高浓度硫酸盐废水

高浓度硫酸盐废水（精选9篇）

高浓度硫酸盐废水 第1篇

1 单相厌氧工艺及改进工艺

在单相的厌氧处理系统中安装有惰性气体吹脱装置的工艺即为单相吹脱。单相吹脱可以不断地将H2S从反应器中吹脱去掉, 减轻了它对MPB和别的厌氧菌的抑制作用, 改善了反应器的运行性能。吹脱装置分为外部吹脱和内部吹脱两种。而吹脱气体采用的是比较稳定的沼气或者是N2[1]。吹脱装置见图1。

2 两相厌氧工艺与好氧工艺处理高浓度硫酸盐废水的节能环保对比

好氧工艺不太适合处理水果和蔬菜废弃物, 因为有机物含量高需要大量的动力消耗。但高浓度硫酸盐废水消化都会取得令人满意的结果, Hamdi等人在处理高浓度硫酸盐废水时就发现, 硫酸盐废水中少有难以进行生物降解的成分[2]。高浓度有机废水中有机物被产甲烷菌利用后会产生甲烷等可利用气体, 在消化系统中加入气体收集装置会进一步节约能源消耗。

2.1 p H值

影响SRB活力的主要因素是p H值, 对于产酸菌, SRB所能忍耐的p H范围较窄, 尽管它比MPB适应能力要强, 但是在很低的p H条件下, SRB难以生长并还原硫酸盐。许多学者研究后得出SRB更适合生长于微碱性的环境条件 (7.0~8.0) 的结论。它的最佳p H值生长条件为7.5~7.8。Zobell等学者研究发现SRB的p H值耐受范围为5.5~9.0;Pomeroy则认为SRB在p H值为5.0或9.0时仍有较大的活性。一些学者尝试研究在很低的p H值条件下实现S042-的还原, 他们的研究发现SRB可以在p H在5.6~6.0的条件下正常生长, SRB还可以在p H在2.5~4.5的高酸性条件中仍可以异化硫酸盐还原反应。

2.2 温度

SRB的新陈代谢和生长速度直接取决于的温度的高低。在高浓度硫酸盐废水处理过程中, SRB温度依赖性是不同的, 也不是随机的, 具有活性的比率较低, 这表现出很强的温度依赖性。目前, 还没有找到专性喜寒的细菌。中温硫酸盐还原菌最适生长温度为28-38℃, 有的报告为45℃的最高温度。内测SRB代谢率9温度范围为5-52℃℃和38℃时的速度找到最快的速率[3]。Maree和Stroydom实验在20-38℃范围内, 生长的最大速率的温度, 发现SRB发生在30.5℃, 温度超过38℃时, 硫酸盐还原菌生长受到抑制。从油田嗜热硫酸盐还原菌最适温度范围为54-70℃, 从最高气温范围为56至85℃的水和地热环境中分离。SRB最适生长温度为83℃时, 92℃的最高温度。

2.3 溶解氧

厌氧微生物对氧的存在及其敏感, 当氧气存在它们不能生长。这是因为氧气的环境中厌氧细菌的脱氢酶的活化氢的氧与氧结合成过氧化氢, 由于厌氧细菌中缺乏过氧化氢酶使厌氧细菌无法分解这些代谢产物, 厌氧微生物过氧化氢积累过多。过氧化氢的蓄积, 对微生物细胞产生毒性作用。增加氧气浓度将增加氧化还原电势, 硫酸盐还原异化SRB阻断, 抑制细菌的生长。

3 厌氧反应器最佳工艺的研究

3.1 UASB最佳工艺的确定

UASB的反应根据试验要确定三个因素:水力停留时间分别为8小时、10小时和12小时;UASB反应器进水硫酸盐浓度分别为1000毫克每升、1500毫克每升和2000毫克每升;UASB反应器进水p H值6.0、6.5和7.0。通过实验确定正交实验因子如表1所示。

3.2 IC反应器最佳工艺的确定

UASB的反应根据试验要确定三个因素:水力停留时间分别为6小时、8小时和l0小时;UASB反应器进水化学需氧量浓度, 4000毫克每升、6000毫克每升和8000毫克每升;UASB反应器进水p H值6.0、6.5和7.0。通过实验确定正交实验因子如表2所示。

4 结语

本课题采用UASB厌氧反应器去除高浓度的硫酸盐有机废水。通过实际工程调试及稳定运行研究。得出结论, 硫酸盐还原相UASB反应器处理含高浓度硫酸盐和氨氮的高浓度有机废水是可行的, 采用两相厌氧生物处理工艺为硫酸盐节能项目有深入研究和推广应用的价值。

参考文献

[1]刘燕.硫酸根对有机废水厌氧生物处理的影响.同济大学环境上程系博士论文.1990.

[2]任南琪.王爱杰.硫化物氧化及新T.Z.哈尔滨工业大学学报2003, 35 (3) :265-268.

高浓度硫酸盐废水 第2篇

摘要：在分析焦化废水类高浓度难降解有机废水难以生物处理原因的.基础上,提出 在实施有效的源头治理后,可采用非生物手段结合生物法的处理思路,并介绍了这方面最近几年的主要研究成果.作 者：王俊飒 赵月龙 WANG Jun-sa ZHAO Yue-long 作者单位：王俊飒,WANG Jun-sa(太原市环境监测中心站,山西太原,030002)

赵月龙,ZHAO Yue-long(山西省城乡规划设计研究院,山西太原,030001)

高浓度氨氮废水试验研究 第3篇

目前处理高浓度氨氮废水的方法有空气吹脱法[1]、化学沉淀法[2]、折点加氯法[3]和生化法[4]。吹脱法又称气提法, 是在处理高浓度氨氮废水中最广泛使用的方法。然而仅靠吹脱法处理高浓度氨氮废水, 尚不能达到国家一级排放标准, 必须与其它方法联合处理。折点氯化法是投加过量的氯或次氯酸钠, 使废水中氨完全氧化成氮气的方法。此处理法处理效果最佳, 不受水温影响, 操作方便, 投资省, 但对于高浓度氨氮废水的处理运行成本很高。如将吹脱法与折点加氯法相结合, 既可以取得理想的处理效果, 又能达到降低处理成本的目的。

本文采用吹脱-折点加氯相结合的方法, 对某化工厂外排的高浓度氨氮废水进行了试验研究, 通过考察吹脱段与折点加氯段中不同因素对氨氮脱除率的影响, 优化出氨氮脱除的最佳工艺。

1 废水水质

废水取自某化工厂外排废水, 氨氮为此股废水的主要污染物。废水氨氮浓度为4 703 mg/L、CODCr为66 mg/L、p H值为8.6, 为无色透明液体。

2 原理

含氨废水中的氨氮存在如下平衡反应方程:

此平衡受p H值的影响, 当p H值增大时, 平衡向右方向移动, 使得体系中游离态氨的含量增加。当p H>11时, 铵根离子全部转化为游离态氨。

折点氯化法是投加过量的氯或次氯酸钠, 使废水中氨完全氧化成氮气的方法。其反应方程式为:

