高氨氮废水如何处理(医院污水氨氮高了怎么处理)

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废水中的氨氮主要有两种，一种是氨水形成的氨氮，另一种是无机氨形成的氨氮，主要是硫酸铵、氯化铵等。

高氨氮废水的形成一般是由氨水和无机氨共存造成的。在ph值高于中性的废水中，氨氮的主要来源是无机氨和氨水的共同作用。在酸性条件下，废水中的氨氮主要由无机氨引起。

说到高浓度氨氮废水，我们首先想到的是蒸馏和汽提，这时氨氮以氨水的形式出来。在这个过程中，废水需要加热、吹扫和加入碱性溶液...

然而，除此之外，你还能想到什么妙招来有针对性地降低能耗和投资？Ipgood和yjqin1两位大神对高氨氮废水有一定的了解。在讨论一个高氨氮废水的过程中，他们抱着和原来不同的想法，取长补短，最终给出了一个满意的改进方案。

接下来，请大家一起欣赏！

一.案件详情

Kinayhorn:
基本参数:

酸性（pH=2～3） 高氨氮（4000～20000mg/L） 高盐度（总盐约100g/L） 含多种重金属离子废水中主要离子是NH4+、Na+、SO42-三种，

要求的指标:

废水处理要求达到GB8978-1996一级排放标准。但目前废水全部回用，没有外排废水。

原始流程:

废水→重金属去除→碱调pH→反萃(氨水)→酸调pH→多效蒸发浓缩(硫酸钠外输)→冷凝水回用。

出水是强酸性，如果调到碱性，需要大量的碱，后面又用酸调，酸的需要量也很大。蒸汽需要量太大，而且让废水量增加25%，给后续蒸发浓缩带来很大压力。盐度太高，系统容易结垢设备腐蚀严重

提问:

如何改善，让待遇更经济合理？

二、讨论的实质:

ipgood:

这种废水看起来很难制造。其实坐起来也不是很难。

按照常规处理，有的人可能会加入液碱，然后吹掉或者蒸馏去除氨氮。目前离子膜液碱的价格是每吨液氨(含量32%)700元左右，这个成本中的加药成本很高。同时要提高废水的含盐量，等等。

没有必要去除废水中的氨氮，因为氨氮在你的废水中是以铵盐的形式存在的。你可以调节ph值到6左右，保证废水呈弱酸性，用5效蒸发脱盐，去除所有的硫酸铵、硫酸钠和所有的重金属。此时废水中的氨氮应该在200以下。如果你做得好，可以拿到100以下。去掉所有的盐。废水的运行成本是以120元内的蒸汽吨价格为基础的，你每吨的废水处理成本在35元以下，你就可以得到。

目前在氨氮废水上也有一个误区，就是吹脱和蒸馏都选。如果废水中的氨氮是氨水形成的，没有问题；如果是铵盐形成的，就很麻烦了。如果很高，最好以晶体的形式去除氨氮。这样，治疗费用会大大降低。

这个处理成本不会那么高，所以不需要强制循环蒸发，因为电能会很高，同时也会增加蒸发效果的次数。你说的至少能达到5个效果。加工成本会降低很多。同时也不需要强迫所有的效果循环。面板的电能将减少60%以上。蒸汽的利用率提高了一倍多。仅供参考。你的废水的主要成分是硫酸钠和硫酸铵。因此，可以将废水中和到弱酸性环境中，然后通过直接蒸发进行脱盐和去除氨氮，达到五效合一。同时可以降低COD。一举两得。

金威霍恩:

成本主要是氢氧化钠和硫酸，以及去除重金属前添加的化学药品，还有蒸汽的成本。因为成本太高，现在废水去除重金属后直接进入4效蒸发浓缩系统，但也带来很多问题。一个是冷凝水中氨含量高，另一个是结晶硫酸钠中含有25%的硫酸铵，导致硫酸钠无法导出，堆积在厂区，严重影响生产。设备腐蚀结垢严重，氨气逸出，厂区工作环境十分恶劣。

ipgood:

