JP2004114029A

JP2004114029A - 排水中の水溶性揮発成分を分離・回収する方法

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Publication number: JP2004114029A
Application number: JP2002319048A
Authority: JP
Inventors: ▲鶴▼田　英正; Hidemasa Tsuruta
Original assignee: Individual
Current assignee: Individual
Priority date: 2002-09-26
Filing date: 2002-09-26
Publication date: 2004-04-15

Abstract

【課題】大量の排水中に含まれる少量の揮発成分を蒸留によって省エネルギー的に回収する。
【解決手段】第１工程を液々熱交換器２，フラッシュ缶６，気液平衡缶１２、９，１０，１１よりなるスチームエジェクター１を設けて図のごとく接続し、原排水１を第２工程よりの高温廃水３８と熱交換して昇温して凝縮液１４を得て、第２工程の第１蒸留塔１５に送り、塔頂よりの留出蒸気１９の保有熱量をコンデンサー１６で回収し、蒸気２４とし蒸気圧縮機２５に送り、昇圧して１５の塔底部に吹き込むことにより、リボイラー１７の加熱量を激減すると共に、塔底部より揮発成分を含まぬ高温の釜出液１８を得て、第１工程に戻しフラッシュ缶，液々熱交換器２を通過する間に原排水１の加熱に利用する。
【選択図】　　図１

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
この発明は、多量の排水に含まれる少量の水溶性揮発成分を、排水自体を加熱・昇温して蒸留を行うことにより分離・回収する方法に関するものである。
【０００２】
【従来の技術】
一般に行われている公知の技術の一例は、図３のフローチャートに示すようなプロセスであり、主要構成機器は液々熱交換器（２）と第１蒸留塔（１５）および第２蒸留塔（２８）との配列に示すようなものである。
各々の蒸留塔（１５），（２８）は、各々の塔底にリボイラー（１７）及び（３０）を、各々の塔頂にはコンデンサー（１６）と（２９）、さらに還流器（２１）および（３３）を持ち、それ等の間は配管群（１９），（２０），（２２），（２７），（１８）及び（３１），（３２），（３４），（３５），（３６）により連結されている。このプロセスの第１工程では、少量の水溶性揮発成分を含む多量の原排水（１）を液々熱交換器（２）の低温側を流し、高温側には第２工程の釜残液受器（３７）より回収した高温廃水（３８）を流して間接熱交換を行い、昇温した温排水（３）と低温の廃水（５）を得る。
第２工程を構成する第１蒸留塔（１５），第２蒸留塔（２８）は、いづれも公知の連続蒸留塔であり、まず（３）は（１５）の中段に供給され、塔内を流下する間に塔底部よりボイラー（１７）により加熱上昇する蒸気と向流接触し、揮発成分を含んで塔頂部へ向かい、留出蒸気（１９）として配管より留出し、コンデンサー（１６）で凝縮し、還流器（２１）を経て留出液（２７）を得る。このとき塔底部よりは揮発成分を含まぬ釜出液（１８）が排出し、釜残液受器（３７）を経て高温廃水（３８）となって（２）の高温側を通り廃水（５）となる。
そのさいに原排水（１）の量と含まれる揮発成分のデータに対して、得られる結果、即ち回収液（２７）と廃水（５）中の揮発成分の残存濃度等が不満足のときは、（２７）をさらに設けた第２塔（２８）の中段に供給して揮発成分の濃縮を行い、仕様を満たす成果を得ようとするものである。
【０００３】
【発明が解決しようとする課題】
前記［０００２］が実施される分野では、大量の原排水を処理し、かつそれに含まれる揮発成分の濃度が少ない場合が多く、またそれを分離して得られる残液中の許容揮発成分濃度は１００ｐｐｍ　ｗｔ以下、ときには１ｐｐｍ　ｗｔ以下といったレベルを要求される場合もある。これ等の大量の排水処理において最も重要な課題はプロセスの経済性であり、換言すればいかに低価格でかつ省エネルギー的な設備を実現できるかにある。
【０００４】
たとえば［０００２］に述べた図３による公知のプロセスの例を、原排水（１）が１００ｍ^３／ｈ，水温２５℃の場合に適用することを考える。その際は、まず蒸留塔への温排水（３）を１００℃まで加熱する必要があり、その間の要加熱量は

