CN103833174B - 一种高浓度氨氮废水处理装置及方法 - Google Patents

一种高浓度氨氮废水处理装置及方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种高浓度氨氮废水处理装置及方法,其解决了解决现有高浓度氨氮废水处理方法成本高、处理流程复杂、处理效果差、产生二次污染的技术问题,其首先将废水经沉降回收处理后,再采用四效逆流蒸发工艺析出氯化钠,离心后得氯化钠产品,然后采用二级闪发工艺低温析出氯化铵;本发明可广泛应用于高浓度氨氮废水的处理。

Description

一种高浓度氨氮废水处理装置及方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种水处理装置及水处理方法,特别是涉及一种高浓度氨氮废水处理 装置及方法。
背景技术
[0002] 目前,高浓度氨氮废水处理技术方法主要有以下几种方法:
[0003] 1、吹脱法。
[0004] 在碱性条件下,利用氨氮的气相浓度和液相浓度之间的气液平衡关系进行分离的 一种方法。一般认为吹脱效率与温度、pH、气液比有关。
[0005] 国内有关专家对吹脱法去除垃圾渗滤液中的氨氮进行了研究,控制吹脱效率高低 的关键因素是温度、气液比和pH。在水温大于125°C,气液比控制在3500左右,渗滤液pH控制 在10.5左右,对于氨氮浓度高达2000~4000mg/L的垃圾渗滤液,去除率可达到90%以上。吹 脱法在低温时氨氮去除效率不高。
[0006] 采用超声波吹脱技术对化肥厂高浓度氨氮废水(例如882mg/L)进行了处理试验。 最佳工艺条件为pH=ll,超声吹脱时间为40min,气水比为1000:1。试验结果表明,废水采用 超声波辐射以后,氨氮的吹脱效果明显增加,与传统吹脱技术相比,氨氮的去除率增加了 17 ~16.4%,在90%以上,吹脱后氨氮在10〇11^/1以内。
[0007] 为了以较低的代价将pH调节至碱性,需要向废水中投加一定量的氢氧化钙,但容 易生水垢。同时,为了防止吹脱出的氨氮造成二次污染,需要在吹脱塔后设置氨氮吸收装 置。
[0008] 在处理经UASB预处理的垃圾渗滤液(2240mg/L)时发现在pH= 11.5,反应时间为 24h,仅以120r/min的速度梯度进行机械搅拌,氨氮去除率便可达95 %。而在pH= 12时通过 曝气脱氨氮,在第17小时pH开始下降,氨氮去除率仅为85%。据此认为,吹脱法脱氮的主要 机理应该是机械搅拌而不是空气扩散搅拌。
[0009] 化学吹脱法脱氮技术除具有高效污水处理性能外,还具有明显的节能效果,运行 成本低于传统蒸氨法,出水指标优于传统蒸氨法。
[0010] 工艺流程:废水通过进料栗送入脱氮塔顶部。在输送过程中配加脱氮剂和碱液。再 从脱氮塔底部鼓入空气。空气自下而上通过塔体,同塔顶进入的废水逆流接触。塔底出水排 入脱氮出水池。塔顶排放气含有少量气态氨,经洗氨塔截回准备槽,循环处理。部分出水经 冷却后可用于洗氨。
[0011] 化学吹脱法脱氮装置还可广泛用于化肥、煤气、垃圾渗滤液、造纸、稀土、电子、冶 金等含有高浓度氨氮的污水处理领域。
[0012] CMBR是化学吹脱法脱氨氮和膜生物反应器相结合的工业污水处理的新工艺。C表 化学吹脱法脱氮,MBR代表膜生物反应器。该法首先应用于焦化领域,取得良好效果。
[0013] CMBR工艺能直接处理高浓度氨氮废水,氨氮浓度可高达5000mg/L。出水可达国家 一级排放标准没有二次污染。出水数据符合国家一级排放标准,所含氨氮<15mg/L、C0D< 10〇11^/1^、酸<0.511^/1^、氛<0.511^/1^、油类<511^/1^、33<7〇11^/1^、卩册~9。
[0014] CMBR工艺可以防止微生物流失,提高污泥浓度和生化过程的容积负荷,确保出水 水质稳定。
