专利名称：高新废水处理技术及系统技术
技术领域：
本发明涉及一种废水处理方法及系统，尤其是高盐、高氨氮、低有机物废水的处理 方法及系统，特别是煤液化催化剂生产废水的处理方法及系统。
背景技术：
煤液化催化剂一般为铁系催化剂或镍、钼和钴类催化剂，其中铁系催化剂以其高 效、廉价和低污染的优势成为当前研究的重点。以铁系催化剂为例，它们的制备方法主要是 由煤粉或煤浆、铁化合物等原料经过充分混合反应后、洗涤、过滤和干燥等工序制得催化剂
女口
广 PFt ο在煤液化催化剂的生产过程中产生了大量废水，由于生产中的原材料以及煤种的 特点，使得排放的污水具有高硫酸铵含量，高溶解固体(TDQ，低有机物，污水成分比例不确 定的特点。其水质范围为NH4+:1.3-1.8%;S042-:2-4. 5%，TDS:3. 5-7%。此类高盐高氨氮 废水大多可生化性差、污染物浓度高、难降解，是煤制油的一大难点。目前，催化剂生产废水的处理方法主要分为物化法和生化处理法，传统的物化法 有絮凝沉淀法、吹脱法、汽提法、离子交换法、反渗透等，这类方法大多能耗高，碱耗高，运行 成本高，经济效益差，存在二次污染问题，难以满足生产的要求；对于生化法，催化剂生产废 水中的NH3-N主要以无机铵盐和游离氨的形式存在，且浓度差别很大，难以生物降解(废水 的BOD5几乎为零)，所以处理效率低，排出水很难达到国家规定的排放标准。CN1948191A提出了一种化工催化剂生产废水的处理工艺，它包括絮凝脱胶除悬 浮物、反渗透除盐、膜法脱氨氮、加药除钠盐等处理过程，但该方法需要加入聚铝、聚丙烯酰 胺、石灰、除钠剂等药品，以及运行过程中膜组件的消耗，使得运行成本偏高，虽然工艺提出 回收硫胺以降低成本，但由于废水成分的不确定性，硫胺回收成本高，同时，该方法操作复 杂，维护困难，因此，以上问题使其不利于企业生产利用。CN1611456A提出了一种石化催化剂生产废水的处理方法，它的处理过程包括隔油 沉渣处理、PH调节、絮凝气浮、酸化水解、接触氧化等，但该方法采用生化技术的前提条件是 COD浓度为14000 32000mg/l，对于缺少有机碳源的催化剂生产废水不适应，因此不能用 于煤液化催化剂废水因此，对于高盐、高氨氮、低有机物的煤液化催化剂生产废水，现有技术中难以有 一种流程简单、成本低、无二次污染、操作方便并能够稳定达标处理的方法和系统。
发明内容
本发明的目的是为了提供了一种废水的处理方法和系统。本发明的一方面涉及一种废水处理方法，包括以下步骤a)不溶物去除除去废水中的不溶物，得到清水；b)加酸
向清水中加入强酸，以将PH调节至酸性，产生无机盐，并去除其中的气体；c)蒸发进行蒸发，得到蒸馏水和浓盐水；d)结晶将浓盐水在结晶器进行结晶，以获得无机盐的结晶盐；其中，废水含有NH4+。优选地，不溶物去除通过沉降和/或过滤进行，优选同时采用沉降和过滤。优选地，沉降通过斜板沉降法、平流沉降法、竖流沉降法或辐流沉降法进行，优选 通过斜板沉降法进行。优选地，过滤选自流砂过滤、机械过滤、活性碳过滤、旋流沉砂池过滤以及纤维过 滤法中的至少一种，优选流砂过滤。优选地，首先进行沉降或沉淀，然后进行过滤。优选地，废水中的NH4+浓度彡1000mg/L，优选彡1500mg/L，更优选彡3500mg/L，最 优选 > 4000mg/Lo优选地，废水中的有机物浓度< 200mg/L，优选< 180mg/L，更优选< 150mg/L，最 优选彡130mg/L。优选地，废水是煤液化催化剂生产废水。