CN105541016A - 一种含无机铵盐废水的处理系统及其资源化处理方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种含无机铵盐废水的处理系统及其资源化处理方法，本发明所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，包括如下步骤：(1)待处理的含盐废水经格栅截留大的悬浮物；(2)经格栅处理后的废水进入缓冲池；(3)缓冲池的上清液溢流到调节釜；(4)出水进入过滤器；(5)出水进入缓冲罐；(6)缓冲罐出水进入预热器加热，加热后的含盐废水进入MVR蒸发器的管程加热；(7)低温冷凝出水进入调节罐；(8)调节罐中出水进入脱氨氮系统；(9)Fenton氧化池出水进入絮凝沉淀池；(10)絮凝沉淀池上清液排入中间调节池；(11)中间调节池出水进入SBR池。本发明的优点是预处理简洁，可高效回收废水中的铵盐，固废产量少，污水净化效果好。

Description

一种含无机铵盐废水的处理系统及其资源化处理方法
技术领域
本发明涉及工业废水处理领域，具体涉及一种含无机铵盐废水的处理系统及其资源化处理方法。
背景技术
在工业大规模生产中，尤其是印染、染料和医药制造业中，常伴随大量无机铵盐废水的产生和排放，通常高浓度废水的铵盐含量高达10％以上，低浓度废水亦达1％左右，铵盐废水如直接排放，不仅引起水体的富营养化给环境带来严重的危害，同时导致资源的严重浪费，因此，在铵盐废水治理时，既要使废水达标排放，还需对废水中的铵盐的进行回收。
铵盐废水的处理方法主要包括以下几种：吹脱法、汽提法，生化法，电渗析膜法和蒸发析盐法等。其中吹脱法在应用过程中需加入碱液调节pH值，吹脱后的废水中氨氮残留量过高，而且容易造成二次污染；汽提法也需大量的碱液调节废水pH值，而且消耗大量的蒸汽，运行成本过高；生化法则利用生化池通过耐盐细菌的硝化反硝化作用，将废水中铵盐分解成氮气排放，只适用于特定的低浓度铵盐废水的处理，若水中铵盐浓度稍大或含盐种类不单一，将直接影响菌种的活性，使生化效率下降，乃至菌种的死亡，导致生化系统的崩溃；电渗析膜法能将废水中的大部分铵盐回收，但膜分离后的浓水不能简单排放，而且膜易污染，易堵塞；电渗析技术也可较好的回收废水中的铵盐，但存在着脱盐不彻底，脱盐率一般为75％左右，设备投资大，安装难度大和电极板容易污染等问题。
MVR蒸发技术因其能耗低，处理高盐废水技术优势明显，被越来越多的应用到含盐废水处理中，该法可避免上述其他处理技术的弊端。由于工业废水成分复杂，有机物和盐的含量高，若不经预处理直接进入MVR蒸发器，蒸发器长时间运行，有机物容易富集，容易造成蒸发器换热列管的结焦糊管，导致蒸发器停车，影响企业生产的正常运行，所以废水进入蒸发器前需要对废水进行物化预处理。
目前传统的蒸发器前预处理技术是废水调节pH值后进行铁碳微电解和Fenton氧化，去除废水中的COD，再通过絮凝沉淀作用，使废水中的铁离子以铁泥的形式除去，同时进一步降低废水中有机物的含量，出水调节pH值后进入蒸发器处理。该流程可有效降低蒸发器长期运行导致糊管的机率，但有以下缺点：(1)预处理流程长，须频繁的调节pH值，加大了操作强度；(2)铁碳微电解过程pH值不断变大，同时需要一定的曝气，所以引起含铵盐废水中氨氮的损失，使回收的铵盐总氮含量下降，而且氨气的逸出会引起周围环境的二次污染；(3)废水调节pH值后依次进行铁碳微电解和Fenton氧化，由于废水的COD较大，预处理的负荷大，所以铁泥的产量大，铁碳和双氧水的的消耗大，运行成本高。
发明内容
为解决上述问题，本发明的目的是提供一种可获得白色无机铵盐，无二次污染和固废产量少的处理系统及其资源化处理方法。
为实现上述技术目的，本发明采用的技术方案如下：本发明的一种含无机铵盐废水的处理系统，所述含无机铵盐废水的处理系统包括格栅、缓冲池、污泥浓缩池、调节釜、过滤器、缓冲罐、MVR蒸发器、调节罐、脱氨氮系统、Fenton氧化池、絮凝沉淀池、中间调节池、SBR池和压滤机；