当废水中的有效氯达到某一点时, 该点下水中的游离氯含量最低, 而氨的浓度降为零。当有效氯含量超过该点时, 水中的游离氯就会增多。一般折点加氯法所采用的氯系的氧化剂为Cl2、Na Cl O等。Na Cl O溶液含有质量分数为10%以上的有效氯, 无氯气外泄的危险, 可进一步减少毒副产物 (DBPs) 的产生[5,6]。

综上述原理, 将废水的p H值控制在合适范围内, 在适宜的温度下进行吹脱氨后, 再选择Na Cl O为氧化剂, 采用折点加氯法对废水中的氨氮进行处理。

3 废水处理工艺

本工程的处理工艺为一级吹脱—二级吹脱—氧化处理, 工艺流程见图1。

4 结果与讨论

4.1 吹脱段的影响因素分析

4.1.1 p H值对吹脱效率的影响

氨氮废水的p H值是影响水中NH3含量的主要因素之一。在不同p H值下, 考察废水中氨氮脱除率, 其研究结果如图2所示。

由图2可以看出, 随着p H值的升高, 废水中NH3-N的去除率逐渐升高, 在p H为10、11、12下的NH3-N的脱除率分别为66.3%、93.8%、95.7%。见在p H为11时, NH3-N脱除率已趋于平稳。提高p H值需要投加大量的碱, 造成运行成本的增加。综合各项因素, 选择p H为11左右时为适宜的p H值范围。

4.1.2 温度对吹脱效率的影响

温度也会影响反应式NH4++OH-NH3+H2O的平衡, 温度升高, 平衡向右方向, 增加体系中NH3的含量, 在不同温度下, 考察废水中氨氮脱除率, 其研究结果如图3所示。

由图3可见, 温度对氨氮的吹脱效率有较大影响, 随着温度的升高氨氮去除率迅速上升。在温度为30℃、35℃、40℃、45℃下, 氨氮的去除率分别为83.1%、93.8%、94.2%、95.3%。这是由于在氢键和分子间力的作用下, 游离氨通常以NH3·H2O的形式存在于水中, 影响了氨的吹脱效果。随着温度的升高, NH3在气相中的平衡分压增大, 进而降低了NH3在水中的溶解度;此外, 随着温度的升高, 分子动能增大, 减弱了NH3和水分子间的分子间力并拆断氢键, 从而NH3从更容易水分子的束缚中解脱出来。

在温度高于35℃时, 氨氮脱除率效率趋于平稳。继续升高温度会消耗大量的能量, 因此选择适当的温度是降低运行成本必须考虑的问题, 本研究选择35℃的吹脱温度。

4.1.3 时间对吹脱效率的影响

吹脱时间也是影响吹脱效率的重要因素, 保证足够的吹脱时间是保证吹脱效率的必要条件之一。在不同温度下, 考察废水中氨氮脱除率, 其研究结果如图4所示。

由图4可见, 随着吹脱时间的延长, 吹脱率迅速上升, 当吹脱时间达到3 h、4 h、5 h后, NH3-N去除率为93.8%、98.2%、98.7%。当吹脱时间高于3 h后, NH3-N脱除率提高的趋势明显减缓, 从经济角度考虑, 吹脱时间定为3 h。

4.2 折点加氯段的影响因素分析

4.2.1 p H值对Na Cl O氧化脱除氨氮效果的影响

研究表明, 分子形态的NH3比离子形态的NH4+更容易被氧化, 而水中的NH3的含量与废水的p H值相关, 在不同p H值下, 考察Na Cl O对废水中氨氮的氧化脱除率, 其结果如图5所示。

从图5可以看出, 随着p H值的升高, NH3-N的脱除率呈现增加趋势, 当p H高于8.0时, NH3-N的脱除率却降低。其原因是:当p H值越大, [H+]浓度越低, 分子态NH3在水中所占的百分比就超高, 越有利于氨的氧化。

但另一方面, 次氯酸钠的半反应:

Nernst方程:

随着p H值或[OH-]浓度的增大, Na Cl O的氧化能力减弱, 不利于氨的氧化[7]。所以, 在这一综合矛盾体系中存在一个最佳p H值, Na Cl O氧化脱除氨氮的适宜p H为8.0。

4.2.2 Na Cl O投加量对氨氮去除效果的影响

Na Cl O投加量是影响本工艺运行成本最主要的因素, 如果加入量太高, 使得企业运行成本增加, 确保处理水达标的前提下, 获得一个Na Cl O的最少投加量, 从而尽可能降低本工艺的运行成本。考察了不同Na Cl O加入量对氨氮脱除效果, 其试验结果如图6所示。

由图6可知, 随着Na Cl O加入量的增加, 氨氮脱除率呈现增大趋势。当Na Cl O加入量为1%时, NH3-N的脱除率接近100%, 同时水中未检测出余氯。当Na Cl O加入量继续增加, 水中检测出余氯。因此, 优选1% (ω) 投加量。

5 工程实例

拟处理的废水为南方某化工厂的外排废水, 该厂主要生产无机类化工产品, 外排废水主要以无机氨类为主要污染物, 废水排放量为10 t/h。

5.1 工艺流程

5.2 主要工艺单元

(1) 调节池:调节池容积300 m3, 有效容积240 m3, 水力停留时间HRT=24 h, 全地下。调节池内设置曝气装置, 通过混合和曝气, 调节水量水质, 保证后续处理效果的稳定。

(2) 混合池:调节池容积15 m3, 有效容积12 m3, 水力停留时间HRT=1.2 h。混合池为碳钢防腐材质, 内置搅拌装置, 功率为7.5 k W, 设有碱液投加系统两套, 碱液的投加量根据调节池水质的变化动态调节, 控制混合池内的废水p H 9.5~11之间。

(3) 吹脱塔:吹脱塔尺寸Φ2500×10500 mm。吹脱塔内设置填料, 同时按气水比3500∶1匹配通风机。采用顶部进水、底部排水, 吹脱出的氨氮气体从塔顶通过排风扇排除, 通过接连管通入吸收塔。

(4) 吸收塔:吸收塔尺寸Φ4000×7000 mm。吸收液为20%硫酸溶液。采用顶端进气, 底部排放的方式。

(5) 贮水槽:贮水槽容积20 m3, 有效容积16 m3, 水力停留时间HRT=1.6 h。贮水槽采用碳钢防腐材质, 底部设排水, 连接水泵。

(6) 反应池:反应池容积50 m3。有效容积40 m3, 水力停留时间HRT=4 h。为碳钢防腐材质, 设有氧化剂投加系统2套, 氧化剂的投加量根据调节池水质的变化动态调节, 池底部铺设曝气管用于强化氧化反应。

5.3 处理效果

工程实施运行稳定后, 出水氨氮可以稳定达到《污水综合排放标准 (GB 8978-1996) 》一级标准。各工艺单元处氨氮的平均浓度见表2。

(mg/L)

