专利名称：一种双塔汽提处理煤化工装置污水的方法
技术领域：
本发明涉及煤化工领域的污水处理技术，特别涉及双塔汽提的方法处理大型煤化 工装置的含硫、含氨污水的方法，尤其处理煤液化装置高浓度污水的方法。
背景技术：
煤化工装置特别是煤制油、煤液化、煤气化、煤制氢、煤制天然气等工业过程往往 会产生含有较多硫化氢和氨的酸性污水，这些污水的组成比石油炼制、石油化工等工业过 程的污水成分更复杂，更难处理。如不及时处理将会严重地污染环境，并使可有效利用的 资源流失。目前含硫化氢和氨的酸性污水的处理方法主要适用于石油炼制、石油化工等 工业过程，主要包括带侧线的单塔汽提工艺和双塔汽提工艺，如美国专利US 3335071和 US 3404072公开的是双塔汽提方法处理酸性污水，但并没有涉及煤化工装置的酸性污水 处理。美国专利US 3518167和中国专利90107237各自提出了单塔侧线抽出处理炼油装 置、石油化工装置酸性污水的方法，其中专利90107273披露的方法处理污水的最高浓度为 56000ppm，但是没有提及处理煤化工装置的污水。中国专利98114143. 5公开了一种带侧 线抽出的单塔汽提处理炼油厂酸性污水的方法，原料污水经汽提分离，可以达到很好的处 理效果，但该工艺可处理硫化氢和氨的总浓度为50000ppm，但只能处理炼油厂废水，而对煤 化工的废水是否可处理并没有提及。中国专利200710053952. X、90107237、98114143. 5和 97115113. X提及的酸性污水处理方法，尽管能耗较低，处理污水的效果好，但都仅适用于炼 油厂酸性污水的处理。中国专利200610036072. 7公开了一种单塔加压汽提处理煤气化废 水的方法及其装置，除氨和CO2的效果虽然很好，但没有涉及含硫污水的处理，同时该专利 仅处理煤气化过程的废水，并没有提及处理其它煤化工方面的废水。由于煤化工装置酸性 废水成份复杂，特别是酚含量较多，最高达lOOOOppm，硫化氢和氨的总浓度变化大，范围在 30000ppm到90000ppm之间。现有技术中对石油炼制、石油化工装置的含硫和含氨废水的处 理浓度都比较低。
发明内容
本发明的目的在于提供一种双塔汽提污水的方法，可克服现有技术对煤化工装置 酸性污水处理效果不理想的缺陷。本发明能处理硫化氢和氨的总浓度达90000ppm的酸性 污水，使净化水可满足硫化氢浓度不大于15ppm和氨浓度不大于25ppm的要求。本发明同 样可应用于处理硫化氢和氨的总浓度小于30000ppm的煤化工酸性废水，满足上述的净化 和回收指标。本发明的双塔处理煤化工装置酸性污水的方法，包括如下步骤a)除油酸性污水进入污水脱气罐(1)脱除油气，再泵送至污水储罐(2)中静置 除油，然后泵送至除油器(3)中除去微小油滴；b)脱硫除油器(3)中的酸性污水经泵抽出，其中所述酸性污水的5_50wt%作为 冷进料泵入第一汽提塔(4)上部的第二段填料上方，其余的酸性污水经换热后泵入第一汽提塔(4)下部的第15-25块塔板，优选第17-22块塔板，塔顶排出酸性气体，塔底脱硫水分 成两部分排出；c)脱氨自第一汽提塔塔底排出的一部分脱硫水经换热后进入第二汽提塔(10) 的第12-16块塔板，优选第13-15块塔板，塔底排出净化水，塔顶排出的气体冷却后经气液 分离，分离出的气体经冷却、分凝，所得分凝液返回污水储罐(2)，所得分凝气进入气氨精制 系统。根据本发明方法，其中所述第一汽提塔分为上部填料段和下部塔板段，所述塔板 段的理论塔板数为15-25，优选为17-22，上部填料可以是散堆填料或规整填料，优选规 整填料，所述填料段和塔板段的塔径之比为0.1-1 1 ；所述第二汽提塔的理论塔板数为 15-19，优选为 16-18。根据本发明方法，其中步骤a)中脱除的油气送至硫磺回收焚烧炉。