除盐水工艺（共7篇）
除盐水工艺 篇1
1 除盐水站运行现状
某公司除盐水站处理能力是450T/h, 混床单台处理能力为250T/h。主要工艺流程如下图1。其中, 多介质过滤器反洗、超滤装置反洗、混床再生混脂都需要不同压力的工艺压缩空气。
除盐水站设计中工艺空气管路只有一条, 同调试人员及厂家协调, 为了保证生产, 将工艺空气压力调整为0.1MPa。经过运行一段时间发现如下问题:
(1) 多介质过滤器反洗时, 在空气压力为0.1MPa时, 滤料层松动缓慢, 滤料不能被充分松动, 反洗不彻底, 导致运行压差上升很快, 大大缩短了设备的运行周期。
(2) 设计超滤反洗压力为0.07～0.08MPa, 在反洗过程中发现, 超滤在气洗时由于压力过大, 振动严重。
(3) 混床经过一段时间运行发现, 混床制水周期偏短, 每台混床制水量大概只有2万m3左右, 与在临时系统运行时的周期制水量相比, 周期制水量减少了一倍多。
2 分析原因
(1) 经过反复试验, 发现当把气洗压力调整到0.12MPa～0.15MPa时, 运行压差增长速度减小很多, 运行周期增大1倍。分析其原因是多介质过滤器设计气洗压力为0.12～0.15MPa, 反洗空气压力太小, 滤料层松动不充分, 导致多介质过滤器反洗不彻底, 运行过程中截留的杂质不能被冲洗彻底, 造成多介质过滤器运行差上升过快, 运行周期大大缩短, 反洗效果最好。
(2) 将超滤反洗用气压力降低到0.07MPa时, 超滤气洗时振动减小很多。
(3) 在混床再生混脂时, 我们将空气压力调整到0.15MPa, 树脂混合均匀, 树脂混匀之后正洗时间由原来的40分钟, 降至20分钟, 有时甚至10分钟就正洗合格。周期制水量也上升到6万m3左右。
经反复试验得出结论:多介质过滤器反洗、超滤装置反洗及混床混脂所需压力不同, 超滤反洗所需空气压力为0.07MPa～0.08MPa时, 效果最好, 过大会造成膜丝损坏, 影响出水水质;多介质过滤器反洗压力需要0.12～0.15MPa, 气压过小, , 缩短设备使用周期, 过大则会破坏滤料层, 或者会冲出滤料;混床混脂用气压力为0.12～0.15MPa, 气压过小, 树脂层不能充分混匀, 再生完毕后, 正洗需要正常水量的4～5倍, 并且运行周期也会缩短1～2倍左右, 这样不但增加了再生用酸碱成本, 也造成水资源浪费和环境污染。为了满足每个设备的用气压力要求, 需要频繁操作减压阀, 这样无形中增加了职工的劳动强度, 也增加的减压阀的磨损程度。
3 对策
经过与技术部门反复试验、讨论, 根据现场运行状况, 我们决定对除盐水站工艺空气系统做如下改造:将进车间工艺压缩空气管道分成两路, 分别在两条管道上加装减压阀, 一路专供超滤装置, 调整压力在0.07MPa～0.08MPa;另一路供多介质过滤器和混床, 压力调整在0.12MPa～0.15MPa, 以保证各个设备用气压力。具体改造方案见下图2。
4 经济价值
(1) 这样可以除盐水站自动化运行, 减少一名操作人员, 操作人员工资按每月2500元计算, 仅人工工资一项, 就可以节省2500元/月×12月=30000元/年。
(2) 按24小时连续运行计算, 混床正常运行周期为15天～20天, 一年按360天计算, 每年需再生24次～18次;非正常状态下, 运行周期为7天～8天, 每年需再生51次～45次, 每次再生需用酸、碱各1吨, 酸按500元/吨、碱按900元/吨计算, 每年按非正常状态下的最佳再生效果可节省: (45-24) × (500+900) 元/次=29400元/年;每次再生用除盐水90m3, 每年可节省 (45-24) ×90=1890m3;每吨除盐水以8元计算, 每年可节省15120元;除去再生正洗用水及再生用电, 每年可直接节省30000+29400+15120=59400元。
除盐水工艺 篇2
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。
降低甲醇装置除盐水单耗技术 篇3
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.