と膨大な量となる。
このような巨大な加熱負荷を低減する上で、図の液々熱交換器（２）の設置は必須の手段であり、これによって１００℃の高温廃水（３８）を（２）に導き、廃水（５）の温度を３５℃に至るまで下げて利用すれば、その顕熱分６．５×１０^６ｋｃａｌ／ｈが回収利用できることとなり、（２）の設置による省エネ効果は要加熱量の６．５／７．５＝８７％に及ぶ。併しながらこのような効果を生む液々熱交換器（２）の設備費や運転コストが次の問題である。上記の事例につき、設置すべき熱交換器（２）の寸法は、仮に熱伝達係数Ｕ＝１，０００ｋｃａｌ／ｍ^２，ｈ，℃の高性能型を採用するとし、伝熱面積の平均温度差１０℃まで回収するとした場合においても所要伝熱面積は

といった巨大な熱交換器を要し、その設備費は莫大なものになる。
以上図３に示す公知のプロセスを用いて説明したように、第１工程で原排水（１）と第２工程より生ずる釜残液の高温廃水（３８）との間の液々熱交換器（２）を公知の既存の熱交換器を設置する方式から脱却して、高効率の新しい熱交換方式に改変することは省エネ的に必須の条件であり、いかに低コスト化するかが解決すべき第１の課題である。
次に解決を要する第２の課題は、図３において（２）により１００℃付近まで昇温した温排水（３）を蒸留にかけて揮発成分とこれを含まぬ排水に分離する第２工程のうち、第１蒸留塔（１５）の省スチーム化である。（１５）の中段に給液された（３）は塔底部に向かって塔内を降下する間に、リボイラー（１７）により炊き上げられた上昇蒸気と接触し、その揮発成分の全量は蒸気にともなわれて塔頂部へ移動し、留出蒸気（１９）として（１５）を離れるが、同時に塔底部よりは揮発成分が消滅した１００℃付近の大量の釜出液（１８）を排出することが、塔（１５）に課せられた条件である。
このときの従来公知の第１塔のリボイラー（１７）に要する加熱エネルギーは、後記第２表に示すように膨大であり、これを大幅に節減する新しいプロセスを見い出すことが、第２工程に課せられた課題である。
【０００５】
【課題を解決するための手段と発明が解決しようとする課題】
上記目的を達成するために、本発明は、図１に示すように全工程を第１工程と第２工程とに分け、第１工程においては、原排水（１）と第２工程より排出する高温廃水（３８）との間に新しい液々熱交換方式を設けて経済性を解決する。
続く第２工程では、第１工程で予熱，昇温された凝縮液（１４）をまず第１蒸留塔（１５）の中段に導き、塔頂部より揮発成分の全量を含む留出蒸気（１９）をコンデンサー（１６）の高温側に送り、冷却凝縮して留出液（２７）を得ると共に、（１６）の低温側で伝熱により発生する回収蒸気（２４）を、蒸気圧縮機（２５）で昇圧，昇温した上で（１５）の塔底部に加熱源として吹き込み、リボイラー（１７）による加熱の代替を行うことが、課題を解決するための手段である。そのさい得られた留出液（２７）を、必要によりさらに第２蒸留塔（２８）の中段に送り、所定濃度の留出液（３５）として得ることが、発明が解決しようとする課題である。
【０００６】
図１により上記［０００５］を詳しく説明する。
原排水（１）は通常大気圧下で常温で供給され、液量は５ｍ^３／ｈより１００ｍ^３／ｈを適当としているが、それ以外でも差し支えない。液温は０℃以上の液体であればとくに制限はない。含有する揮発成分としては、有機化合物で水（Ｈ_２Ｏ）より低沸点のもの、または水と共沸物を作って水より低温で留出する物性であればよく、また無機化合物であっても同様である。実施例では有機系ではメタノール（ＣＨ_３ＯＨ）等のアルコール類，アセトン（Ｃ_３Ｈ_６Ｏ）等のケトン類，酢酸メチル（Ｃ_３Ｈ_６Ｏ_２）等のエステル類等である。また無機系ではアンモニア（ＮＨ_３）等があるが、これ等に限定して使用されるものではない。
【０００７】
上記の第１工程では、液々熱交換器（２）はいわゆる間接熱伝達方式で、伝熱面を介して高・低温の両液が接触して熱交換を行うものである。構造は市場で汎用されるシエルアンドチューブ型のほか、プレート熱交換器型，スパイラル型等いづれも使用可能である。これ等の性能を示す数値として、上記［０００４］で述べた総括熱伝達係数Ｕの大小が目安となる。
本発明を汚れの少ない原排水に適用するときは、Ｕ≧１，０００ｋｃａｌ／ｍ^２，ｈ，℃程度の性能が得られるように液の流速を選ぶことが望ましい。