所述格栅、调节釜、缓冲罐、MVR蒸发器、调节罐、脱氨氮系统、Fenton氧化池和中间调节池上均设置有进口和出口，所述缓冲池上设置有进口、第一出口和第二出口，所述污泥浓缩池上设置有第一进口、第二进口、第三进口、第四进口和出口，所述压滤机上设置有进口、第一出口和第二出口；所述过滤器上设置有进口、第一出口和第二出口；所述絮凝沉淀池上设置有进口、第一出口和第二出口；所述SBR池上设置有进口、第一出口和第二出口；
所述格栅的出口与缓冲池的进口相连接，所述缓冲池的第一出口与调节釜的进口相连接，所述调节釜的出口与过滤器的进口相连接，所述过滤器的第一出口与缓冲罐的进口相连接，所述缓冲罐的出口与MVR蒸发器的进口相连接，所述MVR蒸发器的出口与调节罐的进口相连接，所述调节罐的出口与脱氨氮系统的进口相连接，所述脱氨氮系统的出口与Fenton氧化池的进口相连接，所述Fenton氧化池的出口与絮凝沉淀池的进口相连接，所述絮凝沉淀池的第一出口与中间调节池的进口相连接，所述中间调节池的出口与SBR池的进口相连接；
所述缓冲池的第二出口与污泥浓缩池的第一进口相连接；所述絮凝沉淀池的第二出口与污泥浓缩池的第二进口相连接；所述过滤器的第二出口与污泥浓缩池的第三进口相连接；所述SBR池的第一出口与污泥浓缩池的第四进口相连接；所述污泥浓缩池的出口与压滤机的进口相连接；所述压滤机的第一出口与格栅相连接。
进一步地，所述缓冲罐与MVR蒸发器之间设置有预热器；所述脱氨氮系统内设置有离子交换树脂；所述压滤机为板框压滤机。
本发明所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，包括如下步骤：
(1)待处理的含盐废水经格栅截留大的悬浮物；
(2)经格栅处理后的废水进入缓冲池，通过沉淀作用去除较小的悬浮物和杂质，沉淀物打入污泥浓缩池；
(3)缓冲池的上清液溢流到调节釜，辅以搅拌调节废水pH值，搅拌过程中先向废水中投加防结焦剂，可抑制废水中的大多数有机物在高温条件下氧化聚合产生焦油状物质，然后投加吸附剂，吸附废水中少量的易结焦有机物；
(4)调节池中的废水进入调节釜，搅拌过程中向废水中投加防结焦剂和吸附剂，可抑制废水中的大多数有机物在高温条件下氧化聚合产生焦油状物质，然后投加吸附剂，初步吸附废水中有机物；
(5)缓冲罐出水进入预热器加热，加热后的含盐废水进入MVR蒸发器的管程加热，蒸汽进入压缩机，压缩后进入MVR蒸发器壳程浓缩管程中的废水，蒸汽冷凝成水，高温冷凝水进入预热器加热物料；
(6)低温冷凝出水进入调节罐，浓缩液进入离心机分离出铵盐，离心母液同缓冲罐的出水汇合进入蒸发器浓缩；调节罐的进水pH大于7，氨氮浓度大于100mg/L；
(7)调节罐中出水由脱氨氮系统上部进入，与树脂塔内的离子交换树脂充分接触；脱氨氮系统处理后的废水一部分回用，另外一部分进入Fenton氧化池进行氧化反应；
(8)Fenton氧化池出水进入絮凝沉淀池，调节进水pH值，然后向废水中投加絮凝剂和助凝剂；
(9)絮凝沉淀池上清液排入中间调节池，搅拌过程中调节废水pH值；
(10)中间调节池出水进入SBR池进行生化降解，通过自动控制实现厌氧好氧的交替进行，中间调节池内污泥打入污泥浓缩池。
进一步地，在步骤(3)中，调节釜中设置有防结焦剂。
进一步地，在步骤(2)中，缓冲池的池底形状为锥形，所述缓冲池为沉淀池，经分级沉淀使得废水中密度大于水的大颗粒有机物自由沉降到池底；
在步骤(3)中，调节池中设置有pH控制系统和搅拌系统，调节池中废水pH值为5.5-6.5，废水在调节釜中停留时间为0.5-1h，所述防结焦剂为连二亚硫酸钠、二氧化硫脲、二甲基二硫、硫化钠或硼氢化钠，所述吸附剂为粉状活性炭或颗粒活性炭；
更进一步地，在步骤(3)中，所加入防结焦剂质量为废水质量的0.2-0.4％，所投加的吸附剂是颗粒或粉状活性炭，所加入吸附剂质量为废水质量的0.05-0.2％；
在步骤(6)中，调节罐的废水的pH值为3-5；
在步骤(7)中，脱氨氮系统的树脂为酸性阳离子交换树脂，树脂饱和吸附体积为树脂体积的80-120倍。
