本发明属于废水处理领域，具体涉及一种含油煤化工废水处理方法和装置。
背景技术：
热解、气化等煤化工过程产生的废水中油和尘含量较高，使得后续处理设备和管道结垢严重，导致能耗上升、分离效率降低，从而影响了装置的连续稳定运行，甚至会导致装置无法正常运行；因而，需要高效的脱除煤化工废水中的油类污染物，以提升装置的运行稳定性和检修周期。
由于煤化工废水中部分油类分散液滴较小、乳化或者与水比重差很小，传统的重力沉降、气浮法除油效果不理想，吸附过滤法的可操作性太差，而化学絮凝法成本高且易造成絮凝剂的二次污染，因而，当前煤化工废水中的油类污染物去除率较低。当前，废水除油方法中还包括萃取法除油，萃取法除油常用的萃取剂有石油醚、正己烷、氯代甲烷、氯仿等，萃取效果较好，但由于这些萃取剂不是煤化工废水中自有的成份，且本身可生化性较差，萃取后往往会在水中有残留，给后续废水处理额外增加了污染负荷。申请人提出过一种用焦油馏份来进行萃取除油的工艺，是利用从废水中析出的油，经分馏后，取其中部分作溶剂油萃取废水，可以有效的将废水中原来不能析出的乳化态的油融合到一起而析出；但由于一些企业所产焦油中低沸点馏份的含量很低，因而这些企业在应用时受到限制。
煤化工废水中通常还存在酸性气体、氨及酚类等物质，酸性气体和氨多采用气提的方式脱除，酚类主要采用溶剂萃取法脱除。在2006年前，该类废水的处理流程是先萃取再蒸氨，由于氨的存在，萃取时ph高于8.5，因而萃取脱酚的效率较低，难以满足生化处理的要求。发明人在申请号为200610036072.7的专利中提出了脱氨后萃取的流程，并首次将甲基异丁基甲酮作为萃取剂应用于哈尔滨气化厂的脱酚装置中，该流程保证了萃取时的ph低于7，大幅度改善了脱酚效果，整体工艺得到了大范围推广。但该流程在运行过程中也存在一些缺陷，如出现蒸氨塔和萃取前的冷却器堵塞频繁、需要频繁清洗等问题，常需采用抗堵塞塔盘来克服。萃取剂甲基异丁基甲酮和甲基戊烯酮不仅对酚类具有很好的溶解能力，对油也有较好的溶解能力，可以在蒸氨前再设置一级萃取，以初步降低废水中的油和酚类后再进行蒸氨，即流程为萃取、脱酸、溶剂汽提、蒸氨、再萃取和溶剂回收；尽管流程变得很复杂，但对于有些油尘含量特高的体系来讲也具有一定意义。申请号为201610237888.x的专利中提到这样一种流程路线，具体为萃取—溶剂汽提—脱酸—再萃取—再溶剂汽提和溶剂回收，流程单元数量非常多，设备投资大且增加了操控管理难度。并且，因为废水中的二氧化碳、硫化氢挥发性远大于萃取剂，因而该专利申请中先汽提废水中萃取剂再脱酸性气的可行性存疑，但若先脱酸再汽提溶剂时，酸性气中溶剂的夹带损失问题也是需要解决的一大问题。因此，目前亟需一种可以高效脱除煤化工废水中油类污染物的方法。
技术实现要素：
本发明的目的在于解决现有技术中存在的上述问题，提供了一种含油煤化工废水处理方法和装置，能够有效脱除煤化工含油废水中的油类污染物，从而减轻后续装置的污染负荷、缓解煤化工废水中油尘对后续装置的污堵问题，且本方法流程简单可行，大型塔类数量较少，成本低，工业应用性强。
本发明的技术方案是：
一种含油煤化工废水处理方法，包括如下步骤：
(1)萃取：向废水中加入一定比例的萃取剂，在萃取装置中进行萃取，得到萃余水相和萃取物；
(2)脱酸脱溶剂：将步骤(1)中得到的萃取水相分两路：一路作为脱酸脱溶剂塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度和洗涤塔上部的混合气体；另一路经换热器与釜液换热后作为脱酸脱溶剂塔的热进料，进入脱酸脱溶剂塔的第一块塔盘上；脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体进入喷淋冷却器上部，经从洗涤器下来的喷淋液喷淋冷却，混合气体和喷淋液一起通过喷淋冷却器，进一步冷凝冷却后进入分离器分成气液液三相，气相为酸性气，送至洗涤器，与洗涤器顶部进入的喷淋水逆流接触，进一步吸收掉酸性气中的溶剂后从洗涤器顶部送出界区；分离器中的上层液相为溶剂，溢流进入溶剂循环槽中；下层液相经泵送至脱酸脱溶剂塔中再次进行汽提；脱酸脱溶剂后的净化水送至后续的蒸氨脱酚装置；
