除盐水水质（共7篇）
除盐水水质 篇1
1 概述
火力发电厂的正常生产离不开水,根据电厂锅炉压力的不同,所用水质也有所不同,并随着锅炉压力越高,对所用水的水质要求越高。
生产实践中,对水的处理分为软化处理和除盐处理;水的软化处理只是除掉水中的钙、镁离子,而水的除盐处理则是除掉水中溶解的盐类。目前在国内已经应用的除盐工艺有以下几种类型:
(1)化学除盐——离子交换法
(2)电力除盐——电渗析法
(3)压力除盐——反渗透法
(4)热力除盐——蒸馏法
哈发公司采用的是化学除盐方法。化学除盐是应用离子交换反应的原理进行除盐,用这种方法制取的水称为除盐水,化学除盐工艺过程,是将原水通过H型阳离子交换器(即阳床)和OH型阴离子交换器(即阴床)经过离子交换反应,将水中的阴、阳离子除掉,从而制得高纯水。经过阳、阴床交换后的水,基本上除掉了全部阳、阴离子。但对于超高压以上的锅炉,对水质要求较高,为了提高制水纯度,也为了防止对阴、阳床失效监督不及时,出现短时间水质恶化现象,在阳、阴床后加装混床,起到了深度除盐的作用,也保护了出水水质。
未经处理的原水中因含有很多离子杂质,从而使原水成了最基本的电解质溶液,在其中插入电极,带电的离子在电场作用下产生移动而传递电子,因此具有导电作用,其导电能力的强弱称为电导度,简称电导用S表示,其关系式为:S=1/R,R即为电解质溶液的电阻,我们已经知道R=ρ·L/A,则可推出:
这里ρ为电阻率,1/ρ称为电导率,用K表示,L/A称为电极常数,是厂家已经标定的,用Q表示,则有:K=S·Q,
即:电导率=电极常数×电导
电导率也表示了导体的导电能力,它的单位是西/厘米或毫西/厘米、微西/厘米。
2 试验仪器
接入水处理系统中的DDS-11A电导率仪该仪器是由电导池、振荡器、放大器及检池指示器等部分组成,采用分压式测量电路,是实验室型电导率仪。它除能测量一般溶液的电导率外,由于仪器有很高的输入阻抗,并采用了电容补偿措施,因此也能满足测量高纯水电导率的要求。
该仪器的整个测量范围分为12个量程,每个量程配众不同的分压电阻,但最后两个量程用同一分压电阻,而最后一个量程采用电极常数为10左右的铂黑电极来实现量程扩展,其它各量程使用常数为1左右的电极。
仪器有两种频率的交流电源供选用,低周约为140Hz,高周约为1000Hz。
由于电极在生产工艺上很难做到同一型号电极的常数完全相同,所以DDS-11A型电导率仪还设有电极常数调节电路,以适应使用不同常数的电极。
3 影响电导率测量的因素
在火力发电厂汽水监督的过程中,电导式分析仪器使用的时间最长、应用最广。电导率已作为水质分析的一项重要指标。因此,在火力发电厂汽水监督国家标准中对电导率一项已有明确规定,如国标中规定一级化学除盐水电导率(25℃)不大于10微西/厘米,一级化学除盐——混床处理水电导率(25℃)不大于0.2微西/厘米。
电导率的测量在生产监督中是十分重要的,然而在测定电导率的过程中各方面的影响因素也还是很多的,为了保证电厂机炉安全运行,供给机炉高质量的除盐水是很重要的。因此,消除各种因素对电导率测量的影响,生产出电导率在国家标准范围规定内的除盐水,也是十分必要的。
3.1 电导池电极极化对电导率测量的影响
电导池电极的极化分为浓差极化和化学极化两个方面,浓差极化是指离子浓度在溶液中分布不均产生内电场的现象;化学极化是指在外电场的作用下,溶液在电极上引起化学反应,其反应生成物附着在电极表面,使溶液与电极的有效接触面积减小,造成误差。
虽然这两种极化要不同程度地产生,但在我们的研究中这种影响是很小的,甚至是可以以消除的。因为我们测量的是经过阳床、阴床、混床处理后的混床出中水的电导率,虽然未经处理的原水中含有很多的可导电离子,但经过一系列的离子交换处理后,这些离子绝大部分已被除去,残留在出水中的浓度也是极其微量的,因而形成两种极化的趋势是很小的,加之,仪器本身内部的振荡器根据谐振原理产生较高频的交流电源,也降低了电极极化作用引起的误差。所以在实际测量中这方面的影响因素是很微小的。
3.2 温度对溶液电导率的影响
上面所论述的几个方面对电导率测量的结果影响都不大,那么温度对电导率的测量是否有影响呢?而且温度的变化是时时刻刻存在的,如果有影响,那么它又是按着怎样的规律影响着电导率的变化呢?
