权利要求
1.一种高盐含氨废水处理系统，其特征在于，包括脱气膜脱氨模块、调质存储池(1)和电化学氧化模块;
脱气膜脱氨模块包括高氨氮废水收集池(2)、提升泵(3)、保安过滤器(4)、调质水箱(5)、循环泵(6)、PVDF膜接触器组合(7)、气液分离器(8)、氨吸收喷淋塔(9)、氨吸收水箱(10)和输送泵(11)，高氨氮废水收集池(2)依次连接提升泵(3)、保安过滤器(4)和调质水箱(5)，调质水箱(5)、循环泵(6)和PVDF膜接触器组合(7)依次循环连接，PVDF膜接触器组合(7)的气侧出口依次连接气液分离器(8)，气液分离器(8)的气体出口分成两管路，一管路直接连接至燃煤电厂脱硝系统回用，另一管路依次连接氨吸收喷淋塔(9)、氨吸收水箱(10)和输送泵(11)后连接至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;
电化学氧化模块包括电化学氧化反应器(12)、出水储罐(13)和冷却水模块(14)，调质水箱(5)的低氨氮废水出口依次连接调质存储池(1)、电化学氧化反应器(12)、出水储罐(13)和冷却水模块(14)。
2.一种采用如权利要求1所述的系统处理高盐含氨废水的节能运行工艺，其特征在于，包括如下步骤：
1)高氨氮废水收集池(2)中的高盐含氨废水经提升泵(3)输送至保安过滤器(4)中滤除大颗粒杂质，然后进入调质水箱(5);
2)调质水箱(5)的外部设置有保温层，利用低压蒸汽通过表面式加热提升水温，利用高浓液碱调节pH值，使废水中的氨氮以NH3形式存在，调质后的含氨废水经循环泵(6)进入PVDF膜接触器(7)中，在PVDF膜接触器(7)内通过透膜解析过程使液侧挥发NH3通过气膜扩散进入气侧，降低气侧氨分压使传质过程高效连续进行，进入气液分离器(8)实现氨-水分离，分离得到的部分氨气直接回用至燃煤电厂脱硝系统，另一部分氨气通过氨吸收喷淋塔(9)形成氨水，经过氨吸收水箱(10)和输送泵(11)后回用至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;
3)经过PVDF膜接触器(7)后得到的低氨氮废水重新进入调质水箱(5)，调节pH、氨氮浓度、氯离子浓度和导电率后进入电化学氧化反应器(12)发生电催化氧化反应，得到高余氯无氨氮出水。
3.如权利要求2所述的一种处理高盐含氨废水的节能运行工艺，其特征在于，步骤2)中采用质量浓度为30%的氢氧化钠溶液作为高浓液碱，调节pH至6.0~9.0;步骤3)中调节pH至6.0~9.0。
4.如权利要求3所述的一种处理高盐含氨废水的节能运行工艺，其特征在于，工艺参数的控制过程如下：
1)根据设计参数得到电化学氧化反应器(12)能处理的最高氨氮浓度C1，设置电化学氧化反应器(12)实际进入的溶液的氨氮浓度Cx，Cx≤C1;
2)对于每个Cx值，在保持碱耗最低的前提下，分别计算脱气膜脱氨和电化学氧化两段工艺的最低能耗;
3)对于电化学氧化工艺，首先计算Cx浓度氨氮完全转化成氮气时产生的氢离子总量，再以出水储罐(13)的pH值为6.0~9.0为控制值，测算电化学氧化反应器(12)进入溶液的pH的最低值Px，结合氯离子浓度Cl0及电化学氧化反应器(12)的额定处理能力、额定电流、额定电压，测算进入溶液中氨氮完全反应或浓度≤1mg/L时所需要的最小电流，再结合电化学氧化反应器(12)的额定流量推算得到电化学氧化工艺最小电耗E2;
4)对于脱气膜脱氨工艺，首先计算将调质水箱(1)中循环液pH提升到Px的碱耗A1，再测算不同循环液温度下，低压蒸汽的热耗和完全反应时的循环时长，从而推算得到循环泵(6)电耗，通过软件计算拟合找寻该最优工况，使热耗成本和电耗成本最低，记录该优选工况下的热耗值Q和电耗值E1;
5)结合步骤3)和步骤4)的测算结果，测算Cx值下系统整体的电耗Ex=E1+E2，整体碱耗Ax=A1，整体热耗Qx=Q，根据碱耗、电耗和热耗，测算Cx值下运行成本Rx;
6)采用软件计算拟合不同Cx下的Rx，比选得到最低运行成本下的进水氨氮浓度，并结合步骤3)和步骤4)的优化运行参数，进行处理。
说明书
技术领域