根据本发明方法，其中步骤b)进一步包括将其余的酸性污水与污水-净化水换 热器5换热至100-125°C，优选为110-120°C，再与污水-脱硫水换热器6换热至125_145°C， 优选为133-140°C，进入第一汽提塔的下部塔板段。根据本发明方法，酸性污水在第一汽提塔4内自上而下流动，在重沸器9提供的汽 提作用下，自所述第一汽提塔的塔顶排出酸性气体，压送至硫磺回收装置，塔底的脱硫水分 两部分排出。根据本发明方法，从第一汽提塔塔底排出的一部分脱硫水与污水_脱硫水换热器 6换热至135-155 ，优选140-145°C，再进入第二汽提塔；从第一汽提塔塔底排出的另一部 分脱硫水经重沸器9加热至155-170°C，优选160-165°C，再返回第一汽提塔塔底。第一汽 提塔的操作压力为0. 3-0. 7MPa，优选0. 5-0. 6MPa。根据本发明方法，脱硫水在第二汽提塔10内自上而下流动，在重沸器12提供的汽 提作用下，自所述第二汽提塔的塔顶分离出气体，塔底的净化水分两部分排出。根据本发明方法，从第二汽提塔塔底排出的一部分净化水经污水-净化水换热 器5换热至80-105°C，再经净化水空冷器15和净化水冷却器16冷却至30-50°C，优选 35-45°C，然后送至净化水储罐17 ；从第二汽提塔塔底排出的另一部分净化水经重沸器12 加热至140-150°C，优选142-146°C，再返回第二汽提塔塔底。第二汽提塔的操作压力为 0. 15-0. 3MPa，优选 0. 2-0. 25MPa。根据本发明方法，其中步骤c)进一步包括将所述净化水储罐17中的净化水用泵 抽出，其中60-90衬％的净化水作为产品送往脱酚装置，其余的净化水经净化水冷却器8冷 却至25-45°C，优选30-40°C，然后进入第一汽提塔塔顶，控制塔顶温度为35_65°C，优选为 45-55 0C ο根据本发明方法，其中第二汽提塔塔顶排出的气体经空冷器11冷却至70-90°C， 优选75-85°C，进入回流罐13中进行气液分离；自回流罐分离出的液体作为回流返回第二 汽提塔塔顶，分离出的气体经富氨气冷却器7冷却至30-50°C，优选35-45°C，进入分凝器14 中分凝，所得分凝气送往气氨精制系统进行气氨精制，所得分凝液返回污水储罐2。根据本发明方法，气氨精制包括分凝气在氨精制罐、氨结晶器中分别经氨水洗涤 法和结晶法脱除硫化氢得到体积浓度大于97%的粗氨气，满足后续气氨精制装置的浓度要 求，然后经气氨精制器(粗)、气氨精制器(精)进一步脱除硫化氢后进入氨吸收塔。
与现有技术相比，本发明能够克服现有技术对煤化工装置酸性污水处理效果不理 想的缺陷，具有如下优点(1)采用本发明方法处理煤化工装置高浓度含硫和氨的酸性废水，可以对煤制油 装置的废水集中处理，避免了单独处理，降低了处理费用。(2)采用本发明方法处理煤化工装置高浓度含硫和氨的酸性废水，操作弹性大，可 处理硫化氢和氨的最高总浓度达90000ppm的酸性废水。(3)采用本发明处理煤化工装置高浓度含硫和氨的酸性废水，处理效果好，第二汽 提塔塔底排出的净化水中硫化氢浓度不大于15ppm，氨浓度不大于25ppm。第一汽提塔塔顶 硫化氢的回收率可达99.9%，第二汽提塔塔顶的氨经分凝得到分凝气，分凝气在氨精制罐、 氨结晶器分别经氨水洗涤法和结晶法脱除硫化氢得到体积浓度大于97%的粗氨气。(4)采用本发明方法处理煤化工装置高浓度含硫和氨的酸性废水，减少了硫化物 和氮化物的排放，减轻了空气污染，同时对硫和氨进行回收，具有显著的经济效益。
图1是本发明的双塔汽提处理煤化工装置含硫和氨的酸性污水的流程示意图，在 图1中1-污水脱气罐，2-污水储罐，3-除油器，4-第一汽提塔，5-污水-净化水换热器， 6-污水-脱硫水换热器，7-富氨气冷却器，8-净化水冷却器，9-重沸器，10-第二汽提塔， 11-空冷器，12-重沸器，13-回流罐，14-分凝器，15-净化水空冷器，16-净化水冷却器， 17-净化水储罐。