前人总结的经验告诉我们,对于电解质溶液来说,电导率受温度影响较大,即使溶液的浓度无变化,溶液的电导率将随着温度变化,而且变化十分明显。
当溶液温度升高时,离子的水化作用减弱,溶液的粘度降低,离子运动的阻力相应减小,在电场的作用下,离子的定向运动加快,因而使电解质溶液的电导率增大,反之,溶液温度下降,其电导率减小。适当地提高温度又可以加快离子的运动和减少树脂外水膜的厚度,有利于交换反应的进行,这样,温度升高不但没有因离子运动增快而使电导率增加,反而因交换反应进行的更完全而使一级除盐水中的残余离子更进一步被交换,使能导电的离子减少,从而使纯水的电导率降低。温度太低会明显降低离子交换速度,但升高水温又不能升得太高,因为离子交换树脂是胶体集团所组成,水温过高会影响树脂的热稳定性,从而影响树脂的寿命。所以离子交换设备运行时,一般将水温控制在30℃~35℃左右,这样既能使混床出水电导率低于国标规定,又能使交换反应很好地进行,而且保证不损伤树脂的性能。
3.3 运行流速对电导率测定的影响
当温度在30℃时混床出水电导率低于0.2μs/cm,那么在不同的温度下,流速的变化对电导率又有何影响呢,下面又测定了在低温和高温两个不同温度下改变运行流速所得到的两组电导率数据:
结论:由以上两个图表可看出,在低温时流量对电导的影响不大,在高温时流量对电导的变化波折较多,但总体不大。
从前面的温度—电导曲线可以看出,流量一定时,温度对电导有很大的影响,在温度高于30℃时,混床出水电导<0.2μs/cm,达到标准要求。
除盐水水质 篇2
某燃机电厂3×390MW燃气-蒸汽联合循环机组的化学水处理系统配有2套出力为35m3/h的全膜水处理系统, 由超滤系统、一级反渗透系统、二级反渗透系统、EDI系统及附属系统组成。水处理流程为:原水 (自来水) →UF→一级RO→二级RO→EDI。全膜水处理系统经过一段时间的运行后, 设备会受到给水中可能存在的悬浮物质或难溶物质的污染, 污染是慢慢发展的, 但是如果不在早期采取措施, 污染将会在相对短的时间内损坏设备元件的性能, 因此要实时对水处理系统的水质进行监督, 采取加药调节或在线、离线清洗等方式及时恢复设备元件性能, 保障除盐水处理系统安全运行, 提高机组供水水质的可靠性。
2 除盐水处理系统水质监督优化前情况分析
2.1 优化前水质监督情况
除盐水处理系统各个环节均有安装在线仪表实时监测水质情况, 具体仪表情况如下:超滤进水浊度表、反渗透进水ORP、反渗透进水电导率表、反渗透进水PH表、一级#1RO产水电导率、一级#2RO产水电导率、二级#1RO产水电导率、二级#2RO产水电导率、一级反渗透产水PH、二级反渗透产水PH、#1EDI进水PH表、#1EDI进水电导率、#1EDI产水电导率、#1EDI浓水电导率、#2EDI进水PH表、#2EDI进水电导率、#2EDI产水电导率、#2EDI浓水电导率、#1EDI产水硅表、#2EDI产水硅表、除盐水母管硅表、除盐水母管电导率、除盐水母管PH表、除盐水母管Na表。通过监测水质PH、电导、氧化还原电位等, 了解每级产水情况, 推断该级设备元件污染情况, 以便作出相对应的操作, 如调节加药量、计划在线清洗或离线清洗等, 维持除盐水安全、稳定输出。
2.2 优化前存在的问题及危害
(1) 超滤进水水质的监测配备了浊度表, 而超滤出口却没有进行在线监测, 当超滤产水不合格时, 若未能及时发现, 不合格水质进入反渗透, 将造成反渗透膜的污堵或氧化损伤。
(2) 余氯指标主要反映的是水中氧化性物质含量。虽然前面环节有投加亚硫酸氢钠, 但RO和EDI的进水中还是会存在一定数量的余氯, RO膜和EDI模块长时间接触过量余氯会造成不可逆损伤。显而易见, 监测RO和EDI进水余氯含量是一项不可或缺的重要指标。水中余氯含量可以采用ORP (氧化还原电位) 表检测, 由表1可知反渗透进水也安装了ORP表, 但ORP表反映的是水溶液中的总体氧化还原性, 而PH值、温度、和水中其他氧化还原物质的变化都可以造成ORP响应的严重偏移。也就是说, 在实际应用中, RO进水ORP表受到的测量干扰较大, 可信度下降。因为ORP与余氯浓度之间并没有简单的转换关系, 反渗透膜的产品手册和我厂运行规程上都没有明确要求RO进水的ORP控制值, 而是要求进水余氯小于0.1mg/L。如果反渗透进水余氯长期超标, 反渗透膜就会发生降解, 造成不可逆的损伤, 影响除盐水处理系统的安全稳定运行, 甚至影响发电机组的安全运行。
(3) EDI是除盐水处理的最后一环, 能制出超纯水, 其运行状态直接影响发电机组的安全稳定运行。EDI对游离氯的耐受性相对RO而言还要低。现在EDI进水并没有在线监控余氯含量, 如果只是手工监测, 每日只取样检测一、两次的话, 难以捕捉异常数据, 难以保证EDI系统免受不可逆的氧化损伤。
3 除盐水处理系统水质监督优化方案
3.1 优化方案
(1) 在超滤出口安装浊度表, 监测超滤产水水质, 防止不合格水质进入反渗透。
(2) 在实际应用中, RO进水ORP表受到的测量干扰较大, 可信度下降, 为避免RO膜长时间接触过量余氯, 在反渗透进水安装余氯表, 直接地监测RO进水余氯, 从而及时调节还原剂加药量, 保障RO运行安全。
(3) EDI作为除盐水处理系统的最后一个环节, 进水比较纯净, 离子含量很低, ORP值基本能正确反映余氯含量。也就是说相对RO而言, 在EDI进水安装ORP表也能满足需求, 所以在EDI进口安装ORP表, 在线监测EDI进水的余氯。而且能利用现有仪表 (原RO进水ORP表) , 节省投资。
3.2 控制指标
(1) 根据超滤产品手册, 要求超滤产水浊度<1NTU。
(2) 根据反渗透膜的产品手册和我厂运行规程, 要求反渗透进水余氯<0.1mg/L。
(3) 根据EDI使用手册, 要求EDI进水余氯<0.05mg/L。因为EDI进水为二级反渗透出水, 离子含量很低, 因此查去离子水余氯含量与ORP关系图, 即图1, 可知余氯0.05 mg/L对应的ORP值为290mv。所以要求EDI进水ORP<290mv。
3.3 优化后效果
优化后, 能及时监测除盐水处理系统各环节水质状况。除盐水处理系统各环节水质情况如表1-表4。
4 结语
在超滤出水安装浊度表、反渗透进水安装余氯表、ED进水安装ORP表之后, 能有效监测除盐水处理系统各环节水质, 防止反渗透膜、EDI模块氧化失效, 保障机组运行安全。
摘要：本文介绍了某燃机电厂化学除盐水处理系统流程、运行状况及优化前的水质监督情况, 分析设备元件可能受污染的风险, 通过优化在线监测仪表, 及时监督水处理系统水质, 保障了除盐水系统安全运行, 提高机组供水水质的可靠性。
关键词：水处理,水质监督,在线监测仪表
参考文献
[1]化学分册[S].前湾燃机电厂培训资料.