5.4 投资及运行费用

本项目的工程总投资约为180万元。由于厂区有多余蒸汽供给, 因此本项目的运行费用主要考虑直接运行成本, 主要包括:药剂费和动力费。具体见表3。

6 结论

采用吹脱-氧化处理高氨氮废水效果良好, 二次吹脱工艺能够有效去除废水中大部分氨氮。吹脱工艺段的出水经次氯酸钠的进一步氧化处理后可以实现达标排放。氨氮废水在吹脱段p H值为11, 温度为35℃, 吹脱时间为3 h, 再经Na Cl O在p H为8.0, 投加量 (ω) 为1%的条件下氧化处理后, NH3-N的脱除率接近100%, 废水中氨氮含量由4 703 mg/L降至为2 mg/L以下, 出水NH3-N浓度远远低于GB8978-1996《污水综合排放标准》中的一级标准。

参考文献

高浓度化纤废水的处理及回用 第4篇

摘要：高浓度化纤废水处理难度大、费用高,采用UASB厌氧处理,可将难降解的大分子有机物分解为小分子有机物,再通过多级接触氧化和生物炭池处理,出水COD浓度<50 mg/L(对COD的去除率高达99%),达到<污水综合排放标准>(GB 8978-)一级标准.工程实践表明,UASB的`实际容积负荷超过设计值,而多级串联接触氧化池中各级微生物的数量及形态保持相对独立,表现出类似于AB工艺的特征,具有处理效果好、运行稳定、投资少等优点.作 者：孙一川 李彩亭 刘长培 吴小红 SUN Yi-chuan LI Cai-ting LIU Chang-pei WU Xiao-hong 作者单位：孙一川,SUN Yi-chuan(湖南大学,环境科学与工程学院,湖南,长沙,410082;江西江联能源环保股份有限公司,江西,南昌,330001)

李彩亭,吴小红,LI Cai-ting,WU Xiao-hong(湖南大学,环境科学与工程学院,湖南,长沙,410082)

刘长培,LIU Chang-pei(高频美特利环境科技<北京>有限公司,北京,100088)

高浓度焦化废水组合处理技术与示范 第5篇

我国有不同规模的焦化厂约200多个, 2013年底焦炭产量达到4.76亿t, 每年焦化废水的排放量近3亿t。焦化废水是在原煤高温干馏、煤气净化和化工产品精制过程中产生的废水, 其成分复杂, 含有大量的酚类、联苯、吡啶、吲哚和喹啉等有机污染物, 还含有氰、氟和氨氮等有毒有害物质, 色度高, 属较难生化降解的高浓度有机工业废水。

1 焦化废水来源及特征

山东广富焦化有限公司是一家集炼钢铁、炼焦、精炼、连铸、轧钢于一体的民营钢铁企业, 新建有年产140万吨干熄焦捣固焦工程, 其主要产品除焦炭外还有焦油、煤气、硫铵、硫磺、粗苯等化学产品。煤制焦、煤气净化以及焦化产品的回收过程中会产生大量的废水, 废水的主要来源有以下几方面: (1) 熄焦废水:熄焦工段设立沉淀池, 熄焦后的废水水质变化较大, 但经沉淀池沉淀后可循环使用, 不外排。 (2) 冷鼓工段:该工段用水为净化水, 主要是对粗煤气进行冷却, 并不与煤气接触, 使用后经冷却塔冷却后循环使用, 不外排。 (3) 脱硫工段:吸收了H2S和HCN的循环液经再生塔再生后, 部分送入板框压滤机压滤, 压滤液经生化处理后可作为熄焦工段补充水。 (4) 煤气净化废水:煤气净化过程中的脱苯分离水、蒸氨废水中含有挥发酚、氰化物、氨氮、石油类等, 这部分废水经厂内废水处理站处理后可作为熄焦工段的补充水, 不外排。其主要工段水质情况见表1。

(mg·L-1)

2 高浓焦化废水组合处理技术

2.1 组合处理工艺选择

根据废水含难降解物质较多的特点, 经比较筛选, 本工程主体工艺选用隔油池+气浮池+催化氧化池+化学沉淀池+A/A/O+二沉池+TNC+碱化沉淀池+脱色池+过滤器的工艺, 出水水质有保障, 系统应急处理能力高, 且污泥产量低。方案特点: (1) 前端采用隔油池+气浮池+催化氧化池+化学沉淀池预回收焦油和重油, 油渣和油泥单独收集, 回用于炼焦, 通过催化氧化, 可提高污水的可生化性; (2) 中间生化工艺采用A/A/O, 可有效保证废水的脱氮除磷, 以及废水中芳香族化合物的厌氧-好氧分解, 实现开环和脱氯, 使废水主要指标达标[5]; (3) 后端采用TNC深度处理系统 (TNC+碱化沉淀池+脱色池+过滤器) 来确保处理效率达标。

2.2 废水处理运行情况

本示范工程处理废水规模为79.2万t/a, 调试后, 各主要处理单元主要污染指标的处理效果见表2。

从表2可知, 经组合工艺处理后, 废水水质能满足新修订的《炼焦化学工业污染物排放标准 (GB16171-2012) 》的排放要求, 达到项目建设要求。

2.3 废水处理运行成本

(mg·L-1)

备注:最终出水中挥发酚、SS、硫化物、石油类、氰化物未检出, 按检出限的一半计.

按照工程处理规模2400m3/d, 每年运行330天计, 年处理废水79.2万方, 其处理费用见表3。

资料显示, 对高浓焦化废水, 在采用蒸氨-普通生化-混凝工艺、蒸氨-A/O-混凝、催化湿式氧化处理时, 吨水处理费用分别为25.35元、28.77元和29.72元, 因此, 在达标排放的前提下, 本处理技术处理成本仅为7.68元/吨, 其效益是明显的。

3 结论

经优化, 焦化废水示范工程工艺确定为:隔油+气浮+催化氧化+化学沉淀+A/A O+TNC+碱化沉淀+脱色+过滤, 处理后水质达到《炼焦化学工业污染物排放标准 (GB16171-2012) 》的排放要求, 其运行费用为7.68元/t, 与同类废水处理工程相比, 费用较低。

参考文献

[1]张能一, 唐秀华, 邹平, 等.我国焦化废水的水质特点及其处理方法[J].净水技术, 2005, 24 (2) :42-47.

[2]仇雁翎, 赵建夫, 李咏梅.焦化废水中有机物在A1-A2-O系统各段的降解与转化[J].上海环境科学, 2002, 21 (4) :216-219.

[3]吴永志, 马昕, 寇彦德.焦化废水深度处理中预处理技术研究进展[J].给水排水, 2013, 39 (S) :363-367.

[4]王服群, 黄璇卿, 朱华.Fenton协同催化氧化处理焦化生化废水的研究[J].工业安全与环保, 2013, 39 (8) :19-21.

