CN101264948B - 一种氨氮废水减排及氨氮资源化利用装置及方法 - Google Patents

Abstract

一种氨氮废水减排及氨氮资源化利用装置及方法属于废水减排领域。蒸汽吹脱法的传统工艺在节能降耗严重不足，其氨氮废水处理蒸汽单耗很高(250～300kg蒸汽/吨废水)，导致氨氮废水处理成本很高，本发明包括至少两级汽提脱氨工序和氨氮再利用工序。需要处理的氨氮废水分别送入各级汽提脱氨工序，在汽提脱氨塔中实现废水脱氨，并最终在氨氮再利用工序实现氨氮的资源化利用。除第一级汽提脱氨塔需要通入蒸汽外，其他各级汽提脱氨塔所需蒸汽是由其自身塔釜液体的一部分被上一级塔顶蒸汽部分冷凝放热来汽化和上级塔釜液体闪蒸得到，这样极大地减少了蒸汽耗量。本发明可处理废水氨氮含量高、处理后排放废水中氨氮含量低，蒸汽耗量低、氨氮废水处理成本低。

Description

一种氨氮废水减排及氨氮资源化利用装置及方法

技术领域

本发明涉及一种工业废水减排及资源化利用的方法，具体是涉及一种采用蒸汽汽提方式处理氨氮废水并对氨氮进行资源化利用的方法。

背景技术

在化肥、农药、发泡剂以及催化剂等行业会产生大量氨氮废水，当水体中氨氮浓度增高是，会导致水体的富营养性，使水中生物疯狂生长。当这些生物死亡后，被水中的微生物分解过程中消耗大量的氧，从而使水体严重缺氧，导致水中生物大量死亡，腐败的死亡机体又导致微生物的大量繁殖，最终使水体混浊、产生恶臭，严重污染水体。因此，国家对排放废水中的氨氮含量有严格的规定和限制(GB8978-1996《污水综合排放标准》规定一级标准氨氮小于15mg/L，二级标准氨氮小于25mg/L)。

关于氨氮废水的处理方法和工艺进行了大量的研究开发工作，不断寻求处理氨氮废水的新途径(详见相关的中国专利200410064524.3，ZL200410034065.4，200310106515.1，03152877.5，02137109.1)。形成了吹脱法、生物膜法或膜吸收法、化学沉淀法、折点氯化法、离子交换法等多种处理方法。其中，吹脱法工艺较成熟，吹脱效率高，运行稳定，但动力消耗大。生物法要求氨氮浓度在400mg/L以下，而膜吸收技术中存在膜的渗漏和膜污染问题。化学沉淀法虽然工艺简单，效率高，但是投加药剂量较大，同时所投加的药剂量也可能会带来水体的二次污染问题。折点氯化法处理废水的效果稳定，不受水温度的影响，但运行费用较高，副产物氯胺或氯代有机物也会造成水体二次污染。离子交换法适应中低浓度的氨氮废水(浓度小于500mg/L)的深度处理，对于高浓度的氨氮废水，会因交换剂再生频繁而造成操作困难，再生后的交换剂容量下降，而再生液中的氨氮仍需处理，导致运行费用较高。

由于吹脱法具有工艺较成熟、运行稳定并且对氨氮浓度变化适应性较强等特点，在工业实际中应用较普遍。吹脱法分为空气吹脱法和蒸汽吹脱法(或蒸汽汽提法)，是将废水pH值调节至碱性，然后在填料塔中通入空气或蒸汽，通过气液接触将废水中的游离氨吹脱至大气或蒸汽中，使氨氮从液相转移到气相。空气吹脱法适合常温下处理低浓度氨氮废水，并且必须采用酸液来吸收转移到空气中的氨氮以防造成大气的二次污染问题，同时还需注意处理大量空气外排导致带液等问题。由于采用蒸汽吹脱法可以提高废水温度，提高一定pH值时被吹脱氨的比例，进而可以达到较高的氨氮脱除率。同时，可以根据需要采取对塔顶产品进行全凝、部分冷凝、酸液冷却同时中和等方式得到氨水、氨气和铵盐。与空气吹脱法相比，蒸汽吹脱法因其具有对废水氨氮浓度变化适应性强、氨氮脱除率高等特点而得到更加广泛地应用。

蒸汽吹脱法的传统工艺采用碱液调节废水的pH值后，在汽提脱氨塔内采用蒸汽将氨氮废水中的氨以氨水形式回收，由于在节能降耗设计方面存在严重不足，其氨氮废水处理蒸汽单耗很高(250～300kg蒸汽/吨废水)，导致氨氮废水处理成本很高，导致企业不愿或无力承担其处理费用。

