吐式酸高氨氮废水处理技术方案.docx

1、吐式酸高氨氮废水处理技术方案XXXX化工有限公司吐氏酸高氨氮废水处理工程设计方案 2013.09 第一章 总论1.1项目名称及建设单位项目名称：XXXX化工有限公司吐氏酸高氨氮废水处理工程 建设单位：XXXX化工有限公司企业性质：有限公司1.2建设单位概况略。1.3项目概况项目性质：新建建设地点：厂区内建设规模：高氨氮废水处理能力100m3/d（5m3/h）建设内容：高氨氮废水达标排放以及氨水的回收利用建设工期：3个月1.4编制单位XXXXX环保工程有限公司1.5编制依据1）中华人民共和国环境保护法，1989年12月2）中华人民共和国水污染防治法，2008年2月3）天津市生态建设和环境保护第十

2、一个五年规划，2008年4）其他甲方提供的相关基础资料和待处理水样分析报告1.6采用的标准和规范1、室外排水设计规范（GB50014-2006）2、建筑结构荷载规范（GB50009-2001）3、混凝土结构设计规范（GB50010-2002）4、钢结构设计规范（GB50017-2003）5、砌体结构设计规范（GB50003-2001）6、给水排水工程结构设计规范（GBJ69-87）7、给水排水工程建筑物结构设计规范（GB50069-2002）8、建筑抗震设计规范（GB50011-2001）9、构筑物抗震设计规范（GB50191-93）10、建筑设计防火规范（GB50016-2006）11、地下

3、工程防水设计规范（GB50108-2001）12、工业企业总平面设计规范（GB50187-93）13、供配电系统设计规范（GB50052-95）14、低压配电装置及线路设计规范（GB50054-95）15、通用用电设备配电设计规范（GB50055-93）16、建筑防雷设计规范（GB50057-94）（2002年版）17、仪表系统接地设计规定（HG/T20513-2000）18、控制室设计规定（HG/T20508-2000）19、仪表供电设计规定（HGHG/T20509-2000）20、天津市污水综合排放标准（DB12/356-2008)1.7编制范围与研究内容吐氏酸高氨氮废水处理工程可行性研究

4、的范围界定为废水处理设施及配套工程，其研究内容具体包括：1、工程建设的必要性；2、工艺方案论证与工艺可行性研究；3、劳动保护、人员编制、组织运行管理及环境保护措施；4、工程所包含的土建、工艺、设备、电气、自控等附属设施投资估算。1.8编制原则1）认真贯彻国家关于环境保护的方针政策，严格执行国家的有关法律、法规；经过处理后排放的污水水质达到国家和地方有关排放的标准和规定；2）充分贯彻国家“节能减排”的技术要求，坚持技术的先进性、工艺的可行性和经济性相结合，在技术可行的基础上选择低能耗的工艺和设备，尽可能降低一次性投资和运行成本；3）工艺的选择充分结合地域特点并遵循技术可靠、经济合理、管理便捷、流

5、程简洁、运行稳定的原则，为废水处理站的建设和运行创造良好的条件；采用可靠、先进的控制管理系统，尽可能减轻工人的劳动强度；4）结合工程的实际情况，妥善处理、处置废水处理过程中产生的废弃物和异味，避免产生二次污染。5）合理回收废水处理过程中产生的副产品，实现资源的回收利用，贯彻发展循环经济的方针政策，节省运行费用。第二章 项目建设必要性1、节能减排、建设资源节约社会的需要2007年4月，国务院颁布节能减排综合性工作方案，并于2008年4月1日起开始实施中华人民共和国节约能源法。节约资源是我国的基本国策，节能减排已成为企业的必然选择。实现节能减排的唯一途径就是大力发展循环经济，推行清洁生产。这就要求

6、企业必须要采用先进工艺对生产废水及其它排水进行有效处理，使废水资源化，循环利用，达到国家和地方对水资源节能减排及循环利用的要求。2、加强海河流域水资源保护和保护区地区环境的需要海河是天津的母亲河，也是本市最大的环城水系。从2002年开始，投资1800亿元对海河进行开发改造规划，但目前海河污染仍比较严重，属4类水质。为了保护母亲河，要加强周边污水的治理，力争达到“零排放”。因此推动盐化工企业实施清洁生产，建设污水处理工程，削减主要污染物的入海总量，切实减轻对海河流域的污染已成为急需解决的重要事件。3、改善渤海湾海域水质环境，实现碧海计划的有利支持 由于陆源污染物的不断增加，渤海近岸海域的污染日趋