[0001]本发明属于含氨废水处理技术领域，具体涉及一种高盐含氨废水处理系统及节能运行工艺。
背景技术
[0002]工业废水中有毒有害物质种类繁多，其中含氮污染物进入水体，容易造成水体富营养化，引发水华、赤潮等自然灾害。经过多年研究和治理，多数工业含氨废水已得到较好处理，但在高盐含氨废水处理方向仍有不足。
[0003]脱气膜法是一种高盐高氨氮废水处理技术，能够通过调节循环液pH和温度，将废水中的氨氮变成氨气分离出来，然后利用吸收液将分离出来的氨气固定，该技术的脱氨效率随着循环液氨浓度降低而不断降低。电化学氧化法是一种高盐低氨氮废水处理技术，能够通过电化学氧化反应将溶于水的氨氮氧化成氮气，从而实现废水的彻底脱氨，过流模式下该技术的脱氨总量十分有限。两种高盐含氨废水处理技术各有特点，工艺上有协同耦合的可能性。
[0004]关于脱气膜法和电化学氧化法耦合的高盐含氨废水深度脱除技术目前少有报道，这是由于两种工艺在进水条件、氨氮处理速率、能耗、药耗等方面难以匹配，缺少一种能够兼顾氨氮处理效率和运行成本的智慧控制策略。
发明内容
[0005]针对上述问题，本发明的目的在于提供一种高盐含氨废水处理系统及节能运行工艺。
[0006]具体的技术方案如下：
一种高盐含氨废水处理系统，包括脱气膜脱氨模块、调质存储池和电化学氧化模块;
脱气膜脱氨模块包括高氨氮废水收集池、提升泵、保安过滤器、调质水箱、循环泵、PVDF膜接触器组合、气液分离器、氨吸收喷淋塔、氨吸收水箱和输送泵，高氨氮废水收集池依次连接提升泵、保安过滤器和调质水箱，调质水箱、循环泵和PVDF膜接触器组合依次循环连接，PVDF膜接触器组合的气侧出口依次连接气液分离器，气液分离器的气体出口分成两管路，一管路直接连接至燃煤电厂脱硝系统回用，另一管路依次连接氨吸收喷淋塔、氨吸收水箱和输送泵后连接至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;
电化学氧化模块包括电化学氧化反应器、出水储罐和冷却水模块，调质水箱的低氨氮废水出口依次连接调质存储池、电化学氧化反应器、出水储罐和冷却水模块。
[0007]一种采用上述系统处理高盐含氨废水的节能运行工艺，包括如下步骤：
1)高氨氮废水收集池中的高盐含氨废水经提升泵输送至保安过滤器中滤除大颗粒杂质，然后进入调质水箱;
2)调质水箱的外部设置有保温层，利用低压蒸汽通过表面式加热提升水温，利用高浓液碱调节pH值，使废水中的氨氮以NH3形式存在，调质后的含氨废水经循环泵进入PVDF膜接触器中，在PVDF膜接触器内通过透膜解析过程使液侧挥发NH3通过气膜扩散进入气侧，降低气侧氨分压使传质过程高效连续进行，进入气液分离器实现氨-水分离，分离得到的部分氨气直接回用至燃煤电厂脱硝系统，另一部分氨气通过氨吸收喷淋塔形成氨水，经过氨吸收水箱和输送泵后回用至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;
3)经过PVDF膜接触器后得到的低氨氮废水重新进入调质水箱，调节pH、氨氮浓度、氯离子浓度和导电率后进入电化学氧化反应器发生电催化氧化反应，得到高余氯无氨氮出水。
[0008]进一步地，步骤2)中采用质量浓度为30%的氢氧化钠溶液作为高浓液碱，调节pH至6.0~9.0;步骤3)中调节pH至6.0~9.0。
[0009]进一步地，工艺参数的控制过程如下：
1)根据设计参数得到电化学氧化反应器能处理的最高氨氮浓度C1，设置电化学氧化反应器实际进入的溶液的氨氮浓度Cx，Cx≤C1;
2)对于每个Cx值，在保持碱耗最低的前提下，分别计算脱气膜脱氨和电化学氧化两段工艺的最低能耗;
3)对于电化学氧化工艺，首先计算Cx浓度氨氮完全转化成氮气时产生的氢离子总量，再以出水储罐的pH值为6.0~9.0为控制值，测算电化学氧化反应器进入溶液的pH的最低值Px，结合氯离子浓度Cl0及电化学氧化反应器的额定处理能力、额定电流、额定电压，测算进入溶液中氨氮完全反应或浓度≤1mg/L时所需要的最小电流，再结合电化学氧化反应器的额定流量推算得到电化学氧化工艺最小电耗E2;