优选地，强酸选自硫酸、硝酸、盐酸或其中至少两种的混合物，优选硫酸。优选地，无机盐包含铵盐，优选硫酸铵。本发明另一方面涉及一种废水处理系统，包括A)不溶物去除单元，用于去除废水中的不溶物，具有废水入口 ；B)混合单元，位于不溶物去除单元的下游，并与不溶物去除单元和酸罐相连通，用 于将废水与来自酸罐的强酸混合；C)蒸发器，位于混合单元的下游并与混合单元相连通，具有Cl)蒸气出口和C2)浓 盐水出口 ；D)结晶器，与蒸发器的浓盐水出口连通，用于将浓盐水中的无机盐结晶。优选地，不溶物去除单元选自沉降设备、过滤系统中的至少一种。优选地，沉降设备选自斜板沉降设备、平流沉淀设备、竖流沉淀设备、旋流沉砂池 或辐流沉淀设备，优选斜板沉降设备。优选地，过滤系统选自流砂过滤系统、机械过滤器、活性碳过滤器、以及纤维过滤 器中的至少一种，优选流砂过滤系统。优选地，过滤系统处于沉降设备的下游。优选地，本发明的废水处理系统进一步包括除氧器，设置在B)混合单元与C)蒸 发器之间。优选地，废水处理系统是煤液化催化剂生产废水处理系统。优选地，结晶器是浓缩结晶器。本发明的方法和系统流程简单、成本低、操作方便。
图1是本发明一种优选实施方式的流程图。图2是本发明一种优选实施方式的工艺示意图。图3是本发明一种优选实施方式的结晶器示意图。
具体实施例方式在本发明中，“与…相连”或“连接至”或“连通”，既可以是二者直接相连，也可 以隔着常见的部件或装置(例如阀、泵、换热器等)相连或连接。在本发明中，在不矛盾或冲突的情况下，本发明的所有实施例、实施方式以及特征
可以相互组合。在本发明中，所有的设备、装置、部件等，既可以商购，也可以根据本发明公开的内 容自制。在本发明中，为了突出本发明的重点，对一些常规的操作和设备、装置、部件进行 的省略，或仅作简单描述。本发明涉及一种废水处理方法，方法包括以下步骤a)不溶物去除除去废水中的不溶物(或悬浮物)，得到清水；b)加酸向清水中加入强酸，以将PH调节至酸性，产生无机盐，并去除其中的气体；c)蒸发进行蒸发，得到蒸馏水和浓盐水；d)结晶将浓盐水在结晶器进行结晶，以获得无机盐的结晶盐；其中，废水含有NH4+。其中，废水含有NH4+。废水中的NH4+浓度彡1000mg/L,优选彡1500mg/L,更优选彡3500mg/L,最优选 彡4000mg/L。优选地，废水中的有机物浓度彡200mg/L，优选彡180mg/L，更优选彡150mg/L，最优 选< 130mg/L。NH4+浓度即单位体积催化剂废水中含有的游离氨离子的质量，单位为mg/L。优选地，废水中的有机物浓度为0 200mg/L，优选10 180mg/L，更优选15 150mg/L，最优选20 130mg/L ；废水中的NH4+浓度1000 30000mg/L，优选1500 25000mg/L，更优选 3500 22000mg/L，最优选 4000 20000mg/L。优选地，废水中NH4+浓度1000 30000mg/L，优选1500 25000mg/L，更优选 3500 22000mg/L，最优选 4000 20000mg/L ；SO广浓度 1000 50000mg/L，优选 2500 45000mg/L,更优选4000 40000mg/L，最优选8000 33000mg/L ；溶解固体浓度5000 100000mg/L，优选 8000 90000mg/L，更优选 10000 80000mg/L，最优选 12000 70000mg/L。优选地，废水是煤液化催化剂生产废水。优选地，不溶物去除通过沉降和/或过滤进行，更优选同时采用沉降和过滤。优选地，沉降通过斜板沉降法、平流沉降法、竖流沉降法或辐流沉降法进行，更优 选通过斜板沉降法进行。
