一種廢水的預處理工藝的制作方法
【技術領域】
[0001]本發(fā)明涉及一種對含高硫化物、高氨氮、高COD廢水的預處理方法。
【背景技術】
[0002]粗苯加氫精制是煤化工的基礎技術之一，粗苯通過進一步加工精制后，可以獲得如純苯、甲苯、二甲苯和重苯等多種產品。由于近年來油價大幅上漲，與以石油為原料生產的石油苯相比，焦化苯有著很大的利潤空間，因此粗苯加氫工藝得到廣泛應用。而該工藝中在除去以噻吩為主的各種雜質時，粗苯中的硫化物轉換成硫化氫，氮化物轉變成氨氣，氧化物轉化成水，由此產生了一種含高硫化物、高氨氮、高COD的廢水。雖然廢水的產生量不大，而它具有的特殊性，無法直接進行常規(guī)生化方法處理，需要進行預處理，現(xiàn)有技術中中對高硫化物、高氨氮、高COD廢水廢水進行預處理的方法主要有以下幾種
[0003]中國專利CN201310202681.5公開了一種(I)向裝有高硫化物、高鹽分、高COD廢水的恒溫密閉反應器中緩慢的通入氯氣，然后經通入氯化氫氣體脫鹽，雖然結局了硫化物的處理，但通入氯氣會產生次氯酸鹽同樣會污染環(huán)境，且需要消耗大量氯氣等物料，成本較高，而氨氮副產的氯化銨價值并不高，造成整個工藝經濟性也較差。
[0004]中國文獻一一污水汽提雙塔工藝流程模擬分析與用能改進(魏志強等，石油煉制與化工，2012年4月)中公開了用雙塔汽提脫除氨氮與硫的流程，該文獻公開了采用雙塔汽提工藝處理含氨氮、硫化物的廢水，即將整個汽提處理工藝分為H2S汽提與NH3汽提，但該文獻中處理對象為煉油廢水，其氨氮含量一般不超過5000ppm，硫化物含量一般不超過lOOOOppm，對于苯加氫產生的硫化物量在20000-50000PPm，含氨氮量在15000-30000ppm的廢水來說，該文獻公開工藝無法處理，且在該文獻中，廢水的冷進料比例僅為約0.02，且在該文獻中指出，冷進料比例在0.015以下時，隨著該比例提升H2S汽提塔塔頂中NH3含量逐漸下降，當冷進料比例在0.015以上時，繼續(xù)提高該比例對分離兩種污染物沒有進一步效果，反而會造成能耗增加。且文獻中經過改進取消了 H2S氣體塔熱進料污水與塔底含冊13污水換熱，增加NH3汽提塔塔頂氣、兩塔再沸器蒸汽凝結水與H2S汽提塔進料污水換熱。表面上節(jié)能比例很大，但根據(jù)能量守恒定律，該處的節(jié)能必然會體現(xiàn)在其他方面的耗能，該文獻中提到利用蒸汽凝結水作為熱源與熱進料進行換熱，從而提高熱進料溫度，減少了 H2S汽提塔的蒸汽消耗量，但該文獻并未考慮經過換熱后的蒸汽凝結水溫度再次降低，而它再次進行汽化時必然會消耗鍋爐提供的能量。因此提供一種能夠處理苯加氫產生的高硫、高氨氮廢水的雙塔汽提工藝成為現(xiàn)有技術中需要解決的問題

【發(fā)明內容】

[0005]為了解決目前現(xiàn)有高硫高氨氮廢水難以有效、低成本運行并直接進入生化處理的問題，本發(fā)明提供了一種雙塔汽提廢水預處理工藝，此工藝尤其適用于生產過程中產生高硫化物、尚氣氣、尚COD廢水的廠家。
[0006]本發(fā)明提供一種廢水的預處理工藝，所述工藝需要的設備包括脫酸塔、脫氨塔、一級原料預熱器、二級原料預熱器、分縮器、冷凝冷卻器、釜液冷卻器、脫酸塔再沸器、脫氨塔再沸器、氨水緩沖罐、氨水槽、堿液槽、原料泵、加堿泵，所述脫酸塔、脫氨塔均為精餾塔
[0007]所述工藝的操作流程如下
[0008]I)、溫度為25_30°C的原料廢水經原料泵后，分為冷、熱兩股進料，作為熱進料的一股由一級原料預熱器原料進口進入一級原料預熱器，與一級原料預熱器的脫氨塔釜液進口進入的脫氨塔釜液進行一次換熱后升溫至65-70°C，原料廢水經一次換熱后由一級原料預熱器原料出口流出后經二級原料預熱器原料進口進入二級原料預熱器，并與由二級原料預熱器的脫酸塔釜液進口進入的脫酸塔釜液進行二次換熱，經二次換熱后由二級原料預熱器原料出口的流出的原料廢水溫度升高至105-110°C，然后作為熱進料由脫酸塔的熱進料口進入脫酸塔；作為冷進料的原料廢水由位于脫酸塔塔頂?shù)睦溥M料口直接由塔頂進入脫酸塔，原料廢水在脫酸塔中自上而下流動，在脫酸塔底再沸器提供熱源產生的汽提作用下富含H2S成份的酸性氣自脫酸塔塔頂氣體出口采出送往其他工段；