进一步地，在步骤(8)中，Fenton氧化试剂为H2O2和FeSO4·7H2O，所述30％的H2O2的质量为废水质量的0.3-2％，FeSO4·7H2O的质量为废水质量的0.15-2.5％，反应时间为2-6h。
进一步地，在步骤(8)中，用Ca(OH)2溶液或NaOH溶液调节废水pH值至8-10，所述絮凝剂为聚硅酸铝铁PASF或聚合氯化铝PAC，加入的质量为15-35mg/L，所用助凝剂为聚丙烯酰胺PAM，加入的质量为10-30mg/L，絮凝时间为25-60min。
更进一步地，在步骤(9)中，中间调节池上设置有pH控制系统和搅拌系统，中间调节池中废水pH值为6-7。
进一步地，在步骤(10)中，SBR池的充水时间为1-4h，反应时间为2-8h，沉淀排水时间为2-4h。
有益效果：本发明可通过节能高效的MVR蒸发技术从废水中回收得到白色的无机铵盐，大幅降低废水中氨氮资源的损失，不会对周围环境造成二次污染，蒸发器前处理流程简洁有效，固废产量少，污水净化效果好，且废水经脱氨氮系统处理后可中水回用到生产中，不仅减小了生化系统的处理负荷，还节约了水资源，具有良好的经济和环境效益。适用范围为农药废水，医药中间体废水，精细化工母液废水，染料废水或印染废水。
与现有技术相比，本发明具有如下优点：
(1)废水依次通过格栅、缓冲池去除悬浮物和杂质，出水进入调节釜，调节pH值后，加入的防结焦剂可抑制废水中的大多数有机物在高温条件下氧化聚合产生焦油状物质，然后投加吸附剂，初步吸附废水中有机物，防止MVR蒸发器长期运行导致的堵管，出水经过过滤，滤液经缓冲罐进入MVR蒸发器浓缩，通过低温蒸发析盐技术回收铵盐，并有效降低废水的COD，出水进入脱氨氮系统，通过离子交换技术富集氨氮，出水部分回用，另外一部分经调节罐流入Fenton氧化池，降解废水中难生化有机物，大幅提高废水可生化性，出水流入絮凝沉淀池，沉淀池上清液流入中间调节池，出水进入SBR池进一步降解废水中有机物，出水达标排放。
(2)本发明通过简洁的预处理单元高效回收废水中的无机铵盐，解决了高COD废水在MVR蒸发器换热管路中由于结焦糊管导致的蒸发器停车问题，而且避免了蒸发处理前繁琐的预处理单元造成的氨氮资源损失和大量固废的产生。
附图说明
图1为本发明含无机铵盐废水的资源化处理方法的工艺流程图；
其中，1格栅、2缓冲池、3调节釜、4过滤器、5缓冲罐、6MVR蒸发器、7调节罐、8脱氨氮系统、9Fenton氧化池、10絮凝沉淀池、11中间调节池、12SBR池、13污泥浓缩池、14压滤机。
具体实施方式
以下通过实施例进一步说明本发明。应该理解的是，这些实施例是本发明的阐释和举例，并不以任何形式限制本发明的范围。
实施例1
本发明的一种含无机铵盐废水的处理系统，所述含无机铵盐废水的处理系统包括格栅1、缓冲池2、调节釜3、过滤器4、缓冲罐5、MVR蒸发器6、调节罐7、脱氨氮系统8、Fenton氧化池9、絮凝沉淀池10、中间调节池11、SBR池12、污泥浓缩池13、压滤机14；
所述格栅1、调节釜3、缓冲罐5、MVR蒸发器6、调节罐7、脱氨氮系统8、Fenton氧化池9和中间调节池11上均设置有进口和出口，所述缓冲池2上设置有进口、第一出口和第二出口，所述污泥浓缩池13上设置有第一进口、第二进口、第三进口、第四进口和出口，所述压滤机14上设置有进口、第一出口和第二出口；所述过滤器4上设置有进口、第一出口和第二出口；所述絮凝沉淀池10上设置有进口、第一出口和第二出口；所述SBR池12上设置有进口、第一出口和第二出口；
所述格栅1的出口与缓冲池2的进口相连接，所述缓冲池2的第一出口与调节釜3的进口相连接，所述调节釜3的出口与过滤器4的进口相连接，所述过滤器4的第一出口与缓冲罐5的进口相连接，所述缓冲罐5的出口与MVR蒸发器6的进口相连接，所述MVR蒸发器6的出口与调节罐7的进口相连接，所述调节罐7的出口与脱氨氮系统8的进口相连接，所述脱氨氮系统8的出口与Fenton氧化池9的进口相连接，所述Fenton氧化池9的出口与絮凝沉淀池10的进口相连接，所述絮凝沉淀池10的第一出口与中间调节池11的进口相连接，所述中间调节池11的出口与SBR池12的进口相连接；
