甘氨酸生產(chǎn)廠廢水處理的治理方案

甘氨酸生產(chǎn)廠廢水處理的治理方案

氨基丙烯酸也被稱為氨基丙烯酸。它是醫(yī)藥、農(nóng)藥、合成藥物和生物化學(xué)的重要原料，也是一個非常重要的合成中心。甘氨酸也可以用作食品工業(yè)中的調(diào)味劑、糖精去苦劑、抗氧化劑;化肥工業(yè)中的二氧化碳脫除劑;紡織工業(yè)中的織物染色用表面活性劑等。目前國內(nèi)甘氨酸的生產(chǎn)方法主要采用傳統(tǒng)的氯乙酸氨解法,其主要原料為氯乙酸、液氨、烏洛托品。此法生產(chǎn)甘氨酸排放廢液中含有一定量的氯化銨、少量的烏洛托品及微量的甘氨酸。含有上述多種污染物的廢水對環(huán)境造成嚴(yán)重污染。目前國內(nèi)甘氨酸生產(chǎn)廠家紛紛對生產(chǎn)廢水進行研究加以治理,以期率先完成廢水的達標(biāo)排放。筆者針對此類工業(yè)廢水的治理,提出采用多效真空降膜蒸發(fā)系統(tǒng)兼熱泵技術(shù)回收廢液中的氯化銨,回收氯化銨后排放的冷凝水進入冷凝水凈化系統(tǒng)進行處理的綜合治理方案。1傳統(tǒng)離子交換法提取氯化銨總體上有化學(xué)法和物理法。運用化學(xué)法在廢水的后處理方面相當(dāng)復(fù)雜,目前未見其應(yīng)用的報道。物理法具體說來有膜法、離子交換法和蒸發(fā)法。膜法主要有電滲析、擴散滲析和反滲透等,采用膜法從含低濃度氯化銨的廢水中回收氯化銨,其設(shè)備造價和能耗都比較高。傳統(tǒng)的離子交換法實為間歇式操作,并且工藝流程不能隨意調(diào)整,使得其工程化的動靜設(shè)備和儀表大量增加,最主要的是運用離子交換法得到的氯化銨溶液濃度很低,由于溶液的提濃問題很難解決,這樣此法的應(yīng)用受到了很大的限制。筆者研究采用蒸發(fā)法對廢水中的氯化銨進行回收。1.1蒸發(fā)過程中氯化銨的控制由于是從廢液中回收氯化銨,因此在具體操作上非常困難。從生產(chǎn)甘氨酸的廢水中提取氯化銨又有其特殊性,具體說有以下三大難點:①能耗問題。由于廢液中含氯化銨的濃度較低,要回收氯化銨就必須先去掉大量水分,因而能耗較大,成本過高。②腐蝕問題。氯化銨溶液對設(shè)備的腐蝕性極強,必須采用先進的蒸發(fā)工藝,也必須選用高級的材料制作設(shè)備和管道,這又加重了回收氯化銨的成本,即使采用鈦材設(shè)備,在溫度、濃度較高的情況下,仍然存在較強的腐蝕性。③蒸發(fā)過程中存在氯化銨的升華問題,另外催化劑烏洛托品的分解導(dǎo)致冷凝水排放不達標(biāo)造成二次污染。由于上述3個原因,使得以往回收氯化銨的成本居高不下,從經(jīng)濟的角度來說是沒有盈利的。1.2蒸發(fā)汽化技術(shù)對于能耗過高的問題,采用多效蒸發(fā),以火用分析法和熱力學(xué)經(jīng)濟理論為依據(jù),優(yōu)化出合理的效數(shù),認(rèn)為較經(jīng)濟的合理效數(shù)為2～4,本工藝采用三效。為進一步節(jié)約能源,在第一效增加了熱泵蒸發(fā)。采用熱泵技術(shù)使部分低品位能源(二次蒸汽)經(jīng)熱泵壓縮后作為高品位能源(高溫蒸汽)重復(fù)使用,節(jié)省一部分生蒸汽。本工藝還設(shè)置了乏汽預(yù)熱器使得末效二次汽用于預(yù)熱物料。采用三效或四效蒸發(fā)和熱泵技術(shù)相結(jié)合的蒸發(fā)工藝,蒸汽被多次重復(fù)利用,降低了蒸發(fā)總成本,使蒸發(fā)系統(tǒng)的經(jīng)濟性明顯提高。為了減緩氯化銨溶液對設(shè)備的腐蝕性,采用低溫蒸發(fā)工藝,這樣可以采用真空蒸發(fā)降低各效溶液的沸點,使溶液在較低的溫度下蒸發(fā)汽化,從而緩解氯化銨溶液對設(shè)備的腐蝕。另外,在很大程度上抑制了催化劑烏洛托品的分解以及氯化銨的升華。1.3真空蒸發(fā)蒸發(fā)與降壓蒸發(fā)技術(shù)蒸發(fā)器的種類很多,常見的有循環(huán)型(非膜式):中央循環(huán)管式蒸發(fā)器、懸筐式蒸發(fā)器和外加熱式蒸發(fā)器等;單程型(膜式):升膜蒸發(fā)器和降膜蒸發(fā)器。蒸發(fā)器選型一般應(yīng)考慮如下原則:滿足生產(chǎn)工藝要求;保證產(chǎn)品質(zhì)量;生產(chǎn)能力較大;結(jié)構(gòu)簡單;操作維修方便;經(jīng)濟性。多效蒸發(fā)系統(tǒng)中的總推動力由式(1)確定:式中:ΔT為蒸發(fā)系統(tǒng)中總的推動力,℃;T為一效加熱蒸汽的溫度,℃;t為末效冷凝器的溫度,℃;Δf為蒸發(fā)系統(tǒng)中汽相總阻力,℃。