CN113045026B

CN113045026B - 一种处理酸再生废水中氨氮的组合工艺

Info

Publication number: CN113045026B
Application number: CN201911385731.1A
Authority: CN
Inventors: 侯红娟; 高时庄; 徐国忠; 李军; 倪效青; 武晟; 尹婷婷
Original assignee: Baoshan Iron and Steel Co Ltd
Current assignee: Baoshan Iron and Steel Co Ltd
Priority date: 2019-12-29
Filing date: 2019-12-29
Publication date: 2022-06-24
Anticipated expiration: 2039-12-29
Also published as: CN113045026A

Abstract

本发明提供了一种处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，包括：1、按重量比，将除尘灰与5～15％淀粉和30～60％水混合造粒，粒径3～30mm；2、将造粒烧结备用；3、将废水引入调节池均衡水质和水量，池内水力停留3‑24h；4、过滤掉设定粒径的颗粒物；5、将过滤出水从底部加压至反应柱，上部出水，反应柱内由上至下设有过滤层、以烧结颗粒为填充物的填料层及带空隙的支撑层；填料层高度为支撑层5倍以上；反应柱中水力停留1～10h；6、出水引入反应池加H₂O₂，H₂O₂投加量500～5000mg/L，反应15～120min；7、废水中和至pH在6～9；8、沉淀；9、沉淀出水提升至吸附塔，在吸附塔内填装强酸性阳离子交换树脂；废水在吸附塔内的停留15～150min，流速0.2～3m/h，至出水氨氮小于5mg/L。

Description

一种处理酸再生废水中氨氮的组合工艺

技术领域

本发明属于水处理技术领域，具体涉及一种处理酸再生废水中氨氮的组合工艺方法。

背景技术

盐酸酸洗由于具有效率高、速度快的特点，在冷轧带钢生产中被广泛应用。盐酸酸洗过程中产生的废酸通过酸再生机组后再生成再生酸，从而实现盐酸的循环使用。目前盐酸再生工艺主要采用喷雾焙烧技术，该技术的主要流程是除硅后的废酸首先进入预浓缩器，除硅废酸与焙烧炉子气体通过直接热交换蒸发浓缩，经预浓缩器浓缩的废酸被送到反应焙烧炉，废酸在这里与氧气进行化学反应，生产氯化氢气体和氧化铁粉，反应生成的氯化氢气体经过双旋风除尘器，到达吸收塔底部后被水吸收形成再生盐酸。吸收塔出来的废气进入到洗涤塔，用水喷淋吸收蒸汽中残余的氯化氢，洗涤塔出来的废气则通过烟囱排入大气。

氧化铁粉是酸再生过程中产生的重要副产品。氧化铁粉是生产软磁材料的主要原料，其中的杂质含量和粉体本身的比表面积是决定氧化铁粉品质的主要参数。而其中的Si杂质对氧化铁粉的品质影响最大，因此为生产优质氧化铁粉需对酸洗废酸进行除硅处理。除硅工艺的原理是在废酸中生成Fe(OH)₃的沉淀，通过Fe(OH)₃的沉淀吸附废酸中的Si，以实现除硅的目的。由于酸洗机组来产生的废酸中含有大量的游离酸，需要提高酸洗废酸中pH值才能生成Fe(OH)₃的沉淀。因此除硅工艺首先要将酸洗废酸与废边丝反应消耗部分游离酸，达到相应的pH要求，然后废酸通过溢流的方式进入氨反应罐，最后在氨反应罐中加入氨水进一步提高溶液中pH，从而得到Fe(OH)₃的沉淀，实现除硅的目的。

洗涤塔中用水喷淋吸收残余氯化氢过程中产生的废水原则上返回吸收塔循环利用，但这部分水量往往大于吸收塔所需的水量，这时就有部分多余的洗涤废水无法利用，需要外排，这部分外排废水即酸再生废水。酸再生废水呈酸性，pH2～5，氨氮的含量在30～100mg/L，此外还含有大量的氧化铁粉悬浮物。由于废水呈酸性，大多与其他酸性废水混合后进行中和处理，但是其他酸性废水中不含氨氮，混合处理后导致整个酸性废水处理系统出水氨氮超标。因此该部分水需要单独处理，待氨氮达标后再与其他酸性废水混合处理。