(3)溶剂回收：将步骤(1)的萃取物送至溶剂回收塔，采用精馏的方式分离得到溶剂与酚油；溶剂作为轻组分从塔顶采出，冷凝后部分回流，另一部分进入溶剂循环槽中循环使用；酚油作为重组分从塔底采出。
若本装置后续还设置了二级脱酚萃取装置，则步骤1的萃取物可以和二级脱酚萃取装置的萃取物共用一套溶剂回收塔。
进一步的，所述步骤(1)中的萃取剂为甲基异丁基甲酮或甲基戊烯酮，所述萃取剂与废水的比例为1:8～1:2，所述萃取温度为30-90℃。
进一步的，所述步骤(1)中的萃取装置的理论级数为1～10级，所述萃取装置为萃取塔、多级混合澄清器、静态混合器或者油水分离器中的一种或多种。
进一步的，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的上段填料高度为相当于6～12块理论板，塔盘数量为相当于理论板数12～20块，操作压力为0.25～0.7mpa。
进一步的，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的塔顶温度为110～129℃，塔釜温度为125～162℃。
进一步的，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的冷、热进料流量之比为1:6～1:3。
进一步的，所述步骤(2)中洗涤器中设置填料，填料高度为相当于3～6块理论板。
进一步的，所述步骤(2)中洗涤器上部喷淋水的流量与废水处理量之比为1:50～1:25。
进一步的，所述步骤(3)中溶剂回收塔的塔盘数量为15～30块，操作压力为0.05～0.12mpa，塔顶温度为60～115℃，塔釜温度为135～220℃。
一种含油煤化工废水处理装置，包括：
溶剂循环槽，用于存储萃取剂，并通过溶剂循环槽泵向萃取装置中输送萃取剂；
萃取装置，用于废水和萃取剂混合萃取，得到萃余水相和萃取物；
脱酸脱溶剂塔，用于对萃取装置中得到的萃余水相进行脱除酸性气体和回收溶剂处理；
洗涤器，用于提供喷淋液，喷淋液与脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体混合，然后进入喷淋冷却器进行后续处理；
喷淋冷却器，将从洗涤器下来混合气和喷淋液冷凝冷却后，送入分离器进行后续处理；
分离器，用于将喷淋冷却器中已经冷凝冷却的混合物分成气液液三相，气相为酸性气送至洗涤器，上层溶剂流入溶剂循环槽中循环利用，下层水相泵送至脱酸脱溶剂塔再次汽提；
萃取物槽，用于存储萃取装置中得到的萃取物；
溶剂回收塔，用于对接收的萃取物采用精馏的方式进行处理，分离得到从塔顶采出的溶剂以及从塔底采出的酚油。
本发明的有益效果：
(1)采用本发明所提供的处理方法，萃取后的废水中油尘含量大幅度降低，可将油含量从1500mg/l以上降低至150mg/l以下，减轻了蒸氨等后续装置污堵现象；处理后的废水中酸性气可基本脱除干净，二氧化碳和硫化氢的含量可分别降低至100mg/l和30mg/l以下；采用本方法所提供的流程，将脱酸与溶剂汽提在一塔中完成，可以省掉一个大型的汽提塔，流程简捷，投资和管理成本低，可行性强。