（２）と並置されるのはフラッシュ缶（６），気液平衡缶（１２）及び（９），（１０），（１１）より構成されるスチームエジェクター１であり、（６）の下部と（１２）の上部とは（８），（９），（１０）を介して流通している。（６）と（１２）の中央部にはそれぞれ充填物（７）および（１３）が適宜配設されており、（７）の全面には第２工程よりの高温廃水（３８）が分散され、下方に向けて灌液される。一方（１３）の全面には（３）の液流と共に、（１０）よりの放出蒸気が同時に混合して下方に向け供給される。かくて（７）および（１３）の表面を通る各々の流体は所定圧力の下で気液平衡に到達し、（７）よりはフラッシュ蒸気（８）が、（１３）よりは飽和沸点に達した凝縮液（１４）がそれぞれ留出する。一方、（７）で生じ、（６）の缶底部より排出するフラッシュ残液（４）は、液々熱交換器（２）へ高温側入口より流入し、（１）との間で熱交換を行ったのち、廃水（５）として流出する。
【０００８】
続く第２工程では第１工程よりの凝縮液（１４）が第１蒸留塔（１５）の適当な中段に供給される。（１５）の内部には圧損失の少ない気液接触手段、たとえば低圧損失形の充填物とこれを支える適当な塔内容物が設置され、塔底部にはリボイラー（１７）のほか、加圧蒸気（２６）を送る蒸気管が配設される。（１５）の塔頂部よりの留出蒸気（１９）はコンデンサー（１６）の高温側に流入し、冷却されて凝縮液（２０）となって還流器（２１）に入り、所定の還流比の下で一部は還流液（２２）として（１５）の頂部に、残りは留出液（２７）として排出する。
一方、（１６）の低温側には減圧下で冷却用の補給水（２３）が供給されるが、内部の伝熱面を介して高温側の（１９）の蒸気により加熱されて蒸発し、回収蒸気（２４）として蒸気圧縮機（２５）に吸引・圧縮され、上記のごとく加圧蒸気（２６）となって（１５）の塔底部に吹き込まれる。通常の蒸留操作では、上記のごとくリボイラー（１７）により（１５）の塔底部で発生した蒸気は上記凝縮液（１４）と塔内で気液接触を重ね、塔頂部より（１９）として留出し（１６）を経て（２０），（２１）より（２７）に至るが、本発明の第２工程で、リボイラー（１７）に要する通常の加熱量と、上記の蒸気圧縮機（２５）で得られ加圧蒸気（２６）として吹き込まれる蒸気流量は熱量換算ではほぼ同一であるため、（１５）が連続定常運転に入ればリボイラー（１７）の存在は不要となる。また（１７）に小量の不足熱量が生じても、それに見合う追加生蒸気を塔底部に吹き込むことで足りる。
このようにして第１蒸留塔（１５）は、その運転に必要な熱量をリボイラー（１７）による加熱に頼らずに、塔頂部の（１６）で回収される（１９）の凝縮熱を補給水（２３）の蒸発熱に変えて回収蒸気（２４）を得た上で、蒸気圧縮機（２５）により加圧して（１５）の塔底へ直接吹き込むという、ヒートポンプの公知原理による蒸留方式（たとえば［特公開昭５７−２０９６０２］）を採用することで、第２工程の第１塔（１５）の大幅な省エネルギー化を達成することが可能である。
【０００９】
上記第２工程の第１蒸留塔（１５）で、得られる釜出液（１８）の揮発成分を指定の低濃度とし、かつ留出液（２７）を指定の高濃度で同時に得ることは、原排水（１）に含まれる揮発成分の初期濃度によっては理論上または実用上限界がある。
したがってそのような際には、第１蒸留塔（１５）の操作条件を緩和し、釜出液（１８）のみを指定濃度に保ちつつ留出液（２７）の揮発成分濃度を低濃度に抑えたのち、それを受けて第２蒸留塔（２８）を設け、留出液（３５），釜出液（３６）をそれぞれ指定された揮発成分の仕様に適合させることが効果的である。
【００１０】
【発明の実施の形態と発明の効果】
本発明を構成する要素は、［請求項１］および［請求項２］で述べたように、第１工程と第２工程からなる。
本発明者は、発明の［実施の形態］と［その効果］は一覧性をもった表として、数字により表示することが好ましいと考え、そのように説明する。
【００１１】
図３の公知のプロセスのフローシートの例として、メタノール（ＣＨ_３ＯＨ）を微量揮発成分含む大量の原排水（１）を蒸留によって分離し、高濃度のメタノールを留出液（３５）と、また殆どこれを含まない廃水（５）を釜出液（３８）として収得するプロセスを選び、これを基準点として、以下本発明の各種の実施形態を述べ、発明の効果を比較する。まず第１表に公知の図３に対する仕様を示す。

