全文摘要
本实用新型公开了一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，包括：预浓缩单元，用于对催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发预浓缩处理，以使浓缩后的浓缩液的Na2SO4质量浓度为20‑40％，温度为60‑80℃，并将预浓缩后的浓缩液送入喷雾干燥单元；喷雾干燥单元，用于对经多效蒸发预浓缩后的浓缩液利用烟气进行干燥结晶，本实用新型通过多效蒸发与喷雾干燥两种工艺的结合，可实现对催化裂化装置脱硫废水处理的目的。
主设计要求
1.一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，包括：预浓缩单元，用于对催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发预浓缩处理以使浓缩后的浓缩液的Na2SO4质量浓度为20-40％，温度为60-80℃，并将浓缩后的浓缩液送入喷雾干燥单元；喷雾干燥单元，对经多效蒸发预浓缩后的浓缩液利用烟气进行干燥结晶。
设计方案
1.一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，包括：
预浓缩单元，用于对催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发预浓缩处理以使浓缩后的浓缩液的Na2<\/sub>SO4<\/sub>质量浓度为20-40％，温度为60-80℃，并将浓缩后的浓缩液送入喷雾干燥单元；
喷雾干燥单元，对经多效蒸发预浓缩后的浓缩液利用烟气进行干燥结晶。
2.如权利要求1所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于，所述预浓缩单元包括：
多效蒸发器系统，对送入的催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发；
抽真空系统，连接所述多效蒸发器系统，以通过抽真空系统，降低所述多效蒸发器系统中蒸发器的操作压力，降低蒸发器的操作温度；
冷凝系统，连接所述多效蒸发器系统，以对所述多效蒸发器系统的每一级多效蒸发的蒸汽出水进行冷却回收；
浓缩液去喷雾系统，连接所述多效蒸发器系统，以对所述多效蒸发器系统多效蒸发预浓缩后的浓缩液进行去喷雾处理，并将处理后的浓缩液送入喷雾干燥单元。
3.如权利要求2所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于，所述多效蒸发器系统的多效蒸发介质，采用蒸汽或装置内的高温凝结水或低温位热水。
4.如权利要求2所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：所述多效蒸发器系统的最后一级蒸发器的操作温度控制在60-80℃。
5.如权利要求2所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：经所述预浓缩单元多效蒸发浓缩后的浓缩液的氯离子质量浓度<3000mg\/L。
6.如权利要求1所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于，所述喷雾干燥单元包括：
喷雾干燥塔，所述喷雾干燥塔包括干燥塔塔体以及雾化系统，浓缩后的脱硫废液送入所述喷雾干燥塔后，经过所述雾化系统对浓缩废液进行雾化，将浓缩废液雾化成微液滴，微液滴中的水份利用喷雾干燥塔中的烟气蒸发，结晶析出，结晶盐微粒少部分在所述喷雾干燥塔内沉降，通过底部排出，大部分被烟气携带，离开所述喷雾干燥塔进入除尘单元；
除尘单元，用于对离开干燥塔的烟气进行除尘处理，将烟气中所含的催化剂粉尘与结晶的盐类一起过滤而进行回收，并将除尘后的烟气送入湿法脱硫的吸收塔。
7.如权利要求6所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：所述雾化系统设置于所述喷雾干燥塔的顶部，将雾化后的微粒从所述喷雾干燥塔顶部喷入。