[2]前湾燃机电厂燃气蒸汽联合循环机组运行规程[S].
[3]李培元, 周柏青, 发电厂水处理及水质控制[J].中国电力出版社, 2012.
混床除盐水处理设计 篇3
1 工程概况
我集团公司水处理车间原有阳床, 阴床离子交换系统, 处理水量为500m3/h, 除盐水出水供给热电分厂5台75t/h循环流化床锅炉和3台40t/h链条炉给水。但由于水处理车间一级除盐水出水水质不好引起锅炉蒸汽品质不合格导致空分车间汽轮机叶轮结垢, 转速低而无法正常运行, 为解决蒸汽品质问题, 首先要解决除盐水水质。新设计6台100m3/h混床, 其中一台作为树脂贮备罐。新建混床除盐系统在原水处理车间旁边进行扩建, 对原一级除盐出水进行深度处理, 与原一级除盐系统相结合进行设备及管道整体统筹考虑。
2 混床设计类型选择
混床按再生方式不同可分为体内再生式、阴树脂再生式、体外再生式和移动床式四种。这四种再生方式各有其优缺点, 根据混床运行再生特点及我公司对除盐水出水水质要求以及我公司实际情况, 考虑在满足生产要求的情况下尽量方便操作, 节省投资及运行费用, 最后决定设计采用混床体内同步再生式运行方式。再生液采用强酸和强碱, 以提高出水纯度。
3 体内再生式混床的设计
混床运行程序包括运行、反洗分层、沉降、预喷射、进酸、进碱、置换、清洗、排水、混合、灌水、正洗等许多步骤, 每一步都要求操作到位, 否则对处理效果影响较大。
3.1 设计水质、水量
设计进水:原水处理车间一级除盐水装置出水
设计处理水量:500m3/h
设计进水水质:硬度<5毫克当量/升, 碱度<0.1毫克当量/升, 电导率<30μs/cm, SiO2<0.1～0.3mg/l, PH值8～9, 水温<30℃
设计出水水质:电导率<0.2μs/cm, SiO2<0.02mg/l
3.2 混床装置水处理工艺流程
结合我公司水处理车间一级除盐系统管道及设备布置及运行情况, 本次设计混床装置工艺流程如下:
设计安装6台混床 (其中一台平时作树脂罐, 必要时可以投入生产运行) , 每台产水量按100t/h计。设计安装3台中间水泵, 同时将原一级除盐水泵改为混床出水除盐水泵。设计安装3座容积为200m3的除盐水箱, 贮存混床装置处理后的除盐水, 通过除盐水泵将除盐水输送至各用户。
3.3 混床设计及运行各项参数的确定
混床参数。本设计混床产品参数如下:
混床尺寸覬×H:2500×6000工作面积:4.87m2
设计最大产水量:200m3/h设计产水量:100m3/h
阳树脂层高:800mm
阴树脂层高:1600mm
树脂有关设计参数
本设计选用的树脂为强酸性阳树脂和强碱性阴树脂, 这两种树脂湿真密度差大于0.15～0.20g/cm3, 满足混床分层要求, 树脂具体参数如下:
树脂类型:阳树脂001×7;阴树脂201×7
工作交换容量:650克当量/m3 (阳) ;250克当量/m3 (阴)
湿真密度:1.23～1.28g/cm3 (阳) ;1.06～1.11g/cm3 (阴)
阳、阴离子混合比:1:2;反洗膨胀率:50～80%
阳树脂层水头损失:0.32kg/cm2·m
阴树脂层水头损失:0.215kg/cm2·m
3.3 混床各项运行程序设计计算参数
正常运行:打开进水阀与出水阀门, 运行流速控制在20～40m/h, 当出水水质电导率≥0.2μs/cm, SiO2≥0.02mg/l时, 即达到运行终点。
反洗分层:打开反洗排水阀与反洗进水阀, 反洗流速10m/h, 反洗时间10min, 反洗结束时应缓慢关闭反洗进水阀, 使树脂颗粒逐步沉降, 以沉降后阳、阴树脂层界面是否清晰判别分层效果。
再生:体内同步再生的关键则是要计算好正确的酸、碱再生剂用量, 以使酸再生液与碱再生液的量保持平衡, 同时也是设计酸、碱喷射器的重要依据。水处理车间原有浓H2SO4 (93%) , 浓Na OH (31%) 贮槽, 所以混床再生剂也用H2SO4, Na OH。再生参数计算结果如下 (均按一台计算) :
(1) 混床运行周期 (Tm) :Tm=706.8h
(2) 再生液浓度:H2SO42%;Na OH 4% (3) 再生液流速:均为5m/h
(4) 再生水平:bc=100.68kg/m3 (100%H2SO4) ;ba=70kg/m3 (100%NaOH)
(5) 再生一次再生液用量:93%H2SO4用量Bc=425.45kg/次
31%NaOH用量Ba=1772.58kg/次
(6) 再生一次再生液耗量体积:93%H2SO4溶液体积V93%=232.87L/次, 31%Na OH溶液体积V31%=1313.02L/次