优选地，过滤选自流砂过滤、机械过滤、活性碳过滤、旋流沉砂池过滤以及纤维过 滤法中的至少一种，更优选流砂过滤。优选首先进行沉降或沉淀，然后进行过滤。优选地，强酸是选自硫酸、硝酸、盐酸或其中至少两种的混合物，优选硫酸。优选地，在步骤b)中，将pH调节至pH3. 5 7. 5，优选pH4 7，更优选pH4. 5 6.5，还更优选pH5 6，最优选pH5. 3 5. 7。优选地，在步骤b)中，加入防垢剂，以防止无机盐在设备中的结垢。优选地，碱和酸均可加到蒸发器中，以尽可能减少氨挥发。酸选自硫酸、硝酸、盐酸 或其中至少两种的混合物，优选硫酸。酸优选与在混合罐中加入的酸相同。碱例如是NaOH、 KOH 或 LiOH，优选 NaOH。优选地，步骤d)结晶采用浓缩结晶法进行。优选地，在步骤d)结晶中的结晶所产 生的母液返回结晶器进行循环。本发明的另一方面涉及一种废水处理系统，包括A)不溶物去除单元，用于去除废水中的不溶物或悬浮物，具有废水入口 ；B)混合单元，位于不溶物去除单元的下游，并与不溶物去除单元和酸罐相连通，用于将废水与来自酸罐的强酸混合；C)蒸发器，位于混合单元的下游并与混合单元相连通，具有Cl)蒸气出口和以)浓盐水出口；D)结晶器，与蒸发器的浓盐水出口连通，用于将浓盐水中的无机盐结晶。优选地，不溶物去除单元选自沉降设备、过滤系统中的至少一种。优选地，沉降设备选自斜板沉降设备、平流沉淀设备、竖流沉淀设备、旋流沉砂池 或辐流沉淀设备，更优选斜板沉降设备。优选地，过滤系统选自流砂过滤系统、机械过滤器、活性碳过滤器、以及纤维过滤 器中的至少一种，更优选流砂过滤系统。优选地，过滤系统处于沉降设备的下游。优选地，结晶器为浓缩结晶器。根据废水处理量的不同以及单台设备的处理能力，本发明的相同设备或系统可以 串联或并列使用。例如可以并联两台或更多台沉降设备、过滤设备。如图1所示，本发明废水处理系统包括沉降设备110、过滤系统120、混合罐150、 蒸发器160、结晶器180。在一种优选的实施方式中，本发明的处理方法依次包括以下步骤a.首先催化剂废水由外部泵压力送至预处理装置进口 ；b.经电磁流量计后进入两台并联的斜板沉降设备110，上部出水，底部排泥，排泥 进入泥水池，泥水送至后续污泥脱水机处理；c.斜板沉降设备110出水自流汇集到流砂过滤系统120，砂滤产生的反洗水经过 高速旋流分离器进行泥水分离，浓水排放至泥水池112，清水送到砂滤进口 ；d.经过砂滤过滤后的出水自流进入清水池130，再由三台外排水泵排至调节罐 140 ；e.调节罐140出水先泵入混合罐150，在混合罐150中用硫酸将PH降到约5. 5，将 水中的碱转化成二氧化碳，并与其它气体在脱气塔中去除；
f.混合罐140出水经过预热进入蒸发器160，产生的蒸馏水回用，同时产生的浓盐 水进入催化剂浓盐水罐170 ；g.浓盐水经提升后进入结晶器180处理，产生的高浓度含有硫酸铵的浆料泵入固 液分离装置(例如，离心机)182脱水后形成湿结晶盐，回收利用。同时产生的二次蒸汽经 冷凝后作为生产用水。参照图1至图3，下面根据一种优选的实施方式对本发明的方法的步骤和设备进 行详细描述。1.沉降设备110废水首先进入沉降设备110。