8.如权利要求6所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：所述喷雾干燥塔中用于喷雾干燥的烟气为经余热锅炉回收热量后的催化裂化的再生烟气。
9.如权利要求8所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：所述催化裂化的再生烟气，经余热锅炉回收热量后，从所述喷雾干燥塔的底部或顶部或顶部及底部流入所述喷雾干燥塔。
10.如权利要求8所述的一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，其特征在于：所述浓缩废液雾化后的平均粒径<100微米；离开所述喷雾干燥塔的再生烟气温度正常温度>100℃，最低不低于80℃；离开除尘设施的总固体含量小于20mg\/Nm3<\/sup>。
设计说明书
技术领域
本实用新型涉及脱硫废水处理的技术领域，特别是涉及一种催化裂化(FluidCatalytic Cracking，FCC)装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置。
背景技术
目前，国内绝大部分催化裂化装置催化剂再生时产生的烟气，均含有NOx和SO2<\/sub>、催化剂粉等污染物。为了达到排放标准，必须对再生烟气进行脱硫脱硝。
炼油企业一般采用NaOH作为脱硫剂，利用湿法工艺，在催化裂化装置余热锅炉后，设置湿法脱硫塔，将含有NaOH及Na2<\/sub>SO3<\/sub>的浆液作为吸收剂，从吸收塔的顶部喷入，对从下而上的烟气进行洗涤。在浆液与烟气的接触过程中，烟气中的SO2<\/sub>被浆液中的NaOH及Na2<\/sub>SO3<\/sub>进行化学反应，生成Na2<\/sub>SO3<\/sub>和NaHSO3<\/sub>被吸收洗涤下来，从而达到净化催化再生烟气的目的。
吸收塔底部的浆液，有一部分作为脱硫废水，需要排出吸收塔，排出方式是连续的。排出吸收塔的废水由于含有SO3<\/sub>，因此需要进行进一步氧化，以降低外排废水的COD(Chemical Oxygen Demand，化学需氧量)值。氧化是通过在氧化罐中通入空气的方式进行的，目的中将废水中的Na 2<\/sub>SO3<\/sub>和NaHSO3<\/sub>氧化为Na2<\/sub>SO4<\/sub>，为了保持氧化过程PH值维持在中性，需要在氧化过程中加入NaOH以调节废水的PH值。
经氧化后的废水，COD的PH值达到标准后，集中的后排出催化裂化装置，进入企业污水系统或进入城市污水系统。
外排的催化裂化脱硫废水，由于其盐含量较高，极易对污水生化处理造成冲击，严重影响污水处理场的正常生产，因此需要对其进一步处理。而外排的废水量，取决于催化再生烟气中的SO2<\/sub>含量，再生烟气SO2<\/sub>含量高，则需要外排的废水量大。
目前，氧化后达标排出的催化烟气脱硫废水典型的组成如下表1：
表1
其中氯离子含量取决于补充的原水中氯含量及排出的总溶解固体含量，浮悬物含量取决于原烟气中的催化剂粉尘含量及外排的废水量。
目前火力发电厂的脱硫废水，经查有以下几种零排放处理方法：
1、“化学软化+蒸发结晶”脱硫废水零排放工艺
该工艺通过加入各种化学药剂，将废水中部分易结晶的物质去除，使多效蒸发系统的各类设备、管道等不易结垢，从而保证了蒸发设备的长周期运行。
然而，该工艺也存在如下缺点：
1)该方法需要加入多种化学药剂，处理的成本比较高，且部分化学药剂进入污水系统，加重了污水处理系统的处理负荷；
2)结晶一般采用蒸发结晶方式，采用蒸汽作为加热的热源，即该方法完全靠蒸汽的热量将废水蒸干，所以蒸汽消耗量较大，运行成本较贵；
3)在盐浓缩的过程中，溶液的氯离子浓度高和盐的浓度均会逐步提高，所以蒸发及结晶相关的静设备、输送机械、管道、阀门、测量及控制仪表等，均需要采用能耐高氯、高盐的高镍合金或钛钢材料，项目的建设投资高，维护成本高；
4)用膜预处理的方法，可以降低蒸汽的消耗，但由于膜的使用时间偏短，需要良好的维护和更换，运行的费用较高。
2、“烟气余热闪蒸浓缩+烟道蒸发”脱硫废水零排放工艺