秦山二核除盐水系统运行 篇4
关键词：除盐水生产系统,运行,PH值异常升高,事故预想
0 前言
除盐水生产系统给SED和SER用户提供PH合格的水源, 并持续提供日常所消耗的水源, 是核电厂持续安全稳定运行的重要保障。
1 除盐水生产系统简介
1.1 系统功能
除盐水生产系统 (SDA) 的功能是处理来自生水系统 (SEA) 的水, 为常规岛、核岛、BOP等项目提供符合水质和水量要求的两种除盐水, 一种为PH=7 的除盐水, 另一种为PH=9 的除盐水。
1.2 系统工作流程
来自SEA管网生产水从GB沟接入YA厂房, 从GB沟接入YA有两条管道, 管道入口处安装了减压阀和隔离阀。两条管道在离子交换器大厅合并为一根管道。SEA水首先进入活性炭过滤器 (4 个) , 当砂滤器累积制水量达到3300 吨时进行反洗。以除掉活性炭表面拦截和吸附的固体物质。
活性炭过滤器出水加入混凝剂 (PAC) 后进入双滤料过滤器, 进水在管道和过滤器上部完成混凝反应, 形成矾花后被滤料截留下来出水得到了净化, 当双滤料过滤器出水的污染指数明显升高时就需要进行反洗。反洗由排水、气洗、反洗、正洗、漂洗几个步骤组成。双滤料过滤器共有4 个, 设计两台双滤料过滤器对应一台RO机。
双滤料过滤器出水在夏季由于水温高直接进入RO系统;在冬季由于水温低将先进入板式换热器升温后进入RO系统。反渗透机 (RO) 的进水在加入阻垢剂后经过高压泵送入反渗透膜壳内, 进入反渗透机组的水经过三段膜进行渗透, 透过水汇集到一起后从RO机的淡水排出口排出进入淡水箱, 没有透过的水含盐量逐渐升高到原来的4 倍, 最后经过浓水排放阀排如地沟。
淡水箱的渗透水被复用水泵吸入和加压后进入阳床, 阳床出水进入除CO塔在流入中间水箱, 经过中间水泵加压后进入阴离子交换器、然后依次流过一级混床和二级混床, 经过以上多步处理, 出水电导率达到小于0.2us/cm的要求后进入SED水箱或者加入氨水将Ph值调节到9.18 左右进入SER水箱。
1.3 除盐水生产系统的原理及功能
1.3.1 反渗透的原理
在一个U型管的中间放置一个渗透膜 (类似于人体肠膜) , 一边加入淡水, 另一边加入等体积的盐水, 这时两边液位在一个水平面上。过一段时间就会发现盐水的一侧水位上升另一边下降, 到一定的时间后液位不在变化。原因是因为水都有扩散达到均匀的特性, 在中间增加的渗透膜只允许小直径的水分子通过, 而其它的无机盐水合离子因为直径大不能通过, 这时为了达到平衡只有水分子穿过渗透膜进入浓恻而使浓恻液位上升, 我们将这种现象叫做渗透, 当两边液位差达到一定时渗透达到一个动态平衡液位不在变化, 我们将两边的液位差叫做渗透压, 两侧的浓度差越大则渗透压越大。如果我们在浓侧加上一个压力就会破坏这个平衡, 浓侧的水分子就会进入到淡侧, 直到达到另外一个平衡, 我们将这个过程叫做反渗透。
1.3.2 活性炭过滤器的作用 (或原理)
活性炭过滤器的作用主要有两个。一个是利用活性炭具有丰富的孔隙和很大的比表面积, 具有良好的吸附性能来吸附除去水中的有机物和浊度;另外一个作用是利用活性炭的还原性能与水中的余氯反应去除余氯。防止含氯的水到后边工序氧化渗透膜和树脂。
2 除盐水生产系统日常的运行与监督以及异常处理
2.1 日常运行时应该关注的参数
每2 小时抄表记录下列项目:活性炭过滤器出水流量;阴离子交换器的出水电导率;一级混合离子交换器的出水电导率;二级混合离子交换器出水电导率、出水流量;二级混合离子交换器出水总管电导率、钠离子、二氧化硅、浊度、温度;除盐水箱SED、SER、复用水箱 (901BA) 液位;除盐水和氨液混合器出口电导率、PH值;除盐水生产系统再生时, 必须按照再生记录表上的内容填写清楚;运行设备每2小时进行一次巡回检查, 发现异常及时处理;中间水箱水位由中间水泵进水调节阀门自动控制, 但在运行中应注意监视, 防止流空或溢流。
交班时除盐水运行岗位分析监督下列项目:
1) 测定运行系列阳床出水Na+含量, 阳床和混床的出水电导率是否符合水质标准;