[0015] 同传统蒸氨法比较,CMBR法投资和运行成本低,处理效能高,节能效果显著,占用 场地小。
[0016] 脱氮塔出水冷却后,进入生化系统,首先打入气浮槽,去除水中细小悬浮物和乳化 油成分,然后依次进行厌氧、兼氧、好氧反应,通过硝化反应,进一步脱除污水中的剩余氨氮 和C0D等其它污染物。好氧池出水进外置式管式膜组件,管式膜组件出水进清水池,可达标 排放或回用。同时,管式膜另一端出水,回流至厌氧池。各池要定期排泥,排出的泥水进入污 泥干化池,污泥干化场滤液回到污泥水池,经污泥水栗打回厌氧池,干化后的污泥外运。
[0017] 2、沸石脱氨法。
[0018] 利用沸石中的阳离子与废水中的NH4+进行交换以达到脱氮的目的。沸石一般被用 于处理低浓度含氨废水或含微量重金属的废水。然而,国内有学者探讨了沸石吸附法去除 垃圾渗滤液中氨氮的效果及可行性。研究结果表明,每克沸石具有吸附15.5mg氨氮的极限 潜力,当沸石粒径为30~16目时,氨氮去除率达到了78.5%,且在吸附时间、投加量及沸石 粒径相同的情况下,进水氨氮浓度越大,吸附速率越大,沸石作为吸附剂去除废水中高浓度 氨氮是可行的。
[0019] 应用沸石脱氨法必须考虑沸石的再生问题,通常有再生液法和焚烧法。采用焚烧 法时,产生的氨气必须进行处理。
[0020] 3、膜分离技术。
[0021 ]利用膜的选择透过性进行氨氮脱除的一种方法。这种方法操作方便,氨氮回收率 高,无二次污染。采用电渗析法和聚丙烯(PP)中空纤维膜法处理高浓度氨氮无机废水可取 得良好的效果。电渗析法处理氛氣废水2000~3000mg/L,去除率可在85%以上,同时可获得 8.9 %的浓氨水。此法工艺流程简单、不消耗药剂、运行过程中消耗的电量与废水中氨氮浓 度成正比。PP中空纤维膜法脱氨效率>90%,回收的氯化铵浓度在25 %左右。运行中需加 碱,加碱量与废水中氨氮浓度成正比。
[0022]乳化液膜是以乳液形式存在的液膜具有选择透过性,可用于液液分离。分离过程 通常是以乳化液膜(例如煤油膜)为分离介质,在油膜两侧通过NH3的浓度差和扩散传递为 推动力,使NH3进入膜内,从而达到分离的目的。用液膜法处理某湿法冶金厂总排放口废水 (氨氮1000~1200mg/L,pH为6~9),当采用烷醇酰胺聚氧乙烯醚为表面活性剂用量为4~ 6%,废水pH调至10~11,乳水比在1:8~1:12,油内比在0.8~1.5。硫酸质量分数为10%,废 水中氨氮去除率一次处理可达到97%以上。
[0023] 4、MAP 沉淀法。
[0024]主要是利用以下化学反应:
[0025] Mg2++NH4++P043-=MgNH4P〇4
[0026] 理论上讲以一定比例向含有高浓度氨氮的废水中投加磷盐和镁盐,当[Mg2+][NH4 + ][P043_] >2.5 X1013时可生成磷酸铵镁(MAP),除去废水中的氨氮。采用向氨氮浓度较高 的工业废水中投加 MgCl2 · 6H20和Na2HP〇4 · 12H20生成磷酸铵镁沉淀的方法,以去除其中的 高浓度氨氮。结果表明,在pH为8.91,1%2+,顺4,?〇4 3-的摩尔比为1.25:1:1,反应温度为25°(3, 反应时间为20min,沉淀时间为20min的条件下,氨氨质量浓度可由9500mg/L降低到460mg/ L,去除率达到95%以上。由于在多数废水中镁盐的含量相对于磷酸盐和氨氮会较低,尽管 生成的磷酸铵镁可以做为农肥而抵消一部分成本,投加镁盐的费用仍成为限制这种方法推 行的主要因素。海水取之不尽,并且其中含有大量的镁盐。以海水做为镁离子源试验研究了 磷酸铵镁结晶过程。盐卤是制盐副产品,主要含MgCl 2和其他无机化合物。Mg2+约为32g/L为 海水的27倍。用MgCl2、海水、盐卤分别做为Mg 2+源以磷酸铵镁结晶法处理高浓度氨氮废水, 结果表明,pH是最重要的控制参数,当终点pH » 9.6时,反应在lOmin内即可结束。由于废水 中的N/P不平衡,与其他两种Mg2+源相比,盐卤的除磷效果相同而脱氮效果略差。