该技术采用多效蒸发工艺，将脱硫废水进行预浓缩，将脱硫废水中的盐含量提高5至10倍。经预浓缩后的脱硫废水，用泵送入锅炉的烟道中，进行蒸发。该技术浓盐水喷入烟道时，要求烟气的温度为大于300℃，位于省煤器和除尘设备的前端。
将浓盐水喷入主烟道，与300℃以上的高温烟气接触，浓盐水立即被加热、蒸发而结晶，高温烟气在蒸发过程中同步降温。蒸发作业完成后，烟气与结晶盐类的微颗粒的混合物一起再进入省煤器中，在省煤器中，高温与盐的微颗粒混合物一起进入省煤器，与空气进行换热，换热后的烟气与烟气中的粉尘及盐微粒一起进入除尘设备，烟气中的粉尘和盐的微颗粒在除尘器中被除去。
然而，该工艺却存在如下缺点：
1)该工艺由于采用了预浓缩，不直接将脱硫废液蒸干，但对电石的湿法烟气脱硫所排放的废水而言，一般从脱硫系统外排的氯离子的浓度为10000至20000mg\/L，废水经预浓缩，蒸发浓缩至5至10倍后，浓缩液的氯离子浓度将达到50000至100000mg\/L，而氯离子对奥氏体设备有极强腐蚀性，所以，与浓缩液接触的所有设备、管道、输送机械、测量仪表等均需要能耐氯离子腐蚀的高镍合金或钛合金材料，设备投资较大；
2)该工艺将预浓缩后的废水，直接喷入300℃以上的高温主烟道中，利用高温烟气中的热量将浓缩液蒸发结晶。在主烟道的蒸发过程中，烟气需要提供浓缩液蒸发所需要的热量，所以主烟气温度将降低5-8℃，将影响烟气——空气省煤器的换热效率，降低空气的入炉温度，从而影响锅炉的实际效率。另一方面，废水中所含的盐类，在主烟道内被结晶出来，以微颗粒的形式与粉尘一起，随主烟气进入省煤器。这些固体颗粒物，一方面对省煤器会造成腐蚀，从而降低锅炉系统的运行周期，另一方面，固体颗粒物易在省烟器的换热管内沉积，降低省烟器的传换系；
3)由于浓缩液有极强腐蚀性，一旦浓缩液系统泄漏，浓缩液体与主烟道系统的各类设备接触，将会对烟道系统造成严重腐蚀，影响锅炉的正常运行。
实用新型内容
为克服上述现有技术存在的不足，本实用新型之目的在于提供一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，以通过多效蒸发与喷雾干燥两种工艺的结合，实现了对催化裂化装置脱硫废水处理的目的。
为达上述目的，本实用新型提出一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，包括：
预浓缩单元，用于对催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发预浓缩处理以使浓缩后的浓缩液的Na2SO4质量浓度为20-40％，温度为60-80℃，并将浓缩后的浓缩液送入喷雾干燥单元；
喷雾干燥单元，对经多效蒸发预浓缩后的浓缩液利用烟气进行干燥结晶。
优选地，所述预浓缩单元包括：
多效蒸发器系统，对送入的催化裂化装置脱硫废水进行多效蒸发；
抽真空系统，连接所述多效蒸发器系统，以通过抽真空系统，降低所述多效蒸发器系统中蒸发器的操作压力，降低蒸发器的操作温度；
冷凝系统，连接所述多效蒸发器系统，以对所述多效蒸发器系统的每一级多效蒸发的蒸汽出水进行冷却回收；
浓缩液去喷雾系统，连接所述多效蒸发器系统，以对所述多效蒸发器系统多效蒸发预浓缩后的浓缩液进行去喷雾处理，并将处理后的浓缩液送入喷雾干燥单元。
优选地，所述多效蒸发器系统的多效蒸发介质，采用蒸汽或装置内的高温凝结水或低温位热水。
优选地，所述多效蒸发器系统的最后一级蒸发器的操作温度控制在60-80℃。
优选地，经所述预浓缩单元多效蒸发浓缩后的浓缩液的氯离子质量浓度<3000mg\/L。
优选地，所述喷雾干燥单元包括：
喷雾干燥塔，所述喷雾干燥塔包括干燥塔塔体以及雾化系统，浓缩后的脱硫废液送入所述喷雾干燥塔后，经过所述雾化系统对浓缩废液进行雾化，将浓缩废液雾化成微液滴，微液滴中的水份利用喷雾干燥塔中的烟气蒸发，结晶析出，结晶盐微粒少部分在所述喷雾干燥塔内沉降，通过底部排出，大部分被烟气携带，离开所述喷雾干燥塔进入除尘单元；
除尘单元，用于对离开干燥塔的烟气进行除尘处理，将烟气中所含的催化剂粉尘与结晶的盐类一起过滤而进行回收，并将除尘后的烟气送入湿法脱硫的吸收塔。