7、严重，水环境容量已近饱和。2001年10月实施国务院批复渤海碧海行动计划，以遏制海域环境的不断恶化，促进海域环境质量的改善，确保环渤海地区社会经济的可持续发展。根据行动计划指导思想要求，要对工业污染源进行控制，推行清洁生产工艺，增加水的重复利用率。第三章 方案论证3.1进出水水质及达出水水质标准本工程待处理废水为存储于事故水池的高氨氮废水，废水水质较为稳定；根据业主的要求，处理后出水只对氨氮有限制，其上限不大于200mg/L，其进水水质情况及执行的出水水质指标如表3-1所示： 表3-1 天津宏伟化工有限公司高氨氮废水进水质及出水水质指标 （mg/L）序号项 目进水出水指标1NH3-N，mg/L

8、300002002PH9.69.8693.2高氨氮废水处理工艺选择3.2.1MAP沉淀法化学沉淀法所需时间短，操作简单，且几乎不产生任何有毒有害气体，但其处理费用高。高氨氮废水化学沉淀法一般采用MAP法，即磷酸铵镁沉淀法，相对其他金属，镁的用途广泛，价格便宜，而且不易引起二次污染，因此通常投加镁盐和磷酸盐，使废水中的氨氮以磷酸铵镁沉淀形式被去除。MAP法的主要过程可用下面的离子反应方程式来表示： (1) (2) (3)反应形成的磷酸镁铵是一种难溶于水的白色晶体状物质，常温下，在水中的溶解积为2.510-13，是一种用途广泛的化工原料。此方法的最大特点是可以使氨氮得到回收，生产MAP复合肥料，且

9、回收程序简单，不产生二次污染。通过对水质的分析，采用MAP沉淀法，投加的六水合氯化镁为521kg/吨水（按摩尔比1.2:1投加），十二水合磷酸氢二钠787kg/吨水（按摩尔比1:1投加），产生六水合磷酸铵镁420kg/吨水（按回收率80%计），出水氨氮含量6000mg/L（按去除率80%计，经资料显示，MAP法的去除率在80%左右）。从处理效率来看，出水氨氮远远不能达到业主要求，还得采用吹脱或者氯化工艺，进行二次处理；从运行成本来看，六水合氯化镁市场价720元/t，十二水合磷酸氢二钠市场价2300元/t，六水合磷酸铵镁市场价1000元/t，吨水处理药剂费用2183元，吨水回收效益420元，两者

10、相抵，投入药剂费用为1763元/t，其他费用未计入。采用MAP法，通过做试验的结果来看：一方面，产生的沉淀沉降性能较好，利于泥水分离；另一方面，产生的沉淀密度较大，不易从沉淀池外排；再者，由于投加磷酸氢二钠，导致出水总磷偏高，形成新的污染。因此，该技术不适用于本工程实际工况。3.2.2吹脱法氨吹脱法包括空气吹脱法和蒸汽吹脱法两种，蒸汽吹脱法效率较高，但能耗大，需增设蒸汽锅炉，设备复杂，维护维修工作量大。因此，一般采用空气吹脱法。空气吹脱法工艺流程简单、适应性强、操作简单、运行费用较低，但吹脱法将氨吹脱出去的同时，容易将废水中有毒有害的气体带出，造成空气的二次污染。吹脱法的原理是：氨氮（NH3-

11、N）以游离氨（NH3）或铵盐（）的形式崔在于水中，两者的比例决定于废水的pH值。当废水中pH值偏高时，氨氮主要以游离氨的形式存在于水中，氨氮在水中的变化情况为： （1）游离氨在水中不稳定，在搅动、加热的情况下，游离氨很容易挥发进入空气中，本方案利用氨氮的这一性质，采用吹脱的方法，通过吹脱去除废水中的游离氨。在吹脱塔内装有一定高度的填料层，废水从塔顶喷下，沿填料表面呈薄膜状向下流动，空气由塔底鼓入，废水中的NH3从液相转移到空气中而被去除。如反应（1）所示，在废水pH较高的条件下，废水中的氨氮主要以NH3的形式存在，浓度较高且极不稳定，废水在吹脱塔中与空气接触的过程中，NH3会挥发到空气中，从而

