己二酸銨清洗廢水的處理係統及其回收方法

技術領域

[0001 ] 本發明涉及一種清洗廢水的處理係統及其回收方法，具體涉及一種電解電容器鋁箔行業鋁箔化成線的己二酸銨清洗廢水的處理係統及其回收方法。

背景技術

[0002] 電解電容器用陽極鋁箔的生產過程主要包括腐蝕和化成步驟。在鋁箔化成過程中必須采用電解液，中低壓化成工藝中電解液的主要成分是己二酸銨。當己二酸銨化成結束轉到下一工序之前，需要將鋁箔引入清洗槽並利用純水等衝洗鋁箔表麵。隨著生產的進行，化成槽中己二酸銨溶質隨鋁箔不斷進入清洗槽，從而造成清洗槽己二酸銨濃度上升，清洗後鋁箔潔淨程度也隨之下降。為了保證清洗質量，不得不向清洗槽注入新鮮純水，從而置換出部分清洗水以維持清洗槽的潔淨程度。

[0003] 這部分被置換出來的清洗水即己二酸銨清洗廢水，其特點是濃度較低但產生量很大。如果直接將這些清洗水排放，將直接造成鋁箔廠商廢水排放總量增加，容易引發廢水氨氮及化學需氧量(COD)超標，同時也是資源的嚴重浪費。己二酸銨是由己二酸與氨水製得，己二酸大量應用於生產化學纖維及塑料等，價值較高；另外，企業生產電子級純水成本也較高。己二酸銨清洗廢水實際上是稀的己二酸銨溶液，如果能將該清洗廢水中的藥劑及水資源加以回收利用，不僅可以給企業帶來可觀的經濟利益，同時可以從源頭上減少企業廢水排放，尤其是減少企業氨氮及COD排放總量。

[0004] 在此方麵，中國專利CN 101219946B公開了一種利用酸化己二酸銨廢液並重結晶回收己二酸的方法，能夠從化成槽倒槽廢液中提純得到己二酸晶體。但該方法隻能用來處理高濃度的己二酸銨廢液，無法處理低濃度的己二酸銨清洗廢水。

發明內容

[0005] 本發明的目的在於提供一種己二酸銨清洗廢水的處理係統及其回收方法。可將電解電容器鋁箔行業鋁箔化成線己二酸銨化成後清洗廢水中的水資源與己二酸銨溶質分離，得到己二酸銨濃度降低的潔淨回收水以及濃度升高的己二酸銨濃縮液。回收的清潔淨水可直接回用至清洗槽替代純水，而回收的己二酸銨濃縮液可直接補加回前級化成槽替代己二酸銨固體補加，也可用於酸化重結晶提取己二酸固體再加以回用。

[0006] 本發明提出一種己二酸銨清洗廢水處理係統，包括通過管路依序連接的預處理裝置101、分離裝置102、濃縮裝置103和氨水投加裝置109。原始己二酸銨清洗廢水管路201通過預處理裝置101後連接經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202，分離裝置102和濃縮裝置103通過原始濃縮液管路204和接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205形成回路連接，分離裝置102和濃縮裝置103分別連接回收的清潔淨水管路203和濃縮的己二酸銨回收液管路206，氨水投加裝置109分別與濃縮裝置103、原始濃縮液管路204和接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205連接。

[0007] 本發明中，處理裝置101采用介質過濾器、袋式過濾器、超濾或活性炭吸附之中的一種或幾種。

[0008] 本發明中，分離裝置102采用反滲透、納濾、電滲析或超級電容器除鹽中的一種。

[0009] 本發明的另一內容為采用該己二酸銨清洗廢水處理係統的一種己二酸銨清洗廢水的回收方法，包括以下步驟:

[0010] A、將己二酸銨清洗廢水進行過濾或吸附預處理，去除廢水中的固體雜質，特別是鋁箔化成中產生的己二酸及Al (OH) 3膠體；

[0011] B、將步驟A得到的經過前處理的己二酸銨清洗廢水注入分離裝置102，將廢水中的部分溶質分離出來得到回收的清潔淨水；

[0012] 回收的清潔淨水，可直接回用至清洗槽。回收的清潔淨水的流量與進入分離裝置前的廢水流量之比通常被稱為係統的水回收率，係統的水回收率通常在20-99.9%之間，即部分清洗廢水會被損失掉，這部分損失的液體被轉移到了接收液流中。

[0013] C、步驟B分離出來的溶質及損失的清洗廢水被轉移注入濃縮裝置103 ；

[0014] D、將步驟C得到的濃縮的己二酸銨回收液部分循環回分離裝置102，使其己二酸銨濃度上升；

[0015] 由於己二酸銨化成槽中有NH3逸出，化成槽中的化成液實際上由己二酸銨和少量己二酸組成，因此洗水中會有少量己二酸存在。在濃縮液流中己二酸銨及己二酸濃度都會增加。由於常溫下己二酸溶解度遠遠低於己二酸銨，因此濃縮液中己二酸濃度可能會達到過飽和，引起分離裝置及濃縮裝置結垢，降低其可靠性。