(7) 各稀释至再生浓度的体积:2%H2SO4溶液体积V2%=19319.94L/次, 酸再生液稀释水用量:V1=V2%-V93%=19087.07L/次
4%Na OH溶液体积V4%=13171.14L/次, 碱再生液稀释水用量:V2=V4%-V31%=11858.12 (L/次)
(8) 通液时间t:酸喷射器时间t酸=0.79h;碱喷射器时间t碱=0.54h
(9) 硫酸计量器容积:V计酸=1.2V93%=279.44L
氢氧化钠计量器容积:V计碱=1.2V31%=1575.62L
通过以上设计计算, 可以确定混床再生时再生液的各浓度需求量及通液时间, 为同步再生控制提供重要参数依据。同时也为酸、碱喷射器设计选型及确定酸、碱计量器容积提供依据。经核算原一级除盐系统的酸、碱再生喷射器及酸、碱计量槽均可满足混床再生要求, 故本设计不再新上喷射器和计量槽。
清洗:清洗流速控制在5m/h, 清洗时打开进水阀、反洗进水阀与中排阀, 出水达中性时, 即可结束清洗。混合:设计选用厂内经去油、去水、去灰尘后的压缩氮气为气源来混合树脂。混合时打开排气阀与进气阀, 设计压缩氮气气量为15m3/min, 压力为0.15MPa, 混合时间为1min。正洗:打开进水阀和正排阀, 以一级除盐水出水进行正洗, 当排水出水水质达混床出水水质时为终点, 正洗后期水质较好时可回收利用。正洗流速控制在15～30m/h。
中间水泵的设计。中间水泵的作用是将水处理车间一级除盐水出水输送至混床进行处理, 处理后出水余压送至除盐水箱。经计算后选用3台8SA-10B清水离心泵, 水泵扬程H=36m, 流量Q=288m3/h, 电机功率55KW, 两用一备, 可满足设计要求。
管道布置与管材、阀门选用。室内管道均在靠混床一侧的墙上用支架管卡布设, 上、下共分四层, 按规范要求进行管道支架布设和管道涂色。室外管道采用地沟或管架铺设, 均用岩棉保温。
下布水装置及压缩氮气分配装置。本次混床的下布水装置采用穹形多孔板石英砂垫层式, 穹形多孔板直径为交换柱直径的1/3, 材料采用不锈钢。石英砂垫层按5级配置, 从下向上依次为:粒径16～32mm装250mm厚, 粒径8～16mm装150mm厚, 粒径4～8mm装100mm厚, 粒径2～4mm装150mm厚, 粒径1～2mm装200mm厚。此级配石英砂垫层比较稳定, 配水均匀, 面层砂粒不浮动。
氮气分配装置设置在石英砂垫层和树脂层交界处, 能够均匀分布压缩氮气保证树脂配合效果。其基本构造与中排液装置相同为母管支管式。
系统控制与计量。对混床进出水流量, 总流量, 电导率, SiO2浓度, 除盐水箱水位等进行现场就地控制或集中控制。
结论。混床设计的关键在于要充分了解混床产品结构及各部分功能, 充分分析进水水质及所要达到的处理效果, 对于在原厂址扩建的工程, 要充分结合原有系统功能及场地实际, 做好统筹安排和合理设计工艺流程, 然后根据每一步工艺运行要求, 细致计算, 精心设计, 各种材料的选用也要考虑混床工艺的要求。只有这样, 才能保证混床装置设计合理, 技术经济。正确合理的设计是混床出水水质达标的前提。
摘要：我公司水处理车间新设计安装6台混床装置, 对原一级除盐水进行深度处理, 处理水量为500m3/h。设计中充分结合原一级除盐水处理系统, 合理确定工艺设计, 统筹规划, 精心计算, 使混床出水水质达国家标准, 电导率、SiO2浓度等指标大大低于原一级除盐水出水, 满足了生产工艺的要求。
降低甲醇装置除盐水单耗技术 篇4
1 现状调查
甲醇装置设计指标:装置除盐水单耗设计值为1.85 t/t;
现存问题:2004—2009年除盐水平均单耗为4.086 t/t, 超出设计值2.236 t/t;
预期达到的目标:降低甲醇装置除盐水单耗至1.75 t/t。
1.1 2009年除盐水实际单耗状况
对2009年1—12月除盐水实际单耗状况进行了调查, 见表1。从数据可以看出, 2009年除盐水平均单耗为4.177 t/t, 其中最高值为5.25 t/t, 最低值为3.78 t/t, 但各月除盐水实际单耗均高于设计值。
1.2调查2009年产量状况
对2009年每月的产量状况进行了数据调查, 见表2。
从表中可以看出, 除1月和9月外, 其余每月实际产量均高于计划产量, 而产量越高, 除盐水的单耗就应该越小, 因此, 不是产量的原因影响除盐水单耗超标。
1.3 蒸汽冷凝液的使用情况
本装置蒸汽冷凝液主要有三处, 压缩工序汽轮机表冷器蒸汽冷凝液;精馏工序0.6 MPa蒸汽冷凝液;精馏工序0.2 MPa蒸汽冷凝液。