4)对于脱气膜脱氨工艺，首先计算将调质水箱中循环液pH提升到Px的碱耗A1，再测算不同循环液温度下，低压蒸汽的热耗和完全反应时的循环时长，从而推算得到循环泵电耗，通过软件计算拟合找寻该最优工况，使热耗成本和电耗成本最低，记录该优选工况下的热耗值Q和电耗值E1;
5)结合步骤3)和步骤4)的测算结果，测算Cx值下系统整体的电耗Ex=E1+E2，整体碱耗Ax=A1，整体热耗Qx=Q，根据碱耗、电耗和热耗，测算Cx值下运行成本Rx;
6)采用软件计算拟合不同Cx下的Rx，比选得到最低运行成本下的进水氨氮浓度，并结合步骤3)和步骤4)的优化运行参数，进行处理。
[0010]本发明的有益效果在于：
1)应用节能控制策略，优化调整电化学氧化系统的进水水质、电流、电压、流量等运行参数，实现电化学氧化系统的节能运行;
2)应用节能控制策略，优化调整脱气膜系统的进水水质、循环时长、碱投加量、蒸汽使用量等运行参数，实现脱气膜系统的节能运行;
3)对脱气膜脱氨技术和电化学氧化技术运行参数进行深度耦合，能够在最低能耗和最低运行成本下确保出水氨氮浓度小于1mg/L，适用于各应用场所下的高盐含氨废水深度处理和资源化回用。
附图说明
[0011]图1为本发明的工艺流程图;
图2为本发明的控制逻辑流程图。
[0012]图中：1、调质存储池;2、高氨氮废水收集池;3、提升泵;4、保安过滤器;5、调质水箱;6、循环泵;7、PVDF膜接触器;8、气液分离器;9、氨吸收喷淋塔;10、氨吸收水箱;11、输送泵;12、电化学氧化反应器;13、出水储罐;14、冷却水模块。
具体实施方式
[0013]下面结合说明书附图和实施例对本发明做进一步地说明，但本发明的保护范围并不仅限于此。
[0014]如图1所示，一种高盐含氨废水处理系统，包括脱气膜脱氨模块、调质存储池1和电化学氧化模块;脱气膜脱氨模块包括高氨氮废水收集池2、提升泵3、保安过滤器4、调质水箱5、循环泵6、PVDF膜接触器组合7、气液分离器8、氨吸收喷淋塔9、氨吸收水箱10和输送泵11，高氨氮废水收集池2依次连接提升泵3、保安过滤器4和调质水箱5，调质水箱5、循环泵6和PVDF膜接触器组合7依次循环连接，PVDF膜接触器组合7的气侧出口依次连接气液分离器8，气液分离器8的气体出口分成两管路，一管路直接连接至燃煤电厂脱硝系统回用，另一管路依次连接氨吸收喷淋塔9、氨吸收水箱10和输送泵11后连接至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;电化学氧化模块包括电化学氧化反应器12、出水储罐13和冷却水模块14，调质水箱5的低氨氮废水出口依次连接调质存储池1、电化学氧化反应器12、出水储罐13和冷却水模块14。
[0015]一种处理高盐含氨废水的节能运行工艺，包括如下步骤：
1)高氨氮废水收集池2中的高盐含氨废水经提升泵3输送至保安过滤器4中滤除大颗粒杂质，然后进入调质水箱5;
2)调质水箱5的外部设置有保温层，利用低压蒸汽通过表面式加热提升水温，利用高浓液碱调节pH值，使废水中的氨氮以NH3形式存在，调质后的含氨废水经循环泵6进入PVDF膜接触器7中，在PVDF膜接触器7内通过透膜解析过程使液侧挥发NH3通过气膜扩散进入气侧，降低气侧氨分压使传质过程高效连续进行，进入气液分离器8实现氨-水分离，分离得到的部分氨气直接回用至燃煤电厂脱硝系统，另一部分氨气通过氨吸收喷淋塔9形成氨水，经过氨吸收水箱10和输送泵11后回用至燃煤电厂锅炉给水加氨系统;
3)经过PVDF膜接触器7后得到的低氨氮废水重新进入调质水箱5，调节pH、氨氮浓度、氯离子浓度和导电率后进入电化学氧化反应器12发生电催化氧化反应，高余氯无氨氮出水。
[0016]如图2所示，工艺参数控制过程如下：
1)根据设计参数得到电化学氧化反应器12能处理的最高氨氮浓度C1，设置电化学氧化反应器12实际进入的溶液的氨氮浓度Cx，Cx≤C1;
2)对于每个Cx值，在保持碱耗最低的前提下，分别计算脱气膜脱氨和电化学氧化两段工艺的最低能耗;
3)对于电化学氧化工艺，首先计算Cx浓度氨氮完全转化成氮气时产生的氢离子总量，再以出水储罐13的pH值为6.0~9.0为控制值，测算电化学氧化反应器12进入溶液的pH的最低值Px，结合氯离子浓度Cl0及电化学氧化反应器12 的额定处理能力、额定电流、额定电压，测算进入溶液中氨氮完全反应或浓度≤1mg/L时所需要的最小电流，再结合电化学氧化反应器12的额定流量推算得到电化学氧化工艺最小电耗E2;