高浓度硫酸盐废水 第6篇

1 装置与控制条件

1.1 实验装置和运行方式

新型EGSB反应器装置流程详见图1, 有效容积43.06L, 下部高180cm, 长20cm, 宽10cm;上部高40cm, 长30cm, 宽20cm, 反应器外由加热丝包裹使反应器内部温度控制在35±0.5℃。工艺流程:将配制的有机废水由蠕动泵1输送至反应区, 三相分离器沉淀区出水作为回流水, 经蠕动泵2打回至反应区。经三相分离器分离后在顶部的出水口排出反应器出水。气体经导气管导入除渣瓶, 去除渣滓和浮沫后进入洗气瓶 (内部盛装30%的氢氧化钠溶液) 去除二氧化碳, 经湿式气体流量计计量产气量。

本试验接种的污泥来自长春大成集团污水处理厂UASB反应器内的絮状污泥。本实验运行中对反应器内部进行改进, 即加入导流板, 温度控制在 (35±0.5℃) , 启动并运行反应器。水力与容积负荷通过调节回流比和进水COD浓度来控制。分析试验期间各参数间的变化规律, 摸索出不同容积负荷下的最佳水力负荷和COD去除率。

试验采用高位水箱进水, 通过恒流蠕动泵从反应器底部进入, 出水部分回流。本试验进水以可溶性淀粉为碳源, 按照COD∶N∶P=200∶5∶1的比例添加氯化铵、磷酸二氢钾, 溶解于煮沸的水中后, 用自来水稀释至试验要求的水量及浓度, 以碳酸氢钠来调节反应器内的p H值 (控制在6.8~7.2) , 通过酵母膏和碳酸钙来提高污泥产甲烷活性并促进颗粒污泥的形成。

1.2 测试分析及控制条件

HRT:24h;温度:35±0.5℃;容积负荷:逐步增加反应器的容积负荷, 即运行期稳定后增加20%~30%的容积负荷。

2 结果与分析

2.1 提高负荷期的运行情况

HRT为24h, 将进水COD浓度由5400mg/L增加至24000mg/L, 提高负荷期反应器进出水COD浓度及其去除率历时变化如图2所示。经过65d增加反应器容积负荷的试验, 发现COD平均去除率88.9%, 新型EGSB反应器对进水COD浓度的适应性较强, 具体体现为当进水COD容积负荷增加时, 对其去除率影响较小, 适应性较强。试验初期COD去除率出现过大幅下降的现象, 但仍维持在较理想的73.41%左右。

如图3所示, 当COD容积负荷增加初期, 去除率不稳定。主要因为新型EGSB反应器在低负荷下运行时, 产气量较少, 导流板不能充分发挥其作用;当COD容积负荷逐渐上升, 产气量随之增加, 导流板的作用明显, 泥水混合效果较好, 继而COD去除率会随着容积负荷的升高逐渐趋于稳定。

2.2 不同负荷条件下反应器的COD、碱度、p H值的情况

本试验分别考察了进水COD浓度为3435mg/L、8435mg/L、18795mg/L时, 分析出水及内部各段碱度、COD及p H值变化情况。具体变化情况详见图4、5、6。

由图4可见, 在没有出水回流的条件下, 原水中的有机物会随着反应器高度的升高逐渐被降解, 反应器内各段COD浓度呈现较平缓的下降趋势, 而图5、6增加出水回流后, 由于回流水对原水的稀释作用, 反应器底部COD浓度会突然降低, 之后随高度的升高平稳下降。由试验数据可知, 在不同的运行条件下, 碱度与p H值基本保持着稳定的变化趋势, 由于试验期间进出水碱度相对稳定, 出水回流对反应器内的碱度、p H值影响较小。图中碱度的最低点可视为产酸的积累过程基本完成, 之后产甲烷过程占优势逐渐恢复反应器内碱度。从图4、5、6中还可发现, 随着进水COD浓度及回流比的增大碱度最低点的位置逐渐升高, 主要因为进水COD浓度升高, 产气量随之增大, 水流上升速度升高, 使得反应器泥水传质效果增加, 反应器正由推流式向全混式过渡。

3 结论

3.1 经过65d的逐渐增加进水COD浓度的试验, 发现新型EGSB反应器COD平均去除率为88.9%;COD去除率受进水浓度的影响较小, 新型EGSB反应器对COD浓度有较快的适应性。

3.2 在没有出水回流的条件下, 原水中的有机物会随着反应器高度的升高逐渐被降解, 反应器内各段COD浓度呈现较平缓的下降趋势。增加出水回流后, 反应器底部污水浓度突然降低, 之后随高度的升高平稳下降。

3.3 随着进水COD浓度及回流比的增大碱度最低点的位置逐渐升高。

摘要：为了考察不同负荷对新型EGSB工艺处理高浓度废水的影响, 以配制污水作为研究对象, 反应器进水COD浓度为3435mg/L、8435mg/L、18795mg/L时, 分析出水及内部各段碱度、COD及pH值变化情况。试验结果表明:COD去除率受进水浓度的影响较小, 适应性强;随着进水COD浓度及回流比的增大碱度最低点的位置逐渐升高。

关键词：新型EGSB,高浓度废水,不同负荷

参考文献

[1]申立贤.高浓度有机废水厌氧处理技术[M].北京:中国环境科学出版社, 1991.

[2]R.E.斯皮思.工业废水的厌氧生物技术[M].北京:中国建筑工业出版社, 2001.

[3]乌锡康.有机化工废水治理技术[M].北京:化学工业出版社, 1999.

吹脱法处理高浓度氨氮废水试验研究 第7篇

关键词：氨氮废水,吹脱法,脱氮率,试验条件

1 研究背景

目前, 水体富营养化日益严重, 废水中的含氮量越来越高, 因此, 采用何种处理技术来有效、经济、合理地去除废水里的氨氮成为了高浓度氨氮废水处理技术研究中的重点问题。目前, 国内外采用的高浓度氨氮废水处理方法主要有2 种: (1) 物理化学法脱氮, 包括磷酸铵镁沉淀法、吹脱法、汽提法、折点加氯法、离子交换法和液膜法等; (2) 生物脱氮方法, 包括好氧反硝化法、短程硝化/反硝化、厌氧氨氧化、同时硝化反硝化和膜生物法等。其中, 吹脱法和汽提法都是将废水的p H值调节至碱性, 使离子态铵转化为分子态氨, 再将废气与气体接触, 使氨氮从液相转移到气相。

2 试验部分

2.1 废水的来源、水质及预处理

试验废水是某炼油厂重催脱硫装置的废水。由于炼油厂重催原料油中的碱性氮含量较高, 约为1.4×10-3~1.5×10-3, 造成废水中的氨氮含量较高。由于废水中的悬浮物比较多, 所以废水样过滤澄清后直接测定氨氮含量, 结果为3 530 mg/L, 并测得水中的可溶性固体含量为13 838 mg/L。由此可知, 废水中大部分应为离子态氨氮, 且铵盐含量很高。

2.2 分析方法

分析依据为《水质氨氮的测定纳氏试剂分光光度法》 (HJ535—2009) 。

2.3 试验设计

针对p H值、水温和吹脱时间进行三因素四水平正交试验, 因素表如表1 所示。

2.4 试验结果

根据正交试验设计, 共有16 组不同的试验条件。取16 份废水样 (每份150 m L) 按表2 中的条件进行试验, 并依据《水质氨氮的测定纳氏试剂分光光度法》 (HJ 535—2009) 进行分析。

