本发明属于污水处理技术领域，具体涉及一种提高酚氨和CODCr脱除效率的高浓有机废水处理新工艺。本发明还涉及一种实现上述方法的装置。
背景技术：
煤炭在能源和化工领域的地位越来越高，其中煤制气，煤制油，煤焦化等工业发展迅速，广泛应用于新型煤化工项目。但是对于包含固定床加压气化的煤化工工艺，合成气在洗涤、冷却、净化过程中，会产生一股富含酸性气体，高酚含量，高CODCr，高氨氮的废水，水质非常复杂；此类废水的处理是水处理领域的一个难题，废水处理也成为制约新型煤化工行业发展的重要因素之一。此废水中含有大量的酚类物质，且酚种类繁多，既有单元酚，又有多元酚；并且，酚类物质具有生物毒性，抑制生化细菌的活性，无法直接进行生化处理。因此，首先要利用化工分离手段脱除废水中的酸性气、氨氮及酚类物质，再进生化处理，以期达到处理该股废水的目标。化工分离包括精馏脱酸、汽提脱氨、萃取脱酚等单元过程，开发该类废水的脱酚、脱氨技术一方面可大幅度降低废水的酚、氨含量，减少对环境的污染；另一方面，回收利用废水中的酚、氨，变废为宝，降低了废水处理成本，是实现废水无害化和资源化的有效途径。
对于新型煤化工项目，如煤制油、煤焦化、煤制气、以及兰炭废水等，国家环保部门要求做到废水零排放。零排放过程中，对酚类物质脱除率，CODCr脱除率提出了更高的要求。而工业现行的脱酚过程对酚的脱除效率不够，残留的酚对生化工段微生物的毒性大，因此继续开发一种强化脱酚脱氨的新流程，提高酚、氨氮的脱除率并显著降低脱酚后的CODCr，以降低生化处理难度，更好实现零排放。
目前工业运行的脱酚基本流程比较相似，均采用先脱除酸性气和氨，将废水pH值降低至7～8，然后进行溶剂萃取及溶剂回收。溶剂萃取中，工业上大量使用的萃取剂有二异丙醚和甲基异丁基酮，但是工业中二异丙醚脱酚后的废水中总酚浓度仍在600mg/L左右，CODCr值5000mg/L左右。出水酚含量和CODCr值均较高，后续生化处理难度大。甲基异丁基甲酮处理该废水的效果优于二异丙醚，但是处理后废水中CODCr和多元酚含量还是不够理想。
技术实现要素：
为了改善现有技术的不足之处，针对脱酚效率较低的问题，本发明研究开发一种新工艺即强化萃取处理高浓有机含酚煤气化废水的方法，该工艺显著提高酚、氨、COD的脱除率并增强了系统对来水氨氮含量波动的抗扰能力。
本发明的另一目的在于提供实现上述方法的装置。
本发明的目的通过如下技术方案实现：
一种强化萃取处理高浓有机含酚煤气化废水的方法，包括以下步骤：
(1)汽提脱酸脱氨：煤气化废水分冷、热两股分别从带侧线抽出的汽提塔上部和中上部进入塔内，使塔顶压力为0.2～0.6MPa，温度40～80℃，塔底压力为0.25～0.65MPa，温度120～165℃，从塔顶汽提出混合气在压力为0.25～0.45MPa、温度为110～150℃的条件下分凝，然后经分相、洗涤分离出氨、酸性气体、轻油和水，回收轻油，回流氨、水，排除酸性气体并焚烧，从侧线采出富氨蒸汽进行三级分凝回收氨，回流液相，从塔底采出釜液；
(2)CO2饱和塔酸化：将步骤(1)采出的釜液冷却到40～70℃后，送入CO2饱和塔上部与CO2逆流吸收CO2气体，饱和塔塔顶压力为0.1MPa，温度40～70℃，塔底压力为0.11～0.15MPa，温度40～70℃；饱和塔塔釜液处于CO2饱和状态，pH值为5.5～7；塔顶采出富余的CO2，收集并循环回CO2饱和塔；
(3)萃取脱酚：将从步骤(2)饱和塔塔底采出的釜液送入萃取塔上部与萃取剂逆流萃取，使萃取剂与水的体积比为1:10～1:4，操作温度为40～70℃，萃取塔塔顶压力为常压，塔底压力为0.12～0.15MPa；从萃取塔塔顶采出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；
(4)回收溶剂：将步骤(3)采出的萃余相送入溶剂汽提塔，使塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度78～112℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度104～118℃，从塔顶汽提出混合气(含萃取剂、水、CO2及少量氨气)，冷凝，气液分离，气相送入溶剂洗涤塔底部，在溶剂洗涤塔中，气相与溶剂回收塔中的粗酚进行逆流吸收气相中萃取剂，气相中CO2气体从溶剂洗涤塔顶采出并循环利用，从溶剂洗涤塔底部采出釜液，送入溶剂回收塔中；从溶剂汽提塔塔底采出的釜液进行生化处理。
步骤(4)中所述冷凝的温度为40～60℃；在溶剂洗涤搭中，气相与溶剂回收塔中的粗酚进行逆流吸收气相中萃取剂，使得塔顶压力为0.1～0.11MPa，温度为40～60℃。
步骤(4)中从溶剂洗涤塔底部采出釜液和步骤(3)中从萃取塔塔顶采出萃取相一起送入溶剂回收塔中，使溶剂回收塔塔顶压力为0.1～0.2MPa，温度60～120℃，塔底压力为0.1～0.2MPa，温度200～220℃，摩尔回流比0.2～0.4，经精馏分离出粗酚产品和萃取剂，萃取剂循环使用。
步骤(3)中所述的萃取剂使用但不限于二异丙醚(DIPE)或者甲基异丁基酮(MIBK)。
一种实现上述工艺的装置：