[0027] 5、化学氧化法。
[0028] 利用强氧化剂将氨氮直接氧化成氮气进行脱除的一种方法。折点加氯是利用在水 中的氨与氯反应生成氨气脱氨,这种方法还可以起到杀菌作用,但是产生的余氯会对鱼类 有影响,故必须附设除余氯设施。在溴化物存在的情况下,臭氧与氨氮会发生如下类似折点 加氯的反应:
[0029] Br>03+H+^HBrO+〇2;
[0030] NH3+HBrO^NH2Br+H2〇;
[0031] ΝΗ2Βγ+ΗΒγ0^ΝΗΒγ2+Η20 ;
[0032] ΝΗ2Βγ+ΝΗΒγ2^Ν2+3Βγ>3Η+ 〇
[0033] 用一个有效容积32L的连续曝气柱对合成废水(氨氮600mg/L)进行试验研究,探讨 Br/N、pH以及初始氨氮浓度对反应的影响,以确定去除最多的氨氮并形成最少的NO3^的最佳 反应条件。发现NFR(出水N(V_N与进水氨氮之比)在对数坐标中与Br7N成线性相关关系,在 Br7N>0.4,氨氮负荷为3.6~4.Okg/(m3 · d)时,氨氮负荷降低则NFR降低。出水pH=6.0时, NFR和BrO--Br (有毒副产物)最少。BrO--Br可由Na2S03定量分解,Na2S0 3投加量可由0RP控制。 [0034] 6、生化联合法。
[0035] 物化方法在处理高浓度氨氮废水时不会因为氨氮浓度过高而受到限制,但是不能 将氨氮浓度降到足够低(如lOOmg/l以下)。而生物脱氮会因为高浓度游离氨或者亚硝酸盐 氮而受到抑制。实际应用中采用生化联合的方法,在生物处理前先对含高浓度氨氮的废水 进行物化处理。
[0036] 采用吹脱一缺氧一好氧工艺处理含高浓度氨氮废水。结果表明,吹脱条件控制在 pH=9.5、吹脱时间为12h时,吹脱预处理可去除废水中60%以上的氨氮,再经缺氧一好氧生 物处理后对氨氮(由1400mg/L降至19.4mg/L)和C0D的去除率>90%。
[0037]用生物活性炭流化床处理垃圾渗滤液(C0D为800~2700mg/L,氨氮为220~800mg/ L)。研究结果表明,在氨氮负荷0.71kg/(m3 · d))时,硝化去除率可达90%以上,COD去除率 达70%,B0D全部去除。以石灰絮凝沉淀+空气吹脱做为预处理手段提高渗滤液的可生化性, 在随后的好氧生化处理池中加入吸附剂(粉末状活性炭和沸石),发现吸附剂在0~5g/L时 C0D和氨氮的去除效率均随吸附剂浓度增加而提高。对于氨氮的去除效果沸石要优于活性 炭。
[0038]膜-生物反应器技术(MBR)是将膜分离技术与传统的废水生物反应器有机组合形 成的一种新型高效的污水处理系统。MBR处理效率高,出水可直接回用,设备少战地面积小, 剩余污泥量少。其难点在于保持膜有较大的通量和防止膜的渗漏。国内学者利用一体化膜 生物反应器进行了高浓度氨氮废水硝化特性研究。研究结果表明,当原水氨氮浓度为 2000mg/L、进水氨氦的容积负荷为2.0kg/(m3 · d)时,氨氮的去除率可达99%以上,系统比 较稳定。反应器内活性污泥的比硝化速率在半年的时间内基本稳定在〇. 36/d左右。
[0039] 7、短程硝化反硝化。