由表2 可知, 当p H值为10、废水温度为100 ℃、吹脱时间为1 min时, 氨氮的去除率最高, 为49.8%.以上条件多数在正交试验设计的边缘, 说明水样脱氮率随着p H值的增大、温度的升高和吹脱时间的增加而升高。

3 结果讨论

吹脱法是高浓度氨氮废水处理中较成熟、常见的方法。袁捷等在塔径为60 mm、填料层高度为54 cm的拉西环填料塔内对氨氮质量浓度约为2 000 mg/L的模拟废水进行了吹脱试验, 确定在废水流量为10 L/h、废水p H值为13、空气流量为150 L/min、废水温度为60 ℃、吹脱时间为75 min的条件下, 脱氮率达87.5%.郝醒华等在试验中使用了吹脱法处理大庆石化总厂的氨氮废水, 试验结果虽然没有他们所著文献中的脱氮率高, 但说明了在处理高浓度氨氮废水时, p H值和水温越高, 吹脱时间越长, 则氨氮脱除率越高。

4 结论

利用吹脱技术处理高浓度氨氮废水是一个简便而有效的方法。在重催脱硫装置废水的吹脱试验中, 氨氮的去除率为49.8%.该炼油厂目前优先考虑用重催车间的碱渣来调节高浓度氨氮废水的p H值。这些碱渣是由碱洗脱除液化气硫醇而产生, 经过实验室测定, 其p H值为13~14, 氨氮浓度为1 819 mg/L。如果要进一步提高废水除氮率, 可增大p H值和水温, 延长吹脱时间。而在实际生产中, 还涉及到工况、设备、成本等影响因素, 因此需根据实际情况来确定最佳生产条件。

参考文献

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[2]李威.高氨氮废水处理技术探讨[J].绿色科技, 2013 (1) :41-42.

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[4]袁捷, 杨宁, 周艳军.吹脱法处理高浓度氨氮废水的研究[J].化学工业与工程技术, 2009 (4) :55-57.

高浓度茶多酚废水工程升级改造实例 第8篇

某药业有限责任公司, 其产品茶多酚系列产品销往国内及欧美、日、韩等国家和地区, 并成为国内及国外诸多知名企业高度信赖的供应商, 已具有一定的品牌效应, 产量和市场占有率位居同行业前三位。为适应市场日益增长的需求和企业的长远发展, 该药业有限责任公司拟投资7964.59万元, 征地71亩, 实施公司整体搬迁扩建。项目分两期建设, 项目一期实施后具有年产100t天然咖啡因、300t茶多酚生产能力, 二期实施后全厂具有年产300t天然咖啡因、1000t茶多酚生产能力。其生产废水主要由高浓度废水和低浓度废水两部分组成, 其中高浓度废水主要来自茶多酚萃取液 (氯仿、乙酸乙酯等) [1], 而低浓度废水来源于设备清洗水、场地冲洗水、设备冷却水等, 其水质特点是有机物含量高、水质波动大、废水具有一定生物抑制性, 难于生物降解。

现其一期废水处理站的预处理工艺无法达到满意效果, 导致后续构筑物负荷过重, 无法正常运行, 根据茶多酚废水水质特点[2]和结合预处理模拟实验, 现采用混凝沉淀+微电解+芬顿处理工艺对其废水进行预处理, 经过一年多的实践, 系统运行稳定, 出水水质各项指标均达到《污水综合排放标准》 (GB8978-1996) 中二级排放标准。

2 工程改造分析设计

2.1 原处理工程概况

(1) 设计处理规模:75m3/d。

(2) 设计进水水质, 见表1。

(3) 设计出水水质:执行《污水综合排放标准》 (GB8978-1996) 中二级排放标准, 见表2。

(4) 原处理设施, 见表3。

(5) 原处理工艺, 见图1。

2.2 现有工程存在的问题和原因分析

2.2.1 进水水质超出设计值

本工程方案设计时, 进水水质主要参考了企业环评报告和部分老厂废水取样实测数据。老厂原水取样水质检测, 高浓度废水COD 22000mg/L;车间总排口CODcr 4440mg/L。然而在调试期间, 多次对原水进行水质检测, 实际进水CODcr高达44000mg/L, 进水水质严重超出方案设计范围, 造成系统负荷高, 处理效果差。

2.2.2 混凝沉淀效果差

由于废水COD过高, 造成pH值调节较困难, 液碱消耗量过大, 按每天处理50m3/d废水, 片碱消耗量约在200~300kg之间;同时萃取液氯仿、乙酸乙酯易溶于金属盐类, 投加的PAC被大量消耗, 造成混凝反应效果不明显, 因此, 未能有效去除废水中茶多酚等物质。

2.2.3 泥活性差

因混凝沉淀效果差, 预处理效果不足, 废水中大量茶多酚、乙酸乙酯等物质未被去除, 抑制生化系统中污泥生长, 造成污泥活性差, 生化系统处理效率低。调试前期阶段, 为更好地去除茶多酚, 投加的石灰量更大, 也是造成污泥活性差的原因。

2.3 整改工艺说明

2.3.1 工艺的确定

上述存在的问题, 根据调试总结和小试结果, 拟对现有处理工艺作局部调整, 强化废水预处理, 改变运行方式, 以提高处理效果。调整后处理工艺如图2。

2.3.2 工艺说明

废水在混凝反应池内, 分别投加FeCl3、PAC、PAM。通过添加PAM、FeCl3, 一方面Fe离子与茶多酚反应生成难溶化合物, 减少废水中茶多酚的含量, 另一方面可以加速沉降速度;投加PAC, 一方面铝离子可与茶多酚生成难溶物质, 另一方面通过絮凝作用去除水中呈胶体和微小悬浮状的有机和无机物质, 减小了后续生化处理负荷。

混凝反应池[3]的出水自流入初沉池, 进行固液分离, 上清液自流入微电解水池, 沉淀物排入污泥池。

微电解[4]是指低电位的Fe与高电位的C在废水中产生电位差, 具有一定导电性的废水充当电解质, 形成无数的原电池, 产生电极反应。电极反应生成的产物具有较高的化学活性, 在中性或偏酸性的环境中, 铁电极本身及其所产生的新生[H]、[O]以及Fe2+等均能和废水中的许多组分发生氧化还原反应, 如对三氯甲烷具有明显还原脱氯的作用, 对茶多酚等有机物开环断链, 多环大分子有机物, 转化为相对分子质量相对小易生物降解的物质, 能破坏有机废水中的发色结构, 达到脱色的目的。微电解反应消耗了大量的H+生成了大量的OH-, 这使得废水的pH值也有所提高;新生的二价铁离子具有更高的吸附-絮凝活性, 调节废水的pH值可使铁离子变成氢氧化物的絮状沉淀, 吸附污水中的悬浮或胶体态的微小颗粒及有机高分子, 从而减少后续混凝沉淀药剂投加量。废水在微电解水池内经微电解处理后, 再投加一定量的H2O2, 利用微电解产生的铁离子, 形成芬顿反应, 将有机物进一步氧化分解, 目的是破坏茶多酚、乙酸乙酯和多糖等的结构, 降低其生物毒性。