废水进入沉降设备110，以去除悬浮物大颗粒或不溶 物大颗粒。例如，沉降设备110选自斜板沉降设备、平流沉淀设备、竖流沉淀设备、旋流沉砂 池或辐流沉淀设备，优选斜板沉降设备。在一种优选的实施方式中，催化剂废水进水经电磁流量计进行流量计量后进入斜 板沉降设备110。悬浮物大颗粒先通过斜板沉降设备110，利用浅层沉降原理予以去除。斜 板沉降设备110为中部进水，上部出水，底部排泥。斜板沉降设备为密闭式设备，上部出水 经由出水堰后汇集由出水管排出。两台并联斜板沉降设备110各自的排水自流汇集进入流 砂过滤系统。优选地，斜板沉降设备Iio底部排泥设有电动球阀，由区域自控系统PLC控制 电动球阀的开启。优选地，为保持装置运行稳定，排泥交替多次完成。排泥进入泥水池。2.过滤系统120优选地，过滤系统120选自流砂过滤系统、机械过滤器、活性碳过滤器、以及纤维 过滤器中的至少一种，优选流砂过滤系统。废水经过滤系统120的过滤后，进入清水池130。在一种优选的实施方式中，沉降设备110出水自流汇集到流砂过滤系统120的进 水总管，而后平均进入三台流砂过滤器。流砂过滤器也为密闭式设备，为上部进水、上部出 水，反洗水也在上部排出。经过砂滤过滤后的出水汇集到砂滤出水总管，自流进入清水池130。砂滤反洗水自流汇集反洗水总管，而后进入集水箱。反洗水设计流量为进水流量 的10%，为减小装置失水率，装置配置高速旋流器以提浓反洗水排放浓度，减少排水量；旋 流器由高压水泵自集水箱取砂滤反洗水，经高速旋流提浓后，旋流浓水自旋流器设备底部 压力排放至泥水池；旋流清水压力送到流沙过滤系统120总进水管。集水箱余下的反洗水 自流进入泥水池112。3.蒸发器 160请参见附图2。调节罐140是蒸发器160的进料罐，起流量调节作用。该进料罐从清水池130经 管线进料，其流量是通过来料管线上的调节阀根据设置在调节罐140的液位变送器的输入 数据来进行调节的。调节罐140出水先泵入混合罐150，在混合罐150中用酸(优选强酸，例如硫酸) 将PH降到酸性(例如大约pH5. 5)。优选地，在混合罐150中将水中的碳酸氢盐转化成二氧 化碳。优选地，生成的二氧化碳与其它气体在脱气塔中去除，以降低产生碳酸钙结垢及锈蚀 的可能性。优选地，在混合罐中加防垢剂，用来阻止热交换器210和除氧器190中的硫酸钙 造成的污垢。
优选地，盐种法工艺可以避免蒸发器160中的污垢产生，但在热交换器210中仍存 在结垢的机会。优选地，进料中含有足够的硫酸钙，以便盐水浓缩器的有效操作。在一种优 选的实施方式中，考虑到热交换器210内轻微结垢的情况，因此，设置备用的热交换器和现 场清洗系统(CIP)，而且还采用防污垢除氧器(例如，盘式和环形)。例如，热交换器210采 用板框式换热器。优选地，盐水浓缩器产生的热蒸馏水将进料预热(例如，预热到接近沸腾的温 度)，预热的进料进入蒸发器160并浓缩(例如，大约6倍)，通过循环泵保持循环浓盐水中 硫酸钙的适当含量。优选地，本系统采用外部的蒸汽来蒸发，由于管上是T形道，每次循环 的蒸发量很低；另外再考虑盐种的加入，这些设计因素使清洗的间隔延长。优选地，碱320 和酸316(例如，硫酸)均可加到蒸发器160中，以尽可能减少氨挥发(例如，操作运行的pH 约为3 4)。蒸发后产生的蒸汽进入第一级冷却器冷却后排入热水箱，经泵提升进热交换 器预热催化剂进料水。优选地，冷凝器及热水箱均由放空系统控制在微负压下工作。