[0040]生物硝化反硝化是应用最广泛的脱氮方式。由于氨氮氧化过程中需要大量的氧 气,曝气费用成为这种脱氮方式的主要开支。短程硝化反硝化(将氨氮氧化至亚硝酸盐氮即 进行反硝化),不仅可以节省氨氧化需氧量而且可以节省反硝化所需炭源。国外研究者用合 成废水(模拟含高浓度氨氮的工业废水)试验确定实现亚硝酸盐积累的最佳条件。要想实现 亚硝酸盐积累,pH不是一个关键的控制参数,因为pH在6.45~8.95时,全部硝化生成硝酸 盐,在pH<6 · 45或pH>8 · 95时发生硝化受抑,氨氮积累。当D0 = 0 · 7mg/L时,可以实现65 %的 氨氮以亚硝酸盐的形式积累并且氨氮转化率在98%以上。D0<0.5mg/L时发生氨氮积累,D0 >1.7mg/L时全部硝化生成硝酸盐。国内专家对低碳氮比的高浓度氨氮废水采用亚硝酸型 和硝酸型脱氮的效果进行了对比分析。试验结果表明,亚硝酸型脱氮可明显提高总氮去除 效率,氨氮和硝态氮负荷可提高近1倍。此外,pH和氨氮浓度等因素对脱氮类型具有重要影 响。
[0041 ] 8、厌氧氨氧化以~_(«)和全程自养脱氮(04从^)。
[0042]厌氧氨氧化是指在厌氧条件下氨氮以亚硝酸盐为电子受体直接被氧化成氮气的 过程。ΑΝΑΜΜ0Χ的生化反应式为:
[0043] ΝΗ4++Ν〇2--Ν2Ϊ+2Η20
[0044] ΑΝΑΜΜ0Χ菌是专性厌氧自养菌,因而非常适合处理含N02'低C/N的氨氮废水。与传 统工艺相比,基于厌氧氨氧化的脱氮方式工艺流程简单,不需要外加有机炭源,防止二次污 染,又很好的应用前景。厌氧氨氧化的应用主要有两种:CANON工艺和与中温亚硝化 (SHARON)结合,构成SHAR0N-ANAMM0X联合工艺。
[0045] CANON工艺是在限氧的条件下,利用完全自养性微生物将氨氮和亚硝酸盐同时去 除的一种方法,从反应形式上看,它是SHARON和ΑΝΑΜΜ0Χ工艺的结合,在同一个反应器中进 行。国内研究表明,溶解氧控制在lmg/L左右,进水氨氮<800mg/L,氨氮负荷<0.46kg/ (m 3 · d)的条件下,可以利用SBR反应器实现CANON工艺,氨氮的去除率>95%,总氮的去除 率 >90%。
[0046] 国外的研究表明ΑΝΑΜΜ0Χ和CANON过程都可以在气提式反应器中运转良好,并且达 到很高的氮转化速率。控制溶解氧在〇.5mg/L左右,在气提式反应器中,ΑΝΑΜΜ0Χ过程的脱氮 速率达到8.91^/(111 3,(1),而0六勵1'1过程可以达到1.51^/(1113.(1)。
[0047] 9、好氧反硝化。
[0048]传统脱氮理论认为,反硝化菌为兼性厌氧菌,其呼吸链在有氧条件下以氧气为终 末电子受体在缺氧条件下以硝酸根为终末电子受体。所以若进行反硝化反应,必须在缺氧 环境下。近年来,好氧反硝化现象不断被发现和报道,逐渐受到人们的关注。一些好氧反硝 化菌已经被分离出来,有些可以同时进行好氧反硝化和异养硝化(如Robertson等分离、筛 选出的Tpantotropha.LMD82.5)。这样就可以在同一个反应器中实现真正意义上的同步硝 化反硝化,简化了工艺流程,节省了能量。
[0049]国内用序批式反应器处理氨氮废水,试验结果验证了好氧反硝化的存在,好氧反 硝化脱氮能力随混合液溶解氧浓度的提高而降低,当溶解氧浓度为0.5mg/L时,总氮去除率 可达到66.0%。
[0050] 国内学者连续动态试验研究表明,对于高浓度氨氮渗滤液,普通活性污泥的好氧 反硝化工艺的总氮去除率可达10%以上。硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低而下降;反 硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低而上升。硝化及反硝化的动力学分析表明,在溶解氧 为0.14mg/L左右时会出现硝化速率和反硝化速率相等的同步硝化反硝化现象。其速率为 4.7mg/(L · h),硝化反应KN=0.37mg/L;反硝化反应KD = 0.48mg/L。
[0051] 在反硝化过程中会产生N20是一种温室气体,产生新的污染,其相关机制研究还不 够深入,许多工艺仍在实验室阶段,需要进一步研究才能有效地应用于实际工程中。另外, 还有诸如全程自养脱氮工艺、同步硝化反硝化等工艺仍处在试验研究阶段,都有很好的应 用前景。