所述缓冲池2的第二出口与污泥浓缩池13的第一进口相连接；所述絮凝沉淀池10的第二出口与污泥浓缩池13的第二进口相连接；所述过滤器4的第二出口与污泥浓缩池13的第三进口相连接；所述SBR池12的第一出口与污泥浓缩池13的第四进口相连接；所述污泥浓缩池13的出口与压滤机14的进口相连接；所述压滤机14的第一出口与格栅1相连接。
所述缓冲罐5与MVR蒸发器6之间设置有预热器；所述脱氨氮系统8内设置有离子交换树脂；所述压滤机14为板框压滤机。
压滤机14处理的物料都在污泥浓缩池13，污泥浓缩池13中的物质有三部分，第一部分是缓冲池2池底的沉淀物，这些沉淀物含水率较高，需要通过污泥泵将缓冲池池底的沉淀物打入污泥浓缩池；第二部分是絮凝沉淀池10池底的沉淀物，主要是铁泥，含水率较高；第三部分是SBR池12内的生物污泥，一部分生化系统回用，其余部分送到污泥浓缩池13。污泥浓缩池13内的污泥通过污泥泵打入板框压滤机14，滤饼作为固废外运，滤液回到废水管道中，重新进入缓冲池2。
本发明所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，包括如下步骤：
(1)待处理的含盐废水经格栅1截留大的悬浮物；
(2)经格栅处理后的废水进入缓冲池2，通过沉淀作用去除较小的悬浮物和杂质，沉淀物打入污泥浓缩池13；缓冲池2的池底形状为锥形，利于收集颗粒物，所述缓冲池2为沉淀池，经分级沉淀使得废水中密度大于水的大颗粒有机物自由沉降到池底；
(3)缓冲池2的上清液溢流到调节釜3，辅以搅拌调节废水pH值，调节釜3内设置有pH控制系统和搅拌系统，调节废水pH值为6.5；所用盐酸的浓度是30％，调节废水pH值时，每吨废水当中加入的该浓度的盐酸质量为12kg，随后先向废水中投加防结焦剂，可抑制废水中的大多数有机物在高温条件下氧化聚合产生焦油状物质，然后投加吸附剂，吸附废水中少量的易结焦有机物，废水停留时间为0.5h，所述防结焦剂为连二亚硫酸钠，连二亚硫酸钠的加入质量为废水质量的0.2％；所述吸附剂为颗粒活性炭，颗粒活性炭的质量为废水质量的0.05％；
(4)将调节釜3中的出水进入过滤器4，滤液进入缓冲罐5，利于MVR蒸发器6的平稳运行，滤渣打入污泥浓缩池13；
(5)缓冲罐5出水进入预热器加热，加热后的含盐废水进入MVR蒸发器6的管程加热，蒸汽进入压缩机，压缩后进入MVR蒸发器6壳程浓缩管程中的废水，蒸汽冷凝成水，高温冷凝水进入预热器加热物料；
(6)低温冷凝出水进入调节罐7，浓缩液进入离心机分离出铵盐，离心母液同缓冲罐的出水汇合进入蒸发器浓缩；调节罐7的进水pH大于7，氨氮浓度大于100mg/L，为使脱氨氮系统达到理想的脱除效果，须调节罐7中废水的pH值；调节罐7的废水的pH值为3，采用30％盐酸调节废水pH值至3，30％盐酸的加入质量为每吨废水4.3kg；
(7)调节罐7中出水由脱氨氮系统8上部进入，与树脂塔内的离子交换树脂充分接触，通过离子交换技术实现废水中氨氮的富集，使出水氨氮浓度达到生化系统的进水氨氮浓度；脱氨氮系统8的树脂为酸性阳离子交换树脂，树脂饱和吸附体积为树脂体积的120倍。脱氨氮系统8处理后的废水一部分回用，另外一部分进入Fenton氧化池9进行氧化反应，以去除难降解的大分子有机物，大幅提高废水的可生化性；Fenton氧化试剂为H2O2和FeSO4·7H2O，所述30％的H2O2的质量为废水质量的0.3％，FeSO4·7H2O的质量为废水质量的0.15％，反应时间为2h。作为中水回用到生产中。
(8)Fenton氧化池9出水进入絮凝沉淀池10，调节进水pH值，然后向废水中投加絮凝剂和助凝剂，产生的Fe(OH)3和絮体具有凝聚吸附性能，不仅去除水中悬浮物和杂质，还吸附水中有机物和色度，使出水水质变好，污泥排入污泥浓缩池；用Ca(OH)2或NaOH溶液调节废水pH值至8，所述絮凝剂为聚硅酸铝铁PASF或聚合氯化铝PAC，加入的质量为15mg/L，所用助凝剂为聚丙烯酰胺PAM，加入的质量为10mg/L，絮凝时间为25min，沉淀物产量为每吨废水30kg。
(9)絮凝沉淀池10上清液排入中间调节池11，搅拌过程中调节废水pH值；中间调节池11上设置有pH控制系统和搅拌系统，中间调节池11中废水pH值为7。