目前常用的氨氮处理工艺有以下几种：

(1)、生化法：

废水中的氨氮在微生物的作用下，经过硝化和反硝化等反应，最终将氨转化为氮气，然后到达去掉氨氮的作用。但是生化法要求废水在pH在6～8，且废水中还要有有机物、磷等生物生长必须的营养元素。而酸再生废水呈酸性，也没有有机物等营养成分，因此生化法不适合酸再生废水的处理。

(2)、吸附法：

沸石等多孔物质对氨氮有吸附效果，但是吸附要在中性或偏碱性的条件下进行，而吸附饱和后在酸性条件下进行解吸。因此要采用吸附法首先要将酸再生废水用碱调节pH至中性。

(3)、折点氯化法：

该办法是利用氯气或次氯酸钠将废水中的NH3-N氧化成N2。pH对折点氯化法的脱氮效果有很大的影响，最佳pH范围为6～7。

(4)、化学沉淀法：

在含氨氮的废水中按照摩尔比1：1：1的比例，加入磷酸盐和镁盐，形成磷酸镁沉淀，达到去除氨氮的目的。该工艺的最佳pH8～10，比较适合处理高氨氮浓度的废水；磷酸盐、镁盐和氨氮的比例控制不好时容易造成废水中磷超标。

(5)、空气吹脱法：

空气吹脱法是将废水与气体接触，将氨氮从液相转移到气相的方法。由于该方法适宜用于高浓度氨氮废水的处理，在处理过程中需将废水pH值调节至碱性，离子态铵转化为分子态氨，然后通入空气将氨脱除，该工艺会使得氨释放到空气中，产生二次污染。

由以上对氨氮处理方法的分析来看，现有的处理工艺都要求pH在中性或碱性范围；而由于酸再生废水呈酸性，如果采用上述处理工艺，首先要加碱将pH调节至中性或碱性条件。

发明内容

本发明所要解决的技术问题在于克服现有技术的上述不足，提供一种用于处理酸再生废水中的氨氮时，运行成本较低的组合工艺方法。

其所要解决的技术问题可以通过以下技术方案来实施。

为解决目前酸再生废水中氨氮不达标的问题，本发明提供了一种去除酸再生废水中氨氮的组合工艺，具体步骤及原理如下：

鉴于转炉干法除尘已成为转炉除尘的发展趋势，而干法除尘过程中会产生大量的除尘灰。除尘灰的粒径很小，大多在100～200目以下，其主要成分是TFe(50～70％)和CaO(10～20％)，此外还含有少量的SiO₂、MgO、Al₂O₃以及C等成分。

将转炉除尘灰与淀粉、水混合搅拌，其中，按重量比，淀粉的添加量在5～15％，水的添加量在30～60％。混合完成后进入造粒机进行造粒，造粒后的除尘灰颗粒粒径在3～30mm。

造粒后的除尘灰颗粒输送至烧结机进行烧结处理，烧结机的温度控制在800～1200℃。烧结过程中水分挥发，作为粘结剂的淀粉以及除尘灰中少量的C在高温下分解为CO₂和水，同时在除尘灰颗粒内部提供孔隙。

酸再生机组排放的酸再生废水自流流入调节池，在调节池内进行水质和水量的均衡。调节池的水力停留时间3～24h。

酸再生废水中悬浮物的含量较高，主要是酸再生过程中的氧化铁粉等，如不加以去除，会对后续处理工艺造成不利影响。为减轻对后续的堵塞，采用过滤作为预处理，过滤掉5～30μm范围中设定粒径以上的颗粒物。由于酸再生废水为酸性(pH2～5)，采用的过滤设施及管道需要耐酸腐蚀，可以采用石英砂、无烟煤等填料的过滤器，也可以采用无机陶瓷膜过滤或者烧结有机膜过滤等。