【００１２】
第１表の基準となる仕様データを用いて、第２表においては図３の公知標準プロセスとその第１工程のみを［請求項１］，［請求項２］に示すような新しい熱交換方式に変更する新しい図４のプロセスを実施例で示している。
また、これによる［発明の効果］を、数字により、図４を図３の公知標準方式と比較しながら説明している。
第２表で留意すべきは、双方とも全体で（２），（１６），（１７），（２９），（３０）の５基の熱交換器を使用しているが、その使用の効率の相異である。そのうち熱交換量で見れば、第２工程の２塔に属する４基の熱交換器（１６），（１７），（２４），（３０）の合計値は、双方とも約２２．５×１０^６ｋｃａｌ／ｈである。
この数値は、第１工程に属する図３の公知方式の液々熱交換器（２）の熱交換料の６．８６×１０^６ｋｃａｌ／ｈの約３．３倍もあるのに対して、伝熱面積から見れば逆に（２）は１，２７０ｍ^２と、第２工程の（１６），（１７），（２９），（３０）の４基の合計値４５５ｍ^２の２．８倍にも達する巨大な点に注目する。これは伝熱面積１ｍ^２あたりの熱交換量で評価すると、蒸留塔で使われるリボイラー，コンデンサーのそれに較べて、図３の公知標準方式で使われる液々熱交換器（２）では約１／１０といかに低レベルであるかを意味する。

【００１３】
第２表によれば、液々熱交換器（２）について［０００７］で述べた総括熱伝達係数を同一のＵ＝１，０００ｋｃａｌ／ｍ^２，ｈ，℃に保った上で、図３の公知標準方式から実施例の図４の新熱交方式に変更することで、その熱交換量は６５％に下がり、その一方で温度差は２．６倍に増加するため、所要伝熱面積は３４４ｍ^２と公知標準方式の１２８０ｍ^２から一挙に１／４に縮小し、設備費の点では画期的なコストダウンが予想される。一方、省エネルギー効果として、第２工程の両者のスチーム消費量を見ると、第１塔と第２塔に割り当てられる仕様条件には本質的な変化はなく、図３と図４はほぼ同一の２２．１〜２２．９ｔｏｎ／ｈの範囲で収まっており、図４のスチームエジェクター１の消費量の分２．１ｔｏｎ／ｈ，約１０％近くが、それのない公知標準方式の図３より増加する。これら等の数字を基に経済性を判断すると、原排水（１）が多量になるにつれ、図４の新しい熱交換器方式による液々熱交換器（２）の所要伝熱面積を大幅にカットする方式が、スチームエジェエクター１の駆動蒸気（１１）の若干の上乗せを考えても、公知標準の図３方式より経済的には有利となる。
【００１４】
［００１２］においては、本発明を構成する第１工程に関して、公知のプロセス図３にはなかった新熱交換方式を、実施例図４のごとく導入することにより、大規模な熱回収を低廉な設備費の投資で実施できることを示した。これに対して第３表の実施例図１，実施例図２で示すプロセスは、いづれもその第１工程に上記実施例図４の第１工程で述べた新熱交換方式を採用するのに加えて、さらにその第２工程も図４の形式を抜本的に変更する。即ち、実施例図１のプロセスにおいては請求項１，２，３の条件を、実施例図２のプロセスにおいては請求項１，２，３，４の条件を、第１，第２工程全体に適用して、それぞれの工程に大幅な省エネルギー的効果と共に設備費の低下による経済的効果を図るものである。
【００１５】
実施例図１についての説明は、既に上記［０００８］に述べた通りである。
一方、実施例図２のプロセスは、次のように図１とは第２工程の構成において大きく異なる。即ち［請求項４］に示すように、第１蒸留塔（１５）のコンデンサー（１６）の低温側より出た回収蒸気（２４）は、新たに設置するスチームエジェクター２の吸引部（３９）に流入し、駆動蒸気（４１）と共にディフェーザー（４０）を通過し、その先端部より放出蒸気（４２）となって低圧縮比の蒸気圧縮機（２５）で吸引・圧縮され、加圧蒸気（２６）として分配弁（４３）に至る。（２６）は分配弁（４３）で２分割され、一部は吹込蒸気（４４）として第１蒸留塔（１５）の塔底部に送られ、残りは第２蒸留塔（２８）の塔底部への吹込蒸気（４５）として送られる。これによって、蒸留塔（１５），（２８）については、それぞれ付属するリボイラー（１７），（３０）による加熱量が激減または不要となる。即ち、第１蒸留塔（１５）よりの回収蒸気（２４）と、スチームエジェクター２の駆動蒸気（４１）が加算され、［請求項４］のヒートポンプ方式により回収利用されて、第１蒸留塔（１５）のみならず第２蒸留塔（２８）の加熱量までを賄うことが可能となる。