具体实施例方式下面结合附图和具体实施例对本发明予以说明，但是，本发明并不仅限于这些例子。实施例1来自煤制油装置高含硫和氨的酸性污水，其中硫化氢浓度为48000ppm，氨浓度为 31000ppm。污水首先进入污水脱气罐1脱除油气，脱除的油气排至硫磺回收装置的焚烧炉。 罐底污水在液位控制下，抽送进入污水储罐2，在此长时间静置以除去水中大部分油，然后 泵送至除油器3进一步除去水中微小油滴。除油后的酸性污水在流量控制下由泵分为两部分送出，其中占污水总重量47%的 酸性污水作为冷进料进入第一汽提塔4的上部填料段，其余的酸性污水经污水_净化水换 热器5加热至115°C后，再与污水-脱硫水换热器6换热至137°C，进入第一汽提塔4的第 22块塔板。第一汽提塔填料段和塔板段的塔径之比为0. 8，下部塔板段具有22块塔板，第 二汽提塔具有18块塔板。酸性污水在第一汽提塔中自上而下流动，在重沸器9提供热源产生的汽提作用 下，富含H2S成份的酸性气体自塔顶分出，在压控下送往硫磺回收装置，硫化氢回收率为 99. 9%。第一汽提塔中部分塔底脱硫水经污水-脱硫水换热器6冷却至143°C后，进入第二 汽提塔10的第15块塔板，其余的塔底脱硫水经重沸器9加热至162°C返回塔底。脱硫水在 第二汽提塔中自上而下流动，在重沸器12提供热源产生的汽提作用下，自第二汽提塔顶排 出的气体经空冷器11冷却至80°C进入回流罐13进行气液分离，分离出的液体作为回流返回第二汽提塔；分离出的气体经富氨气冷却器7冷却至40°C后，进入分凝器14进一步去除 H2S,分凝气在压控下由分凝器顶部送至气氨精制装置。分凝液自分凝器下部送至污水储罐 2，第二汽提塔底中部分塔底净化水经污水与净化水换热器5冷却至98°C后，泵送至净化水 空冷器15和净化水冷却器16，冷却至40°C后进入净化水储罐17，其余的塔底净化水经重 沸器12加热至143°C返回塔底，净化水储罐中的净化水由泵抽出，在流量控制下分为两部 分送出，占净化水总重量80%的净化水作为产品送往脱酚装置，其余的净化水经冷水冷却 器8冷却至35°C，进入第一汽提塔的塔顶并控制塔顶温度为50°C。第一汽提塔操作压力为 0. 50MPa，第二汽提塔操作压力为0. 25MPa。第二汽提塔塔底的净化水中含有硫化氢和氨的浓度分别为14ppm和23ppm。分凝气在氨精制罐、氨结晶器中分别经氨水洗涤法和结晶法脱除H2S后可得到体 积浓度大于97%的粗氨气。然后经气氨精制器(粗)、气氨精制器(精)进一步脱除H2S后 进入氨吸收塔。实施例2来自煤制油装置高含硫和氨的酸性污水，其中硫化氢浓度为11000ppm，氨浓度为 18000ppm。污水首先进入污水脱气罐1脱除油气，脱除的油气排至硫磺回收装置的焚烧炉。 罐底污水在液位控制下，抽送进入污水储罐2，在此长时间静置以除去水中大部分油，然后 泵送至除油器3进一步除去水中微小油滴。除油后的酸性污水在流量控制下由泵分为两部分送出，其中占污水总重量10%的 酸性污水作为冷进料进入第一汽提塔的填料段，其余经污水-净化水换热器5加热至118°C 后，再与污水_脱硫水换热器6换热至136°C，进入第一汽提塔4的第22块塔板。第一汽提 塔填料段和塔板段的塔径之比为0. 8，下部塔板段具有22块塔板，第二汽提塔具有18块塔 板。酸性污水在第一汽提塔中自上而下流动，在重沸器9提供热源产生的汽提作用 下，富含H2S成份的酸性气体自塔顶分出，在压控下送往硫磺回收装置，硫化氢回收率为 99. 9%。第一汽提塔中部分塔底脱硫水经污水-脱硫水换热器6冷却至145°C后，进入第二 汽提塔10的第15块塔板，其余的塔底脱硫水经重沸器9加热至160°C返回塔底。脱硫水 在第二汽提塔中自上而下流动，在重沸器12提供热源产生的汽提作用下，自第二汽提塔塔 顶排出的气体经空冷器11冷却至80°C进入回流罐13进行气液分离，分离出的液体作为回 流返回第二汽提塔；分离出的气体经富氨气冷却器7冷却至40°C后，进入分凝器14进一步 去除H2S,分凝气由分凝器顶部在压控下送至气氨精制装置。