汽轮机表冷器蒸汽冷凝液、精馏0.6 MPa蒸汽冷凝液两股冷凝水汇合后送入给排水车间二除工段, 经处理后再返回除氧器用于甲醇的生产。精馏0.2 MPa蒸汽冷凝液直排地漏[1]。因此, 应研究确定回收方案, 并加以利用。
1.4 蒸汽冷凝液水质状况
取样化验分析数据显示:蒸汽冷凝液除pH值略显酸性外, 均为优质除盐水, 经过本装置加碱系统调和后即可以直接回收利用, 不必进行二次处理。
1.5 蒸汽冷凝液与除盐水工艺数据
蒸汽汽凝液与除盐水工艺数据调查情况见表4。
从表4可以看出, 本装置蒸汽冷凝液约有29.26 t/h, 此部分水可回收用作除盐水, 这样既减少了大部分的除盐水来水, 又降低了甲醇的生产成本。
通过以上现状调查, 发现影响除盐水单耗超标的主要原因是蒸汽冷凝液没有被回收利用;因此, 回收表冷器蒸汽冷凝液和0.2 MPa、0.6 MPa蒸汽冷凝液是主要措施。
2 蒸汽冷凝液回收技改方案
2.1 表冷器蒸汽冷凝液的回收
表冷器蒸汽冷凝液通过地下槽泵增压后, 直接与除盐水来水总线相连, 经过除盐水加热器进入除氧器。
2.2 0.6 MPa蒸汽冷凝液的回收
重新铺设一条管线, 将0.6 MPa蒸汽冷凝液直接与夹套水阀阀后相连, 将此部分水用于二段炉夹套冷却水, 再进入转化地下槽后, 由泵提压送入除氧器[2]。
2.3 0.2 MPa蒸汽冷凝液的回收
重新铺设一条管线, 利用精馏现有地下槽泵, 将0.2 MPa蒸汽冷凝液直接回收至地下槽内。
3 冷凝液回收存在的问题与解决方法
3.1 存在问题
1) 此三股蒸汽冷凝液温度比较高, 全部都在50～60℃之间, 尤其是进入夹套水的0.6 MPa蒸汽冷凝液, 温度为57℃, 直接影响二段炉夹套冷却效果。0.6 MPa蒸汽冷凝液后的冷却器ME613换热面积为80 m2, 且循环水进水阀、回水阀已经全开, 无法将冷凝液冷却至40℃以下。
2) 地下槽泵流量较小, 无法满足改造后的生产要求。
3.2 解决方法
1) 转化汽提塔出口去废水站的残液不经过冷却, 将冷却器E308进、出口残液管线直接相连, 将0.6 MPa蒸汽冷凝液经过ME613再经过E308冷却后与夹套水阀阀后相连, E308冷却面积为164m2, 将0.6 MPa蒸汽冷凝液温度降至40℃以下 (必要时可切断ME613循环水, 以节省循环水用量) 。
2) 地下槽泵流量较小, 可根据生产实际需要, 对泵进行改型, 以满足生产需要。
3) 改造流程 (加粗部分为本次流程改造内容, 原流程保持不变) 见图1、图2、图3。
4 蒸汽冷凝液回收方案实施效果
4.1 实施改造方案
1) 将汽轮机表冷器蒸汽冷凝液及精馏工序0.6MPa蒸汽冷凝液进行回收。通过工艺重新设计、安装阀门, 更新水泵, 增加远程控制回路。
2) 将0.2 MPa蒸汽冷凝液进行回收。通过工艺重新设计, 铺设精馏相应管线, 安装阀门, 将精馏工序0.2 MPa蒸汽凝结水送至转化地下夹套水槽, 用于自产蒸汽用水。
4.2 改造后的效果
1) 改造前后除盐水实际单耗对比见表5。
从表5可以看出, 改造后除盐水每月实际单耗已经低于装置设计指标1.85 t/t, 效果明显。
2) 改造前后主要参数对比见表6。
从表6可以看出, 改造后蒸汽冷凝液全部回收, 无直排, 实现了节能减排。除盐水单耗由原来的平均每月4.177 t/t降至1.74 t/t。
改造后的除盐水单耗低于改造前预期达到的目标1.75 t/t, 除盐水单耗高的问题得到解决。
5 经济效益和社会效益
5.1 经济效益
1) 项目投资
调研、设计费用为5×104元;材料费用为15×104元;研究实验费用、生产准备费用为7×104元;施工安装费用为10×104元。合计为37×104元。
2) 节水计算
节约除盐水29.26 t/h, 每天运行24 h, 2010年6—10月份累计运行时间3 672 h, 6—10月份节约除盐水10.744×104t。累计节约资金301.914×104元。去除项目投资37×104元, 实现经济效益264.914×104元。
5.2 社会效益
1) 由于节约了除盐水, 甲醇生产成本降低, 提高了市场竞争力, 为企业今后健康发展奠定了坚实的基础。
2) 蒸汽冷凝液得到全部回收, 树立了企业良好形象, 为真正实现绿色企业创造了条件。
6 结论
在当前各项能源日益减少的环境下, 企业如何根据自身实际特点, 通过研究和利用解决问题的方法, 将水、电、气等各项资源从生产投入、生产流程、产出产品各个环节进行节能挖潜, 实现余热、工业废水、工业尾气的再利用, 不但降低了成本, 还产生了较大的经济效益, 提升了企业市场竞争力。
参考文献
[1]冯元琦.甲醇生产操作问题[M].北京:化学工业出版社, 2000, 187-195.