[0052]虽然处理高浓度氨氮废水的处理方法有多种,但处理的都是一些氨氮浓度不超过 5000mg/L的废水,氨氮浓度超过5000mg/L,处理效果及成本都不理想。且目前还没有一种能 够兼顾流程简单、投资少、技术成熟、控制方便以及无二次污染等各个方面。如何经济有效 地处理高浓度氨氮废水仍是摆在环境工程工作者面前的一道难题,如何将新型高效的生物 脱氮工艺投入实际应用以及简单实用的生化联合工艺应该成为今后研究工作的重点。
[0053] AC发泡剂废水指标为:CODcr 3000~5000mg/L;
[0054] 氨氮 25〇00~35〇OOmg/L;
[0055] pH<4~5。
[0056] 目前可应用于AC发泡剂废水的处理工艺主要有吹脱法和膜分离技术,两者存在的 相同处是都都是化学方法,都必须加碱将氨转化为游离的氨才能进行处理,这就需要很大 的成本,每吨水的处理成本在120元~150元之间,成本高,设备维护费高。如果采用上述两 种方法进行处理,AC发泡剂吨成本将会增加1500~2000元的成本,这是AC发泡剂生产厂家 所不能接受的。
发明内容
[0057]本发明就是为了解决现有高浓度氨氮废水处理方法成本高、处理流程复杂、处理 效果差、产生二次污染的技术问题,提供一种成本低、处理流程简单、处理效果好、不产生二 次污染的高浓度氨氮废水处理装置及方法。
[0058]本发明采用物理的方法进行处理,首先将废水经沉降回收处理后,不溶性物质几 乎为零,为水处理项目提供可靠的原料。采用四效逆流蒸发工艺,IV效进料,I效高温析出氯 化钠,离心后得氯化钠产品;采用二级闪发工艺,将一效清液经二级闪发装置后,低温析出 氯化铵,离心后得氯化铵产品,冷凝水回用于生产系统,实现废水零排放。
[0059] 本发明提供一种应用高浓度氨氮废水处理装置的高浓度氨氮废水处理方法,高浓 度氨氮废水处理装置包括集水池、沉淀池、中间水池、四效蒸发器、浆液桶、离心机和闪蒸冷 却结晶釜,集水池和沉淀池之间通过管道连接,沉淀池与中间水池之间通过栗连接,中间水 池与四效蒸发器之间通过栗连接,四效蒸发器与浆液桶连接,浆液桶与离心机连接,离心机 与闪蒸冷却结晶釜之间通过栗连接;
[0060] 四效蒸发器包括蒸发室和加热室,蒸发室和加热室通过循环管连接;循环管连接 有卧式轴流栗;蒸发室设有二次汽出口、液位计口一、液位计口二和过料液出口;加热室设 有加热汽进口、不凝汽出口、冷凝水出口、冷凝水进口;循环管设有效体进液口、放空口;
[0061]闪蒸冷却结晶釜包括蒸发室和结晶室,闪蒸冷却结晶釜的蒸发室设有负压系统接 口和液位计口三,结晶室设有进液口、液位计口四、浆液进口、浆液出口和放空口;
[0062]高浓度氨氮废水处理方法包括以下步骤:
[0063] (1)将ADC发泡剂废水由管道收集后流入集水池,经过沉淀池自然沉淀,把沉淀池 中的不溶物质用泥浆栗回收,把沉淀池上面的清液由栗提升至中间水池;
[0064] (2)中间水池的清液由栗抽出输入到四效蒸发器,进行逆流蒸发,废水在四效蒸发 器中浓缩,提浓至氯化钠析出,用栗输送到浆液桶,通过离心机将氯化钠分离出来;离心后 的滤液自流至母液池,清液通过栗输送到闪蒸冷却结晶釜;
[0065] (3)清液经过闪蒸冷却结晶釜的二次闪发处理,冷却过程使得氯化铵溶解度降低, 氯化铵在结晶釜内析出结晶,晶体成长达到一定的产品粒度,送入铵浆液桶,经离心机分离 出氯化铵固体;
[0066] 步骤(2)的四效蒸发器中浓缩过程的工艺参数为:
[0067] I效蒸发的料液温度为100°C~110°C,二次蒸发温度为95°C~105°C,压力为-O.OIMPa;
[0068] Π 效蒸发的料液温度为85°C~95°C,二次蒸发温度为80°C~85°C,压力为-0.05MPa;