含有污水汽提塔、CO2饱和塔、萃取塔、溶剂汽提塔、溶剂回收塔、溶剂洗涤塔、油水分离器、气液分离罐、分凝器、泵、贮槽：
进料分冷热两股通过泵连接污水汽提塔的顶部和中上部进料口，污水汽提塔的塔顶连接分凝器，分凝器的两端出口分别连接酸性气体焚烧装置和油水分离器的进口，油水分离器的水相出口连接污水汽提塔进料口，油相出口连接回收装置。
污水汽提塔的侧线连接三级分凝，其液相出口连接原料水储罐并循环，气相出口连接后续氨处理装置。
污水汽提塔塔底连接CO2饱和塔，CO2饱和塔塔顶连接酸性气贮槽回收并循环回CO2饱和塔塔底，饱和塔塔底连接萃取塔。
萃取塔的塔顶连接溶剂回收塔，溶剂回收塔塔顶连接溶剂贮槽，塔底通过管道连接粗酚回收装置和溶剂洗涤塔；萃取塔塔底连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔顶连接气液分离罐；气液分离罐罐顶连接溶剂洗涤塔，罐底连接另一油水分离器，其油相出口连接溶剂贮槽，水相出口连接溶剂汽提塔，溶剂汽提塔塔底连接生化处理装置；溶剂洗涤塔塔底连接溶剂回收塔进料口，塔顶连接酸性气贮槽；溶剂贮槽通过管道分别连接萃取塔和溶剂回收塔。
所述污水汽提塔是带侧线抽出的汽提塔，其理论级数为47～58级，热进料口以上部分为散装填料，热进料口以下部分为塔板。所述CO2饱和塔是理论级数为8～15级的吸收塔。所述萃取塔是理论级数为2～6级、以格栅填料为填料的填料塔。所述溶剂回收塔是理论级数为17～25级的精馏塔。所述溶剂汽提塔是理论级数为15～23级的汽提塔。所述溶剂洗涤塔是理论级数为8～15级的吸收塔。
本发明与先有技术相比，具有如下优点：
(1)本发明方法相比专利申请200610036072.7，在保证酸性气和氨氮的脱除效率的情况下，有效提高了酚类物质和CODCr的脱除效果，为后续的生化处理提供更好的环境；
(2)本发明使用CO2饱和塔进行酸化，并在水塔回收CO2并循环回CO2饱和塔，既达到通过酸化降低pH值以提高萃取时酚的脱除效率，又增强了系统对来水氨氮含量波动的抗扰能力；
(3)本发明适用于工业上普遍使用的萃取剂，使用不同萃取剂时，工艺设备的操作条件改动小，有利于广泛替代现有工艺流程。
附图说明
图1是本发明的废水处理流程示意图；1—污水汽提塔冷进料，2—污水汽提塔热进料，3—污水汽提塔，4—混合气，5—富氨气，6—中压蒸汽(～1.5MPa)(再沸污水汽提塔)，7—冷凝后富氨液去三级分凝，8—CO2饱和塔，9—脱酸脱氨后废水即污水汽提塔的釜液，10—高浓度CO2气体，11—富余CO2气体，12—CO2酸化后废水即饱和塔的釜液，13—萃取塔，14—萃余相，15—萃取相，16—萃取剂循环槽，17—萃取剂，18—萃取剂蒸汽，19—分离的油相萃取剂，20—分离的水相，21—气液分离罐分离的液相，22—溶剂汽提塔，23—溶剂汽提塔汽提的混合气，24—气液分离罐分离出的气相，25—低压蒸汽(～0.5MPa)(再沸溶剂汽提塔)，26—处理后废水，27—气液分离罐，28—油水分离器，29—溶剂洗涤塔，30—气相中CO2，31—粗酚产品去溶剂洗涤塔，32—粗酚产品去罐区，33—溶剂回收塔，34—溶剂洗涤塔塔底釜液，35—中压蒸汽(～2.5MPa)(再沸溶剂回收塔)，36—碱液(脱除固定铵)。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步详细的描述，但本发明不限于此。
本发明的废水处理流程示意图如图1所示，高含酚、氨、CO2等污染物的高浓有机废水分冷进料1、热进料2两股通过泵连接污水汽提塔3的顶部和中上部进料口，碱液36连接污水汽提塔3的中下部，污水汽提塔3的塔顶连接分凝器，将汽提出的混合气(CO2、H2S等酸性气体及少量的氨、轻油、水蒸气)经分凝器分凝，分凝器的两端出口分别连接酸性气体焚烧装置和油水分离器的进口，油水分离器的水相出口连接连接污水汽提塔热进料口，油相出口连接回收装置。污水汽提塔3的侧线采出混合气富氨气5(富氨气，采出的是塔板上的气相)，经过冷凝进入三级分凝装置进行三级分凝7，三级分凝的液相出口连接原料水储罐并循环，气相出口连接后续氨处理装置。污水汽提塔3的塔底采用中压蒸汽6加热。污水汽提塔3塔底抽出釜液9冷却至40～70℃从上部送入CO2饱和塔8，CO2饱和塔8塔顶抽出富余CO2气体11打回酸性气贮槽并循环回CO2饱和塔8塔底作为酸性气进料10(高浓度CO2气体)，CO2饱和塔釜液12送入萃取塔13上部，与萃取剂17进行逆流萃取；萃余相14泵入溶剂汽提塔22，溶剂汽提塔22塔底采用低压蒸汽25加热，从顶部采出混合气23(溶解和夹带的萃取剂23、CO2、部分水蒸气和氨)，冷凝后进入气液分离罐27进行气相和液相分离，分离的液相21送入油水分离器28进行油、水分离，下层分离的水20回流回溶剂汽提塔22，上层的萃取溶剂19回送至溶剂贮槽16循环使用；气液分离罐27分离的气相24送入溶剂洗涤塔29的底部，与来自溶剂回收塔33的粗酚31逆流吸收气相(混合气体)中的萃取剂；气相中的CO2气体30从溶剂洗涤塔塔顶采出，打回酸性气贮槽并循环回CO2饱和塔8塔底作为酸性气进料10，溶剂洗涤塔29塔底釜液34与萃取塔13塔顶萃取相15一并泵入溶剂回收塔33中，精馏分离粗酚32和萃取剂18，萃取剂回送至溶剂贮槽16中循环使用。定期向溶剂贮槽16中补充溶剂，由溶剂贮槽16分别向萃取塔13和溶剂回收塔33供应萃取剂。溶剂回收塔33塔底采用中压蒸汽35加热。