图2示出的仅仅是一种优选的实施方式，废水经混合罐150后，也可以不经热交换 器210和除氧器190，直接进入蒸发器160。作为优选的实施方式，经除氧器190后再进入 蒸发器160。4.结晶器 180如图3所示，结晶器180包括蒸发罐184、加热室186。来自蒸发工序的浓缩液310(例如，约90°C)进入浓缩结晶器180的上部闪发。优 选地，蒸发罐184内料液温度控制在60 65°C，经加热室186加热、蒸发、结晶，无机盐全部 以固形物的形式析出，用转料泵将浓盐浆304泵入给料器再到固液分离装置182(例如，离 心机)脱水。脱水后的固形物含水率约为5%，回收利用。母液308返回浓缩结晶器180，继续蒸发、浓缩、结晶，无母液外排。二次蒸汽经水 冷器冷凝，产生的冷凝水可作本系统生产用水，多余部分接入管网，可供其它系统作生产用 水。本发明的优势在于可以将高盐、高氨氮、低有机物的催化剂废水经过处理后，出水 全部进行循环利用，并且流程简单、节约成本、处理效率高。经过处理后，水中氨氮含量由 10000mg/L 降到小于 50mg/L，C0D 小于 100mg/L, TSS (Total Suspended Solids，总悬浮物) 含量小于15mg/L，石油类浓度小于lmg/L，电导率小于300 μ s/cm，出水经后续工艺进一步 精制后可作为初级除盐水回收利用，从而做到无废水外排。产生的固体结晶盐主要为硫酸 铵，含氮量高达16%，经进一步干燥造粒包装后可作为农用硫酸铵回收利用。因此，无论在 经济效益，环保效益，生产效益，均实现了较高价值。实施例实施例均采用图1至图3所示的废水处理系统进行。实施例1本方法按照以下步骤实施1)斜板沉降设备催化剂废水进水经电磁流量计进行流量计量后进入两台并联的斜板沉降设备 110。悬浮物大颗粒先通过斜板沉降设备110，利用浅层沉降原理予以去除。斜板沉降设备 110为中部进水，上部出水，底部排泥。斜板沉降设备110为敞开式设备，上部出水经由出水堰后汇集由出水管排出。两台并联斜板沉降设备110各自的排水自流汇集进入流砂过滤系 统120。斜板沉降设备110底部排泥设有电动球阀，由区域自控系统PLC控制电动球阀的开 启。为保持装置运行稳定，排泥交替多次完成。排泥进入泥水池112。幻流砂过滤系统120斜板沉降设备110出水自流汇集到流砂过滤系统120的进水总管，而后平均进入 三台流砂过滤器。流砂过滤器也为敞开式设备，为上部进水、上部出水，反洗水也在上部排
出ο经过砂滤过滤后的出水汇集到砂滤出水总管，自流进入清水池130。砂滤反洗水自流汇集反洗水总管，而后进入集水箱。反洗水设计流量为进水流量 的10%，为减小装置失水率，装置配置高速旋流器以提浓反洗水排放浓度，减少排水量；旋 流器由高压水泵自集水箱取砂滤反洗水，经高速旋流提浓后，旋流浓水自旋流器设备底部 压力排放至泥水池；旋流清水压力送到流沙过滤系统总进水管。集水箱余下的反洗水自流 进入泥水池。3)蒸发器 160调节罐140出水先泵入混合罐150，在罐中用硫酸将pH降到大约5. 5，将水中的碳 酸氢盐转化成二氧化碳，并与其它气体在脱气塔中去除，以降低产生碳酸钙结垢及锈蚀的 可能性。在混合罐150中加防垢剂，用来阻止热交换器210和除氧器190中的硫酸钙造成的 污垢。盐种法工艺可以避免蒸发器中的污垢产生，但在热交换器中仍存在结垢的机会。进料 中含有足够的硫酸钙，以便盐水浓缩器的有效操作。考虑到热交换器内轻微结垢的情况，因 此，设置备用的热交换器和现场清洗系统(CIP)，而且还采用特别类型的防污垢除氧器(盘 式和环形)。