[0009]2)由脫酸塔釜液出口出來的脫酸塔釜液在經過二級原料預熱器并與其中的原料廢水進行換熱后冷卻至后從二級原料預熱器的脫酸塔釜液出口流出，以自壓由脫氨塔進口進入脫氨塔，脫氨塔進口距塔頂塔板數(shù)相當于脫氨塔總塔板數(shù)的20-30%，與此同時加入由加堿泵抽取的堿液槽中貯存的堿液，該堿液經過加堿口進入脫氨塔，加堿口與脫氨塔進口位于同一塊塔板上方，在脫氨塔底再沸器提供熱源產生的汽提作用下，富氨氣體自塔頂采出，經位于脫氨塔塔頂?shù)姆挚s器冷卻后部分氣體成為液相，作為回流；其余富氨氣體經分縮器氣體出口由冷凝冷卻器進口進入冷凝冷卻器，經循環(huán)水冷卻后冷凝成為液相，所述液相由冷凝冷卻器氨水出口流出后經氨水緩沖槽氨水進口進入氨水緩沖罐，然后由氨水緩沖槽氨水出口流入作為產品氨水流入氨水槽；
[0010]富氨氣體中的在冷凝冷卻器冷凝過程中的不凝氣由氨水緩沖罐的不凝氣入口進入氨水緩沖罐，并由氨水緩沖罐的不凝氣出口和氨水槽的排氣口排出的不凝氣一起進入其他工段，
[0011]最終經過脫氨塔處理過的廢水經脫氨塔釜液出口由脫氨塔釜液進口進入一級原料預熱器，在與原料廢水經過第一次換熱后，經一級原料預熱器的脫氨塔釜液出口流出后由脫氨塔釜液進口進入脫氨塔釜液冷卻器，經循環(huán)水冷卻至30-35?后通過脫氨塔釜液出口進入其他工段；
[0012]所述脫酸塔冷、熱進料的流量比為0.1-0.4，所述脫氨塔塔釜液出塔溫度為134.5-138°C，所述脫酸塔塔釜液溫度出塔溫度為155-160°C。
[0013]所述的工藝，其特征是脫酸塔冷、熱進料的流量比為0.1-0.2。
[0014]所述的工藝，其特征是所述脫氨塔、脫酸塔采用應用膜噴射無返混塔板的板式精餾塔
[0015]所述的工藝，其特征是所述脫氨塔、脫酸塔均采用汽提塔，優(yōu)選采用應用膜噴射無返混塔板的板式汽提塔。
[0016]所述膜噴射無返混塔板如CN200920095625.5中所述。
[0017]所述的工藝，其特征是所述高硫化物、高氨氮廢水的硫化物含量為20000-50000ppm,氨氮含量為15000-30000ppm，最終經過脫氨塔處理過的廢水硫化物量降至50ppm以下，氨氮含量降至150ppm以下。
[0018]本發(fā)明提供的高含硫、高氨氮廢水的預處理工藝產生的有益效果如下；
[0019]I)通過對現(xiàn)有的污水雙塔汽提處理含硫、含氨氮廢水工藝進行改進，提高了冷、熱進料的流量比，意外的發(fā)現(xiàn)當采用較高冷、熱進料的流量比時，能夠實現(xiàn)對硫化氫的有效脫除；
[0020]2)通過降低脫酸塔的操作壓力(在控制塔釜液溫度為155_160°C情況下，操作壓力小于0.6Mpa，既降低了整個工藝的熱能消耗，又能實現(xiàn)氨氮的良好脫除，此外利用脫酸塔與脫氨塔的壓差，可以實現(xiàn)脫氨塔的自壓進料。
[0021]3)通過采用分縮器代替閃蒸、冷凝，既可簡化操作，又降低了脫氨塔整體回流比，還可以控制脫氨塔直接生產15-20%的氨水，提高了生產效率和產品的利用價值。
[0022]綜上、經過脫氨塔后，廢水中的含硫量與氨氮含量均降低至能夠進行生化處理的水平。克服了現(xiàn)有雙塔汽提工藝無法處理硫化物含量為20000-50(KK)ppm，氨氮含量為15000-30000ppm的高含硫、高氨氮廢水的問題。
【附圖說明】
[0023]圖1為本發(fā)明提供的對廢水預處理工藝的工藝流程示意圖；
[0024]圖中:1.脫酸塔，101.冷進料口，102.熱進料口，103.脫酸塔塔頂氣體出口，104.脫酸塔釜液出口，8.脫酸塔再沸器；
[0025]2.脫氨塔，201.脫氨塔進口，202.加堿口，203.脫氨塔釜液出口，5.分縮器，9.脫氨塔再沸器；
[0026]3.一級原料預熱器，301.—級原料預熱器原料進口，302.—級原料預熱器原料出口，303.—級原料預熱器的脫氨塔釜液進口，304.—級原料預熱器的脫氨塔釜液出口 ；
[0027]4.二級原料預熱器，401.二級原料預熱器原料進口，402.二級原料預熱器原料出口，403.脫酸塔釜液進口，404.脫酸塔釜液出口 ；
[0028]6.冷凝冷卻器，601.冷凝冷卻器進口，602.冷凝冷卻器氨水出口 ；
[0029]7.釜液冷卻器，701.脫氨塔釜液進口，702.脫氨塔釜液出口 ；
[0030]10.氨水緩沖罐，1001.氨水緩沖槽氨水進口，1002.氨水緩