2) 检查除盐水箱SED、SER液位是否符合规定;
3) 检查酸、碱贮存槽、氨计量箱液位。
2.2 除盐水生产过程中异常情况及处理
1) 一级除盐系统再生后正洗水质不合格或运行中提前失效, 应停止运行进行检查并处理;检查分析试剂是否正常, 监督表计是否正确;检查进酸、碱阀门是否关严或其他不良水质渗入, 影响出水品质;是否因原水含盐量高而提前失效;是否因再生液酸浓度过低, 导致阳床出水水质不合格;是否因再生液碱浓度过低, 再生液水温偏低导致阴床出水不合格;
2) 阳、阴、混合离子交换器在正洗或运行中有石英沙、树脂带出, 原因是交换器底部乱层或底部出水装置损坏, 应停运检查并启动备用系列;
3) 混床再生过程中, 中排水中有树脂漏出, 应立即停止再生, 解列进行检修;
4) 混床投运时水质合格, 运行几小时后, 电导率上升超标准, 此时应进行如下处理:先取样分析电导率是否超标准;再关闭进、出水阀;开启排气门、排水门、进气门, 进行压缩空气搅拌混合后, 正洗合格后再投运;若经上述处理无效, 应停止运行, 重新进行再生。
2.3 酸雾出现后的处理
1) 迅速穿戴好防护用具进入现场;
2) 加强现场通风;
3) 对系统中的缺陷进行隔离处理;
4) 及时排除漏出的酸液;
5) 酸雾消除后对厂房地面和部分设备进行冲洗;
6) 及时记录并汇报。
3 离子交换树脂的污染与复苏
水处理系统中, 由于水中的杂质侵入, 致使树脂的性能下降, 因尚未涉及树脂结构的破坏, 故这种劣化现象称为树脂的污染。树脂的污染是一个可逆过程, 也就是当树脂被污染后, 通过适当的处理, 可以恢复其交换性能, 这种处理成为树脂的复苏。
3.1 铁对树脂的污染
3.1.1 污染的现象
阳阴树脂都可以发生铁的污染, 被铁污染的树脂的颜色明显变深, 甚至是黑色;铁污染会使树脂床层的压降增加和可能导致偏流;严重降低交换容量和再生效率;会使树脂含水量增加;还会使阴树脂加速降解。
3.1.2 污染的原因
在阳树脂使用过程中, 原水带入的铁离子大部分以Fe2+存在, 它们被树脂吸附后, 部分被氧化成Fe3+, 再生时这些铁离子不能完全被H交换出来。这是由于形成的高价铁化合物, 牢固的沉积在树脂的内部和表面, 堵塞了树脂微孔, 从而影响了孔道的扩散, 造成铁的污染。工业盐酸中所含的Fe3+会形成铁的污染。一般用于软化水处理的钠离子交换的阳树脂, 更容易受到铁的污染。
3.2 铝对树脂的污染
3.2.1 污染现象
在交换器内, 有铝化物的絮凝体覆盖在树脂表面上, 导致树脂交换容量下降。
3.2.2 污染的原因
通常采用铝盐进行水的混凝处理时, 因沉淀和过滤效果不好, 而进入离子交换器内所致。由于AL3+与树脂的交换基团有很强的吸附作用, 故用食盐水溶液再生也难除去。一般铝的污染在软化水处理系统当中的阳树脂要比除盐水系统当中的阳树脂严重。
4 小结
本文通过对除盐水生产系统的功能、系统的构成、工艺流程、生产方法的论述, 以及系列失效后离子交换树脂的再生、再生废液的排放等的系统介绍, 其目的是为了向常规岛、核岛、BOP等提供符合水质和水量要求的除盐水;而离子交换树脂再生的效果直接影响除盐水的生产量, 下面列出了再生中会遇到的故障、产生故障的原因以及处理方法, 可供参考。
参考文献
[1]除盐水生产系统手册[S].
[2]运行百项操作[Z].
[3]运行专项培训[Z].
[4]秦山第二核电厂中级运行教材[Z].
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:
除盐水工艺 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
除盐水工艺 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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