12、降低了废水中浓度，随着反应的进行，NH3不断被吹脱，从而达到去除氨氮的目的。从调节废水pH值的实验结果看，将pH值由9.6调至11.0，氢氧化钠投加量40kg/吨水，按工业级片碱3000元/吨计，投碱费用为120元/吨水。吹脱出的氨气为避免对环境造成污染，引进酸吸收设备，采用稀盐酸或者稀硫酸，若采用稀盐酸，回收氯化铵的滤液可进入联合制碱法生产前端，循环使用，在氯化铵产品生产工段进行氯化铵的回收；或者，稀盐酸吸收氨气后的溶液，直接引进一套氯化铵蒸发结晶设备，进入进行氯化铵的回收；若采用稀硫酸，可回收硫酸铵，但是滤液需二次处理，不能进入联合制碱法生产前段，避免硫酸根离子对生产工艺造成不利影响。这样

13、，若采用稀硫酸吸收，后续处理难度加大，虽然稀硫酸吸收氨气在资料所述实际工程中运用最广，但在本项目中不适用。吹脱法在进水氨氮不超过8000mg/L，pH为11，气水比3500:1的条件下，脱氮效率可达95%以上，但是，对于氨氮含量达30000mg/L的高氨氮废水处理，在国内相关工程中鲜有报道，最终氨氮去除率能达到多少，出水氨氮是否能达到业主要求，没有可参考的工程范例，且在实验条件下，也没有得到有力的实验结果支撑。因此，吹脱法不适用于本工程高氨氮废水处理工程。3.2.3蒸馏法（三效蒸发）三效蒸发或者多效蒸发，能有效解决去除氨氮，去除氯离子的问题，三效顺流结晶蒸发器广泛应用于化工化学、制药行业、VC

14、行业、生物工程及电厂脱硫浓缩结晶回收等领域，目前国内生产的蒸发设备主要操作形式为人工监测、手动和自动操作控制，蒸发器的操作参数控制的关键是控制蒸发器内不同区段的液位高低、物料流量、和各效的蒸发温度与压力是否在合理的设计范围之内。根据本工程待处理废水氯化钠、氯化铵物料浓度性质，我司采用顺流式一、二、三效强制循环连续结晶蒸发器（带热压泵、节能作用）；根据进料温度采用先进三、二、一效预热，把物料温度预热到接近蒸发温度时再平行进入一、二、三效，一、二、三效我们采用最先进DTB结晶分离器可以连续结晶出料。一、二、三效采用强制循环连续结晶DTB分离器，通过控制母液内循环流量和晶浆密度，可以达到控制结晶生长

15、速率的目的，同时可以很好地避免器壁结疤现象；通过控制母液外循环流量，可以调节传热系数和母液的过饱和度，使结晶操作稳定运行；DTB结晶器具备清母液溢流的功能，即能有效的控制晶体颗粒出料。析出晶体通过延长腿由出料泵送入结晶罐再冷却结晶使更多晶体析出。从实验室的实验结果来看，调整pH至4-5左右，进行三效蒸发，冷凝水氨氮含量在20mg/L左右，满足业主的要求。但投资较大，回收物质为氯化钠和氯化铵的混合物，将其分离需额外增加设备。采用该方法的吨水处理费用在120元/t左右。3.2.4气水分离膜法氨氮去除工艺的基本路线是：利用气水分离膜系统将废水中的氨氮处理到100mg/L，然后进其它工序继续处理。气水

16、分离膜系统的组成如下：气水分离膜去除氨氮的原理：氨氮在水中存在着离解平衡，随着PH升高，氨在水中NH3形态比例升高，在一定的温度和压力下，依据化学平衡移动的原理，进行了如下设计理念（见图1）。 在气水分离膜的一侧是含氨氮的废水，另一侧是酸性水溶液。当氨氮废水的温度T1 2040，PH19，P1P2保持一定的压力差时，废水中的铵根离子NH4+就变为游离氨NH3，并经废水侧界面扩散至膜表面，在膜两侧氨分压差的作用下，穿越膜孔，进入吸收液，立即与酸性溶液中的H+反应生成非挥发性的、不能逆扩散的NH4+。反应方程是：2NH3 + H2SO4 = （NH4）2SO4T1、T2 是膜两侧的温度。 P1、P