式中:Δ1為由溶液蒸氣壓降低引起的溫差損失,℃;Δ2為由液柱靜壓頭引起的溫差損失,℃;Δ3為由管道阻力引起的溫差損失,℃。由式(1)和式(2)可知,采用真空蒸發(fā)工藝后T變小,使系統(tǒng)的總理論傳熱溫差(T-t)變小,即總的推動力也變小,使得實現(xiàn)多效蒸發(fā)變難,但是由于降膜蒸發(fā)器沒有靜壓引起的沸點升高,即Δ2=0,使得系統(tǒng)總阻力Δf變小;又由于采用真空蒸發(fā),末效二次蒸汽的溫度t可以很低,從而使得(T-t)加大,最后結(jié)果是總的推動力仍然較大,這樣才能在較小的總有效傳熱溫差下實現(xiàn)多效蒸發(fā)工藝。另外,只有降膜蒸發(fā)器在小的傳熱溫差下可以運行,而且降膜蒸發(fā)器汽化表面很大,蒸汽中液膜夾帶量很少,很大程度上避免了二次污染。所以本項技術(shù)中選用降膜蒸發(fā)器是合理的。綜上述采用這種多效真空降膜蒸發(fā)兼熱泵技術(shù),可以有效地克服回收氯化銨的各項難點,將廢水中的氯化銨分離出來。采用低溫蒸發(fā)工藝,雖然抑制了氯化銨的升華,但在蒸發(fā)過程中仍有少量催化劑烏洛托品分解為氨和甲醛,隨二次汽的冷凝進入冷凝水中,致使冷凝水的化學(xué)需氧量(CODCr)超標(biāo)。這樣就要求在回收氯化銨后,必須有冷凝水的凈化系統(tǒng),去除冷凝水中的氨氮和甲醛,最終真正做到無污染排放。2蒸發(fā)系統(tǒng)工作原理蒸發(fā)工藝流程圖見圖1。本工藝采用逆流流程,為了減小能量消耗,原廢水首先進入乏汽預(yù)熱室6進行預(yù)熱,這樣既減輕了大氣冷凝器9的負(fù)荷,又充分利用了余熱。預(yù)熱后的廢液分別經(jīng)三效、二效、一效降膜蒸發(fā)器進行加熱蒸發(fā),而后進入閃蒸罐5進一步濃縮,直至達到所需濃度,再將濃縮液打入結(jié)晶器7進行常溫結(jié)晶,而后進行液固分離。為保證降膜蒸發(fā)器正常蒸發(fā)的最小降流密度,每一效蒸發(fā)器都有部分蒸發(fā)液進行自循環(huán)。由結(jié)晶槽出來的母液用母液泵打入乏汽預(yù)熱室內(nèi)預(yù)熱,然后與原液一起進入三效加熱室進行加熱蒸發(fā)。由鍋爐來的生蒸汽和經(jīng)一效汽液分離室分離出來的二次部分蒸汽經(jīng)熱泵壓縮后共同進入一效加熱室的殼程,對一效蒸發(fā)器加熱室進行加熱。由一效汽液分離室分離出的另一部分二次汽進入二效加熱室的殼程,作為熱源對二效蒸發(fā)器加熱室進行加熱。由二效汽液分離室分離出的二次蒸汽進入三效加熱室進行加熱。由三效汽液分離室分離出來的二次蒸汽進入乏汽預(yù)熱室進行部分冷凝。由乏汽預(yù)熱室出來的未冷凝的尾汽進入大氣冷凝器內(nèi)直接將其中的水蒸汽冷凝下來,冷凝水進入儲水池內(nèi),通過泵打入涼水塔內(nèi)。不凝性氣體用真空泵抽走,以保證蒸發(fā)系統(tǒng)真空蒸發(fā)。一效蒸發(fā)器的冷凝水回鍋爐房重復(fù)利用,二、三效降膜蒸發(fā)器殼程中的冷凝水和乏汽預(yù)熱器出來的冷凝水以及大氣冷凝器排放的冷凝水用泵打入廢水凈化系統(tǒng)。3農(nóng)業(yè)級氯化銨c的經(jīng)濟效益在經(jīng)濟效益方面,一般污水處理工程項目微虧損或持平都為好項目。而本項技術(shù)有一定的經(jīng)濟效益。年度總成本C1可按下式匡算:式中:η為設(shè)備年折舊率,%;Z為設(shè)備總投資,元;A為消耗能源的單價,元/kJ;Q為年回收氯化銨產(chǎn)量,t/a;B為噸產(chǎn)品的能源消耗,kJ/t;M為管理成本,元/a。年度總經(jīng)濟效益C按下式匡算:式中C2為銷售收入,元/a;C3為納稅金額,元/a。若以年產(chǎn)1萬t甘氨酸為例計算,每年要向外排放5萬t的廢水,其中氯化銨的質(zhì)量分?jǐn)?shù)約20%,若全部回收每年可回收1萬t氯化銨(Q=10000t/a),需蒸掉4萬t水,采用三效蒸發(fā)流程,生蒸汽經(jīng)濟性的比值W(水)/D(汽)取2.5,則需耗生蒸汽1.6萬t。低溫蒸發(fā)采用0.2MPa的生蒸汽作為一次能源,其值按614kJ/kg計,價格按0.1元/kg計,則:消耗能源的單價A=0.1/614=0.1629×10-3(元/kJ)噸產(chǎn)品的能源消耗B=1.6×614×103=982.4×103(kJ/t)設(shè)備總投資Z=250萬元;η=20%;年管理成本M=30萬元按式(3)可計算出年度總成本C1=240萬元,