发明内容

本发明提供一种采用蒸汽吹脱方式进行氨氮废水减排及资源化利用的方法。该方法利用至少两级汽提脱氨塔，将氨氮废水分别送入相应的汽提塔中，除第一级汽提脱氨塔需要通入蒸汽外，其他各级汽提脱氨塔所需蒸汽的来源分为两部分：一部分是由其自身塔釜液体被上一级塔顶蒸汽部分冷凝放热部分汽化得到，另一部分是来自上一级汽提脱氨塔的一部分塔釜液闪蒸得到。在每一级汽提脱氨工序，均采用其塔釜液体预热本级汽提脱氨塔原料后排出。各级汽提脱氨塔塔顶未凝氨气可以根据工艺现场需要作为气体产品采出、或被水吸收作为氨水采出、或被酸液吸收得到铵盐，实现氨氮的资源化利用。

本发明提供的工艺方法中，根据系统整体能量优化和实施现场的空间以及工业实际需要进行分级。各级氨氮废水处理量的分配原则为上一级汽提脱氨工序排出的热量应大于其对应的下一级所需脱氨蒸汽的汽化热量。

本发明提供的一种氨氮废水减排及氨氮资源化利用装置，其特征在于：包括至少两级汽提脱氨装置和一级氨氮再利用装置；

每级汽提脱氨装置都包括：原料预热器、汽提脱氨塔、塔釜液罐、塔釜液泵、塔顶回流罐、塔顶回流泵；

在第I级的汽提脱氨装置还包括有再沸器以及一个蒸汽管道，该蒸汽管道连接第I级的汽提脱氨塔的底部；其余级的汽提脱氨装置在再沸器对应位置设有塔顶冷凝器；

氨氮废水管道分别连接各级汽提脱氨装置的原料预热器，各级汽提脱氨装置的原料预热器分别连接脱氨废水管道，汽提脱氨塔的底部设有塔釜液罐，塔釜液罐通过塔釜液泵连接原料预热器，原料预热器连接汽提脱氨塔的汽提段；

上一级汽提脱氨塔的塔顶连接下一级再沸器，后连接塔顶回流罐，塔顶回流罐通过塔顶回流泵连接汽提脱氨塔的塔顶；下一级的再沸器连接下一级的汽提脱氨塔，下一级的塔釜液罐通过塔釜液泵连接下一级的再沸器；

最后一级的塔顶冷凝器连接氨氮再利用装置；

需要处理的氨氮废水分别送入各级汽提脱氨工序，在各级汽提脱氨塔中实现废水脱氨，并最终在氨氮再利用工序实现氨氮的资源化利用。

应用上述装置进行氨氮废水减排装置的方法，其特征在于，

将氨氮废水分别送入各级汽提脱氨装置的原料预热器，在一级汽提脱氨工序，废水与汽提脱氨塔I12的塔釜液在原料预热器I11中进行换热升温后进入汽提脱氨塔I12的汽提段，与塔底上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相；脱氨后的废水进入塔釜液罐I13，塔釜液罐I13中的废水的一部分经塔釜液泵I14送到原料预热器I11与进口原料废水换热后排出，另一部分送至二级汽提脱氨工序中的汽提脱氨塔I22底部，通过闪蒸得到一部分汽提脱氨所需蒸汽；汽提脱氨塔I12内的含氨蒸汽上升至汽提脱氨塔I12的精馏段与塔顶回流泵I17送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，从塔顶进入再沸器I15的壳程，其中的水蒸汽冷凝放热作为二级汽提脱氨工序所需蒸汽的热源；冷凝液收集在塔顶回流罐I16，并由塔顶回流泵I17送入塔顶；

在二级汽提脱氨工序，氨氮废水与汽提脱氨塔II22的塔釜液在原料预热器II21中进行换热升温后进入汽提脱氨塔II22的汽提段，与来自再沸器15和闪蒸得到的上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相；脱氨后的废水进入塔釜液罐II23，塔釜液罐II23中的废水的一部分经塔釜液泵II24送到原料预热器II21与进口原料废水换热后排出，另一部分送至再沸器15管程与壳程中来自一级汽提脱氨工序的塔顶蒸汽进行换热，产生二级汽提脱氨工序所需的水蒸汽；汽提脱氨塔II22内的含氨蒸汽上升至精馏段与塔顶回流泵II27送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，并与来自再沸器中的未凝氨气一起送入塔顶冷凝器II25，经部分冷凝后，冷凝液收集在塔顶回流罐II26，并由塔顶回流泵II27送入汽提脱氨塔II22的塔顶作为回流液，