这个废水不需要加硫酸，直接加液碱就可以了，调ph到6左右。这样，废水中的硫酸铵很少从氨水中出来。同时你的重金属也不需要出来，最后都在固体里被清除了。冷凝水中有大量的氨，说明废水中的氨氮中有大量的氨，各效的ph不可能是中性或碱性。因为这样的条件，氨必须释放出来，整个过程都要在酸性条件下进行。因为硫酸铵本身是酸性的，如果把ph调成中性，那么你的废水里一定有氨水。因为硫酸铵是酸性的，废水是中性的，所以废水ph从酸性到中性的部分是用氨水的碱性来补充的。所以淡水中肯定有大量的氨氮。这个氨氮的来源是废水中的氨水，而不是硫酸铵，所以控制ph弱酸性非常重要。设备的腐蚀问题主要是应力腐蚀。我不知道你的材料。一般316l的废水问题不大。

然后就是电费的问题。我觉得你的装机功率肯定很高，这就是强制循环的缺点。我做蒸发6效，每天100吨废水，装机功率只有25千瓦。我不知道你的装机功率是多少，但这是电费的问题。另外，你们那里蒸汽的消耗和冷却水的用量都不小，我估计。我猜你们那里的设备经常堵塞吧？也是一个缺点。但是可以做的很好。当产生盐时，不能采用冷却结晶法，废水要加热结晶。

金威霍恩:

我们的目标是回收氨和重金属。如果氨和重金属最后都在最后的固体里，那就更麻烦了。

蒸发出来的硫酸钠晶体出口，外面的企业用来生产硫酸钠。但是最近环保局严查了。他们烤硫酸钠的时候有大量氨气出来，环保局查过几次。他们要求元明粉中硫酸铵的含量必须低于10%，否则不使用我们的元明粉。厂区面积有限，现在已经堆积了大量硫酸钠。不运出去，就没地方堆了，就停产了。

目前，经过蒸发浓缩系统后的废水固含量为30%。冷却结晶后，用铲斗挖出固体，上清液返回蒸发浓缩系统。

ipgood:

看起来就是这样。你可以把它们全部结晶成固体，然后焚烧，再用水吸收氨水，回收氨水。硫酸铵本身在高温下会分解。如果加液碱蒸发回收，不算，成本很高。反正得烧了，这时候回收会更好。关于盐的销售还有一个问题。我不太了解情况。纯属个人观点。仅供参考。

还有一个问题，可以不冷却直接结晶。但现在都这样了，不可能再改，也不可能再做。关键是在燃烧过程中要吸收废气，可以用水吸收。或者用硫酸再吸收。不知道你们公司能不能把这些硫酸铵或者氨水再利用。

yjqin1:

看到楼主和ipgood的交流，受益匪浅！
我还想表达以下个人观点。

首先，问一些问题。

第一，能否在酸性或中性条件下回收重金属？(即便如此，也有可能在加碱脱氨的情况下，金属氧化物或氢氧化物仍然会析出，肯定会影响蒸氨塔的正常运行)。

二、贵公司生产中，原料是氨(氨水或液氨)还是硫酸铵，还是两者都不是？

其一，如果楼主公司生产中氨水或液氨是原料，最可行的仍然是除重金属后蒸氨。加碱调pH是必需的。当然，这样做耗碱耗酸耗蒸汽。如此的话，重点放在现有设备和工艺的的改进上，比如先在中性条件下用多效蒸发浓缩三倍到30%，再调高pH值后进蒸氨塔，估计耗碱耗酸、尤其是耗蒸汽量会有减少。至于结垢和腐蚀方面的事儿，多采纳ipggod兄弟的意见，甚至工艺和设备。其二，如果楼主公司生产中硫酸铵是原料，我建议你们如此操作：除重金属（需要另外加药？靠调高pH到pH=12行不行？沉淀过滤还是很容易的，只不过， 加碱太多后，重金属离子容易和游离氨形成络合，倒又溶解了）后，调高pH= 12 ～ 12.5，然后用透膜解吸-化学吸收法得到是高浓高纯的硫酸铵溶液，如此操作，省不了酸碱（硫酸花费不贵），但完全省掉了蒸汽消耗。如果要得到固体硫酸铵，那就请用ipgood兄弟的高效热法结晶器了。当然，如果想减少膜设备的投资，可以先在偏酸性（pH=6 ～ 7）条件下做多效蒸发浓缩，如果料液浓缩三倍，膜设备投资差不多按比例减少。如果日处理700吨浓盐水，膜设备投资在350万左右，日耗电1000度，把氨游离出来所耗的碱量和透膜吸收所耗的酸量容易算出来。其三，如果氨和硫酸铵都不是你们的原料，最好还是说服硫化钠厂上一套脱氨装置，如果氨水或液氨好卖，用水吸收后精馏可得。如果硫酸铵好卖，用适当浓度硫酸吸收后做热法结晶。这也不难，为什么不做呐？实在不行，你厂出资为他们建造一套装置不就行了。相对你公司每天2000吨水的处理，这投资不算大吧。