浅除盐水作为循环水补水的应用 篇5
关键词：浅除盐水,回用水,电导率,总硬度,浓缩倍数,节能降耗
1 项目背景
大庆油田化工有限公司甲醇分公司 (以下简称甲醇分公司) 现有三套循环水装置, 三套循环水装置在生产过程中每小时需补充水300吨左右, 其中补充来自清排水回收装置所生产的中水130吨/小时, 其它为新鲜水。由于清排水装置所生产的中水硬度及碱度偏大, 作为循环水场的补充水使用时, 不能起到有效提高循环水浓缩倍数、减少排污水量的作用, 因此循环水装置的排污量很大, 随着水费、电费的上涨, 循环水的生产成本日益增加, 由此造成企业各种产品成本上涨。
鉴于这种情况, 甲醇分公司通过调研, 最终确定采用“浅除盐水技术”进行改造, 将清排水装置生产的中水作为浅除盐水装置的原水, 生产出的浅除盐水作为循环水装置的补水使用, 以达到节水、减排的目的。
2 浅除盐水技术可行性分析
浅除盐水技术是根据工艺要求, 不完全处理水中盐类物质的一种新技术, 这种技术适用于循环水补水, 与常规的脱盐处理相比工艺系统相近, 但运行费用可大幅降低, 在有废酸碱的企业特别适合。它是在原来的软化和脱盐处理系统基础上进行改造, 具有投资省、改造工程量小的特点, 能使出水水质达到浅除盐水标准。浅除盐技术的特点如下:
(1) 浅除盐水技术是根据工艺要求, 不完全处理水中盐类物质的一种新技术, 这种技术适用于循环水补水。
(2) 浅除盐技术离子交换器再生可以使用废酸碱。
(3) 浅除盐技术的关键是专用树脂, 这种树脂的交换集团与其它树脂一样, 但在做骨架时采用二次聚合的方法, 使树脂的使用寿命要比普通一聚球长, 适合污染物含量高的污水处理回用。
(4) 清排水装置所产回用水可以作为浅除盐水的原水, 为确定处理技术的适用性, 我们分析了清排水装置生产的原水指标, 结合浅除盐水装置实际情况, 以及循环水装置补水水质要求, 确定本项目设计产出浅除盐水水质指标, 两种指标具体情况如表1:
由以上分析可知:
(1) 浅除盐水装置使用的是二除盐水站的闲置厂房和闲置动静设备, 这样盘活了企业的闲置资产;
(2) “浅除盐水”的原水是回用水, 成本为2.1元/吨, 比自来水成本5.8元/吨低一半以上;
(3) 树酯再生使用的是三除盐水站的废酸废碱, 不但废物利用还减少了污水外排造成的环境影响;
(4) 从回用水与浅除盐水的水质指标对比可以看出, 浅除盐水的水质远好于回用水, 更适合作为循环水的补充水, 综上所述采用“浅除盐水技术”不但能解决循环水运行成本较高的问题, 取得一定的经济效益也能企业带来可观的社会效益。
3“浅除盐技术”现场实施内容
3.1 工艺路线如下
清排水生产的中水→活性炭过滤器→弱阳离子交换器→除碳器→中间水泵→弱阴离子交换器→各循环水场
3.2 实施内容
(1) 将三台阳离子交换器内部填料由强酸性交换剂更换为弱酸性交换剂, 三台阴离子交换器内部填料由强碱性交换剂更换为弱碱性交换剂。
(2) 新增辅助碱液缓存罐、辅助酸液缓存罐各一座, 新增辅助酸、碱液再生泵。
(3) 新铺清排水向浅除盐水装置送水管线一条, 浅除盐水向循环水装置送水管线一条。
4“浅除盐水技术”实施后的运行情况
浅除盐水装置于2010年10月1日完成对所有施工安装, 交换器树脂装填完毕, 并进行了再生还原。11月8日开始试运行制水并向循环水场供应合格的浅除盐水, 制水量为60m3/h。下面是浅除盐水投用后 (2010、11-2011.3) 与投用前同期 (2009.11-2010.3) 循环水水质分析数据平均值对比情况:见表2:
除盐水水质 篇6
针对不同的原水水质特点选择合理的预处理、脱盐方案是除盐水制造系统出水水质长期稳定达到要求的保证。
1 离子交换装置和反渗透装置简介
在70年到80年代末离子交换法在我国除盐水处理领域得到广泛应用。
离子交换法处理有以下特点:
优点:
◇预处理要求简单、工艺成熟, 出水水质稳定、设备初期投入相对较低;
◇由于制水原理类同于用酸碱置换水中离子, 所以在原水低含盐量的应用区域运行成本较低。
缺点:
◇由于离子交换床阀门众多, 操作复杂烦琐;
◇离子交换法自动化操作难度大, 投资高;
◇需要酸碱再生, 再生废水必须经处理合格后排放, 存在环境污染隐患;
◇细菌易在床层中繁殖, 且离子交换树脂会长期向纯水中渗溶有机物;
◇在含盐量高的区域, 运行成本高;
从80年末开始, 膜法水处理在我国得到了广泛应用, 反渗透就是除盐处理工艺的膜法水处理工艺之一。
反渗透是一项高新膜分离技术, 通过反渗透膜, 它能去除滤液中的阴阳离子和分子量很小的有机物, 如细菌、病毒、热源等。它已广泛用于海水或苦咸水淡化、电子、医药用纯水、饮用蒸馏水、太空水的生产, 还应用于生物、医学工程。
反渗透法处理有以下特点:
优点:
◇反渗透技术是当今较先进、稳定、有效的除盐技术;
◇与传统的水处理技术相比, 膜技术具有工艺简单、操作方便、易于自动控制、无污染、运行成本低等优点, 特别是几种膜技术的配合使用, 再辅之经其他水处理工艺, 如石英砂、活性炭吸附、脱气、离子交换、UV杀菌等
◇原水含盐量较高时对运行成本影响不大
◇缺点:
◇预处理要求较高、初期投资较大
2 循环水排污水的水质特点
循环水从生产设备带回热量后, 使用冷却塔来冷却降温。冷却塔的作用是将挟带废热的冷却水在塔内与空气进行热交换, 使废热传输给空气并散人大气, 使循环水降温, 循环使用。