三级以上的汽提脱氨工序和上述的二级汽提脱氨工序一样；

未凝氨气送入氨氮再利用装置。

在上述工艺方法中，进入各级汽提脱氨塔的氨氮废水在原料预热器中被本级塔釜排出的脱氨废水预热。再沸器和塔顶冷凝器其实质都是换热器，只是最后一级中塔顶冷凝器不需要为下一级供热，只是起到冷凝的作用；所以名称不同。

在上述工艺方法中，离开汽提脱氨塔塔顶的气相被部分冷凝，冷凝液作为塔顶回流液体，未凝氨气送入氨氮再利用工序，同时，冷凝热作为下一级汽提脱氨工序塔釜液蒸发产生蒸汽所需的热源。为了保证操作的正常进行，将需要处理的氨氮废水按比例(例如：两级装置按第一级流量为总流量的55％，第二级流量为总流量的45％；三级装置按第一级流量为总流量的40％，第二级流量为总流量的34％，第三级流量为总流量的26％)分别送入各级汽提脱氨工序，在各级汽提脱氨塔中实现废水脱氨，并最终在氨氮再利用工序实现氨氮的资源化利用。

在上述工艺方法中，一部分塔釜液体送入其对应的下一级汽提脱氨塔塔底，通过闪蒸得到蒸汽，与塔釜液蒸发产生蒸汽一起供汽提脱氨过程使用。

在上述工艺方法中，未凝氨气在氨氮再利用工序可以直接以氨气采出，或经过氨气吸收塔，用水吸收得到浓氨水或用酸吸收得到铵盐。其中得到的氨气纯度大于99％，得到的氨水浓度大于20％。如果需要得到铵盐，优选采用硫酸吸收得到硫酸铵。

采用本发明的工艺方法，处理氨氮废水实际所消耗的蒸汽为处理I级汽提脱氨工序中通入的蒸汽，由于此工序中处理的废水量仅为总量的一部分，因此极大地降低了蒸汽的消耗。

附图说明

图1本发明二级汽提脱氨流程示意图。图中A：脱氨废水、B：氨氮废水、C：蒸汽、D：氨气、E：循环水、F：补水或酸、G：浓氨水或铵盐；

图2本发明三级汽提脱氨流程示意图。图中A：脱氨废水、B：氨氮废水、C：蒸汽、D：氨气、E：循环水、F：补水或酸、G：浓氨水或铵盐

具体实施方式

本发明的氨氮废水减排及氨资源化利用方法是针对传统汽提脱氨工艺的改进。如图1所示为本发明二级汽提脱氨流程示意图。包括一级、二级汽提脱氨工序I和II以及氨氮再利用工序III。其中，需要处理的氨氮废水分为两部分分别送入一级、二级汽提脱氨工序：在一级汽提脱氨工序，废水与汽提脱氨塔I12的塔釜液在原料预热器I11中进行换热升温后进入汽提脱氨塔I12的汽提段，与塔底上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相。脱氨后的废水进入塔釜液罐I13，塔釜液罐I13中的废水的一部分经塔釜液泵I14送到原料预热器I11与进口原料废水换热后排出，另一部分送至二级汽提脱氨工序中的汽提脱氨塔II22底部，通过闪蒸得到一部分汽提脱氨所需蒸汽。汽提脱氨塔I12内的含氨蒸汽上升至汽提脱氨塔I12的精馏段与塔顶回流泵I17送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，从塔顶进入再沸器15的壳程，其中的水蒸汽冷凝放热作为二级汽提脱氨工序所需蒸汽的热源。冷凝液收集在塔顶回流罐I16，并由塔顶回流泵I17送入塔顶。在二级汽提脱氨工序，氨氮废水与汽提脱氨塔II22的塔釜液在原料预热器II21中进行换热升温后进入汽提脱氨塔II22的汽提段，与来自再沸器15和闪蒸得到的上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相。脱氨后的废水进入塔釜液罐II23，塔釜液罐II23中的废水的一部分经塔釜液泵II24送到原料预热器II21与进口原料废水换热后排出，另一部分送至再沸器15管程与壳程中来自一级汽提脱氨工序的塔顶蒸汽进行换热，产生二级汽提脱氨工序所需的水蒸汽。汽提脱氨塔II22内的含氨蒸汽上升至精馏段与塔顶回流泵II27送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，并与来自再沸器中的未凝氨气一起送入塔顶冷凝器II25，经部分冷凝后，冷凝液收集在塔顶回流罐II26，并由塔顶回流泵II27送入汽提脱氨塔II22的塔顶作为回流液，未凝氨气送入氨氮再利用工序。根据工艺现场的需要，可以直接以氨气采出，或送入氨气吸收塔III91的底部，采用由循环泵III93送入的水或酸吸收得到氨水或铵盐，收集在循环罐III92中，并定量采出。氨氮再利用工序中体系温度由冷却器III94控制。