(2)本发明所提供的装置中设置的洗涤器和喷淋冷却器等环节，可以解决高浓酸性气、氨共存时的铵盐结晶问题、酸性气中溶剂夹带问题等；采用本发明方法处理后的外排酸性气中的溶剂含量可以降低至200ppm以下，处理吨水在酸性气中的溶剂夹带量仅为1克左右，使先萃取再脱酸脱氨的流程思路真正具有了工业实施的可行性。
附图说明
图1为本发明实施例所提供的工艺设备流程图。
具体实施方式
下面将结合具体实施例对本发明的技术方案进行清楚、完整的描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下，所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明进行详细说明。
实施例1
某煤热解工厂，含油含酚废水量为50吨/小时，废水中的油含量约为2000mg/l，二氧化碳和硫化氢的含量分别为6000mg/l和400mg/l。按照本发明提供的如图1所示的工艺设备流程图进行萃取除油，具体包括如下步骤：
(1)萃取：将含油煤化工废水与溶剂循环槽泵送来的甲基异丁基甲酮溶剂混合，甲基异丁基甲酮溶剂与废水的比例为1:2，在填料萃取塔中进行萃取，该填料萃取塔的理论级数3级，设置萃取温度为40℃，得到萃余水相和萃取物。
(2)脱酸脱溶剂：步骤(1)中的萃余水相经泵泵送至脱酸脱溶剂塔中，设置脱酸脱溶剂塔的塔顶温度为110℃，塔釜温度为125℃；脱除酸性气体和回收溶剂；在此步骤中，萃余水相分为两路，一路作为脱酸脱溶剂塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度和洗涤塔上部的混合气体；另一路经换热器与釜液换热后作为脱酸脱溶剂塔的热进料，进入脱酸脱溶剂塔的第一块塔盘上；脱酸脱溶剂塔的冷、热进料流量之比为1:3。
脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体进入喷淋冷却器上部，经从洗涤器下来的喷淋液喷淋冷却，混合气体和喷淋液一起通过喷淋冷却器，进一步冷凝冷却后进入分离器分成气液液三相，气相为酸性气，送至洗涤器，与洗涤器顶部进入的喷淋水逆流接触，洗涤器上部喷淋水的流量与废水处理量之比为1:25，进一步吸收掉酸性气中的溶剂后从洗涤器顶部送出界区；分离器中的上层液相为溶剂，溢流进入溶剂循环槽中；下层液相为水相，下层水相泵送至脱酸脱溶剂塔中再次进行汽提；脱酸脱溶剂后的净化水送至后续的蒸氨脱酚装置。
(3)溶剂回收：步骤(1)中的萃取物送至溶剂回收塔，溶剂回收塔的塔盘数量相当于理论板数20块，设置操作压力为绝对压力0.12mpa，塔顶温度为115℃，塔釜温度220℃。采用精馏的方式将其中的溶剂和酚油分开；溶剂作为轻组分从塔顶采出，冷凝后部分回流，另外一部分进入溶剂循环槽中循环使用。
实施例2
对某煤热解工厂的煤化工含油废水进行处理，其处理过程与实施例1基本相同，将实施例1中的萃取剂及装置的实验参数进行替换，具体包括如下步骤：
(1)萃取：将含油煤化工废水与溶剂循环槽泵送来的甲基戊烯酮溶剂混合，甲基异丁基甲酮溶剂与废水的比例为1:8，在填料萃取塔中进行萃取，该填料萃取塔的理论级数6级，设置萃取温度为30℃，得到萃余水相和萃取物。
(2)脱酸脱溶剂：步骤(1)中的萃余水相经泵泵送至脱酸脱溶剂塔中，设置脱酸脱溶剂塔的塔顶温度为129℃，塔釜温度为162℃；脱除酸性气体和回收溶剂；在此步骤中，萃余水相分为两路，一路作为脱酸脱溶剂塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度和洗涤塔上部的混合气体；另一路经换热器与釜液换热后作为脱酸脱溶剂塔的热进料，进入脱酸脱溶剂塔的第一块塔盘上；脱酸脱溶剂塔的冷、热进料流量之比为1:6。
脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体进入喷淋冷却器上部，经从洗涤器下来的喷淋液喷淋冷却，混合气体和喷淋液一起通过喷淋冷却器，进一步冷凝冷却后进入分离器分成气液液三相，气相为酸性气，送至洗涤器，与洗涤器顶部进入的喷淋水逆流接触，洗涤器上部喷淋水的流量与废水处理量之比为1:50，进一步吸收掉酸性气中的溶剂后从洗涤器顶部送出界区；分离器中的上层液相为溶剂，溢流进入溶剂循环槽中；下层液相为水相，下层水相泵送至脱酸脱溶剂塔中再次进行汽提；脱酸脱溶剂后的净化水送至后续的蒸氨脱酚装置。
(3)溶剂回收：步骤(1)中的萃取物送至溶剂回收塔，溶剂回收塔的塔盘数量相当于理论板数30块，设置操作压力为绝对压力0.05mpa，塔顶温度为60℃，塔釜温度135℃。采用精馏的方式将其中的溶剂和酚油分开；溶剂作为轻组分从塔顶采出，冷凝后部分回流，另外一部分进入溶剂循环槽中循环使用。
实施例3
对某煤热解工厂的煤化工含油废水进行处理，其处理过程与实施例1基本相同，将实施例1中的萃取剂及装置的实验参数进行替换，具体包括如下步骤：
(1)萃取：将含油煤化工废水与溶剂循环槽泵送来的甲基异丁基甲酮或甲基戊烯酮混合，甲基异丁基甲酮溶剂与废水的比例为1:4，在填料萃取塔中进行萃取，该填料萃取塔的理论级数10级，设置萃取温度为90℃，得到萃余水相和萃取物。
(2)脱酸脱溶剂：步骤(1)中的萃余水相经泵泵送至脱酸脱溶剂塔中，设置脱酸脱溶剂塔的塔顶温度为120℃，塔釜温度为140℃；脱除酸性气体和回收溶剂；在此步骤中，萃余水相分为两路，一路作为脱酸脱溶剂塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度和洗涤塔上部的混合气体；另一路经换热器与釜液换热后作为脱酸脱溶剂塔的热进料，进入脱酸脱溶剂塔的第一块塔盘上；脱酸脱溶剂塔的冷、热进料流量之比为1:4。
脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体进入喷淋冷却器上部，经从洗涤器下来的喷淋液喷淋冷却，混合气体和喷淋液一起通过喷淋冷却器，进一步冷凝冷却后进入分离器分成气液液三相，气相为酸性气，送至洗涤器，与洗涤器顶部进入的喷淋水逆流接触，洗涤器上部喷淋水的流量与废水处理量之比为1:35，进一步吸收掉酸性气中的溶剂后从洗涤器顶部送出界区；分离器中的上层液相为溶剂，溢流进入溶剂循环槽中；下层液相为水相，下层水相泵送至脱酸脱溶剂塔中再次进行汽提；脱酸脱溶剂后的净化水送至后续的蒸氨脱酚装置。
(3)溶剂回收：步骤(1)中的萃取物送至溶剂回收塔，溶剂回收塔的塔盘数量相当于理论板数15块，设置操作压力为绝对压力0.10mpa，塔顶温度为90℃，塔釜温度180℃。采用精馏的方式将其中的溶剂和酚油分开；溶剂作为轻组分从塔顶采出，冷凝后部分回流，另外一部分进入溶剂循环槽中循环使用。
经统计，上述实施例中，采用本发明提供的方法及装置，可将油含量降低至150mg/l以下，减轻了蒸氨等后续装置污堵现象；二氧化碳和硫化氢的含量可分别降低至100mg/l和30mg/l以下；外排酸性气中的溶剂含量仅为100ppm左右，处理吨水酸性气中的溶剂夹带量仅为0.5克左右。
上述说明仅为本发明的优选实施例，并非是对本发明的限制，凡在本发明的内容范围内所做出的任何修改、等同替换、改型等，均应包含在本发明的专利保护范围之内。
1.一种含油煤化工废水处理方法，其特征在于，包括如下步骤：
(1)萃取：向废水中加入一定比例的萃取剂，在萃取装置中进行萃取，得到萃余水相和萃取物；