17、2 是膜两侧的压力。PH1、PH2 分别是膜两侧的溶液的PH值。 图1 气水分离膜去除氨氮的原理图该过程的实质是膜蒸发、扩散与吸收的连续过程，解吸与吸收在膜的两侧同时完成。氨氮的去除率可控，可以降至15mg/L以下或任意要求指标。副产品铵盐纯度高，可作为清洁的工业原料。3.2.5蒸氨法将原物料PH值调至11左右，然后进行蒸氨处理。物料液体流：原料从蒸氨塔最上层塔板进入到蒸氨塔，自上而下流入塔底再沸器中，在每层塔板上，液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，部分液体气化、产生上升的蒸汽，依次通过各层塔板，可连续地从再沸器取出氨含量合格的液体，如需除盐，再增加蒸发结晶系统。物料汽相流

18、：塔顶汽相物有50%以上的氨气在经过塔顶冷凝器冷凝后冷却为氨水，进入到氨水储罐，另外一部分的氨气使用水吸收塔制备氨水。由于氨水在水吸收过程中是一个放热反应，故在吸收塔内设置氨水冷却装置来保证氨水的浓度。氨水储罐采用带夹套设备，夹套内通冷却水，进一步降低氨水储罐内由于溶解氨释放的热量。 采用该方法，排放水中氨氮小于100mg/L，满足业主要求，且能回收20%的氨水，创造经济效益。从运行成本考虑，吨水运行成本158元左右，氨水回收效益按吨水60元计，每吨处理费用不足100元，因此本项处理技术十分适合本工程。3.2.6折点加氯法折点氯化法可以非常有效地去除水中的氨氮，但是要使氨氮降低，考虑实际生产中

19、由于外界环境等因素的影响，大概需要10倍于原水氨氮的氯，因此，可作为本工程最终出水氨氮的一个保障工艺。当吹脱法处理后，出水氨氮不能达到排放标准，即进行折点氯化。这样，在保证处理效果的同时，节省运营成本。对于折点氯化法，依据我公司在大沽化污水处理厂的工程经验，次氯酸钠投加比为：1m3原水去除1mg/L氨氮，投加含10%有效氯的次氯酸钠0.1L，并且，只要次氯酸钠投加量的足够大，废水中的氨氮可彻底降解。3.3高氨氮废水处理工艺确定通过对几种方法的综合比较，从一次性投资、处理效果、运行费用、工程效益等方面的考虑，最终工艺确定为：蒸氨+折点加氯氧化法。 第四章 工程方案设计本工程工艺方案为“蒸氨法+折

20、点氯化法”，工艺流程：高氨氮废水集中收集至事故水池（已建），用耐腐蚀泵定量泵至pH调节池，调整pH在11左右，再利用耐腐蚀泵定量泵至吹脱塔，同时，由吹脱塔底部鼓入空气，进行脱氮。废水经脱氮后，流入折点氯化池，也即排放水池，废水中氨氮如不能达到排放标准，由次氯酸钠计量泵泵入次氯酸钠，进行折点氯化，如达到排放标准后，即达标外排。吹脱出的空气经30%硫酸吸收，进行氨的回收（本方案未包含氨水吸收系统）；或者，直接高空排放。蒸氨工序的中心设备为蒸氨塔，选用高效导向浮阀塔，保证有较大的操作弹性，在剩余氨水水量及氨浓度发生变化时，仍可对废水做有效处理，并可根据回收氨水蒸汽总量调整蒸汽用量，降低消耗。剩余氨水

21、首先进入氨水贮槽，在槽内沉降重油，槽内设蒸汽加热盘管，在温度较低时便于加热重油完成分离和排出，氨水由氨水泵抽送至焦炭过滤器，过滤吸附重油及固体浮物后，进入废水换热器，氨水在废水换热器中与蒸馏后的高温废水进行热交换，温度达到设计值入蒸氨塔。碱液由计量泵从碱液槽定量加到蒸氨塔的氨水入口管道中，经管道混合器混合后，入蒸馏塔，控制去蒸氨塔的废水pH值，或蒸馏后的废水pH值。氨水在塔内逐板顺流而下与上升的直接蒸汽进行热量和质量交换，氨汽浓度逐步降低，至塔底达到处理要求，废水排出塔外，蒸馏所用的蒸汽直接由塔底最后一块板下进入塔内，与液体逆流接触而上直至塔顶，蒸汽中的氨气浓度逐步提高，蒸氨塔顶部直接与分缩器