(10)中间调节池11出水进入SBR池进行生化降解，通过自动控制实现厌氧好氧的交替进行，中间调节池13内污泥打入污泥浓缩池3，处理后的排水达标排放。SBR池12的充水时间为2h，反应时间为2h，沉淀排水时间2h，活性污泥浓度为2500mg/L。
实施例2
实施例2与实施例1的区别在于：本发明所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，包括如下步骤：
在步骤(3)中，缓冲池2的上清液溢流到调节釜3，辅以搅拌调节废水pH值，设置有pH控制系统和搅拌系统，调节废水pH值为6；用98％硫酸的加入质量为每吨废水13kg，废水在调节釜3中停留时间为0.8h，所述防结焦剂为二氧化硫脲，二氧化硫脲的加入质量为废水质量的0.25％；所述吸附剂为颗粒活性炭，颗粒活性炭的质量为废水质量的0.1％；
在步骤(6)中，调节罐7中废水的pH值调至4，，98％硫酸的加入质量为每吨废水2.3kg；
在步骤(7)中，调节罐7中出水由脱氨氮系统上部进入，与树脂塔内的离子交换树脂充分接触，通过离子交换技术实现废水中氨氮的富集，使出水氨氮浓度达到生化系统的进水氨氮浓度；脱氨氮系统8的树脂为酸性阳离子交换树脂，树脂饱和吸附体积为树脂体积的93倍。脱氨氮系统8处理后的废水一部分回用，另外一部分进入Fenton氧化池9进行氧化反应，以去除难降解的大分子有机物，大幅提高废水的可生化性；Fenton氧化试剂为H2O2和FeSO4·7H2O，所述30％的H2O2的质量为废水质量的1％，FeSO4·7H2O的质量为废水质量的2％，反应时间为3.5h。
在步骤(8)中，Fenton氧化池9出水进入絮凝沉淀池10，调节进水pH值，然后向废水中投加絮凝剂和助凝剂，产生的Fe(OH)3和絮体具有凝聚吸附性能，不仅去除水中悬浮物和杂质，还吸附水中有机物和色度，使出水水质变好，污泥排入污泥浓缩池13；用30％NaOH溶液调节废水pH值至9，所述絮凝剂为聚合氯化铝PAC，加入的质量为22mg/L，所用助凝剂为聚丙烯酰胺PAM，加入的质量为18mg/L，絮凝时间为35min，沉淀物产量为每吨废水34.5kg。
在步骤(9)中，絮凝沉淀池10上清液排入中间调节池，搅拌过程中调节废水pH值；中间调节池11上设置有pH控制系统和搅拌系统，中间调节池11中废水pH值为7。
在步骤(12)中，中间调节池11出水进入SBR池11进行生化降解，通过自动控制实现厌氧好氧的交替进行，中间调节池11内污泥打入污泥浓缩池，处理后的排水达标排放。SBR池12的充水时间为3h，反应时间为4h，沉淀排水时间3h，活性污泥浓度为2900mg/L。污泥产量为每吨水10.4kg。
实施例3
实施例3与实施例1的区别在于：本发明所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，包括如下步骤：
在步骤(3)中，缓冲池2的上清液溢流到调节釜3，辅以搅拌调节废水pH值，设置有pH控制系统和搅拌系统，调节废水pH值为5.5；用98％硫酸的加入质量为每吨废水24kg，废水在调节釜3中停留时间为1h，所述防结焦剂为二甲基二硫，二甲基二硫的加入质量为废水质量的0.4％；所述吸附剂为颗粒活性炭，颗粒活性炭的质量为废水质量的0.2％；
在步骤(6)中，调节罐7的进水pH大于7，氨氮浓度大于100mg/L，为使脱氨氮系统8达到理想的脱除效果，须调节罐7中废水的pH值；调节罐7的废水的pH值为5；
在步骤(7)中，调节罐7中出水由脱氨氮系统上部进入，与树脂塔内的离子交换树脂充分接触，通过离子交换技术实现废水中氨氮的富集，使出水氨氮浓度达到生化系统的进水氨氮浓度；脱氨氮系统8的树脂为酸性阳离子交换树脂，树脂饱和吸附体积为树脂体积的80倍。脱氨氮系统8处理后的废水一部分回用，另外一部分进入Fenton氧化池9进行氧化反应，以去除难降解的大分子有机物，大幅提高废水的可生化性；Fenton氧化试剂为H2O2和FeSO4·7H2O，所述30％的H2O2的质量为废水质量的2％，FeSO4·7H2O的质量为废水质量的2.5％，反应时间为6h。