废水由微电解池自流进入中和+水解酸化池, 首先进行pH值调节, 然后进入水解部分, 在水解酸化池中充分反应, 将大分子物质进一步分解成小分子物质, 提高可生化性。

水解酸化池出水提升至IC反应器[5]。废水自下而上通过IC。反应器底部有一个高浓度、高活性的污泥床, 污水中的大部分有机污染物在此间经过厌氧发酵降解为甲烷和二氧化碳。因水流和气泡的搅动, 污泥床之上有一个污泥悬浮层。反应器上部设有三相分离器, 用以分离消化气、消化液和污泥颗粒。生成的气体自反应器顶部导出;污泥颗粒自动滑落沉降至反应器底部的污泥床;消化液从澄清区出水。IC负荷能力很大, 适用于高浓度有机废水的处理。运行良好的IC有很高的有机污染物去除率, 不需要搅拌, 能适应较大幅度的负荷冲击、温度和pH值变化。IC池出水进入UASB进一步厌氧分解;

UASB反应器[6,7]也是一种高效厌氧处理装置, 在此, 废水中的有机物进一步降解, 转换成CH4, 出水进入中间水池。经沉淀后的废水自流入接触氧化池进行后续处理, 在有氧条件下, 废水中的可降解污染物在好氧微生物作用下, 一部分合成为微生物细胞, 另一部分分解为CO2、H2O, 得以彻底去除, 从而使水质得到净化。接触氧化池[8]出水自流入混凝沉淀池, 终沉池将接触氧化池出水所带的污泥沉淀, 二沉池的沉淀物排入污泥池。

终沉池出水自流入清水池, 废水由提升泵输入过滤器, 以保障出水稳定达到排放。

污泥池污泥通过泵打入板框压滤机压滤, 滤液回流至调节池, 泥饼外运处置。

3 各构筑物具体参数

鉴于目前生产废水产生量为60t/d, 原设计水量为最大75t/d, 但是污水COD浓度已达设计值的一倍以上, 实验也表明, 污水原水很难取得满意的处理效果, 必须进行适当地稀释, 再采用新的工艺才能处理到满意结果。不过稀释以后, 若要将产生的废水完全处理, 这样总的处理水量增加了一倍, 原设计的处理单元的水力停留时间均无法满足要求, 需要全面改造。所以, 本方案为完全处理的方案 (处理稀释后的全部水量) 。

3.1 格栅渠

格栅池为地下钢混结构, 设计参数如下。池体尺寸:2.0m×0.5m×1.5m;结构形式:钢混, 地下式;池数:1座;主要设备:人工格栅;尺寸:1.5m×0.5m;栅隙:5mm;数量:1台。

3.2 调节池 (新建)

池体尺寸:5.0m×8.0m×4.5m;有效容积:150m3;水力停留时间:24h;结构形式:钢混, 地下式;池数:1座;主要设备: (1) 提升泵型号:50QW10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW, 数量:2台 (一用一备) ; (2) 液位计:2套; (3) 潜水搅拌机:2台。

3.3 混凝沉淀池 (两级沉淀, 利用原有沉淀池和中间池改造)

由于水量增加一倍, 原有沉淀池水力停留时间缩短一倍, 沉淀效果下降, 必须保证沉淀效果。

(1) 反应池 (原有) 池体尺寸:3.4m×1.0m×2.5m;有效容积:7.0m3, 水力停留时间:0.7h;结构形式:钢混, 半地上式;池数:1座。主要设备: (1) 加药装置, 型号:JY-1, 数量:3套FeCl3、PAC、PAM; (2) 搅拌器, 转速:100rad/min, 功率:0.37kW, 数量:3台;

(2) 初沉池 (两级串联, 第一级原有) , 池体尺寸:3.4m×3.0m×4.5m;有效容积:20m3;水力停留时间:1.0h;结构形式:钢混, 半地上式;池数:1座;主要设备: (1) 导流筒及配件, 1组; (2) 溢流堰, 1组; (3) 污泥泵, 型号:50WQ10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW, 数量:1台。

(3) 第2级沉淀池 (原中间水池改造) , 池体尺寸:3.4m×3.0m×3.0m;有效容积:27m3;水力停留时间:1.3h;结构形式:钢混, 地下式;池数:1座;主要设备: (1) 提升泵, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=15m, 功率:N=1.1kW, 数量:2台 (一用一备) , (2) 液位计:2套, (3) 污泥泵:型号:50WQ10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW, 数量:1台。

3.4 铁炭微电解反应池 (原清水池改造)

池体尺寸:3.4m×3.0m×4.0m;有效容积:35.0m3;水力停留时间:5.5h;结构形式:钢混, 地上式;池数:1座。

3.5 中和+水解酸化池 (原调节池改造)

池体尺寸:4.0m×7.5m×3.0m;有效容积:75m3;结构形式:钢混, 地下式;池数:1座;

主要设备: (1) 提升泵, 型号:50QW10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW, 数量:2台 (一用一备) ; (2) 潜水搅拌机:型号QJB1.5/8-320/3, 功率1.5kW, 数量:2台。

3.6 IC反应器 (新增)

容积负荷:5.0kgCOD/m3·d;有效容积:400m3;水力停留时间:60h;池体尺寸:Φ6.0m×15.0m;结构形式:钢, 地上式;池数:1座;主要设备: (1) 三相分离器, 数量:2组, 材质:钢, (2) 布水系统, 数量:1套, (3) 水封器, 数量:1套, (4) 出水堰, 数量:1套, 材质:pp。

3.7 UASB水池 (原有利用)

容积负荷:4.0kgCOD/m3·d;有效容积:100m3;水力停留时间:16h;池体尺寸:4.5m×4.5m×6.5m;结构形式:钢混, 半地下式;池数:1座;主要设备: (1) 三相分离器, 数量:1组, 材质:PP, (2) 布水系统, 数量:1套, (3) 水封器, 数量:1套, (4) 沼气收集系统, 数量:1套, (5) 出水堰, 数量:1套材质:pp。

3.8 气浮机 (新增)

再一次混凝反应, 高效去除废水中的悬浮物, 降低部分COD, 并实现废水脱色。 (采用气浮机, 处理能力10t/h·座在UASB和接触氧化池之间的中间水池上。)

3.9 接触氧化池 (原有接触氧化池+沉淀池)

池体尺寸:6.5m×4.5m×4.0m+3.4m×3.0m×4.0m, 有效容积:130m3;水力停留时间:20.0h;

结构形式:钢混, 半地下式;池数:1座;主要设备: (1) 立体弹性填料, 直径:Φ=150mm, 长度:L=2000mm, 数量:100m3; (2) 填料支架:材质:6#角钢及尼龙绳, 数量:2套; (3) 曝气器, 型号:PD3, 数量:120套。

3.1 0 斜管沉淀池 (新建)