このように図２のプロセスの第２工程は、（１５）に供給される凝縮液（１４）の変動に対応しつつ最終的に得られる留出液（３５）と釜出液（３６）の濃度を予め定められた仕様を満足するようにスチームエジェクター２への駆動蒸気量（４１）の制御と続く蒸気圧縮機（２５）の圧縮比の制御とを同時に行うことにより実施できる。
【００１６】
第３表の［実施の形態］の欄には、図１，図２のプロセスの実施例につき、各主要機器の予想される運転結果を列挙し、上記の第２表に述べた実施例も含めて比較検討している。次の［その効果］の欄には、各々のケースに対応する主要エネルギー消費量である蒸気量，電力量を推算している。
注目すべきは、蒸気圧縮機（２５）の電力消費量が図２では図１の約１／８に激減しているのに対し、スチーム消費はほぼ同一である点である。これはスチームエジェクター２がそれに続く蒸気圧縮機の圧縮比の低下に大きく役立つのに加え、その駆動蒸気（４１）の排蒸気が（４４）及び（４５）として上乗せされて第１塔及び第２塔の加熱に利用されるためである。
【００１７】
第４表では、上記第２表に示す図３，図４に対応し、また第３表に示す図１，図２に対応する合計４プロセスについて、一括して各々の工程のエネルギー消費に関係して予想される数値を列記して、その経済性を比較検討している。

２００２年８月時点の工業用の単価を蒸気３，０００円／トン，電力１７円／ｋＷｈとすれば、第３表における図１および図２の各プロセスの経済性が格段に高いことが分かる。
【００１８】
図５に示すプロセスは、まず水溶性揮発成分を含む空気等の大量の原ガス（４６）を吸収塔（４８）の底部より送風機（５１）によって送り、吸収液（４９）を塔頂部より灌液することで、塔内で気液混合・接触による上記揮発成分の（４９）への吸収が行われて、廃ガス（４７）と回収液（５０）とを得る公知のプロセスに関するものである。［請求項５］は、［請求項１］乃至［請求項４］の方法を活用して、上記図５で得られた回収液（５０）を経済的に処理し、かつ得られた廃水（５）は吸収塔（４８）に吸収液（４９）として戻して再利用することを範囲とするものである。第５表は図５と連結して後段を図２のプロセスに連結して一体として［実施の形態］をまとめたものである。