至于一些理论问题:

硫酸钠和硫酸铵的混合物必须通过ipgood的热结晶得到。但冷法结晶也好不到哪里去。硫酸铵的饱和溶解度在零度时约为41%，在100度时约为50.5%，随温度单调增加，但变化不大。而硫酸钠的溶解度在零度时约为4%，33度时最高约为34%，但随后在100度时逐渐降低至29%左右。

如果废水中硫酸钠和硫酸铵共存，由于硫酸铵相对量少(属于弱势群体)，当温度降至0 -15度使硫酸钠冷结晶时，实际上得到的是硫酸钠和硫酸铵一比一的第一次共结晶盐。这也启发了我们，不妨做两步结晶。例如，铵盐和钠盐在10℃时可以得到共结晶，但母液中几乎没有铵盐。然后降温至5℃以下，得到十水硫酸钠(芒硝)晶体。共晶盐在30-60℃下新溶解后冷却结晶，硫酸钠成为一个弱势基团，得到的晶体主要是硫酸钠。这样出口的元明粉中铵盐含量必须小于10%。

高浓度硫酸铵溶液可以通过ipgood描述的高效蒸发-结晶器得到硫酸铵固体盐，其销量应该不会比硫酸钠差。

金威霍恩:

这么说吧，废水就是沉钒废水。含钒废水的处理是一个世界性难题。通过加入碱和还原剂使钒废水中的重金属沉淀，去除重金属后的废水pH值约为8~9。1.提钒的过程是钠化焙烧过程，加硫酸铵的目的是沉钒。2.现在的目的是希望氨可以循环利用，废水可以零排放。

yjqin1和ipgood的一些想法启发了我。谢谢两位！

yjqin1:

废水→重金属去除(pH≈9)→调酸(pH≈7)→四效蒸发(固含量:12)(此步骤生成高浓度高纯度硫酸铵溶液(回用))→气体膜分离(pH > 9后)→调酸(pH≈7)(硫酸钠(出口)→冷却结晶→上清液四效蒸发。

我建议的改进流程如上图所示。

膜分离(膜解吸-化学吸收)除氨的副产物是高纯度、高浓度的硫酸铵水溶液，可在工艺中重复使用(固体盐或浓盐水溶液？)，既高效除氨，又完全省去了原工艺蒸氨的蒸汽消耗(预计每天需消耗400-500吨加压蒸汽，每年需1500-2000万元)。

我在之前的回复中提到，如果想降低膜设备的投资，可以先在偏压(pH=6 -7)条件下做多效蒸发浓缩(氨的PKA = 9.2，pH=7.2时99%的氨以不挥发的铵根形式存在)。料液浓缩三倍，膜设备投资几乎成比例减少。因此，我建议将氨蒸发浓缩后回收。如果将2000吨/日废水浓缩为700吨浓缩废盐水，用于回收氨的膜设备约需350万元，日用电量1000度。很容易计算出游离氨用的碱量和膜吸收用的酸量(在碱性条件下，废水几乎没有缓冲，如果pH=9，近40%的氨已经以游离状态存在)。

的确，氨的回收需要消耗液碱和硫酸，从环保的角度来说，这是自己做不到的。但从经济上来说，毕竟节省了(至少是部分)外购硫铵的成本。

硫酸铵虽然很便宜，但其价格基本等于液氨的价格+其生产过程中消耗的硫酸的价格。因此，从含氨废水中回收氨作为硫酸铵的收益为(回收氨的价格-消耗氢氧化钠的价格)。

氨的分子量是17，氢氧化钠的分子量是40。氢氧化钠(100%液碱)价格为2000元/吨，而液氨价格按3000元/吨计算，那么回收一吨氨的收益为3000-2000 x40/17 =-1700元/吨氨，净收入为负，可见这确实是一笔亏本的生意。