在步骤(8)中，Fenton氧化池9出水进入絮凝沉淀池10，调节进水pH值，然后向废水中投加絮凝剂和助凝剂，产生的Fe(OH)3和絮体具有凝聚吸附性能，不仅去除水中悬浮物和杂质，还吸附水中有机物和色度，使出水水质变好，污泥排入污泥浓缩池；用Ca(OH)2或NaOH溶液调节废水pH值至10，所述絮凝剂为聚硅酸铝铁PASF或聚合氯化铝PAC，加入的质量为35mg/L，所用助凝剂为聚丙烯酰胺PAM，加入的质量为30mg/L，絮凝时间为60min。沉淀物产量为每吨废水41kg。
在步骤(9)中，絮凝沉淀池10上清液排入中间调节池11，搅拌过程中调节废水pH值；中间调节池11上设置有pH控制系统和搅拌系统，中间调节池11中废水pH值为6。
在步骤(10)中，中间调节池11出水进入SBR池12进行生化降解，通过自动控制实现厌氧好氧的交替进行，中间调节池1·内污泥打入污泥浓缩池·3，处理后的排水达标排放。SBR池12的充水时间为4h，反应时间为8h，沉淀排水时间4h，活性污泥浓度为3500mg/L，污泥产量为每吨水11.3kg。
实施例4
实施例4与实施例1的区别在于：在步骤(3)中，所述防结焦剂为硫化钠。
实施例5
实施例5与实施例1的区别在于：在步骤(3)中，所述防结焦剂为硼氢化钠。
试验1
将实施例1的废水进入每个系统的前后的水质进行分析，得出废水处理过程中COD和氨氮浓度的变化情况，废水COD处理结果表如表1所示，废水氨氮处理结果如表2所示。
表1
表2
如表1和表2所示，一股染料废水经过缓冲池分级沉淀，废水的COD由5000mg/L下降到4880mg/L，废水的氨氮含量由600mg/L下降到586mg/L；经过调节釜后的废水，其COD由4880mg/L下降到4250mg/L，氨氮含量由586mg/L下降到545mg/L；废水经过MVR蒸发器6处理后，废水COD由蒸发前的4250mg/L下降到755mg/L，氨氮含量由545mg/L下降到135mg/L，出水COD和氨氮浓度高于废水的排放标准，还需要进一步的处理；经过脱氨氮系统8，废水的COD由755mg/L下降到742mg/L，氨氮含量由135mg/L下降到35mg/L；经过Fenton氧化池9后，废水的COD由742mg/L下降到618mg/L，氨氮含量由35mg/L下降到31mg/L。经过絮凝沉淀池后，废水的COD由618mg/L下降到535mg/L，氨氮含量由31mg/L下降到27mg/L，废水COD依然高于废水的排放标准，还需要继续处理；经过SBR池生化处理后，废水的COD由535mg/L下降到285mg/L，氨氮含量由27mg/L下降到21mg/L，通过对获得的铵盐进行检测，确定铵盐的总氮含量为15.3％，颜色白色，考虑到获得的铵盐具有一定的经济价值，含无机铵盐废水中的氨氮以铵盐的形式回收具有可观的经济效益。
试验2
将实施例2的废水进入每个系统的前后的水质进行分析，得出废水处理过程中COD和氨氮浓度的变化情况，废水COD处理结果表3所示，废水氨氮处理结果如表4所示。
表3
表4
如表3和表4所示，制药废水经过缓冲池分级沉淀，废水的COD由17000mg/L下降到13800mg/L，废水的氨氮含量由13500mg/L下降到12800mg/L；经过调节釜3后的废水，其COD由13800mg/L下降到9100mg/L，氨氮含量由12800mg/L下降到10200mg/L；废水经过MVR蒸发器6处理后，废水COD由蒸发前的9100mg/L下降到1600mg/L，氨氮含量由10200mg/L下降到750mg/L，出水COD和氨氮浓度高于废水的排放标准，还需要进一步的处理；经过脱氨氮系统8，废水的COD由1600mg/L下降到1450mg/L，氨氮含量由750mg/L下降到40mg/L；经过Fenton氧化池9后，废水的COD由1450mg/L下降到1170mg/L，氨氮含量由40mg/L下降到34mg/L。经过絮凝沉淀池后，废水的COD由1170mg/L下降到760mg/L，氨氮含量由34mg/L下降到30mg/L，废水COD依然高于废水的排放标准，还需要继续处理；经过SBR池12生化处理后，废水的COD由760mg/L下降到355mg/L，氨氮含量由30mg/L下降到22mg/L，通过对获得的铵盐进行检测，确定铵盐的总氮含量为18.2％，颜色白色，考虑到获得的铵盐具有一定的经济价值，含无机铵盐废水中的氨氮以铵盐的形式回收具有可观的经济效益。
