余富氨气体经分缩器气体出口由冷凝冷却器进口进入冷凝冷却器，经循环水冷却后冷凝成为液相，所述液相由冷凝冷却器氨水出口流出后经氨水缓冲槽氨水进口进入氨水缓冲罐,然后由氨水缓冲槽氨水出口流入作为产品氨水流入氨水槽；
富氨气体中的在冷凝冷却器冷凝过程中的不凝气由氨水缓冲罐的不凝气入口进入氨水缓冲罐，并由氨水缓冲罐的不凝气出口和氨水槽的排气口排出的不凝气一起进入其他工段，
最终经过脱氨塔处理过的废水经脱氨塔釜液出口由脱氨塔釜液进口进入一级原料预热器，在与原料废水经过第一次换热后，经一级原料预热器的脱氨塔釜液出口流出后由脱氨塔釜液进口进入脱氨塔釜液冷却器，经循环水冷却至30-35℃后通过脱氨塔釜液出口进入其他工段；
所述脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.4，所述脱氨塔塔釜液出塔温度为134.5-138℃，所述脱酸塔塔釜液温度出塔温度为155-160℃。
所述的工艺，其特征是脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.2。
所述的工艺，其特征是所述脱氨塔、脱酸塔采用应用膜喷射无返混塔板的板式精馏塔
所述的工艺，其特征是所述脱氨塔、脱酸塔均采用汽提塔，优选采用应用膜喷射无返混塔板的板式汽提塔。
所述膜喷射无返混塔板如CN200920095625.5中所述。
所述的工艺，其特征是所述高硫化物、高氨氮废水的硫化物含量为20000-50000ppm，氨氮含量为15000-30000ppm，最终经过脱氨塔处理过的废水硫化物量降至50ppm以下，氨氮 含量降至150ppm以下。
本发明提供的高含硫、高氨氮废水的预处理工艺产生的有益效果如下；
1)通过对现有的污水双塔汽提处理含硫、含氨氮废水工艺进行改进，提高了冷、热进料的流量比，意外的发现当采用较高冷、热进料的流量比时，能够实现对硫化氢的有效脱除；
2)通过降低脱酸塔的操作压力(在控制塔釜液温度为155-160℃情况下，操作压力小于0.6Mpa，既降低了整个工艺的热能消耗，又能实现氨氮的良好脱除，此外利用脱酸塔与脱氨塔的压差，可以实现脱氨塔的自压进料。
3)通过采用分缩器代替闪蒸、冷凝，既可简化操作，又降低了脱氨塔整体回流比，还可以控制脱氨塔直接生产15-20％的氨水，提高了生产效率和产品的利用价值。
综上、经过脱氨塔后，废水中的含硫量与氨氮含量均降低至能够进行生化处理的水平。克服了现有双塔汽提工艺无法处理硫化物含量为20000-50000ppm，氨氮含量为15000-30000ppm的高含硫、高氨氮废水的问题。
附图说明
图1为本发明提供的对废水预处理工艺的工艺流程示意图；
图中：1.脱酸塔，101.冷进料口，102.热进料口，103.脱酸塔塔顶气体出口，104.脱酸塔釜液出口，8.脱酸塔再沸器；
2.脱氨塔，201.脱氨塔进口，202.加碱口，203.脱氨塔釜液出口，5.分缩器，9.脱氨塔再沸器；
3.一级原料预热器，301.一级原料预热器原料进口，302.一级原料预热器原料出口，303.一级原料预热器的脱氨塔釜液进口，304.一级原料预热器的脱氨塔釜液出口；
4.二级原料预热器，401.二级原料预热器原料进口，402.二级原料预热器原料出口，403.脱酸塔釜液进口，404.脱酸塔釜液出口；
6.冷凝冷却器，601.冷凝冷却器进口，602.冷凝冷却器氨水出口；
7.釜液冷却器，701.脱氨塔釜液进口，702.脱氨塔釜液出口；
10.氨水缓冲罐，1001.氨水缓冲槽氨水进口，1002.氨水缓冲槽氨水出口，1003.不凝气入口，1004.不凝气出口； 
11.氨水槽，12.碱液槽，13.原料泵，14.脱酸塔釜液泵，15.加碱泵，16.氨水装车泵。 
具体实施方式
本实施例中待处理废水的硫化物含量为20000-50000ppm，氨氮含量为15000-30000ppm，