(2)脱酸脱溶剂：将步骤(1)中得到的萃取水相分两路：一路作为脱酸脱溶剂塔填料上段冷进料，以控制塔顶温度和洗涤塔上部的混合气体；另一路经换热器与釜液换热后作为脱酸脱溶剂塔的热进料，进入脱酸脱溶剂塔的第一块塔盘上；脱酸脱溶剂塔顶出来的混合气体进入喷淋冷却器上部，经从洗涤器下来的喷淋液喷淋冷却，混合气体和喷淋液一起通过喷淋冷却器，进一步冷凝冷却后进入分离器分成气液液三相，气相为酸性气，送至洗涤器，与洗涤器顶部进入的喷淋水逆流接触，进一步吸收掉酸性气中的溶剂后从洗涤器顶部送出界区；分离器中的上层液相为溶剂，溢流进入溶剂循环槽中；下层液相经泵送至脱酸脱溶剂塔中再次进行汽提；脱酸脱溶剂后的净化水送至后续的蒸氨脱酚装置；
(3)溶剂回收：将步骤(1)的萃取物送至溶剂回收塔，采用精馏的方式分离得到溶剂与酚油；溶剂作为轻组分从塔顶采出，冷凝后部分回流，另一部分进入溶剂循环槽中循环使用；酚油作为重组分从塔底采出。
2.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(1)中的萃取剂为甲基异丁基甲酮或甲基戊烯酮，所述萃取剂与废水的比例为1:8～1:2，所述萃取温度为30-90℃。
3.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(1)中的萃取装置的理论级数为1～10级，所述萃取装置为萃取塔、多级混合澄清器、静态混合器或者油水分离器中的一种或多种。
4.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，脱酸与脱溶剂在一个塔中完成，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的上段填料高度为相当于6～12块理论板，塔盘数量为相当于理论板数12～20块，操作压力设置为绝对压力0.25～0.7mpa。
5.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的塔顶温度为110～129℃，塔釜温度为125～162℃。
6.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(2)中脱酸脱溶剂塔的冷、热进料流量之比为1:6～1:3。
7.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(2)中洗涤器中设置填料，填料高度为相当于3～6块理论板。
8.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(2)中洗涤器上部喷淋水的流量与废水处理量之比为1:50～1:25。
9.根据权利要求1所述的含油煤化工废水处理方法，其特征在于，所述步骤(3)中溶剂回收塔的塔盘数量为15～30块，操作压力设置为绝对压力0.05～0.12mpa，塔顶温度为60～115℃，塔釜温度为135～220℃。
10.一种含油煤化工废水处理装置，其特征在于，包括：
溶剂循环槽，用于存储萃取剂，并通过溶剂循环槽泵向萃取装置中输送萃取剂；
萃取装置，用于废水和萃取剂混合萃取，得到萃余水相和萃取物；
脱酸脱溶剂塔，用于对萃取装置中得到的萃余水相同时进行脱除酸性气体和回收溶剂处理；
洗涤器，加入喷淋液，对分离器出来的混合气体进行洗涤，将混合气体中残留的溶剂吸收下来，然后进入喷淋冷却器进行后续处理；
喷淋冷却器，将从脱酸脱溶剂塔顶部出来的混合气体和洗涤器下来的喷淋液进行冷凝冷却后，送入分离器进行后续处理；
分离器，用于将喷淋冷却器中已经冷凝冷却的混合物分成气液液三相，气相为酸性气送至洗涤器，上层溶剂流入溶剂循环槽中循环利用，下层水相泵送至脱酸脱溶剂塔再次汽提；
萃取物槽，用于存储萃取装置中得到的萃取物；
溶剂回收塔，用于对接收的萃取物采用精馏的方式进行处理，分离得到从塔顶采出的溶剂以及从塔底采出的酚油。
技术总结