优选地，所述雾化系统设置于所述喷雾干燥塔的顶部，将雾化后的微粒从所述喷雾干燥塔顶部喷入。
优选地，所述喷雾干燥塔中用于喷雾干燥的烟气为经余热锅炉回收热量后的催化裂化的再生烟气。
优选地，所述催化裂化的再生烟气，经余热锅炉回收热量后，从所述喷雾干燥塔的底部或顶部或顶部及底部流入所述喷雾干燥塔。
优选地，所述浓缩废液雾化后的平均粒径<100微米；离开所述喷雾干燥塔的再生烟气温度正常温度>100℃，最低不低于80℃；离开除尘设施的总固体含量小于20mg\/Nm3<\/sup>。
与现有技术相比，本实用新型一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置通过结合多效蒸发与喷雾干燥两种工艺，实现了对催化裂化装置脱硫废水处理的目的。
附图说明
图1为本实用新型一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置的系统架构示意图；
图2为本实用新型具体实施例中预浓缩单元1的结构示意图；
图3为本实用新型具体实施例中喷雾干燥单元2的结构示意图。
具体实施方式
以下通过特定的具体实例并结合附图说明本实用新型的实施方式，本领域技术人员可由本说明书所揭示的内容轻易地了解本实用新型的其它优点与功效。本实用新型亦可通过其它不同的具体实例加以施行或应用，本说明书中的各项细节亦可基于不同观点与应用，在不背离本实用新型的精神下进行各种修饰与变更。
图1为本实用新型一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置的系统架构示意图。如图1所示，本实用新型一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置，包括：
预浓缩单元1，用于对催化裂化装置(FCC)脱硫废水进行多效蒸发预浓缩，以使浓缩后的浓缩液的Na2<\/sub>SO4<\/sub>质量浓度为20-40％，温度为60-80℃。
具体地，如图2所示，预浓缩单元1包括多效蒸发器系统100、抽真空系统101、冷凝系统102以及浓缩液去喷雾系统103，其中多效蒸发器系统100，用于对送入的FCC脱硫废水进行多效蒸发，其多效蒸发的介质，可以采用蒸汽，也可以采用装置内的高温凝结水或低温位热水，抽真空系统101，连接多效蒸发器系统100，用于通过真空系统，降低多效蒸发器系统100中蒸发器的操作压力，使其低于常压，以降低蒸发器的操作温度；冷凝系统102，用于对多效蒸发器系统100的每一级多效蒸发的蒸汽出水进行冷却回收，回收的水，可以作为催化烟气脱硫的工艺补充用水；浓缩液去喷雾系统103，用于对多效蒸发器系统100多效蒸发预浓缩后的浓缩液进行去喷雾处理，并将处理后的浓缩液送入喷雾干燥单元2。
本实用新型中，催化裂化再生烟气脱硫系统所排放的废液，与电厂湿法脱硫所排放的废液不同，主要表现在所含的盐类物质不同，废水中氯离子含量不同。一般地，电厂湿法脱硫，废水中的盐类主要成分为氯化物，如氯化钠、氯化镁、氯化钙等，排放废除水中的氯离子含量一般接近20000mg\/L，而催化裂化再生烟气脱硫所排放的废液，主要成分为Na2<\/sub>SO4<\/sub>，废水中的氯离子含量一般小于1000Mg\/L。
另外，催化裂化再生烟气脱硫系统所排放的废液，与电厂湿法脱硫所排放的废液的PH值也不同，一般电厂湿法烟气脱硫直接排放的废水，PH值一般在6.5-7左右，偏酸性，而催化裂化再生脱硫所排放的废水，PH值在6-9，大部分在7-7.5，中性偏碱性，所以，催化裂化装置再生烟气的脱硫废水，就腐蚀性而言，大大低于电石湿法脱硫所排的废水。
因此，催化裂化再生烟气脱硫废水，因系统的氯离子含量不高，所含的盐业主要是Na2<\/sub>SO4<\/sub>,溶解度高，只要废水中溶质的含量低于40g\/100ml,在30℃以上时，Na2<\/sub>SO4<\/sub>类的产物不会在蒸发设备中折出。