この吸収液は、そのまま図２に示すプロセスに従って処理するものとする。
但し、図２においては第２工程で補給水（２３）と駆動蒸気（４１）および（４１）が系内に水分として供給されるので、その分だけ廃水（５）より廃棄水（５２）として除いた後に、上記の如く吸収液（４９）を５０．９ｔ／ｈ，３５℃と調整して使用する。
【図面の簡単な説明】
【図１】［請求項１］に記載するように、第１工程と第２工程より成り、第１工程には新熱交換方式を、第２工程には蒸気圧縮機を用いるヒートポンプ方式を適用するプロセスのフローシート。
【図２】［請求項４］に記載されるように、図１のプロセスの第２工程の蒸気圧縮機にスチームエジェクター２を直列に接続するプロセスのフローシート。
【図３】多量の排水に含まれる少量の水溶性揮発成分を、加熱，蒸留して、分離・回収する公知のプロセスのフローシート。
【図４】［請求項２］に示すように、図３の公知プロセスに液々熱交換方式を適用して、経済性を高めるプロセスのフローシート。
【図５】［請求項５］に示すように、原ガス中に含まれる水溶性揮発成分を水に吸収した回収液を原排水として図１または図２の第１工程へ供給するプロセスのフローシート。
【符号の説明】
１　原排水　　　　　　　　　　２７　同　留出液
２　液々熱交換器　　　　　　　２８　第２蒸留塔
３　温排水　　　　　　　　　　２９　同　コンデンサー
４　フラッシュ残液　　　　　　３０　同　リボイラー
５　廃水　　　　　　　　　　　３１　同　留出蒸気
６　フラッシュ缶　　　　　　　３２　同　凝縮液
７　充填物　　　　　　　　　　３３　同　還流器
８　フラッシュ蒸気　　　　　　３４　同　還流液
９　吸引部　　　　　　　　　　３５　同　留出液
１０　ディフューザー　　　　　　３６　同　釜出液
１１　駆動蒸気　　　　　　　　　３７　釜残液受器
１２　気液平衡缶　　　　　　　　３８　高温廃水
１３　充填物　　　　　　　　　　３９　吸引部
１４　凝縮液　　　　　　　　　　４０　ディフューザー
１５　第１蒸留塔　　　　　　　　４１　駆動蒸気
１６　同　コンデンサー　　　　　４２　放出蒸気
１７　同　リボイラー　　　　　　４３　分配弁
１８　同　釜出液　　　　　　　　４４　第１塔蒸気管
１９　同　留出蒸気　　　　　　　４５　第２塔蒸気管
２０　同　凝縮液　　　　　　　　４６　原ガス
２１　同　還流器　　　　　　　　４７　廃ガス
２２　同　還流液　　　　　　　　４８　吸収塔
２３　補給水　　　　　　　　　　４９　吸収液
２４　回収蒸気　　　　　　　　　５０　回収液
２５　蒸気圧縮機　　　　　　　　５１　送風機
２６　加圧蒸気　　　　　　　　　５２　廃棄水
Ｐ１，Ｐ２，Ｐ３，Ｐ４　送液ポンプ
９，１０，１１　は　スチームエジェクター１　を構成
３９，４０，４１　は　スチームエジェクター２　を構成