[0069] m效蒸发的料液温度为70°C~78°C,二次蒸发温度为60°C~70°C,压力为_ 0.07MPa;
[0070] IV效蒸发的料液温度为50°C~60°C;二次蒸发温度为50°C~60°C,压力为-0.09MPa;
[0071] 步骤(3)的二次闪发的工艺参数为:
[0072] 一次闪发的料液温度为55°C~65°C,二次蒸发温度为45°C~55°C,压力为-0.09MPa;
[0073] 二次闪发的料液温度为35°C~45°C,二次蒸发温度为30°C~36°C,压力为_ 0.097MPa〇
[0074] 优选地,四效蒸发器的液位为下视镜1/2以下,步骤(2)中氯化钠析出的固液比控 制在40 %。
[0075]本发明的有益效果是:成本低、处理流程简单、处理效果好、不产生二次污染;氯化 钠2 95%,氯化铵(含氮2 25% )(符合国标的三级农用肥标准)。
附图说明
[0076]图1是四效蒸发器的结构示意图;
[0077]图2是闪蒸冷却结晶釜的结构示意图。
[0078] 附图中符号说明:
[0079] 1.二次汽出口; 2.加热汽进口; 3.液位计口; 4.液位计口; 5.效体进液口; 6.不凝汽 出口; 7.冷凝水出口; 8.冷凝水进口; 9.放空口; 10.过料液出口; 11.负压系统接口; 12.进液 口; 13.液位计口; 14.液位计口; 15.浆液进口; 16 .浆液出口; 17 .放空口; 18 .立式轴流栗; 19.蒸发室;20.加热室;21.循环管;22.卧式轴流栗;23.蒸发室;24.结晶室;25.导流筒。
具体实施方式
[0080]本发明采用物理的方法进行处理,首先将ADC发泡剂废水经沉降回收处理后,不溶 性物质几乎为零,为水处理项目提供可靠的原料。然后采用四效逆流蒸发工艺,IV效进料,I 效高温析出氯化钠,离心后得氯化钠产品;采用二级闪发工艺,将一效清液经二级闪发装置 后,低温析出氯化铵,离心后得氯化铵产品,冷凝水回用于生产系统,实现废水零排放。
[00811第一步,将30~40°C,比重为1.23的ADC发泡剂废水由管道收集后流入集水池,然 后经过沉淀池自然沉淀,把沉淀池中的不溶物质用泥浆栗回收,把沉淀池上面的清液由栗 提升至中间水池。
[0082] 第二步,中间水池的清液由栗抽出输入到四效蒸发器,进行逆流蒸发,废水在四效 蒸发器中浓缩,提浓至氯化钠析出,固液比控制在40%左右,用栗输送到浆液桶,通过与浆 液桶连接的离心机将氯化钠分离出来。离心后的滤液自流至母液池,清液通过栗输送到闪 蒸冷却结晶釜。其中,四效蒸发器的液位为下视镜1/2以下,四效蒸发器中浓缩过程的工艺 参数见表1。
[0083] 表1:
Figure CN103833174BD00091
[0085] 四效蒸发器中浓缩过程的工艺参数最佳值见表2。
[0086] 表 2
Figure CN103833174BD00092
[0088]如图1所示,四效蒸发器包括蒸发室19和加热室20,蒸发室19和加热室20通过循环 管21连接,卧式轴流栗22与循环管21连接,四效蒸发器内的液体在卧式轴流栗22的作用下 循环流动。蒸发室19又称分离室,能够实现气液分离。加热室20又称沸腾室,能够对液体加 热。
[0089] 蒸发室19设有二次汽出口 1、液位计口 3、液位计口 4、过料液出口 10。加热室20设有 加热汽进口 2、不凝汽出口 6、冷凝水出口 7、冷凝水进口 8。循环管21上设有效体进液口 5、放 空口 9〇
[0090] 第三步,清液经过闪蒸冷却结晶釜的二次闪发处理,冷却过程使得氯化铵溶解度 降低,因此,氯化铵在结晶釜内析出结晶,晶体成长达到一定的产品粒度。送入铵浆液桶,经 离心机分离出氯化铵固体,氯化铵固体直接外售。
[0091] 二次闪发的工艺参数见表3。