实施例1
将流量为100吨/小时，总酚含量约6400mg/L，总氨含量约7800mg/L，CO2约4300mg/L，油分350mg/L，CODCr值约25000mg/L，pH值为10，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用MIBK，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度68℃，压力0.5MPa，塔底温度159℃，压力0.55MPa，侧线采出位置为第28级，温度150℃，采出量为19吨/小时。
CO2饱和塔理论级数14级，塔顶压力0.1MPa，温度50℃，塔底压力0.12MPa，温度51℃，釜液中废水pH值降至5.5。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为常压，温度60℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度61℃，萃取剂与水的体积比为1:5.5。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.1MPa，温度95℃；塔底压力0.12MPa，温度106℃。
溶剂洗涤塔理论级数10级，塔顶压力0.1MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.1MPa，温度115℃；塔底压力0.12MPa，温度200℃；摩尔回流比0.3。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤210mg/L，总氨≤110mg/L，CODCr≤1300mg/L。
实施例2
将流量为150吨/小时，总酚含量约7100mg/L，总氨含量约6500mg/L，CO2约4500mg/L，油分300mg/L，CODCr值约27000mg/L，pH值为10，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用DIPE，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度68℃，压力0.5MPa，塔底温度159℃，压力0.55MPa，侧线采出位置为第28级，温度150℃，采出量为25吨/小时。
CO2饱和塔理论级数14级，塔顶压力0.1MPa，温度50℃，调节废水pH值至6。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为0.1MPa，温度55℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度56℃，萃取剂与水的体积比为1:9。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.1MPa，温度95℃；塔底压力0.12MPa，温度104℃。
溶剂洗涤塔理论级数10级，塔顶压力0.1MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.12MPa，温度81℃；塔底压力0.14MPa，温度207℃；摩尔回流比0.3。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤240mg/L，总氨≤125mg/L，CODCr≤1450mg/L。
实施例3
将流量为130吨/小时，总酚含量约12000mg/L，总氨含量约8100mg/L，CO2约4500mg/L，油分400mg/L，CODCr值约32000mg/L，pH值为10，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用MIBK，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度65℃，压力0.4MPa，塔底温度149℃，压力0.45MPa，侧线采出位置为第28级，温度140℃，采出量为22吨/小时。
CO2饱和塔理论级数14级，塔顶压力0.1MPa，温度55℃，塔底压力0.12MPa，温度56℃，调节废水pH值至6。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为0.1MPa，温度60℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度61℃，萃取剂与水的体积比为1:6。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.11MPa，温度93℃；塔底压力0.13MPa，温度107℃。