4)对于脱气膜脱氨工艺，首先计算将调质水箱1中循环液pH提升到Px的碱耗A1，再测算不同循环液温度下，低压蒸汽的热耗和完全反应时的循环时长，从而推算得到循环泵6电耗，通过软件计算拟合找寻该最优工况，使热耗成本和电耗成本最低，记录该优选工况下的热耗值Q和电耗值E1;
5)结合步骤3)和步骤4)的测算结果，测算Cx值下系统整体的电耗Ex=E1+E2，整体碱耗Ax=A1，整体热耗Qx=Q，根据碱耗、电耗和热耗，测算Cx值下运行成本Rx;
6)采用软件计算拟合不同Cx下的Rx，比选得到最低运行成本下的进水氨氮浓度，并结合步骤3)和步骤4)的优化运行参数，进行处理。
[0017]实施例
[0018]某沿海燃煤电厂采用精处理高速混床工艺处理凝结水，树脂再生过程中产生大量高盐含氨废水，氨氮浓度约800~1000mg/L，氯离子浓度约8000~10000mg/L。该废水为经常性废水，常规工艺如吹脱法、生化法等处理困难。
[0019]应用本发明的系统和工艺，含氨废水处理效果显著。
[0020]其中，电化学氧化系统能够处理的最高氨氮浓度为250mg/L。某日待处理的高盐含氨废水水量为50t，初始氨氮浓度930mg/L，初始pH值7.8，初始温度25℃，初始氯离子浓度10400mg/L。系统运行前，先采用节能运行控制策略优选得到最佳系统运行参数。具体方法为：计算电化学氧化系统进水氨氮浓度为250mg/L时，电化学氧化系统进水pH值最低为10.3，此时电化学氧化反应器的最小电流为1551A，最小电耗为270kWh，再推算得到循环水箱中的最低碱耗为105kg液碱，脱气膜系统在43.5℃、循环时长5.6小时的条件下热耗值+电耗值最低，以电价0.42元/kWh、蒸汽价格120元/吨、液碱价格900元/吨计，共计运行成本29.72元/吨废水。再以相同的方法，计算电化学氧化系统进水氨氮浓度为249mg/L时运行成本29.65元/吨废水，计算电化学氧化系统进水氨氮浓度为248mg/L时运行成本29.60元/吨废水，穷举不同进水氨氮浓度的运行成本，计算电化学氧化系统进水氨氮浓度为100mg/L时运行成本34.42元/吨废水。比选得到系统最低运行成本最低为29.10元/吨废水，推算得到此工况下电化学氧化系统进水氨氮浓度为237mg/L、进水pH值10.2，电化学氧化反应器电压50.0V、电流1479A、流量50t/h，电化学氧化反应器出水pH值6.0、氨氮浓度小于1mg/L，脱气膜系统循环液温度44.6℃、循环时长5.5小时，液碱投加量94kg。以该参数运行系统，最终实测运行成本29.24元/吨废水，与计算结果非常接近(误差小于0.5%)，实现了脱气膜脱氨耦合电化学氧化系统的节能运行。
[0021]该系统投运1年来，处理效益突出。一段脱气膜工艺中，循环液以低温、高pH模式连续运行。控制循环液温度在40~45℃范围内，pH值在10.0~11.0范围内，实时控制值由配套软件计算拟合自动判定，脱气膜脱氨模块核心组件为80只PVDF膜接触器7能够实现氨水分离，并将氨资源化回用至电厂脱硝系统进口，脱气膜脱氨模块出水氨氮浓度在200mg/L~250mg/L范围内，保障了二段电化学氧化深处处理的效果。在对一段出水进行调质时，无需额外调节pH值，降温的幅度也非常有限(约9~14℃)，节约了系统整体运行能耗。二段电化学氧化工艺中，处理流量约50t/h，电化学氧化反应器12电压50V，电流在1278~1580A范围内，由配套软件计算拟合自动设定。电化学氧化反应器12出水氨氮浓度小于1mg/L，pH在6.0~9.0范围内，出水含有一定浓度的余氯，作为循环水杀菌剂资源化利用。
[0022]该电厂的高盐含氨废水处理系统投运时，能够按照智慧控制逻辑自动运行。在进水水质波动的情况下，始终保持出水氨氮浓度和pH值合格，通过综合考量碱耗、电耗和热耗，以经济性最佳的方式运行系统，高盐含氨废水处理整体成本约25~35元/吨，相比其他工艺具有显著的经济性优势。
说明书附图(2)