[0092]表3:
Figure CN103833174BD00101
[0094] 二次闪发的工艺参数最佳值见表4。
[0095] 表4:
Figure CN103833174BD00102
10097]~如图2所示,闪蒸冷却结晶釜包括蒸发室23和结晶室24,液体在立式轴流栗18的作 用下通过导流筒25进入蒸发室23。
[0098] 蒸发室23设有负压系统接口 11、液位计口 13,结晶室24设有进液口 12、液位计口 14、浆液进口 15、浆液出口 16、放空口 17。
[0099] 生产过程产生的凝结水回用于生产系统,废水达到排放标准。
[0100] 以上所述仅对本发明的优选实施例而已,并不用于限制本发明,对于本领域的技 术人员来说,本发明可以有各种更改和变化。凡是在本发明的权利要求限定范围内,所做的 任何修改、等同替换、改进等,均应在本发明的保护范围之内。

Claims (2)

1. 一种应用高浓度氨氮废水处理装置的高浓度氨氮废水处理方法,其特征是,所述高 浓度氨氮废水处理装置包括集水池、沉淀池、中间水池、四效蒸发器、浆液桶、离心机和闪蒸 冷却结晶釜,所述集水池和所述沉淀池之间通过管道连接,所述沉淀池与所述中间水池之 间通过栗连接,所述中间水池与所述四效蒸发器之间通过栗连接,所述四效蒸发器与所述 浆液桶连接,所述浆液桶与所述离心机连接,所述离心机与所述闪蒸冷却结晶釜之间通过 栗连接; 所述四效蒸发器包括蒸发室和加热室,所述蒸发室和所述加热室通过循环管连接;所 述循环管连接有卧式轴流栗;所述蒸发室设有二次汽出口、液位计口一、液位计口二和过料 液出口;所述加热室设有加热汽进口、不凝汽出口、冷凝水出口、冷凝水进口;所述循环管设 有效体进液口、放空口; 所述闪蒸冷却结晶釜包括蒸发室和结晶室,所述闪蒸冷却结晶釜的蒸发室设有负压系 统接口和液位计口三,所述结晶室设有进液口、液位计口四、浆液进口、浆液出口和放空口; 所述高浓度氨氮废水处理方法包括以下步骤: (1) 将ADC发泡剂废水由管道收集后流入所述集水池,经过所述沉淀池自然沉淀,把所 述沉淀池中的不溶物质用泥浆栗回收,把所述沉淀池上面的清液由栗提升至所述中间水 池; (2) 所述中间水池的清液由栗抽出输入到所述四效蒸发器,进行逆流蒸发,废水在所述 四效蒸发器中浓缩,提浓至氯化钠析出,用栗输送到所述浆液桶,通过所述离心机将氯化钠 分离出来;离心后的滤液自流至母液池,清液通过栗输送到所述闪蒸冷却结晶釜; (3) 清液经过所述闪蒸冷却结晶釜的二次闪发处理,冷却过程使得氯化铵溶解度降低, 氯化铵在结晶釜内析出结晶,晶体成长达到一定的产品粒度,送入铵浆液桶,经离心机分离 出氯化铵固体; 所述步骤(2)的四效蒸发器中浓缩过程的工艺参数为: I效蒸发的料液温度为l〇〇°C~110°C,二次蒸发温度为95°C~105°C,压力为-O.OIMPa; Π效蒸发的料液温度为85°C~95°C,二次蒸发温度为80°C~85°C,压力为-0.05MPa; ΙΠ效蒸发的料液温度为70°C~78°C,二次蒸发温度为60°C~70°C,压力为-0 · 07MPa; IV效蒸发的料液温度为50°C~60°C;二次蒸发温度为50°C~60°C,压力为-0 · 09MPa; 所述步骤(3)的二次闪发的工艺参数为: 一次闪发的料液温度为55°C~65°C,二次蒸发温度为45°C~55°C,压力为_0.09MPa; 二次闪发的料液温度为35°C~45°C,二次蒸发温度为30°C~36°C,压力为-0.097MPa。
2. 根据权利要求1所述的高浓度氨氮废水处理方法,其特征是,所述四效蒸发器的液位 为下视镜1/2以下,所述步骤(2)中氯化钠析出的固液比控制在40%。
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