分凝液自分凝器下部送至污水 储罐，第二汽提塔中部分塔底净化水经污水与净化水换热器5冷却至98°C后，泵送至净化 水空冷器15和净化水冷却器16，冷却至40°C后，送至净化水储罐，其余的塔底净化水经重 沸器12加热至144°C返回塔底，净化水储罐中的净化水由泵抽出，在流量控制下分为两部 分送出，占净化水总重量75%的净化水作为产品送往脱酚装置，其余的净化水经冷水冷却 器8冷却至36°C，进入第一汽提塔的塔顶并控制塔顶温度为47°C。第一汽提塔操作压力为 0. 55MPa，第二汽提塔操作压力为0. 20MPa。第二汽提塔塔底的净化水中含有硫化氢和氨的浓度分别为12ppm和20ppm。分凝气在氨精制罐、氨结晶器中分别经氨水洗涤法和结晶法脱除H2S后得到体积 浓度大于97%的粗氨气。然后经气氨精制器(粗)、气氨精制器(精)进一步脱除H2S后进入氨吸收塔。实施例3来自煤制油装置高含硫和氨的酸性污水，其中硫化氢浓度为54000ppm，氨浓度为 35000ppm。污水首先进入污水脱气罐1脱除油气，脱除的油气排至硫磺回收装置的焚烧炉。 罐底污水在液位控制下，抽送进入污水储罐2，在此长时间静置以除去水中大部分油，然后 泵送至除油器3进一步除去水中微小油滴。除油后的酸性污水在流量控制下由泵分为两部分送出，其中占污水总重量47%的 酸性污水作为冷进料进入第一汽提塔4的填料段，其余的酸性污水经污水_净化水换热器 5加热至116°C后，再与污水-脱硫水换热器6换热至137°C，进入第一汽提塔4的第22块 塔板。第一汽提塔填料段和塔板段的塔径之比为0. 8，下部塔板段具有22块塔板，第二汽提 塔具有18块塔板。酸性污水在第一汽提塔中自上而下流动，在第一汽提塔底重沸器9提供热源产生 的汽提作用下，富含H2S成份的酸性气体自塔顶分出，在压控下送往硫磺回收装置，硫化氢 回收率为99. 9%。第一汽提塔中部分塔底脱硫水经污水_脱硫水换热器6冷却至145°C 后，进入第二汽提塔10的第15块塔板，其余的塔底脱硫水经重沸器9加热至163°C返回 塔底。脱硫水在第二汽提塔中自上而下流动，在重沸器12提供热源产生的汽提作用下，自 第二汽提塔塔顶排出的气体经空冷器11冷却至82°C进入回流罐13进行气液分离，分离出 的液体作为回流返回第二汽提塔；分离出的气体经富氨气冷却器7冷却至42°C后，进入分 凝器14进一步去除H2S,分凝气在压控下由分凝器顶部送至气氨精制装置。分凝液自分凝 器下部送至污水储罐，第二汽提塔中部分塔底净化水经污水与净化水换热器5冷却至97°C 后，泵送至空冷器15和净化水冷却器16冷却至41°C，送至净化水储罐17，其余的塔底净化 水经重沸器12加热至143°C返回塔底，净化水储罐中的净化水由泵抽出，在流量控制下分 为两部分送出，占净化水总重量79%的净化水作为产品送往脱酚装置，其余经冷水冷却器 8冷却至35°C后，进入第一汽提塔的塔顶并控制塔顶温度为51°C。第一汽提塔操作压力为 0. 52MPa，第二汽提塔操作压力为0. 23MPa。第二汽提塔塔底的净化水中含有硫化氢和氨的 浓度分别为14ppm和23ppm。分凝气在氨精制罐、氨结晶器中分别经氨水洗涤法和结晶法脱除H2S后得到体积 浓度大于97%的粗氨气。然后经气氨精制器(粗)、气氨精制器(精)进一步脱除H2S后 进入氨吸收塔。
权利要求