过滤出水经一级加压泵加压后从反应柱底部进入，反应柱底部填充粒径10～50m的砾石作为支撑层，支撑层上部填充烧结、造粒后的转炉除尘灰颗粒，反应柱内支撑层和填料层至少各有一层；支撑层上部放置过滤网，过滤网的孔径为0.5～2.5mm，开孔率20～80％(优选50～70％，其中，孔隙率小于50％则容易造成水流阻力过大；孔隙率大于70％则会降低过滤网强度)，材质为陶瓷、塑料等耐腐蚀材料；填料层的高度为支撑层高度的5倍以上；反应后的水从反应柱上部出水，反应柱中的水力停留时间为1～10h(优选1.5～8h，其中，水力停留时间小于1.5h时氨氮不达标的风险会增大；大于8h时会造成反应器过于庞大，增加投资成本)。

酸再生废水的pH在2～5，呈酸性，会将烧结转炉除尘灰颗粒中的铁缓慢溶解，产生Fe²⁺，同时酸再生废水中也含有部分Fe²⁺。反应柱的出水自流进入反应池(自流可以节约能耗)，在反应池内加入H₂O₂，H₂O₂的投加量500～5000mg/L(优选1000～4000mg/L，其中，H₂O₂的投加量小于1000mg/L时会增加氨氮不达标风险，大于5000mg/L则会造成药剂浪费，增加运行费用)(以纯H₂O₂计算)，反应时间15～120min(优选30～60min，其中，反应时间小于30min时氨氮不达标的风险会增大；大于60min则会造成反应器过于庞大，增加投资成本)。H₂O₂会与酸再生废水中的Fe²⁺一起产生Fenton反应，如下面的反应式①所示，H₂O₂在Fe²⁺的催化作用下分解产生·OH，其氧化电位达到2.8V，通过电子转移等途径将废水中的氨氮氧化为氮气。Fenton反应所需的最佳pH范围为3～5，而酸再生废水的pH正好在这个范围。

Fe²⁺+H₂O₂→Fe³⁺+(OH)^-+·OH ①

2·OH+2NH₄ ⁺+O₂→N₂+4H₂O+2H⁺ ②

反应池的出水自流流入中和池，在中和池内投加碱进行中和，中和剂可以采用氢氧化钠、石灰或碳酸钠等碱性物质，中和后废水的pH控制在6～9。

反应池出水自流流入沉淀池，Fenton反应过程中产生的Fe³⁺还兼具有混凝剂的作用，可将废水中的悬浮物沉淀。

经过Fenton氧化工艺处理后，一方面大部分的氨氮得以去除，另一方面，将废水的pH由2～5提高至6～9，达到中性条件，而氨氮的吸附在中性条件下效果最佳。

沉淀池出水经二级提升泵提升至吸附塔，在吸附塔内填装强酸性的阳离子交换树脂，强酸性阳离子交换树脂的功能基团为SO₃H，SO₃H属于强酸性，易在水溶液中解离出H⁺，因此其吸附效果受pH的影响相对较小，H⁺可与Fenton氧化产水中残留的NH₄ ⁺进行离子交换，从而使得氨氮得以进一步去除。废水在吸附塔内的停留时间15～150min(优选30～90min，其中，反应时间小于30min时氨氮不达标的风险会增大；大于90min则会造成反应器过于庞大，增加投资成本)，流速0.2～3m/h(优选0.3～1m/h，其中，流速大于1m/h时氨氮不达标的风险会增大；小于0.3m/h则会造成反应器过于庞大，增加投资成本)，出水氨氮小于5mg/L，可以达标排放。

强酸性的阳离子交换树脂吸附饱和后需要进行再生，再生液为3～5％的盐酸，再生过程中再生液的流速控制在0.2～3m/h(优选0.3～1m/h，其中，流速大于1m/h时氨氮不达标的风险会增大；小于0.3m/h则会造成反应器过于庞大，增加投资成本)。再生液的用量为树脂体积的2～3倍。为节约再生液的用量，提高再生效果，再生液宜重复使用，再生过程中先用上一周期后期的再生液1～1.5倍，再用1～1.5倍的新配再生液。