如图2所示为本发明三级汽提脱氨流程示意图。包括一级、二级、三级汽提脱氨工序I、II和III以及氨氮再利用工序IV。与二级汽提脱氨流程相比，增加的设备有：原料预热器III31、汽提脱氨塔III32、塔釜液罐III33、塔釜液泵III34、塔顶冷凝器III35、塔顶回流罐III36、塔顶回流泵III37。与二级汽提脱氨的原理相同，只是将需要处理的氨氮废水分为三部分分别送入一级、二级、三级汽提脱氨工序，经处理后的脱氨废水可以达标排放，塔顶未冷凝水蒸气和氨气一起送入塔顶冷凝器，经部分冷凝后，冷凝液送入汽提脱氨塔III32作为回流液，未凝氨气送入氨气再利用工序以氨气采出，或经过氨气吸收塔，用水吸收得到氨水或用酸吸收得到铵盐。

下面结合实施例对本发明的实施方案进一步说明。但是本发明不限于所列出的实施例。

实施例1

采用本发明二级汽提脱氨处理氨氮废水，进口氨氮浓度5000mg/L，处理量为10m³/h，分别以流量5.5m³/h和4.5m³/h送入一级、二级汽提脱氨工序。在一级汽提脱氨工序，废水与汽提脱氨塔12的塔釜液在原料预热器11中进行换热升温后进入汽提脱氨塔12的汽提段，与自塔底上升的蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相。脱氨后的废水进入塔釜液罐13，塔釜液罐13中的废水的一部分经塔釜液泵14以流量4.5m³/h送到原料预热器11与进口原料废水换热后排出，另一部分以流量1.5m³/h送至二级汽提脱氨工序中的汽提脱氨塔22的底部，通过闪蒸得到部分蒸汽。汽提脱氨塔12内的含氨蒸汽上升至精馏段与塔顶回流泵17送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，从塔顶进入再沸器15的壳程，其中的水蒸汽冷凝放热作为二级汽提脱氨工序所需蒸汽的热源。冷凝液收集在塔顶回流罐16，并由塔顶回流泵17送回塔顶。在二级汽提脱氨工序，氨氮废水与汽提脱氨塔22的塔釜液在原料预热器21中进行换热升温后进入汽提脱氨塔22的汽提段，与来自再沸器15和闪蒸得到的上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相。脱氨后的废水进入塔釜液罐23，塔釜液罐23中的脱氨废水以循环流量10m³/h送至再沸器15管程，利用其热量与壳程中来自一级汽提脱氨工序的塔顶蒸汽进行换热，产生二级汽提脱氨工序所需的水蒸汽。同时，将一部分脱氨废水经塔釜液泵24送到原料预热器21与进口原料废水换热后排出，保持塔釜液位的稳定。汽提脱氨塔22内的含氨蒸汽上升至精馏段与塔顶回流泵27送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，并与来自再沸器15中的氨气一起送入塔顶冷凝器26，经部分冷凝后，冷凝液送入汽提脱氨塔22作为回流液。塔顶冷凝器26中得到的含高浓度氨气进入氨氮再利用工序，在其中得到纯度为99.3％的氨气。采用纳氏试剂比色法(GB7479-87)方法分析，处理后废水中的氨氮浓度为7.6mg/L(＜15mg/L，满足国家一级排放标准)。蒸汽消耗量为103kg/吨废水。

实施例2

用本发明二级汽提脱氨处理氨氮废水，进口氨氮浓度30000mg/L，处理量为15m³/h，分别以流量8m³/h、7m³/h送入一级、二级汽提脱氨工序。其操作方式与实施例1相同。在氨氮再利用工序得到浓度为23％的浓氨水。采用纳氏试剂比色法(GB7479-87)方法分析，处理后废水中的氨氮浓度为9.5mg/L(＜15mg/L，满足国家一级排放标准)。蒸汽消耗量为115kg/吨废水。

实施例3

采用本发明三级汽提脱氨处理氨氮废水，进口氨氮浓度60000mg/L，处理量为15m³/h，分别以流量6m³/h(40％)、5.1m³/h(34％)和3.9m³/h(26％)送入一级、二级和三级汽提脱氨工序。其操作方式与实施例1相同。在氨氮再利用工序得到浓度为45％的硫酸铵。采用纳氏试剂比色法(GB7479-87)方法分析，处理后废水中的氨氮浓度为11.2mg/L(＜15mg/L，满足国家一级排放标准)。蒸汽消耗量为128kg/吨废水。