因此，如果废水含氨4000mg/L，仅从化学耗量的角度来看，除氨的纯成本为6.82元/吨废水；如果废水含氨量为20000mg/L，仅从化学耗量的角度来看，除氨的纯成本为34元/吨废水。

其他费用主要是工艺所需的调酸工序。由于pH值只在6-10之间变化，用量极小，硫酸毕竟便宜。

采用这种膜法，可以毫无问题地去除50%、70%、90%、99%和99.9%的氨。至于低能耗结晶分离硫酸钠和硫酸铵混合物，我们愿意做一些研究和开发。

ipgood:

在yjqin1的指导下。我们可以做到这一点，节省投资和能源消耗，并有效地完成您的废水处理。

同意蒸发浓缩后回收氨水或硫酸铵，最后脱盐的工艺。

这可以通过制造四效蒸发器来实现。后三个用于浓缩进水料液，第一个用于硫酸钠废水脱盐。也就是说，蒸发器用于浓缩废水和淡化废水。即蒸发器设计有两个进水口(第二效的进口进入原水，第一效的进口进入脱除硫酸铵后的废水，这样水量可以平衡，蒸汽消耗可以减少一半以上，电能可以减少70%)，一个蒸汽进口可以同时完成两个操作。

工艺流程如下:废水经重金属脱除、ph调至弱酸性、蒸发器浓缩、膜系统脱氨、蒸发器脱盐(这里说的蒸发器是一个整体四效的系统，后三效浓缩在前面，第一效是硫酸钠结晶，目的是节省蒸汽。同时后三种效果不需要强制循环，不耗电，第一种效果是强制循环。同时说明经过脱氨后，浓缩废水中的无机盐浓度很高，无法做成多效。因此，将其投入原系统，以提高蒸汽利用率，减少蒸汽。实际上耗电量也降低了70%以上，因为此时蒸发器的后三效不需要强制循环，这与常规蒸发系统不同。整体蒸汽消耗比以前低，因为此时可以实现热结晶，不需要冷却结晶，浪费了大量的显热)。这样可以回收整个系统中的氨氮，同时节省电能和蒸汽。稍微浓缩一点的废水进行脱氨，可以补充一定的温度，蒸汽消耗会减少很多。同时，如果做成蒸发器，所需的冷却水会大大减少，也就是耗电量也会减少。

该建筑的另一个想法是浓缩，然后沉淀重金属，这可能会节省更多的成本。先调ph至弱酸性，再浓缩，浓缩后沉淀贵金属。所需的液体碱的量会更低，这意味着加入的酸的量会大大减少。此时，将ph调节至碱性后，沉淀将完成。在后期膜法回收硫酸铵时，不需要再加入更多的液碱，因为此时的ph值很高，即加入的液碱量会减少。这个时候脱氨会省很多。然后进行脱盐处理。两种方法中的后一种更经济。第一，沉淀的用水量大大减少，液碱的加入量也大大减少。正好这个时候ph很高，这些碱好到可以用膜法脱氨。就是酸浓缩，碱沉淀，膜脱氨，蒸发脱盐。多么完美。

这种方法基本上是最好的设计思路。请仔细感受。整体电能减少70%左右，蒸汽消耗低很多。

整个固体出来了，流出物在车间完全回用。实现硫酸铵的基本回收，同时提高硫酸钠的纯度。

d环境:

个人感觉大家都说了剥法，没有考虑剥法。汽提方法可以使用填料塔。向填料塔内吹入空气体，然后吹出调节至PH 11的氨气，可以节省蒸汽制备成本。另一个问题是必须用负压代替正压。其实剥和剥的去除率差不多，以后可以考虑。吹除分为填料式和板式。

yjqin1:

在硫酸铵可以重复使用的这种特殊场合，可以用汽提(环保上也叫气提，化工上叫解吸或脱附)代替汽提(化工上叫直通式蒸汽蒸馏)来脱氨。反正氨会和硫酸反应生成硫酸铵。而用气提(或汽提)代替汽提(或蒸馏)虽然节省了蒸汽，但回收解吸所需的空气体也需要动力消耗，而且需要两个塔，一个吸收，一个解吸。

看到这里，你对高氨氮废水有更深的认识了吗？

看了两位大神的精彩论述，边肖深有感触:理性越是被区分，就越是清晰。不拘泥于固有的方法和原创的答案，思路会大大拓宽！