本实施例提供的废水预处理工艺的工艺流程如图1所示，所述工艺需要的设备包括脱酸塔1、脱氨塔2、一级原料预热器3、二级原料预热器4、分缩器5、冷凝冷却器6、釜液冷却器7、脱酸塔再沸器8、脱氨塔再沸器9、氨水缓冲罐10、氨水槽11、碱液槽12、原料泵13、脱酸塔釜液泵14、加碱泵15、氨水装车泵16，
所述工艺的操作流程如下
1)、温度为25-30℃的原料废水经原料泵13后，分为冷、热两股进料，作为热进料的一股由一级原料预热器原料进口301进入一级原料预热器3，与一级原料预热器的脱氨塔釜液 进口303进入的脱氨塔釜液进行一次换热后升温至65-70℃，原料废水经一次换热后由一级原料预热器原料出口302流出后经二级原料预热器原料进口401进入二级原料预热器4，并与由二级原料预热器的脱酸塔釜液进口403进入的脱酸塔釜液进行二次换热，经二次换热后由二级原料预热器原料出口402的流出的原料废水温度升高至105-110℃，然后作为热进料由脱酸塔的热进料口102进入脱酸塔；作为冷进料的原料废水由位于脱酸塔塔顶的冷进料口101直接由塔顶进入脱酸塔，原料废水在脱酸塔中自上而下流动，在脱酸塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下富含H₂S成份的酸性气自脱酸塔塔顶气体出口103采出送往脱硫工段
2)由脱酸塔釜液出口104出来的脱酸塔釜液在经过二级原料预热器4并与其中的原料废水进行换热后冷却至后从二级原料预热器4的脱酸塔釜液出口404流出，以自压由脱氨塔进口201进入脱氨塔，脱氨塔进口距塔顶塔板数相当于脱氨塔总塔板数的20-30％，与此同时加入由加碱泵15抽取的碱液槽12中贮存的碱液，该碱液经过加碱口202进入脱氨塔，加碱口与脱氨塔进口位于同一块塔板上方，在脱氨塔底再沸器提供热源产生的汽提作用下，富氨气体自塔顶采出，经位于脱氨塔塔顶的分缩器5冷却后部分气体成为液相，作为回流；其余富氨气体经分缩器气体出口501由冷凝冷却器进口601进入冷凝冷却器6，经循环水冷却后冷凝成为液相，所述液相由冷凝冷却器氨水出口602流出后经氨水缓冲槽氨水进口1001进入氨水缓冲罐10，然后由氨水缓冲槽氨水出口1002流入作为产品氨水流入氨水槽11，氨水槽中的氨水可经氨水装车泵16装车运出；
富氨气体中的在冷凝冷却器冷凝过程中的不凝气由氨水缓冲罐的不凝气入口1003进入氨水缓冲罐10，并由氨水缓冲罐10的不凝气出口1004和氨水槽11的排气口排出的不凝气一起进入吸收工段，
最终经过脱氨塔处理过的废水经脱氨塔釜液出口203由脱氨塔釜液进口303进入一级原料预热器3，在与原料废水经过第一次换热后，经一级原料预热器的脱氨塔釜液出口304流出后由脱氨塔釜液进口701进入脱氨塔釜液冷却器7，经循环水冷却至30-35℃后通过脱氨塔釜液出口702进入生化工段；
所述脱酸塔冷、热进料的流量比为0.1-0.4，优选0.1-0.2。
所述脱氨塔塔釜液出塔温度为134.5-138℃，所述脱酸塔塔釜液温度出塔温度为155-160℃，相应的，脱氨塔操作压力为0.2-0.25Mpa，脱酸塔操作压力控制在0.6Mpa以下。
在二级原料预热器4的脱酸塔釜液出口至脱氨塔进口201的管道中间还安装有脱酸塔釜液泵14。用于在自压无法完成脱氨塔进料时进行泵送进料。
本实施例的工艺中，所述脱氨塔、脱酸塔均为汽提塔，优选为申请人申请的在先专利CN201120051128.2中公开的汽提塔。
所述脱氨塔、脱酸塔的塔板采用膜喷射无返混塔板，所述膜喷射无返混塔板如申请人申请的在先专利CN200920095625.5中所述。
经过脱氨塔处理过的废水，其硫化物含量降至50ppm以下，氨氮含量降至150ppm以下。
本说明书中所述ppm即mg/L，所述硫化物含量均以S^2-计。