22、相连，氨水蒸汽在分凝器中被部分冷凝，冷凝液回到塔顶第一块塔板上作为回流液。分凝器使用循环水作冷却介质，通过冷却水流量控制未冷凝的氨水蒸汽温度(或冷凝量)，把氨水蒸汽温度控制在一定的温度范围内，浓度即可达到要求。蒸馏后的废水从塔下部进入废水换热器和废水槽，水温度降低至约60，经废水槽再次分离重油后，由废水泵送至废水冷却器，进一步冷却后送往生化工序。4.1工艺参数物料(稀氨水) 浓度10，温度60，流量5.0m3h，设计处理量为100.0 m3d。进塔温度120；蒸氨塔设计压力17 MPa(绝压)，操作压力15 MPa(绝压)，设计温度200，操作温度30-200，塔顶气氨温度40、浓度998，塔

23、釜液氨含量20010-6。4.2工艺流程 生产废液（高氨氮）厂方已建设液膜萃取生石灰熟化系统 中转水池1石灰液调配调配投加设备 pH调整槽 提升泵1 真空带式压滤机 脱水后的污泥中转水池2 提升泵2浓液换热器 蒸汽 蒸氨塔 分凝器氨气吸收二氧化氯发生器 废水槽 氨水储槽活性炭吸附器外排水池外排来自膜分离氢回收系统和氨罐弛放气的稀氨水(不含碳)依靠自身压力进入氨水储罐，经氨水泵加压后，在溶液换热器内与塔釜排放的废水进行热交换，预热后的氨水送入蒸氨塔。蒸氨塔底部引入250 MPa蒸汽，塔釜温度通过蒸汽流量控制。塔顶出来的气氨进入塔顶冷凝器，被冷却水冷却至40左右。塔顶冷凝器处于高位，被冷凝的液氨利

24、用位差，一部分送回塔内作为回流，另一部分作为产品进入669来氨总管。蒸氨塔底废水流经溶液换热器与界区外的稀氨水进行热量交换后送入水冷器进一步冷却，然后流入废稀氨水槽，再经回收泵打回碳铵的氨水槽或膜回收的氨水槽作为吸收液。4.3主要设备蒸氨系统主要设备的规格型号见表4-l。表4-1 蒸氨系统主要设备一览表序号设备名称型号及规格数量材料备注1中转水池14.03.02.0m1座钢混地下，甲方自建2pH调整槽4.02.02.0m1座钢混同上3生石灰熟化系统最大熟化能力为0.5吨/小时1套碳钢含进料提升系统4石灰液投加系统最大投加能力为2.0吨/小时1套碳钢含搅拌、计量和投加泵等5提升泵1Q=10m3/

25、h，H=30m，功率3.0kW2台6真空带式压滤机带宽1.0m，干泥产生量为0.3吨/小时1套7中转水池24.03.02.0m1座钢混地下，甲方自建8氨水泵Q=10m3/h，H=150m，功率15kW 2台防爆电机9溶液换热器F=100m21套16MnR10蒸氨塔H=24m，600mm1套16MnR11再沸器F=120m2，H=3m，1000mm1台12水冷器F=50m2，L=4.5m，500mm1套16MnR13排污器V=4m31套16MnR14塔顶冷凝器F=180m21套立式波纹管换热器15氨水储罐10.0m31座碳钢16管道泵流量120m3/h，扬程20m2台液下泵流量8.0m3/h，扬