热交换器采用板框式换热器。盐水浓缩器产生的热蒸馏水将进料预热到接近沸腾的温度，预热的进料进入蒸发 器160并浓缩大约6倍，通过循环泵保持循环浓水中硫酸钙的适当含量。本系统采用外部 的蒸汽来蒸发，由于管上是T形道，每次循环的蒸发量很低；另外再考虑盐种的加入，这些 设计因素使清洗的间隔延长。碱和硫酸均可加到蒸发器160中，以尽可能减少氨挥发，操作 运行的pH约为3 4。蒸发后产生的蒸汽进入第一级冷却器冷却后排入热水箱，经泵提升 进热交换器预热催化剂进料水。冷凝器及热水箱均由放空系统控制在微负压下工作。4)结晶系统来自蒸发工序的浓缩液( 90°C左右)进入浓缩结晶罐的上部闪发。蒸发罐184 内料液温度控制在60 65°C，经加热室186加热、蒸发、结晶，无机盐全部以固形物的形式 析出，用转料泵将高浓度浆料泵入给料器再到离心机182脱水。脱水后的固形物含水率约 为5%，由汽车运出厂外回收利用。离心母液返回浓缩结晶系统180，继续蒸发、浓缩、结晶，无母液外排。二次蒸汽经 水冷器冷凝，产生的冷凝水可作本系统生产用水，多余部分接入管网，可供其它系统作生产 用水。煤液化催化剂生产废水的水质为NH4+浓度为l(^80mg/L、COD浓度为120mg/L、 TSS浓度为200mg/L。上述污水先经过斜板沉降设备和流砂过滤系统进行预处理，去除部分 TSS,降至110mg/L ；然后经过混合罐调节PH至5. 5左右，进入蒸发器，出水COD浓度为97mg/ L，NH4+浓度为39. lmg/L, TSS浓度为7mg/L ；浓缩液再进入结晶器，脱水后外运。
实施例2步骤与实施例1相同，具体条件见下文及表1。煤液化催化剂生产废水的水质为NH4+浓度为4707mg/L、C0D浓度为110mg/L、TSS 浓度为5aiig/L。上述污水先经过斜板沉降设备和流砂过滤系统进行预处理，去除部分TSS， 降至^mg/L ；然后经过混合罐调节PH至5. 5左右，进入蒸发器，出水COD浓度为77mg/L， NH4+浓度为48. 9mg/L, TSS浓度为7mg/L ；浓缩液再进入结晶器，脱水后外运。实施例3步骤与实施例1相同，具体条件见下文及表1。煤液化催化剂生产废水的水质为NH4+浓度为1886ang/L、COD浓度为115mg/L、 TSS浓度为165mg/L。上述污水先经过斜板沉降设备和流砂过滤系统进行预处理，去除部分 TSS,降至105mg/L ；然后经过混合罐调节PH至5. 5左右，进入蒸发器，出水COD浓度为87mg/ L, NH4+浓度为39. 5mg/L, TSS浓度为6mg/L ；浓缩液再进入结晶器，脱水后外运。实施例4至8步骤与实施例1相同，具体条件见表1。表 权利要求
1 一种废水处理方法，包括以下步骤a)不溶物去除除去废水中的不溶物，得到清水；b)加酸向所述清水中加入强酸，以将PH调节至酸性，产生无机盐，并去除其中的气体；c)蒸发进行蒸发，得到蒸馏水和浓盐水；d)结晶将所述浓盐水在结晶器进行结晶，以获得所述无机盐的结晶盐；其中，所述废水含有NH4+。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述a)不溶物去除通过沉降和/或过滤进行，优 选同时采用沉降和过滤。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述沉降通过斜板沉降法、平流沉降法、竖流沉 降法或辐流沉降法进行，优选通过斜板沉降法进行。