排出再生液后，需要对离子交换柱进行清洗，清洗液可采用工业水，清洗液水量为树脂体积的4～5倍。清洗液重复使用，清洗过程中先用上一周期后期的清洗液2～2.5倍，再用2～2.5倍的新清洗液。清洗流速开始时与再生流速相等，逐渐增大到运行时的流速。

其中，整个工艺条件中采用的自流的引流方式可在满足条件的同时有利于节约能耗。

循环利用后的再生废液和清洗废液混合，形成的混合液呈酸性，同时含有部分氨氮，这个水质与酸再生废水的水质相近，因此这部分废液可返回酸再生废水的调节池，与酸再生废水共同处理。通过该工艺可从根本上解决离子交换树脂再生废液的处理问题。

经本发明提供的上述酸再生废水中氨氮的达标排放处理工艺处理后，可使得酸再生废水中氨氮小于5mg/L，实现达标排放，同时该发明充分利用了酸再生废水中原有的Fe²⁺和H⁺，降低运行成本；采用转炉除尘灰作为Fe²⁺的补充来源，实现了以废治废；此外，将离子交换树脂再生废液返回调节池处理，从根本上解决了离子交换树脂再生废液的处理问题。该发明具有经济和环保双重效果，具有良好的社会效益和环境效益。

附图说明

图1是本发明提供的一种酸再生废水处理的工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的具体实施方式进行进一步的详细说明。

参照附图1中的工艺流程图，以下给出了具体的实施例。

实施例1：

将转炉除尘灰与淀粉、水混合搅拌，其中按质量比，淀粉的添加量5％，水的添加量在30％。混合完成后进入造粒机进行造粒，造粒后的除尘灰颗粒粒径在3～10mm。造粒后的除尘灰颗粒输送至烧结机进行烧结处理，烧结机的温度控制在800℃。

酸再生废水pH3.5，氨氮19mg/L。反应柱中底部填充粒径10～20mm的砾石，砾石填充高度6cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度50cm，过滤网的孔径0.5mm，开孔率20％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间1.5h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加1000mg/L的H₂O₂，水力停留时间30min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至7；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为6.2mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间30min，流速1m/h，吸附塔出水氨氮2.8mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该实施例适合于进水氨氮浓度在20mg/L左右的工况。

实施例2：

将转炉除尘灰与淀粉、水混合搅拌，其中按质量比，淀粉的添加量10％，水的添加量在50％。混合完成后进入造粒机进行造粒，造粒后的除尘灰颗粒粒径在10～20mm。造粒后的除尘灰颗粒输送至烧结机进行烧结处理，烧结机的温度控制在1100℃。

酸再生工艺产生的废水pH2.8，氨氮52mg/L。反应柱中底部填充粒径20～30mm的砾石，砾石填充高度5cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度40cm，过滤网的孔径1mm，开孔率60％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间3h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加2000mg/L的H₂O₂，水力停留时间30min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至7.5；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为8.5mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间45min，流速0.67m/h，吸附塔出水氨氮3.5mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该实施例适合于进水氨氮浓度在50mg/L左右的工况。

实施例3：

将转炉除尘灰与淀粉、水混合搅拌，其中淀粉的添加量15％，水的添加量在60％。混合完成后进入造粒机进行造粒，造粒后的除尘灰颗粒粒径在20～30mm。造粒后的除尘灰颗粒输送至烧结机进行烧结处理，烧结机的温度控制在1200℃。

酸再生工艺产生的废水pH2.0，氨氮87mg/L。反应柱中底部填充粒径30～50mm的砾石，砾石填充高度8cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度70cm，过滤网的孔径2.5mm，开孔率80％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间8h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加4000mg/L的H₂O₂，水力停留时间60min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至8.0；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为9.6mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间90min，流速0.2m/h，吸附塔出水氨氮2.6mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该实施例适合于进水氨氮浓度在80～100mg/L左右的工况。