池体尺寸:6.0m×2.5m×4.0m, 有效容积:48.0m3, 水力停留时间:2.0h, 结构形式:钢混, 半地下式;池数:1座;主要设备: (1) 斜管填料, 数量:1组; (2) 溢流堰, 数量:1组; (3) 污泥泵, 型号:50WQ10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW, 数量:1台。

3.1 1 清水池 (新建)

池体尺寸:6.0m×4.0m×4.5m;有效容积:96.0m3;水力停留时间:15.0h;结构形式:钢混, 半地上式;池数:1座;主要设备: (1) 提升泵, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=15m, 功率:N=1.1kW, 数量:2台, (2) 过滤器, 处理能力:10m3/h, 介质:石英砂和活性炭;材质:碳钢防腐, 数量:1套。

3.1 2 污泥浓缩池

池体尺寸:3.4m×3.0m×4.5m;有效容积:40.0m3;结构形式:钢混, 地上式;池数:1座;

主要设备:污泥泵:型号:50WQ10-10-0.75, 流量:Q=10m3/h, 扬程:H=10m, 功率:N=0.75kW;数量:1台。

4 废水处理效果

土建项目从2013年10月正式动工, 2014年3月基本完工, 5月初所有设备全部安装完毕, 全面开始工艺调试并进入试转, 2014年7月初由当地环境监测站取样检测, 一次性全部指标合格, 经过3个多月的试运行环境监测部门对该工程进行了验收监测。其中一个月的监测效果数据见图3。

5 结语

采用混凝沉淀+微电解+芬顿预处理, 结合IC反应器、气浮池等工艺, 改造后运行效果显著, 装置运行稳定, 操作运行简便, 自动化程度较高, 运行方式灵活, 对水质波动适应能力强, 出水水质中COD、SS、色度等指标均达到《污水综合排放标准》 (GB8978-1996) 中二级排放标准。

摘要：指出了高浓度茶多酚废水其水质特点是有机物浓度高、难于生物降解, 原工程实例处理效果不达预期, 其UASB、接触氧化池等工艺无法正常运行, 出水水质不达标。对此进行了废水工程升级改造, 介绍了混凝沉淀+微电解+芬顿、水解酸化池、IC反应器、气浮池等在工程中的实际应用, 详细阐述了工艺原理、主要工艺参数。改造后运行结果表明:预处理效果显著, 装置运行稳定, 操作运行简便, 对水质波动适应能力强, 出水水质中COD、SS、色度等指标均达到《污水综合排放标准》 (GB8978-1996) 中二级排放标准。

关键词：混凝沉淀,微电解,芬顿,水解酸化池,IC反应器,气浮池,茶多酚废水,工程升级改造

参考文献

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高浓度氨氮废水处理技术研究进展 第9篇

1 高浓度氨氮废水的来源及危害

1.1 来源

高浓度氨氮废水主要来自于焦化废水、煤气废水、味精废水、化肥废水、垃圾渗滤液以及养殖废水厌氧消化液等[1]。由于高浓度氨氮废水成分复杂,除含酚类外,还含有单环及多环的芳香族化合物,并含有许多难以被微生物降解或有生物毒性的化合物,因此对其处理难度较大,特别是氨氮的去除达标是处理此类污水的关键[2]。由于高浓度氨氮废水对环境危害大,并难于处理,因此高浓度氨氮废水处理技术一直是国内外废水处理研究的重点。

1.2 危害

废水中的氨氮是水体富营养化和环境污染的重要物质,易引起水中藻类及其他微生物大量繁殖,严重时会使水中溶解度下降,鱼类大量死亡,甚至会导致湖泊的干涸。氨氮还会使给水消毒和工业循环水杀菌处理过程中增大用氯量以及对某些金属具有腐蚀性。当污水回用时,再生水中的氨氮可以促进输水管道和用水设备中微生物的繁殖,形成生物垢堵塞管道和用水设备,并影响换热效率。氨在硝化细菌的作用下氧化为亚硝酸盐及硝酸盐,硝酸盐在饮用水中易诱发婴儿的高铁血红蛋白症,而亚硝酸盐水解后生成的亚硝胺具有强烈的致癌性,直接威胁着人类的健康[3]。

2 高浓度氨氮废水处理技术与研究进展

2.1 电渗析技术

电渗析是在直流电场作用下,利用阴、阳离子交换膜的选择透过性(即阳膜只允许阳离子通过,阴膜只允许阴离子通过),而使溶液中的溶质与水分离的一种物理化学过程。

电渗析器在运行时,同时发生着多种复杂过程。主要过程是电渗析处理所希望的,而次要过程却对处理不利。例如,反离子迁移和电解质浓差扩散将降低除盐效果;水的渗透、电渗和压渗会降低淡水产量和浓缩效果;水的电离会使耗电量增加,导致浓水室极化结垢等。因此,在电渗析器的设计和操作中,必须设法消除或改善这些次要的不利影响[4]。

电渗析技术的主要缺点是运行过程中易发生浓差极化而产生结垢,但优势非常突出[5],主要有以下几方面。

2.1.1 装置设计灵活

电渗析技术除盐率调节灵活,根据需要可在30%~99%之间选择;原水回收率较高,一般能达到65%~80%。装置设计与系统应用灵活,根据不同的条件要求,可以灵活地采用不同形式的系统设计。并联可增大产水量;串联可提高脱盐率;循环或部分循环可缩短工艺流程。整个操作过程简单,易于实现机械化和自动化控制。

2.1.2 能量消耗低

电渗析过程无相变,在一定的含盐量条件下,用清洁能源电力使水中已离解的离子发生迁移,动力耗电较低,经济效益显著,是目前比较经济的水处理技术之一。在常温下运行,对产品性能影响小,适用于氨基酸、维生素等热敏的活泼化合物的生产,减少了其结构的破坏可能性或减少副反应的发生,能稳定产品质量。

2.1.3 无环境污染

电渗析运行时,工艺过程洁净。电渗析不像离子交换树脂那样有饱和失效问题,所以不用酸、碱频繁再生,也不需要加入其它药剂,对环境基本无污染。与反渗透相比,电渗析没有高压泵的强烈噪声,有利于实施清洁文明生产。

2.1.4 使用寿命长

电渗析装置预处理工艺简便,设备经久耐用。分离专用膜一般可用3~5年,电极可用7~8年,隔板可用l5年左右。操作维修方便,在运行过程中,控制电压、电流、浓度、流量、压力与温度等主要参数即可保证稳定运行。联合其它不同的处理单元,可制成满足电子、医药、食品、化工等更高档次需求的行业用水。

2.2 超声波技术

超声波的传播过程也是波的膨胀和压缩的交替过程。在膨胀周期内,超声波对液体产生负压效应,施加于液体的负压使液体断裂产生空穴,形成空化核(即在液体中生成充满气体的气泡,这种现象被称为空化现象)。空化出来的气泡停留时间很短,几乎是刚刚生成便立刻受到来自相邻压缩区的压力,造成这些气泡在极短时间内迅速崩溃消失,并在其周围的极小空间范围内产生局部高温(5000 K)和局部高压(50 MPa),并伴随出现强烈的冲击波和速度高达100 m/s微射流。这些物理条件为废水中化学污染的物降解提供了一个极为有利的物理化学环境。