试验3
将实施例3的废水进入每个系统的前后的水质进行分析，得出废水处理过程中COD和氨氮浓度的变化情况，废水COD处理结果如表5所示，废水氨氮处理结果如表6所示。
表5
表6
如表5和表6所示，印染废水经过缓冲池2分级沉淀，废水的COD由45000mg/L下降到43500mg/L，废水的氨氮含量由25200mg/L下降到24500mg/L；经过调节釜后的废水，其COD由43500mg/L下降到35600mg/L，氨氮含量由24500mg/L下降到22300mg/L；废水经过MVR蒸发器6处理后，废水COD由蒸发前的35600mg/L下降到2330mg/L，氨氮含量由22300mg/L下降到860mg/L，出水COD和氨氮浓度高于废水的排放标准，还需要进一步的处理；经过脱氨氮系统8，废水的COD由2330mg/L下降到2170mg/L，氨氮含量由860mg/L下降到45mg/L；经过Fenton氧化池9后，废水的COD由2170mg/L下降到1350mg/L，氨氮含量由45mg/L下降到36mg/L。经过絮凝沉淀池后，废水的COD由1350mg/L下降到895mg/L，氨氮含量由36mg/L下降到32mg/L，废水COD依然高于废水的排放标准，还需要继续处理；经过SBR池12生化处理后，废水的COD由895mg/L下降到430mg/L，氨氮含量由32mg/L下降到25mg/L，通过对获得的铵盐进行检测，确定铵盐的总氮含量为19.4％，颜色白色，获得的铵盐具有一定的经济价值，氨氮废水以铵盐的形式回收具有可观的经济效益。
尽管本文较多地使用了格栅1、缓冲池2、调节釜3、过滤器4、缓冲罐5、MVR蒸发器6、调节罐7、脱氨氮系统8、Fenton氧化池9、絮凝沉淀池10、中间调节池11、SBR池12、污泥浓缩池13和压滤机14等术语，但并不排除使用其它术语的可能性。使用这些术语仅仅是为了更方便地描述和解释本发明的本质；把它们解释成任何一种附加的限制都是与本发明精神相违背的。
以上显示和描述了本发明的基本原理、主要特征和本发明的优点。本行业的技术人员应该了解，本发明不受上述实施例的限制，上述实施例和说明书中描述的只是说明本发明的原理，在不脱离本发明精神和范围的前提下，本发明还会有各种变化和改进，本发明要求保护范围由所附的权利要求书、说明书及其等效物界定。

Claims (9)

1.一种含无机铵盐废水的处理系统，其特征在于：所述含无机铵盐废水的处理系统包括格栅、缓冲池、调节釜、过滤器、缓冲罐、MVR蒸发器、调节罐、脱氨氮系统、Fenton氧化池、絮凝沉淀池、中间调节池、SBR池、污泥浓缩池和压滤机；
所述格栅、调节釜、缓冲罐、MVR蒸发器、调节罐、脱氨氮系统、Fenton氧化池和中间调节池上均设置有进口和出口，所述缓冲池上设置有进口、第一出口和第二出口，所述污泥浓缩池上设置有第一进口、第二进口、第三进口、第四进口和出口，所述压滤机上设置有进口、第一出口和第二出口；所述过滤器上设置有进口、第一出口和第二出口；所述絮凝沉淀池上设置有进口、第一出口和第二出口；所述SBR池上设置有进口、第一出口和第二出口；
所述格栅的出口与缓冲池的进口相连接，所述缓冲池的第一出口与调节釜的进口相连接，所述调节釜的出口与过滤器的进口相连接，所述过滤器的第一出口与缓冲罐的进口相连接，所述缓冲罐的出口与MVR蒸发器的进口相连接，所述MVR蒸发器的出口与调节罐的进口相连接，所述调节罐的出口与脱氨氮系统的进口相连接，所述脱氨氮系统的出口与Fenton氧化池的进口相连接，所述Fenton氧化池的出口与絮凝沉淀池的进口相连接，所述絮凝沉淀池的第一出口与中间调节池的进口相连接，所述中间调节池的出口与SBR池的进口相连接；