实施例4：

酸再生废水pH3.9，氨氮10mg/L。反应柱中底部填充粒径20～30mm的砾石，砾石填充高度5cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度40cm，过滤网的孔径1mm，开孔率60％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间1h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加500mg/L的H₂O₂，水力停留时间15min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至6；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为6.5mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间30min，流速1m/h，吸附塔出水氨氮3.8mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该实施例适合于废水中氨氮含量比较低的工况。

实施例5：

酸再生废水pH2.0，氨氮87mg/L。反应柱中底部填充粒径20～30mm的砾石，砾石填充高度7cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度60cm，过滤网的孔径1mm，开孔率60％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间10h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加5000mg/L的H₂O₂，水力停留时间120min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至9；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为5.5mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间15min，流速3m/h，吸附塔出水氨氮4.5mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该实施例可以满足排放要求，但是相对于其它实施例，药剂投加量偏大，反应时间偏长，成本相对较高。

实施例6：

酸再生工艺产生的废水pH2.8，氨氮52mg/L。反应柱中底部填充粒径20～30mm的砾石，砾石填充高度5cm，烧结除尘灰颗粒的填充高度40cm，过滤网的孔径1mm，开孔率60％。酸性废水在反应柱中的水力停留时间5h；出水自流入Fenton反应池，反应池内投加2500mg/L的H₂O₂，水力停留时间60min；反应完成后自流入中和池，在中和池内投加30％的NaOH溶液，将pH调整至7.5；之后进入沉淀池进行泥水分离，上清液中氨氮浓为7.2mg/L。沉淀池上清液进入离子交换树脂吸附塔，在吸附塔内的水力停留时间150min，流速0.2m/h，吸附塔出水氨氮2.5mg/L，可以满足5mg/L的排放标准。

该工况可以保证出水氨氮达标排放，但是相对于其它实施例，由于吸附塔停留时间较长，会造成吸附塔体积变大，进而增加投资和运行成本。

实施例7：

在实施例2的基础上，强酸性的阳离子交换树脂吸附饱和后需要进行再生，再生液为4％的盐酸，再生过程中再生液的流速控制在0.7m/h。再生液的用量为树脂体积的2倍，再生过程中先用上一周期后期的再生液1倍，再用1倍的新配再生液。排出再生液后，用工业水对离子交换柱进行清洗，清洗液水量为树脂体积的4倍。清洗液重复使用，清洗过程中先用上一周期后期的清洗液2倍，再用2倍的新清洗液。

该工艺再生后，树脂的吸附能力恢复到原来的95％。

实施例8：

在实施例2的基础上，强酸性的阳离子交换树脂吸附饱和后需要进行再生，再生液为3％的盐酸，再生过程中再生液的流速控制在0.2m/h。再生液的用量为树脂体积的2倍。再生过程中先用上一周期后期的再生液1倍，再用1倍的新配再生液。排出再生液后，用工业水对离子交换柱进行清洗，清洗液水量为树脂体积的4倍。清洗液重复使用，清洗过程中先用上一周期后期的清洗液2倍，再用2倍的新清洗液。

该工艺再生后，树脂的吸附能力恢复到原来的96％，再生液的流速比较低，因此再生时间相对比较长。

实施例9：

在实施例2的基础上，强酸性的阳离子交换树脂吸附饱和后需要进行再生，再生液为5％的盐酸，再生过程中再生液的流速控制在3m/h。再生液的用量为树脂体积的3倍。再生过程中先用上一周期后期的再生液1.5倍，再用1.5倍的新配再生液。排出再生液后，用工业水对离子交换柱进行清洗，清洗液水量为树脂体积的5倍。清洗液重复使用，清洗过程中先用上一周期后期的清洗液2.5倍，再用2.5倍的新清洗液。