根据滦河水水质状况、按照满足循环水水质标准要求和最大限度地提高浓缩倍率, 提高水资源利用率的要求, 一般情况下循环水浓缩倍率设计3.5-5倍。
循环水浓缩倍率主要指循环水中盐分的富集程度, 按照2007年3月份对滦河水水质分析, 平均总溶解性固体约423.5 mg/l, 在浓缩3.5倍时, 循环水 (循环排污水) 总溶解固体约1 482.35 mg/l, 在浓缩5倍时, 总溶解性固体2 117.5 mg/l。
3 循环水排污水回收制造除盐水主体工艺的选择
3.1 脱盐工艺的选择
传统的离子交换一般情况下应用于含盐量<500 mg/l的原水, 含盐量高, 会导致系统庞大、投资高、酸碱消耗高、环境影响大, 成本费用非常高。
反渗透脱盐基本不受水质含盐量的限制, 采用不同类型的反渗透膜, 可以利用各种含盐量不同的水源制取淡水。例如, 可以利用苦咸水制取淡水, 可以进行海水淡化。
对循环水系统排污水, 可以使用反渗透膜, 通过二级处理反渗透处理, 二级反渗透产水经过混合离子交换器处理后, 完全能能够满足除盐水水质标准要求。经过反渗透膜生产厂家计算, 循环水排污水中的难容盐类, 在投加阻垢剂的情况下, 对反渗透系统的正常运行不构成影响。
因此, 对循环水排污水进行脱盐制造除盐水, 采用反渗透装置是可靠的。
3.2 循环水排污水预处理工艺的选择
循环水中含有一定浓度的悬浮物和溶解性物质, 悬浮物主要是无机盐、胶体和微生物、藻类等生物性颗粒, 溶解性物质主要是溶盐和难溶盐 (碳酸盐、硫酸盐和硅酸盐) 金属氧化物、酸碱等。循环水排污水的主要特点是微生物含量较高、铁和铝含量较高高、硅酸盐浓度也有一定的水平。
在反渗透过程中, 进水的体积在减少, 悬浮颗粒和溶解性物质的浓度在增加。悬浮颗粒物会沉积在膜上, 堵塞进水流道, 增加摩擦阻力, 难溶盐在超过其饱和极限时, 会从浓水中沉淀出来, 在膜表面结垢, 降低RO膜的通量, 增加运行压力和压力降, 并导致产水量下降, 这种在膜表面上形成沉积层的现象为膜污染。
进行预处理的目的就是, 去除可能对反渗透膜污染的悬浮物、溶解性有机物和过量难溶盐组分, 降低膜污染倾向, 使RO膜获得可靠的运行保证
在掌握了水源的特性基础上, 对原水进行合理的预处理成为系统运行成功与否的关键。实践证明, 较保守的设计通常使系统运行更好, 且能增强对水质波动的适应性。尽管保守的设计带来初期投资费较高但其长年累月的总运行成本减低, 成功的经验表明, 投资费和运行费应综合考虑, 合理的保守设计所造成的较高的投资费是有价值的。
目前用于反渗透系统的预处理根据水源不同有多种工艺, 如“多介质过滤”、“纤维过滤”、“石英砂过滤+活性炭”、“多介质过滤+活性炭”、“纤维过滤+活性碳”、“自清洗过滤+超滤”、“多介质过滤+超滤”、“曝气生物滤池+多介质过滤+超滤”、“混凝澄清+多介质过滤+超滤”和“膜生物反应器” (MBR) 等。前两种工艺多用于井水水源;第3-6种工艺多用于地表水水源, 也可用于微污染水水源;后三种工艺可广泛用于微污染地表水、污水厂二级排放水、循环冷却排污水, 特别适用于污水回用反渗透的预处理, 最后一种工艺适用于可生化性强的污水, 如:生活污水、食品饮料生产废水等。
4 循环水排污水回用制除盐水运行费用
工艺流程:
循环排污水→澄清器→澄清水池→多介质过滤器→超滤→超滤水箱→超滤水泵→保安过滤器→一级高压泵→一级RO反渗透→二级高压泵→二级RO反渗透→脱气塔→中间水池→中间水泵→混合离子交换器→除盐水箱→除盐水泵
装置每年运行时间按7 000 h计算, 使用循环水排污水300 t/h, 产水1 330 000 t/a (190 t/h) 。
利用循环水排污水运行费用计算结果 (见表1)
对利用滦河水制造出除盐水的运行系统, 采用离子交换工艺, 水的利用率约94%, 按原水费用5.6元/t, 制造一吨除盐水, 仅原水费用即5.95元/t。另外, 还要消耗大量的酸碱等等, 自来水制造出演水的费用约9元/t。
根据以上费用分析, 在不考虑循环水排污水水源费用的情况下, 利用超滤+反渗膜法回收循环水排污水制造除盐水, 运行费用远远低于用自来水制造除盐水的成本。
5 结论
除盐水水质 篇7
宁夏神华宁夏煤业集团煤炭化学工业分公司烯烃公司除盐系统 (工业水制除盐水) 及凝水回收系统, 其功能为向动力站锅炉及化工装置提供合格的除盐水。除盐水规模外供除盐水量:正常2782m3/h, 最大量3150m3/h。烯烃除盐系统工艺:新鲜工业水-超滤-反渗透-阳床-阴床-混床-供除盐水。
新鲜工业水水源地为鸭子荡水库, 再经鸭子荡水库水系统混凝沉淀+砂滤处理。鸭子荡水库水系统因受各种因素影响, 出水浊度经常超标, 使工业水中胶体和藻类急剧增加。尤其在2012年9、10、11月和2012年1、5、7月工业水浊度为6-20NTU (设计≤3NTU, 见工业水质表) 严重超标, 引起超滤系统污堵, 超滤虽经化学清洗可以恢复超滤制水量, 但制水量衰减过快, 化学清洗周期过短, 清洗频繁。不仅造成制水量降低, 而且缩短膜使用寿命;同时也引反渗透一段膜生物污堵, 压差过高, 制水量减低, 化学清洗周期过短, 清洗频繁, 也影响膜使用寿命。从而从源头就影响了原水制脱盐水的制水量, 使除盐系统外供除盐水急剧减少, 除盐水水质超标, 多次造成生产装置降低负荷运行。
注:来自 (LIMS导出) 工业原水样化验单.