所述缓冲池的第二出口与污泥浓缩池的第一进口相连接；所述絮凝沉淀池的第二出口与污泥浓缩池的第二进口相连接；所述过滤器的第二出口与污泥浓缩池的第三进口相连接；所述SBR池的第一出口与污泥浓缩池的第四进口相连接；所述污泥浓缩池的出口与压滤机的进口相连接；所述压滤机的第一出口与格栅相连接。
2.根据权利要求1所述的含无机铵盐废水的处理系统，其特征在于：所述缓冲罐与MVR蒸发器之间设置有预热器；所述脱氨氮系统内设置有离子交换树脂；所述压滤机为板框压滤机。
3.权利要求1所述的含无机铵盐废水的处理系统的资源化处理方法，其特征在于包括如下步骤：
(1)待处理的含盐废水经格栅截留大的悬浮物；
(2)经格栅处理后的废水进入缓冲池，通过沉淀作用去除较小的悬浮物和杂质，沉淀物打入污泥浓缩池；
(3)缓冲池的上清液溢流到调节釜，辅以搅拌调节废水pH值，搅拌过程中先向废水中投加防结焦剂，可抑制废水中的大多数有机物在高温条件下氧化聚合产生焦油状物质，然后投加吸附剂，初步吸附废水中有机物；
(4)将调节釜中的出水进入过滤器，滤液进入缓冲罐，滤渣打入污泥浓缩池；
(5)缓冲罐出水进入预热器加热，加热后的含盐废水进入MVR蒸发器的管程加热，蒸汽进入压缩机，压缩后进入MVR蒸发器壳程浓缩管程中的废水，蒸汽冷凝成水，高温冷凝水进入预热器加热物料；
(6)低温冷凝出水进入调节罐，浓缩液进入离心机分离出铵盐，离心母液同缓冲罐的出水汇合进入蒸发器浓缩；调节罐的进水pH大于7，氨氮浓度大于100mg/L；
(7)调节罐中出水由脱氨氮系统上部进入，与树脂塔内的离子交换树脂充分接触；脱氨氮系统处理后的废水一部分回用，另外一部分进入Fenton氧化池进行氧化反应；
(8)Fenton氧化池出水进入絮凝沉淀池，调节进水pH值，然后向废水中投加絮凝剂和助凝剂；
(9)絮凝沉淀池上清液排入中间调节池，搅拌过程中调节废水pH值；
(10)中间调节池出水进入SBR池进行生化降解，通过自动控制实现厌氧好氧的交替进行，中间调节池内污泥打入污泥浓缩池。
4.根据权利要求3所述的含无机铵盐废水的资源化处理方法，其特征在于：
在步骤(3)中，调节釜中设置有防结焦剂。
5.根据权利要求3所述的含无机铵盐废水的资源化处理方法，其特征在于：在步骤(2)中，缓冲池的池底形状为锥形，所述缓冲池为沉淀池，经分级沉淀使得废水中密度大于水的大颗粒有机物自由沉降到池底；
在步骤(3)中，调节釜中设置有pH控制系统和搅拌系统，调节废水pH值为5.5-6.5，废水在调节釜中停留时间为0.5-1h，所述防结焦剂为连二亚硫酸钠、二氧化硫脲、二甲基二硫、硫化钠或硼氢化钠，所述吸附剂为粉状活性炭或颗粒活性炭。
6.根据权利要求5所述的含无机铵盐废水的处理方法，其特征在于：在步骤(3)中，所加入防结焦剂质量为废水质量的0.2-0.4％，所加入吸附剂质量为废水质量的0.05-0.2％；
在步骤(6)中，调节罐的废水的pH值为3-5；
在步骤(7)中，脱氨氮系统的树脂为酸性阳离子交换树脂，树脂饱和吸附体积为树脂体积的80-120倍。
7.根据权利要求3所述的含无机铵盐废水的资源化处理方法，其特征在于：在步骤(8)中，Fenton氧化试剂为H2O2和FeSO4·7H2O，所述30％的H2O2的质量为废水质量的0.3-2％，FeSO4·7H2O的质量为废水质量的0.15-2.5％，反应时间为2-6h。
8.根据权利要求3所述的含无机铵盐废水的资源化处理方法，其特征在于：在步骤(8)中，用Ca(OH)2或NaOH溶液调节废水pH值至8-10，所述絮凝剂为聚硅酸铝铁PASF或聚合氯化铝PAC，加入的质量为15-35mg/L，所用助凝剂为聚丙烯酰胺PAM，加入的质量为10-30mg/L，絮凝时间为25-60min。
9.根据权利要求3所述的含无机铵盐废水的资源化处理方法，其特征在于：在步骤(9)中，中间调节池上设置有pH控制系统和搅拌系统，中间调节池中废水pH值为6-7；
在步骤(10)中，SBR池的充水时间为1-4h，反应时间为2-8h，沉淀排水时间为2-4h。
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