该工艺再生后，树脂的吸附能力恢复到原来的92％，由于再生液的流速比较快，因此再生效率略低。

Claims

1.一种处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，包括如下步骤：

(1)、将转炉干法除尘中的除尘灰与淀粉、水混合搅拌，其中，按重量百分比，混合时淀粉的添加量为5～15％，水的添加量为30～60％；

混合完成后进入造粒机进行造粒，造粒后的除尘灰颗粒粒径控制在3～30mm；

(2)、将步骤(1)造粒后的除尘灰颗粒输送至烧结机进行烧结处理后备用，烧结机的温度控制在800～1200℃；

(3)、将待处理的酸再生废水引入调节池，在调节池内进行水质和水量的均衡，调节池的水力停留时间为3~ 24h；

(4)、在步骤(3)的基础上进行过滤预处理，过滤掉5～30μm粒径范围中设定粒径以上的颗粒物；

(5)、将步骤(4)的过滤出水经加压泵加压后从反应柱底部进入反应柱，并经反应柱上部出水，反应柱内由上至下设置有过滤层、以步骤(2)所得烧结颗粒为填充物的填料层，以及带有空隙的支撑层；所述填料层的高度为所述支撑层高度的5倍以上；反应柱中的水力停留时间为1～10h；

(6)、将反应柱的出水引入反应池，加入H₂O₂，以纯H₂O₂计算，H₂O₂的投加量为500～5000mg/L，反应时间为15～120min；

(7)、中和池加碱中和至废水的pH在6～9；

(8)、沉淀池沉淀；

(9)、将沉淀池出水提升至吸附塔，在吸附塔内填装强酸性阳离子交换树脂；废水在吸附塔内的停留时间为15～150min，流速0.2～3m/h，至出水氨氮小于5mg/L后，达标排放。

2.根据权利要求1所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，还包括对步骤(9)中吸附饱和后的强酸性阳离子交换树脂进行再生的步骤，再生液为质量浓度为3～5％的盐酸，再生过程中再生液的流速控制在0.2～3m/h；再生液的用量为所述强酸性阳离子交换树脂体积的2～3倍。

3.根据权利要求1或2所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，所述强酸性阳离子交换树脂为功能基团为SO₃H的强酸性阳离子交换树脂。

4.根据权利要求2所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，排出再生液后，还包括对离子交换柱进行清洗的步骤，清洗时，清洗液的用量为所述强酸性阳离子交换树脂体积的4～5倍。

5.根据权利要求4所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，所述再生液为循环利用的再生液和新添加再生液的混合物；所述清洗液为循环利用的清洗液和新添加清洗液的混合物。

6.根据权利要求1所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，

步骤(4)中，采用石英砂填料或无烟煤填料的过滤器，或采用无机陶瓷膜或烧结有机膜进行所述的过滤预处理；

步骤(5)中，所述支撑层为粒径为10～50mm的砾石填料，所述过滤层为孔径为0.5～2.5mm，开孔率为20～80％的耐腐蚀过滤网。

7.根据权利要求1所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，步骤(6)中，H₂O₂的投加量为1000～4000mg/L，反应时间为30～60min。

8.根据权利要求1所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，

步骤(5)中，反应柱中的水力停留时间为1.5～8h；

步骤(9)中，废水在吸附塔内的停留时间为30～90min，流速0.3～1m/h。

9.根据权利要求2所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，再生过程中再生液的流速控制在0.3～1m/h。

10.根据权利要求6所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，步骤(5)中，所述支撑层为粒径为20～30mm的砾石填料，所述过滤层为孔径为0.5～2.5mm，开孔率为50～70％的耐腐蚀过滤网；所述支撑层和填料层至少各设有一层。

11.根据权利要求1所述的处理酸再生废水中氨氮的组合工艺，其特征在于，

步骤(3)中，待处理的酸再生废水以自流的形式引入所述调节池；和/或，步骤(6)中，所述反应柱的出水以自流的形式引入所述反应池；和/或，步骤(7)中，废水以自流的形式引入所述中和池；和/或，

步骤(8)中，废水以自流的形式引入所述沉淀池。