4.根据权利要求2至3任一项所述的方法，其中，所述过滤选自流砂过滤、机械过滤、活 性碳过滤、旋流沉砂池过滤以及纤维过滤法中的至少一种，优选流砂过滤。
5.根据权利要求2至4任一项所述的方法，其中，首先进行沉降或沉淀，然后进行过滤。
6.根据权利要求1至5任一项所述的方法，其中，所述废水中的NH4+浓度>1000mg/L, 优选彡1500mg/L，更优选彡3500mg/L，最优选彡4000mg/L。
7.根据权利要求1至6任一项所述的方法，其中，所述废水中的有机物浓度<200mg/ L，优选彡180mg/L，更优选彡150mg/L，最优选彡130mg/L。
8.根据权利要求1至7任一项所述的方法，其中，所述废水是煤液化催化剂生产废水。
9.根据权利要求1至8任一项所述的方法，其中，所述强酸选自硫酸、硝酸、盐酸或其中 至少两种的混合物，优选硫酸。
10.根据权利要求1至9任一项所述的方法，其中，所述无机盐包含铵盐，优选硫酸铵。
11.一种废水处理系统，包括A)不溶物去除单元，用于去除废水中的不溶物，具有废水入口；B)混合单元，位于所述不溶物去除单元的下游，并与所述不溶物去除单元和酸罐相连 通，用于将所述废水与来自所述酸罐的强酸混合；C)蒸发器，位于所述混合单元的下游并与所述混合单元相连通，具有Cl)蒸气出口和 C2)浓盐水出口 ；D)结晶器，与所述蒸发器的浓盐水出口连通，用于将浓盐水中的无机盐结晶。
12.根据权利要求11所述的废水处理系统，其中，所述不溶物去除单元选自沉降设备、 过滤系统中的至少一种。
13.根据权利要求12所述的废水处理系统，其中，所述沉降设备选自斜板沉降设备、平 流沉淀设备、竖流沉淀设备、旋流沉砂池或辐流沉淀设备，优选斜板沉降设备。
14.根据权利要求12所述的废水处理系统，其中，过滤系统选自流砂过滤系统、机械过 滤器、活性碳过滤器、以及纤维过滤器中的至少一种，优选流砂过滤系统。
15.根据权利要求12至14任一项所述的废水处理系统，其中，所述过滤系统处于所述沉降设备的下游。
16.根据权利要求11至15任一项所述的废水处理系统，进一步包括除氧器，设置在 所述B)混合单元与所述C)蒸发器之间。
17.根据权利要求11至16任一项所述的废水处理系统，其中，所述废水处理系统是煤 液化催化剂生产废水处理系统。
18.根据权利要求11至16任一项所述的废水处理系统，其中，所述结晶器是浓缩结晶ο
全文摘要
本发明涉及一种废水处理方法及系统。本发明的废水处理方法包括以下步骤a)不溶物去除除去废水中的不溶物，得到清水；b)加酸向清水中加入强酸，以将pH调节至酸性，产生无机盐，并去除其中的气体；c)蒸发进行蒸发，得到蒸馏水和浓盐水；d)结晶将浓盐水在结晶器进行结晶，以获得无机盐的结晶盐；其中，废水含有NH4+。本发明还涉及一种废水处理系统，包括A)不溶物去除单元，用于去除废水中的不溶物或悬浮物；B)混合单元，用于将废水与硫酸混合；C)蒸发器，位于混合单元的下游并与混合单元相连通；D)结晶器，用于将浓盐水中的无机盐结晶。本发明的方法和系统流程简单、成本低、操作方便。
文档编号C02F9/10GK102139983SQ201110039308
公开日2011年8月3日 申请日期2011年2月16日 优先权日2011年2月16日
发明者张蔚, 魏江波 申请人:中国神华煤制油化工有限公司, 中国神华煤制油化工有限公司北京工程分公司, 神华集团有限责任公司