溶剂洗涤塔理论级数10级，塔顶压力0.1MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.1MPa，温度114℃；塔底压力0.12MPa，温度201℃；摩尔回流比0.33。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤190mg/L，总氨≤100mg/L，CODCr≤1200mg/L。
实施例4
将流量为85吨/小时，总酚含量约11000mg/L，总氨含量约8600mg/L，CO2约5400mg/L，油分300mg/L，CODCr值约30000mg/L，pH值为9.5，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用DIPE，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度69℃，压力0.42MPa，塔底温度149℃，压力0.47MPa，侧线采出位置为第28级，温度139℃，采出量为15吨/小时。
CO2饱和塔理论级数14级，塔顶压力0.1MPa，温度50℃，塔底压力0.13MPa，温度51℃，调节废水pH值至6。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为0.1MPa，温度60℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度61℃，萃取剂与水的体积比为1:8。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.1MPa，温度95℃；塔底压力0.13MPa，温度107℃。
溶剂洗涤塔理论级数10级，塔顶压力0.11MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.1MPa，温度74.5℃；塔底压力0.12MPa，温度201℃；摩尔回流比0.35。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤195mg/L，总氨≤100mg/L，CODCr≤1250mg/L。
实施例5
将流量为60吨/小时，总酚含量约6300mg/L，总氨含量约7100mg/L，CO2约4000mg/L，油分350mg/L，CODCr值约23000mg/L，pH值为10，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用MIBK，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度65℃，压力0.4MPa，塔底温度149℃，压力0.45MPa，侧线采出位置为第28级，温度140℃，采出量为10吨/小时。
CO2饱和塔理论级数14级，塔顶压力0.1MPa，温度50℃，塔底压力0.13MPa，温度51℃，调节废水pH值至5.5。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为0.1MPa，温度60℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度61℃，萃取剂与水的体积比为1:4.5。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.1MPa，温度94℃；塔底压力0.12MPa，温度105℃。
溶剂洗涤塔理论级数10级，塔顶压力0.1MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.1MPa，温度114.5℃；塔底压力0.12MPa，温度201℃；摩尔回流比0.4。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤230mg/L，总氨≤110mg/L，CODCr≤1640mg/L。
实施例6
将流量为80吨/小时，总酚含量约12000mg/L，总氨含量约6500mg/L，CO2约4500mg/L，油分300mg/L，CODCr值约37000mg/L，pH值为10，水温40℃的待处理废水按图1所示的流程进行处理。萃取剂使用DIPE，各塔的级数、压力、温度等参数如下：
加压汽提塔，理论级数58级，塔顶温度68℃，压力0.5MPa，塔底温度159℃，压力0.55MPa，侧线采出位置为第28级，温度150℃，采出量为17吨/小时。
CO2饱和塔理论级数12级，塔顶压力0.1MPa，温度50℃，塔底压力0.13MPa，温度51℃，调节废水pH值至6。
萃取塔理论级数4级，塔顶压力为0.1MPa，温度60℃，采用逆流萃取，塔底压力为0.12MPa，温度61℃，萃取剂与水的体积比为1:10。
溶剂汽提塔理论级数15级，塔顶压力0.1MPa，温度78℃；塔底压力0.12MPa，温度105℃。
溶剂洗涤塔理论级数12级，塔顶压力0.1MPa，温度60℃。
溶剂回收塔理论级数18级，塔顶压力0.1MPa，温度75℃；塔底压力0.12MPa，温度201℃；摩尔回流比0.2。
酚、氨及CODCr脱除效果：处理后的废水中总酚≤255mg/L，总氨≤129mg/L，CODCr≤1840mg/L。