一种双塔汽提处理煤化工装置酸性污水的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤a)除油酸性污水进入污水脱气罐(1)脱除油气，再泵送至污水储罐(2)中静置除油，然后泵送至除油器(3)中除去微小油滴；b)脱硫除油器(3)中的酸性污水经泵抽出，其中所述酸性污水的5 50wt％作为冷进料泵入第一汽提塔(4)上部的第二段填料上方，其余的酸性污水经换热后泵入第一汽提塔(4)下部的第15 25块塔板，优选第17 22块塔板，塔顶排出酸性气体，塔底脱硫水分成两部分排出；c)脱氨自第一汽提塔塔底排出的一部分脱硫水经换热后进入第二汽提塔(10)的第12 16块塔板，优选第13 15块塔板，塔底排出净化水，塔顶排出的气体冷却后经气液分离，分离出的气体经冷却、分凝，所得分凝液返回污水储罐(2)，所得分凝气进入气氨精制系统。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第一汽提塔分为上部填料段和下部 塔板段，下部塔板段的理论塔板数为15-25，优选为17-22，上部填料是散堆填料或规整填 料，优选规整填料，上部填料段和下部塔板段的塔径之比为0.1-1 1;所述第二汽提塔的 理论塔板数为15-19，优选为16-18。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b)中其余的酸性污水经污水-净 化水换热器(5)换热至100-125°C，优选110-120°C，再经污水-脱硫水换热器(6)换热至 125-145°C，优选 133-1400C ο
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c)中自第一汽提塔塔底排出的一部 分脱硫水经污水-脱硫水换热器(6)换热至135-155°C，优选140-145°C。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，从第一汽提塔塔底排出的另一部分脱硫 水经重沸器(9)加热至155-170°C，优选160-165°C，然后返回第一汽提塔塔底。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，第二汽提塔塔底的净化水分两部分排出， 其中一部分净化水经污水-净化水换热器(5)换热至80-105°C，优选95-100°C，再经净化 水空冷器(15)和净化水冷却器(16)冷却至30-50°C，优选35-45°C，然后送至净化水储 罐(17)；从第二汽提塔塔底排出的另一部分净化水经重沸器(12)加热至140-150°C，优选 142-146 °C，然后返回第二汽提塔塔底。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，净化水储罐(17)中的净化水经泵抽出，其 中60-90wt%的净化水作为产品送往脱酚装置，其余的净化水送往净化水冷却器(8)并冷 却至25-45°C，优选30-40°C，然后进入第一汽提塔(5)的顶部以控制塔顶温度为35_65°C， 优选 45-55 °C。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c)中自第二汽提塔塔顶排出的气 体经空冷器(11)冷却至70-90°C，优选75-85°C，进入回流罐(13)中气液分离；自回流罐 分离出的液体作为回流返回第二汽提塔塔顶，分离出的气体经富氨气冷却器(7)冷却至 30-50°C，优选35-45°C，进入分凝器(14)中分凝。
全文摘要
本发明公开了双塔汽提处理煤化工装置污水的方法。所述方法包括酸性污水经脱油气、除油后进入第一汽提塔(4)，自第一汽提塔塔顶分离出酸性气体，塔底的脱硫水进入第二汽提塔(10)，自第二汽提塔塔底排出净化水；自第二汽提塔塔顶分离出的气体冷却后经气液分离，分离出的气体经冷却、分凝，所得分凝液返回污水储罐(2)，所得分凝气进入气氨精制系统。本发明通过采用双塔汽提工艺，减少了硫化物和氮化物的排放，减轻了空气污染，同时对硫和氨进行回收。
文档编号C01C1/12GK101898805SQ201010110220
公开日2010年12月1日 申请日期2010年2月9日 优先权日2010年2月9日
发明者蔡丽娟, 黄泽川 申请人:神华集团有限责任公司;中国神华煤制油化工有限公司