采用本发明的工艺方法，处理氨氮废水实际所消耗的蒸汽为处理I级汽提脱氨工序中通入的蒸汽，由于此工序中处理的废水量仅为总量的一部分，因此极大地降低了蒸汽的消耗。

Claims (2)

1.一种氨氮废水减排及氨氮资源化利用装置，其特征在于：包括两级汽提脱氨装置和一级氨氮再利用装置；

每级汽提脱氨装置都包括：原料预热器、汽提脱氨塔、塔釜液罐、塔釜液泵、塔顶回流罐、塔顶回流泵；

在第I级的汽提脱氨装置还包括有再沸器以及一个蒸汽管道，该蒸汽管道连接第I级的汽提脱氨塔的底部；第二级的汽提脱氨装置在第一级再沸器对应位置设有塔顶冷凝器；

氨氮废水管道分别连接各级汽提脱氨装置的原料预热器，各级汽提脱氨装置的原料预热器分别连接脱氨废水管道，汽提脱氨塔的底部设有塔釜液罐，塔釜液罐通过塔釜液泵连接原料预热器，原料预热器连接汽提脱氨塔的汽提段；

第一级汽提脱氨塔的塔顶连接第一级再沸器，后连接第一级塔顶回流罐，第一级塔顶回流罐通过第一级塔顶回流泵连接第一级汽提脱氨塔的塔顶；同时，第一级再沸器顶部连接至第二级汽提脱氨塔，再连接至第二级塔釜液罐，并通过第二级塔釜液泵连接至第一级再沸器底部，从而实现第一级的热量向第二级的传递；第二级汽提脱氨塔的塔顶连接第二级塔顶冷凝器，后连接第二级塔顶回流罐，第二级塔顶回流罐通过第二级塔顶回流泵连接第二级汽提脱氨塔的塔顶；塔顶冷凝器连接氨氮再利用装置；

需要处理的氨氮废水分别送入各级汽提脱氨工序，在各级汽提脱氨塔中实现废水脱氨，并最终在氨氮再利用工序实现氨氮的资源化利用。

2.应用权利要求1所述装置进行氨氮废水减排的方法，其特征在于，

将氨氮废水分别送入各级汽提脱氨装置的原料预热器，在一级汽提脱氨工序，废水与汽提脱氨塔I(12)的塔釜液在原料预热器I(11)中进行换热升温后进入汽提脱氨塔I(12)的汽提段，与塔底上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相；脱氨后的废水进入塔釜液罐I(13)，塔釜液罐I(13)中的废水的一部分经塔釜液泵I(14)送到原料预热器I(11)与进口原料废水换热后排出，另一部分送至二级汽提脱氨工序中的汽提脱氨塔II(22)底部，通过闪蒸得到一部分汽提脱氨所需蒸汽；汽提脱氨塔I(12)内的含氨蒸汽上升至汽提脱氨塔I(12)的精馏段与塔顶回流泵I(17)送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，从塔顶进入再沸器I(15)的壳程，其中的水蒸汽冷凝放热作为二级汽提脱氨工序所需蒸汽的热源；冷凝液收集在塔顶回流罐I(16)，并由塔顶回流泵I(17)送入塔顶；

在二级汽提脱氨工序，氨氮废水与汽提脱氨塔II(22)的塔釜液在原料预热器II(21)中进行换热升温后进入汽提脱氨塔II(22)的汽提段，与来自再沸器I(15)和闪蒸得到的上升蒸汽逆流接触进行质量交换，废水中的氨由液相进入气相；脱氨后的废水进入塔釜液罐II(23)，塔釜液罐II(23)中的废水的一部分经塔釜液泵II(24)送到原料预热器II(21)与进口原料废水换热后排出，另一部分送至再沸器I(15)管程与壳程中来自一级汽提脱氨工序的塔顶蒸汽进行换热，产生二级汽提脱氨工序所需的水蒸汽；汽提脱氨塔II(22)内的含氨蒸汽上升至精馏段与塔顶回流泵II(27)送入塔内的浓氨水进行质量传递后，蒸汽中氨的浓度进一步提高，并与来自再沸器I(15)中的未凝氨气一起送入塔顶冷凝器II(25)，经部分冷凝后，冷凝液收集在塔顶回流罐II(26)，并由塔顶回流泵II(27)送入汽提脱氨塔II(22)的塔顶作为回流液，

未凝氨气送入氨氮再利用装置。

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