一方面因气泡迅速崩溃而产生的瞬时高温、高压,使气泡内水分子裂解为·H、·HO、·HO2和H2O2等强氧化自由基[6]。

其化学反应原理如下:

这些强氧化性物质作用于水体中的化学污染物。将它们氧化成二氧化碳、水、无机离子等其它物质。

另一方面,污染物质在冲击波和微射流的作用下进入气泡内,直接进行类似燃烧化学反应的热解反应,且降解速率较大。

当水体中存在氨氮时,自由氨可挥发进入空化气泡进行热解,同时被液相主体的自由基氧化,生成N2、N2O逸出,或者生成NO2-盐和NO3-盐留在废水中。部分氧化反应方程式如下[7]:

顾年福[8]的实验表明,随着p H值的升高,氨氮的去除效果越来越好;随着氨氮浓度和气液比增大,氨氮的降解率也升高,当其值增大到一定程度时,在一定声场下,随着辐射时间的延长,氨氮降解率基本不变。在p H值为11,气液比800,氨氮浓度为4 948 mg/L条件下,经超声辐射2 h后,降解率达97.64%,可达标排放。任源[9]等对焦化废水用超声辐射法处理的研究表明,p H值为6.0~8.0时CODCr的去除率最高,超声与过氧化氢和Fenton试剂复合处理焦化废水,发生协同作用,可使COD和氨氮去除率显著提高。

超声波技术具有特殊的物理化学效应,可以用来处理许多水体中的化学污染物,特别是对难降解、有毒有机污染物和氨氮的处理;且该技术操作简便,易于控制;降解速率快;设备简单,成本低[10,11]。

2.3 电化学氧化技术

氨氮的电化学去除有两种途径,一是直接电氧化。氨可以直接在阳极失去3个电子被氧化成氮气和水;二是间接电氧化。氯离子首先在阳极上被氧化为游离氯,然后溶解在水溶液中形成“活性”,并作为强氧化剂与氨氮反应产生氮气,最终使溶液氨氮得到去除[12]。

电化学技术与其它水处理技术相比,因利用电解作用,药品添加量少;不会或很少产生二次污染;设备简单,占地少,既可以单独使用,也可以与其他技术结合使用。

王程远[13]等用石墨电极对模拟高浓度氨氮废水进行电化学处理,在较适宜反应条件下,进水浓度为3 000 mg/L,反应7 h后出水总氮质量浓度为379.4 mg/L,去除率达到87.35%,可作为高浓度氨氮废水的预处理。欧阳超[12]等研究了电化学处理氨氮废水的影响条件,并用不同电极材料对模拟养猪废水和实际养猪废水作了对比实验。实验表明,无论是在提高氨氮去除率还是降低能耗方面,Ru O2-Ir O2-Ti O2/Ti电极均表现出优越的性能。当p H值在6~10时,氨氮去除率较高,强酸强碱条件都不利于氨氮的去除;电化学反应速率与氨氮起始浓度无关;增加Cl-有利于提高氨氮去除率。在优化条件下,选用Ru O2-Ir O2-Ti O2/Ti电极,氨氮较COD优先去除,3 h内去除率达到98.22%。

2.4 光催化技术

光催化技术是近年来为了促进水体净化(去污、去毒、脱臭)并同时分解污染物而研究开发的一项有前途的水处理新型技术,已引起众多学者的广泛关注。

半导体能作为光还原的氧化还原反应过程的激活物,是由于它的满价带和空导带的电子结构。Ti O2禁带宽度为3.2 c V,当用波长小于或等于387.5 nm的光照射时,价带上的电子被激发,越过禁带进入导带,同时在价带上产生相应的空穴。电子和空穴分离并迁移到粒子表面的不同位置,分布在表面的空穴可将吸附在Ti O2表面的OH-和H2O分子氧化成·OH,·OH具有高达2.8 e V的氧化电位,能氧化大多数有机及部分无机污染物。

光催化氧化技术可将有机物完全分解矿化,在常温常压下反应,操作简单。所使用的催化剂Ti O2无毒无害,稳定性高,成本低,可回收利用。但Ti O2的固定技术是一项难题。悬浮体的Ti O2难分离,易流失,通常的固定技术存在催化影响活性催化剂固定量少等不足。此外,Ti O2的波长响应范围窄,活性不高,无法充分利太阳光,而利用紫外灯光源会造成能源浪费。

焦宏涛[14]用(Ti O2+A)催化剂对氨氮废水进行了降解实验研究。结果表明,(Ti O2+A)催化剂对模拟氨氮废水(含氨氮1 460 mg/L)的处理效果好,当反应时间为24h时,氨氮的去除率可达95%以上。对某化肥厂氨氮废水降解实验表明,8 h内可使ρ(氨氮)从238 mg/L降至8 mg/L,降解率达97%。王颖莉[15]考察了Ti O2光催化降解氨氮废水时通入空气对反应的影响。实验结果表明,通入空气可大大提高催化反应速率,氨氮去除率在80%以上,氧化产物为NO2-和NO3-。但是反应过程中部分氮气被氧化为NO3-,处理后的水中含有NH4+、NO2-和NO3-,需要进一步无害化处理。

2.5 MAP化学沉淀技术

MAP化学沉淀技术除氨氮具有快速、简单、高效等优点,而且生成的MAP在化工、医药、建筑、农业等领域有着广泛的应用。国外早在20世纪60年代就开始了利用MAP化学沉淀技术去除氨氮的研究,但国内起步较晚[16]。

MAP沉淀技术的基本原理是向含氨氮的废水中添加Mg2+和PO43-,使之生成难溶复盐Mg NH4PO4(MAP)沉淀,再经过重力沉淀或过滤,就得到了Mg NH4PO4·6H2O,将沉淀与废水分离就可实现对氨氮的去除。

MAP(磷酸铵镁,Mg NH4PO4·6H2O),俗称鸟粪石,是白色粉末无机晶体矿物,斜方晶系,相对密度1.71,分子量245.7,微溶于冷水,溶于热水和稀酸,不溶解于乙醇,遇碱溶液分解。在100℃时失水变成无水盐,热至溶化分解为焦磷酸镁。在工业上由镁盐溶液和磷酸铵溶液相互作用而得,可用作饲料添加剂、化学试剂、结构制品阻火剂等。MAP含有与复合肥相似的氮、磷成分,养分释放速度慢,且在沉淀过程中基本不吸收重金属和有机物,因此可作为安全的农用释放肥。

在25℃时,Mg NH4PO4·6H2O的溶解度积常数ksp=2.5×10-13。当Mg NH4PO4加热至300℃时可分解为Mg NHPO4和氨气,通过热解回收氨以及对镁和磷沉淀剂的循环利用在理论上是可行的[16]。

3 发展方向

目前氨氮去除方法较多,有时也采取多种技术联合处理,但还没有一种方法能高效、经济、稳定地处理氨氮废水,有些工艺在氨氮脱出的同时又带来二次污染。而且由于不同废水的性质差异,必须有针对性的采取不同的技术及工艺。