在本实用新型具体实施例中，本实用新型将催化脱硫废水中的Na2<\/sub>SO4<\/sub>的质量浓度通过多效蒸发技术，提高到20w％至40％，其中，多效蒸发可以是双效，三效或四效，可灵活选择，蒸发器数量的选择主要是根据现场可用的场地情况决定，例如，在场地紧张时，可采用双效蒸发，在新建项目或场地比较宽松时，采用四效蒸发，多效蒸发的介质，可以采用蒸汽，也可以采用装置内的高温凝结水或低温位热水，其中采用蒸汽作为加热的热源的，一般采用三效或四效，采用热水(凝结水)作为热源的，采用双效或三效。
在本实用新型具体实施例中，多效蒸发器系统100配套采用抽真空系统，目的是通过抽真空系统，降低多效蒸发器系统的操作压力，使其低于常压，以降低蒸发器的操作温度，一般最后一级蒸发器的操作温度控制在60-80℃。
在本实用新型具体实施例中，每一级多效蒸发顶部的蒸汽出水，通过冷凝系统(在本实用新型具体实施例中可采用冷却器)进行冷却回收，回收的水，可以作为催化烟气脱硫的工艺补充用水。
在本实用新型具体实施例中，多效蒸发系统蒸出的回用水一般占总废水进料的60-80％，预浓缩单元1的主要工艺指标控制如下：
最后一级蒸发器操作温度60-80℃；
浓缩后的废液Na2<\/sub>SO4<\/sub>质量浓度20-40％；
浓缩液氯离子质量浓度：<3000mg\/L。
在本实用新型中，由于催化裂化的再生烟气的总量是不大的，一般在100000-400000Nm3<\/sup>\/h，离开余热锅炉的正常温度为160-220℃，所以从160℃降至100℃所能蒸发的水量对每套装置而言，都有一个最大值。如果不经过预浓缩，不可能将催化烟气脱硫所产生的所有废水都用装置内的烟气热量蒸发完，
喷雾干燥单元2，用于对经多效蒸发预浓缩后的浓缩液利用烟气进行干燥结晶。
具体地，如图3所示，喷雾干燥单元2进一步包括：
喷雾干燥塔20，喷雾干燥塔20包括干燥塔塔体200和雾化系统201，其中，浓缩后的脱硫废液用泵送入喷雾干燥塔20，经过雾化系统201对浓缩废液进行雾化，将浓缩废液雾化成微液滴，在本实用新型具体实施例中，雾化系统201设置于喷雾干燥塔的顶部，雾化后的微粒从干燥塔顶部喷入，微液滴中的水份利用喷雾干燥塔中的烟气迅速蒸发，结晶析出，结晶盐微粒少部分在干燥塔20内沉降，通过底部排出，大部分被烟气携带，离开干燥塔20，进入除尘单元21，在本实用新型具体实施例中，喷雾干燥塔中用于喷雾干燥的烟气采用的是经余热锅炉回收热量后的催化裂化的再生烟气，其可以从干燥塔20的底部或从顶部、底部进入干燥塔20，也就是说，催化裂化的再生烟气，经余热锅炉回收热量后，从底部或从顶部、底部流入喷雾干燥塔20，微液滴中的水份被再生烟气迅速蒸发，结晶析出，结晶盐微粒少部分在干燥塔20内沉降，通过底部排出，大部分被烟气携带，离开干燥塔20，进入除尘单元21。
除尘单元21，用于对离开干燥塔的再生烟气进行除尘处理，将再生烟气中所含的催化剂粉尘与结晶的盐类一起，过滤而进行回收，除尘后的再生烟气则进入湿法脱硫的吸收塔。在本实用新型具体实施例中，除尘单元21所采用的过滤材料，可以是有机聚合物，也可以是无机材料烧制的多孔材料，本实用新型不以此为限。
可见，本实用新型喷雾干燥采用余锅后进入湿法脱硫塔前的再生烟气，即对装置的余锅的热量回收无影响，再生烟气经喷雾干燥塔后，蒸发了浓缩液中的水分，温度降低，这样进入湿法脱硫的吸收塔后，吸收塔蒸发的水量将会降低，再生烟气的热量先给脱硫浓缩液干燥，降低了烟气进吸收塔的温度，减少了吸收塔的蒸发水量。本实用新型即采用了装置内再生烟气的热量的偶合方式，加上多效蒸发的回收水作为脱硫塔的补充水，热量的偶合方式，大大减少了脱硫系统的总补充水量，降低的工艺用水量基本等于吸收塔排出废液中所含的总水量。即采用本实用新型后，脱硫塔排出的废液中的所有水分，全部被利用了，即本实用新型可以将吸收塔废液中的所有水分全部回收利用，而且，本实用新型的再生烟气在进湿法脱硫塔前，已经过除尘处理，所以进入湿法脱硫塔的烟气，已基本不含催化剂，从而大大降低吸收系统的磨损。
在本实用新型具体实施例中，经多效蒸发预浓缩后的浓缩液，溶质浓度提高至20-40w％，温度60-80℃，会被送入喷雾干燥单元2进行干燥结晶操作。
喷雾干燥单元包括喷雾干燥塔及除尘单元，喷雾干燥塔则包括干燥塔塔体和雾化系统，雾化系统可采用高速雾化轮或高效雾化喷嘴，在本实用新型具体实施例中，将浓缩后的脱硫废液用泵送入喷雾干燥塔的顶部，用高速雾化轮或高效雾化喷嘴对浓缩废液进行雾化。