Claims

図１記載のフローチャートにおいて、その第１工程は液々熱交換器（２），フラッシュ缶（６），同充填物（７）および吸引部（９），ディフューザー（１０），駆動蒸気（１１）よりなるスチームエジェクター１，気液平衡缶（１２），同充填物（１３），送液ポンプ（Ｐ１，Ｐ２，Ｐ３）の要素機器とそれ等の間を結ぶ配管群またはその内部を流れる物質流（１），（３），（４），（５），（８），（１４），（３８）から成り、導入される原排水（１）と、後記第２工程より排出する高温廃水（３８）との間で複合的な熱交換を行い、沸点に近い高温の凝縮液（１４）を得る工程より成り、これに続く第２工程は第１蒸留塔（１５），同コンデンサー（１６），同還流器（２１），同リボイラー（１７），蒸気圧縮機（２５），第２蒸留塔（２８），同コンデンサー（２９），同還流器（３３），同リボイラー（３０），釜残液受器（３７）の要素機器と、それ等の間を結ぶ配管群またはその内部を流れる物質流の（１４），（１８），（１９），（２０），（２２），（２３），（２４），（２６），（２７），（３１），（３２），（３４），（３５），（３６），（３８）より成り、原排水（１）を凝縮液（１４）として受け入れ、その中の揮発成分を各蒸留塔（１５），（２８）において濃縮回収して留出液（３５）を得ると共に、各塔より生ずる高温の釜出液（１８），（３６）を釜残液受器（３７）を経て高温廃水（３８）として第１工程へ循環し、前記の熱交換方式により原排水（１）と熱交換を行うことを特徴とする、排水中の水溶性揮発成分を分離・回収する方法。
請求項１の第１工程において、Ｐ１により送液される低温の原排水（１）が、液々熱交換器（２）を通過する間にフラッシュ缶（６）を出てＰ２により送られる中温のフラッシュ残液（４）と間接熱交換を行って昇温し、温排水（３）となって気液平衡缶（１２）の上部に供給され、他方、第２工程よりの高温廃水（３８）はＰ３を通じてフラッシュ缶（６）の上部に送られ、充填物（７）の表面に灌液され降下する間に、（９），（１０），（１１）により構成されるスチームエジェクター１の作用でフラッシュ缶（６）内に生ずる減圧の下で、その一部が断熱蒸発を受けて、（６）の底部よりフラッシュ残液（４）として回収され、前記のごとく（２）に送って（１）の加熱源として利用し、一方（７）において発生するフラッシュ蒸気（８）は吸引部（９）より吸い込まれ、駆動蒸気（１１）と合体してディフューザー（１０）の先端より放散する混合蒸気は、前記温排水（３）と共に気液平衡缶（１２）に送られ、充填物（１３）を通過するさいにその表面で互いに接触し、混合して気液平衡の沸点に達した凝縮液（１４）として第２工程の第１蒸留塔（１５）の中段に送られる、請求項１記載の排水中の水溶性揮発成分を分離・回収する方法。
請求項１の第２工程において、第１蒸留塔（１５）の塔底よりの上昇蒸気により生ずる留出蒸気（１９）を、同コンデンサー（１６）の高温側通路に導いて、間接熱交換により冷却して同凝縮液（２０）を得た上、続いて同還流器（２１）により還流液（２２）と留出液（２７）に分けるさいに、上記コンデンサー（１６）の低温側を適宜調節した減圧下におき、冷却用の補給水（２３）を供給し、伝熱面を介して（２３）が加熱されて沸騰、蒸発して回収蒸気（２４）となり、続いて蒸気圧縮機（２５）により昇圧して、加圧蒸気（２６）として（１５）の塔底部に直接吹き込んで第１塔の加熱源として利用することにより、リボイラー（１７）の所要熱量の低減または全廃を可能ならしめることを特徴とする、請求項１，請求項２に記載の排水中の水溶性揮発成分を分離・回収する方法。
図２記載のフローチャートにおいて第１蒸留塔（１５）に付属するコンデンサー（１６）より減圧下で発生する回収蒸気（２４）を、新たに追加するスチームエジェクター２を構成する吸引部（３９）に送り、駆動蒸気（４１）と合体してディフューザー（４０）を通過する放出蒸気（４２）を得た上で、さらにこれを低圧縮型の蒸気圧縮機（２５）により、所定の圧力に高めて加圧蒸気（２６）を得たのち、分配弁（４３）により分け、一方は第１塔蒸気管（４４）より、他方は第２塔蒸気管（４５）より各塔の底部に吹き込み、相当する各塔のリボイラー（１７），（３０）の所要熱量の激減または全廃を可能ならしめることを特徴とする、請求項１，請求項２に記載の排水中の水溶性揮発成分を分離・回収する方法。
図１，図２記載のフローチャートにおいて、第１工程で生じる廃水（５）をＰ４により図５記載のフローチャートのごとく一部の廃棄水（５２）を系外に捨てた残りを吸収塔（４８）の塔頂に吸収液（４９）として灌液し、塔底部より送風機（５１）によって供給される水溶性揮発成分を含む原ガス（４６）と、塔内で向流的な気液接触を行い、塔底部よりは揮発成分を含む回収液（５０）を得て、上記第１工程へＰ１により原排水（１）として供給し、含有する揮発成分を請求項１，請求項２，請求項３，請求項４の方法によって分離・回収すると共に、第１工程で生ずる廃水（５）の一部を上記のごとくＰ４により吸収液（４９）として吸収塔（４８）に供給することを特徴とする、原ガス中に含まれる水溶性揮発成分を水に吸収して得た、排水中の揮発成分を分離・回収する方法。