这就迫切需要在超滤工艺前增设“吸附”单元, 延缓双膜通量衰减、压差上升等问题, 进而降低双膜系统的化学清洗频次, 降低清洗药剂成本, 保障其使用性能和延长使用寿命。
1 项目改造方案
1.1 预处理“吸附”单元工艺选择
对于地表水而言, 多介质或单介质 (石英砂) 过滤器滤速一般选择6-8m/h;
烯烃除盐水装置单套反渗透产水180m3/h, 共9套, 总产水量为:1620m3/h。按75%回收率计算, 反渗透进水2160m3/h;
超滤回收率按95%计算, 超滤进水2274m3/h;
超滤回收率按90%计算, 超滤进水2400m3/h;
因此, 增加砂滤器几乎没有可行性, 占地太大, 投资费用较高。
1.2 纤维过滤器计算
近些年发展起来的纤维过滤器, 突出特点是滤速高, (20-40m/h) , 所以建议采用这种过滤器较为可行。
烯烃除盐水装置2013年阳床改造项目替换下线的离子交换器, 共8台。直径Φ3200mm, 按40m/h滤速计算, 每台最大产水量320m3/h, 8台产水量:2560m3/h, 这完全满足所需要的处理量。因此, 改造替换下线的8台离子交换器, 作为纤维过滤器使用, 从处理量上来讲是可行的。
1.3 工艺流程方面
本预处理工艺设置在生水泵至自清洗过滤器之间。过滤器进口取自生产水泵房内生产水泵出口管线, 过滤器出口接至自清洗过滤器进口管线, 在过滤器进、出口管线之间的原管线上加装切断阀进行隔离, 使本预处理工艺并入装置的工艺流程中。
2 项目改造内容
2.1 自适应高效过滤器
(1) 设置8台直径为Φ3200mm的自适应高效过滤器 (采用新型彗星式纤维滤料) , 每台正常出力为320m3/h, 运行滤速为40m/h, 最高滤速不超过50 m/h。
(2) 过滤精度:≥5um悬浮物去除率95%以上。
(3) 所有内部管路采用法兰与本体连接, 并考虑检修和部件更换的便利, 内部部件的材质均符合规定要求, 紧固件等应同内部管件材质相当。
(4) 配套两台反洗罗茨风机, 一用一备, 采用国产名牌产品。
(5) 每台过滤器设置一台就地仪表操作盘, 在就地盘上可读出有关工艺参数, 进行必要的操作。
2.2 自适应高效过滤器配套设施:
过滤器反洗水利用反渗透浓水, 这样对原有系统的水平衡影响最小, 因此需新增反洗水箱一台, 反洗水泵两台, 反洗风机两台。反洗后废水利用地沟排入原系统超滤反洗水池。配套设备技术参数如下:
(1) 反洗水箱
数量:1台, 材质:碳钢内防腐, 有较容积:100m3
(2) 反洗水泵:数量:2台 (一用一备) , 流量:230m3/h扬程:20m
功率:22kw
(3) 反洗风机:流量:29m3/min, 扬程:70k Pa功率:55kw
2.3 改造图 (图1)
3 项目效益预测
3.1 直接经济效益
(1) 降低双膜化学清洗频次, 减少自耗水量, 节约清洗药剂费用。
(2) 因污堵速率低, 使系统制水周期长, 每个清洗周期间的制水累计量大。
3.2 间接经济效益
(1) 保障双膜使用性能, 使系统产水水质有保证。减轻后续离子交换系统压力, 使其制水周期长, 床体再生频次低, 进而减少再生自耗水量, 节约再生剂费用。
(2) 延长设备使用寿命, 减少设备磨损, 降低设备维修率。进而降低备件更换费用和设备维修费用。 (含双膜系统、化学清洗系统、离子交换系统、离子交换再生系统等) 。
(3) 降低操作人员劳动强度, 降低误操作的可能性。使装置长时间安全平稳运行。
4 结束语
现有烯烃除盐水反渗透的预处理工艺, 只采用了超滤装置, 整套工艺没有前段的“吸附”单元, 仅靠超滤只能够完成大部分胶体的截留, 仍有一部分胶体会漏至反渗透系统。带来超滤通量衰减快, 反渗透一段压差上升快的问题。在超滤前段设置了纤维过滤器, 作为超滤装置的预处理工艺, 其主要原理是通过滤料表面 (非常大) 吸附作用, 净化水中的胶体物质, 这种工艺非常可靠。在延缓双膜通量衰减、压差上升等问题上起到较大的作用, 进而降低双膜系统的化学清洗频次, 降低清洗药剂成本, 保障其使用性能和延长使用寿命。
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