催化裂化的再生烟气，则经余热锅炉回收热量后，流入喷雾干燥塔，在干燥塔内，雾化后的微粒从干燥塔顶部喷入，再生烟气从干燥塔的底部或从顶部、底部进入干燥塔，在干燥塔内，浓缩废液被雾化成微液滴，微液滴中的水份被再生烟气迅速蒸发，结晶析出，结晶盐微粒少部分在干燥塔内沉降，通过底部排出，大部分被烟气携带，离开干燥塔，进入除尘单元。
离开干燥塔的再生烟气，进入除尘单元的过滤除尘装置，将再生烟气中所含的催化剂粉尘与结晶的盐类一起，被过滤而得到回收。
在本实用新型具体实施例中，喷雾干燥单元2的主要控制参数：
进入喷雾干燥塔的再生烟气流量和温度：余热锅炉正常排烟温度，大部分装置的操作温度在160-220℃，再生烟气量可以是部分的再生烟气，也可是全部的再生烟气；
废液雾化后的平均粒径：<100微米；
离开喷雾干燥塔的再生烟气温度正常温度>100℃，最低不低于80℃；
离开除尘设施的总固体含量：小于20mg\/Nm3<\/sup>。
本实用新型将再生烟气脱硫所产生的所有盐类，以固体的形式移出系统，从而大大减少对水环境的影响，减少对企业污水处理系统或城市污水处理系统的冲击。
需要说明的是，本实用新型采用多效蒸发与喷雾干燥相结合的处理催化裂化烟气脱硫外排Na2<\/sub>SO4<\/sub>的工艺，不限于多效蒸发是双效、三效或四效，也不限于喷雾干燥是采用机械雾化或采用双流体喷嘴的雾化形式，不限于干燥塔的进气形式是顶部进气或顶部、底部同时进气，也不限于除尘设备采用什么材料，什么形式。
综上所述，本实用新型一种催化裂化装置脱硫废水与烟气热偶合的处理装置通过结合多效蒸发与喷雾干燥两种工艺，实现了对催化裂化装置脱硫废水处理的目的。
与现有技术相比，本实用新型具有如下优点：
1、能源消耗少：本实用新型的能源主要用在多效蒸发上，如果采用热水作为热源，能源消耗将进一步降低，喷雾干燥塔雾化器及抽真空系统需要消耗少量电力，但比蒸发式干燥，能源消耗低。
2、投资低：本实用新型采用的预浓缩，控制氯离子含量小于3000mg\/L，溶质浓度20-40％，所以，与液体接触的部件(泵、蒸发器、换热器、仪表等)可以采用低镍合金或双相不锈钢等低价材料，不需要采用昂贵的高镍合金或钛合金材料，喷雾干燥塔的正常操作压力为3000-5000pa，烟气进口温度160-220℃，烟气出口温度大于110℃，干燥塔可以采用碳钢或碳钢衬耐腐材料的方式，投资较低，除尘设备可以采用聚合物材料，外壳可采用碳钢或碳钢衬耐腐蚀材料，项目的工程投资低，维护费用也较低。
3、降低催化裂化装置的水耗：湿法脱硫装置需要排出部分废水，采用本实用新型后，该部分外排的废液中的所有水分，全部被利用了，所以，采用本实用新型，将减少催化裂化装置水的消耗量，降低的水量等于排出的脱硫废液中所含的水量。
4、减少对污水处理场的冲击，用本实用新型处理含盐污水，将消除高含盐污水对污水处理场有冲击。
5、减少脱硫系统的磨损。催化裂化的催化剂，对泵、吸收塔体有非常强的磨损能力，在本实用新型的除尘设备去除后，将大大降低系统的磨损。
上述实施例仅例示性说明本实用新型的原理及其功效，而非用于限制本实用新型。任何本领域技术人员均可在不违背本实用新型的精神及范畴下，对上述实施例进行修饰与改变。因此，本实用新型的权利保护范围，应如权利要求书所列。
设计图
相关信息详情
申请码:申请号:CN201920050249.1
申请日:2019-01-11
公开号:公开日:国家:CN
国家/省市:31(上海)
授权编号:CN209396928U
授权时间:20190917
主分类号:C02F 1/04
专利分类号:C02F1/04;C02F1/12;C02F1/16;C02F103/18
范畴分类:41B;23B;
申请人:众一阿美科福斯特惠勒工程有限公司
第一申请人:众一阿美科福斯特惠勒工程有限公司
申请人地址:200540 上海市金山区金一路143号
发明人:孙虎良
第一发明人:孙虎良
当前权利人:众一阿美科福斯特惠勒工程有限公司
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