26、程35m1台17二氧化氯发生器500g/h1台18外排水池4.01.02.0m1座地下，甲方自建19设备间10.08.01座轻钢层高6.0m4.4优化设计1、蒸氨塔及工艺参数精馏的运行费用主要取决于再沸器加热蒸汽消耗量及塔顶冷凝器冷却水消耗茸。当回流比增大时，加热蒸汽和冷却介质消耗量亦随之增多，运行费用相应增加。蒸氨塔的设计是整个工艺设计的关键，蒸氨塔工艺参数的优化对于蒸氨系统节能降耗及长周期运行有着重要意义。国内蒸氨塔一般采用板式塔的居多，采用填料塔的较少。我国最早沿用前苏联的设计，多为铸铁泡罩塔板，但存在效率低、塔径大、压降大的缺点。该蒸氨塔采用全填料式结构，其优势主要体现在：整塔压降较小

27、，蒸汽消耗较少；填料效率较高，因此回流比较小，蒸氨塔塔径较小；整塔持液量较小，对于操作条件改变的反应较迅速，敏感性较高。在一定压力下，氨水沸点随氨水浓度的变化而变化，提高蒸氨塔进料的氨水浓度，相应地可降低进料的温度，有利于减少蒸汽用量。本蒸氨塔设计采用中部进料，进料氨浓度为10，温度130。为使蒸氨废液氨含量尽量低，应使蒸氨塔温度接近水的沸点。蒸氨塔压力选定为1.6 MPa，查得1.6 MPa压力下水的沸点为202，设计取塔底温度为200。为使塔顶产品氨浓度达到998以上，塔顶须加一定量的回流氨。查液氨蒸汽压表知，43液氨饱和蒸汽压约为16 MPa，因此当蒸氨塔压力选定为1.6MPa后，设计塔

28、顶产品温度为43，需设置单独的塔顶冷凝器冷却气氨。2、回流方式经调查，目前国内同行业蒸氨塔氨回流普遍采用回流泵或回流比控制器。采用回流泵，会增加运行成本，同时回流泵维护、检修费用也不是一个小数目；而采用回流比控制器，因其采用机械传动，非常容易导致工作不良，目前采用该回流方式的厂家用得也不理想。我公司技术小组经过现场考察及研究后，决定既不采用回流泵，也不采用回流比控制器，而是利用位差和调节阀来调节回流液氨，即自然回流，从塔顶冷凝器出来的液氨汇集到液氨罐，利用位差，一部分液氨回流到蒸氨塔，另一部分液氨作为产品进入来氨总管处。3、蒸氨塔前设溶液换热器蒸氨塔前设置溶液换热器，使进入蒸氨塔的氨水在溶液换

29、热器中与塔釜排放的蒸氨废水进行热交换，回收一部分排放废水的余热。该优化设计充分利用了塔底排放废水的显热，实现了节能降耗。4.5 运行控制参数情况运行数据设定如下：进塔氨水压力1415 MPa塔底残液压力1314 MPa外送液氨压力0608 MPa回流液氨压力1314 MPa中压蒸汽压力220225 MPa溶液换热器进口氨水温度4550溶液换热器出口氨水温度130135溶液换热器出口废水温度7075水冷器出口温度3035塔底釜液温度188192塔顶气氨温度4550加入蒸汽流量2。627 Ill3h进塔氨水流量78 m3h液氨输送流量0708 m3h回流液氨流量293 m3h蒸氨塔液位90一91液

30、氨罐液位47一50进氨水罐氨水浓度10塔底残液氨浓度20010-63.2工艺特点(1)为控制废水NH3-N，在蒸馏前加入NaOH，使剩余氨水中的固定铵转化为挥发氨被回收，可把废水NH3-N控制在较低水平。(2)采用先进的导向浮阀塔作蒸氨塔，适应操作弹性较大的要求，同时便于清理可能出现的重油渣。(3)选用焦炭过滤器可进一步过滤，吸附重油和固体悬浮物，减少换热器、蒸氨塔的堵塞，方便维修、维护。(4)充分利用废热，节能降耗。3.3设备选型(1)蒸氨塔采用导向浮阀塔，塔径12 m，有效塔高145 m。考虑到剩余氨水的腐蚀性和温度较高，材质选用304。(2)废水换热器2台(1用1备)。选用板式换热器，换热效率高，材质为304，换热面积25 m2，便于拆卸清洗，适于废水换热。(3)焦炭过滤器2台(1用1备)。直径12 m，材质Q235，内做环氧树脂防腐，有效高度35 m，焦炭装填高度15 m。(4)分凝器1台，四管程U型管式换热器，材质选用304，