[0016] 因此，E、通過氨水投加裝置109向濃縮裝置103、原始濃縮液管路204或接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205中加入氨水，保持濃縮裝置中pH為6.0—8.5，將己二酸轉化為己二酸銨，增加係統可靠性；

[0017] 清洗廢水中被分離出來的己二酸銨溶質被轉移到濃縮裝置103中；同時部分廢水也被轉移到了濃縮裝置103中。因此濃縮液的體積會緩慢增加，同時其濃度會緩慢上升至一特定的平衡值。此濃度平衡值由分離裝置中轉移的溶質的量及係統水回收率完全確定。在實際操作中係統脫鹽率被控製在2-99%之間，係統水回收率被控製在20-99.9%之間。

[0018] F、平衡後濃縮液體積不斷增加，濃縮裝置103得到濃縮的己二酸銨回收液，經濃縮液回收管路206回收，可直接回用至前級化成槽，或者集中收集用於酸化重結晶提取己二酸。

[0019] 本發明中，為了保證係統的長期穩定性，控製濃縮裝置103中己二酸銨的飽和度大於O小於105%，且己二酸的飽和度大於O小於150%。

[0020] 本發明的有益效果在於:可將質量濃度範圍為0.05%-1% 的己二酸銨清洗廢水中的水資源與己二酸銨溶質分離，得到己二酸銨濃度降低的潔淨回收水以及質量濃度範圍為1%-15%的己二酸銨濃縮液。可將己二酸銨清洗廢水中的水資源與己二酸銨溶質分離，得到己二酸銨濃度降低的潔淨回收水以及濃度增加的己二酸銨濃縮液。回收的清潔淨水可直接回用至清洗槽替代純水，而回收的己二酸銨濃縮液可直接補加回前級化成槽替代己二酸銨固體補加，也可用於酸化重結晶提取己二酸固體再加以回用。

附圖說明

[0021] 圖1為本發明處理係統的設備圖；[0022] 圖2為利用反滲透或納濾回收處理己二酸銨清洗廢水的設備圖；

[0023] 圖3為利用電滲析回收處理己二酸銨清洗廢水的設備圖；

[0024] 圖4為利用超級電容器回收處理己二酸銨清洗廢水的設備圖；

[0025] 圖中標號

[0026] 101預處理裝置；102分離裝置；103濃縮裝置；104泵；105反滲透膜或納濾膜組件；106電滲析膜堆；107超級電容器脫鹽裝置；108兩位三通閥；109氨水投加裝置；201原始己二酸銨清洗廢水管路；202經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路；203回收的清潔淨水管路；204原始濃縮液管路；205接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路；206濃縮的己二酸銨回收液管路。

具體實施方式

[0027] 下麵結合附圖和實施例對本發明進一步說明。

[0028] 己二酸銨清洗廢水處理係統，如圖1所示，包括通過管路依序連接的預處理裝置101、分離裝置102、濃縮裝置103和氨水投加裝置109。原始己二酸銨清洗廢水管路201通過預處理裝置101後連接經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202，分離裝置102和濃縮裝置103通過原始濃縮液管路204和接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205形成回路連接，分離裝置102和濃縮裝置103分別連接回收的清潔淨水管路203和濃縮的己二酸銨回收液管路206，氨水投加裝置109分別與濃縮裝置103、原始濃縮液管路204和接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205連接。

[0029] 實施例1:

[0030] 如附圖2所示，處理裝置101采用超濾，分離裝置采用反滲透膜組件105，型號為陶氏化學TW30-1812小型膜組件。原始己二酸銨清洗廢水經超濾(立升LH3-8Ad)處理後得到經過前處理的己二酸銨清洗廢水。反滲透采用錯流過濾模式，其中經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202的流量為20LPH，原始濃縮液管路204流量為40LPH，回收的清潔淨水管路203流量為18LPH，接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205流量為42LPH。泵104給液流加壓，使反滲透膜進口壓力達到4Bar，此時水回收率為90%。經過前處理的己二酸銨清洗廢水中己二酸銨含量為0.3%wt,回收的清潔淨水中己二酸銨含量0.01%wt,脫鹽率達95%。係統達到平衡後濃縮的己二酸銨回收液濃度為2.8%wt，濃縮的己二酸銨回收液管路206流量為2LPH。長期測試中氨水投加裝置109自動補加25%NH3.H2O溶液至濃縮裝置103中，維持濃縮裝置中pH為6.0。

[0031] 實施例2:

[0032] 如附圖2所示，預處理裝置101采用2微米PP棉過濾器，分離裝置采用納濾膜組件105，型號為時代沃頓VNF2012-2。清洗廢水201經超濾PP棉處理後得到前處理好的清洗廢水202。納濾采用錯流模式，其中202的流量為15LPH，204流量為35LPH，203流量為10LPH，205流量為40LPH。泵104給液流加壓，使納濾膜進口壓力達到3.0Bar，此時水回收率為67%。202己二酸銨含量為0.6%wt，203己二酸銨含量0.l%wt，脫鹽率83%。係統達到平衡後濃縮液濃度為1.5%wt,回收液206流量為5LPH。長期測試中氨水投加裝置109自動補加25%NH3.H2O溶液至原始濃縮液管路204中，維持濃縮裝置中pH為7.0。

[0033] 實施例3:[0034] 如附圖3所示，處理裝置101采用標稱孔徑5微米的PP棉過濾處理，分離裝置采用電滲析技術，電滲析膜堆106采用自製電滲析膜堆，裝備有采用帶湍流促進網格的曲折流道隔板，其流道寬度為33mm，長度0.6m,厚度0.9mm,料液線速度5.5cm/s。電滲析器采用一級兩段組裝，濃淡室各10條流道。選用的離子交換膜為GE CR61陽離子交換膜及GEAR204陰離子交換膜。原始己二酸銨清洗廢水經5微米PP棉過濾處理後得到經過前處理的己二酸銨清洗廢水。電滲析操作過程中，經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202的流量為30LPH，原始濃縮液管路204流量為30LPH，回收的清潔淨水管路203平均流量為29LPH，接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205平均流量為31LPH，此時水回收率為96.7%。經過前處理的己二酸銨清洗廢水中己二酸銨含量為0.187%wt，回收的清潔淨水中己二酸銨含量

0.133%wt，脫鹽率為29%。係統達到平衡後濃縮液濃度為1.7%wt，濃縮的己二酸銨回收液管路206流量為1LPH。長期測試中氨水投加裝置109自動補加25%NH3.H2O溶液至接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205中，維持濃縮裝置中pH為7.5。

[0035] 實施例4:

[0036] 如附圖3所示，處理裝置101采用袋式過濾器，標稱孔徑10微米，分離裝置采用電滲析技術，其他同實施例2，電滲析膜堆106采用自製大型工業電滲析器，濃淡室各20條流道，流道長度2.4mο電滲析操作過程中，經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202的流量為300LPH，原始濃縮液管路204流量為300LPH，回收的清潔淨水管路203平均流量為270LPH，接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205平均流量為330LPH，此時水回收率為90%。經過前處理的己二酸銨清洗廢水中己二酸銨含量為0.8%wt，回收的清潔淨水中己二酸銨含量

0.2%wt，脫鹽率為75%。係統達到平衡後濃縮的己二酸銨回收液濃度為6.0%wt，濃縮的己二酸銨回收液管路206流量為30LPH。長期測試中氨水投加裝置109自動補加25%NH3 -H2O溶液至原始濃縮液管路204和接 收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205，維持濃縮裝置中pH為 8.0。

[0037] 實施例5:

[0038] 如附圖4所示，預處理裝置101采用活性炭濾芯吸附過濾處理，分離裝置采用超級電容器除鹽技術采用超級電容器除鹽裝置107。超級電容器脫鹽裝置107中超級電容器電極采用活性炭與鈦網壓製而成，電極表麵塗布離子交換樹脂層。電容器除鹽過程中經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202和原始濃縮液管路204均采用間歇進料模式，由兩位三通閥108控製。在脫鹽階段，兩位三通閥108控製經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202進液，清潔淨水管路203出液；原始濃縮液管路204關閉，接收溶質後濃縮液管路205也關閉。經過前處理的己二酸銨清洗廢水液流經超級電容器池堆時，在外加電場輔助下其中所含的己二酸根陰離子及銨陽離子被活性炭吸附，得到濃度降低的回收的清潔淨水。工作一段時間後活性炭接近飽和，此時兩位三通閥108閥控製原始濃縮液管路204進液，接收溶質後濃縮液管路205出液；經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202關閉，清潔淨水管路203也關閉。此時反轉超級電容器池堆外加電場，使活性炭電極中吸附的離子釋放至原始濃縮液管路204中，得到濃度增加的接收了己二酸銨溶質的濃縮液205，待離子釋放完全後自動轉入下一脫鹽階段。

[0039] 超級電容器除鹽過程中，經過前處理的己二酸銨清洗廢水管路202的平均流量為10LPH，原始濃縮液管路204平均流量10LPH，回收的清潔淨水管路203平均流量為9.5LPH，接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205平均流量為10.5LPH，此時水回收率為95%。經過前處理的己二酸銨清洗廢水中己二酸銨含量為0.4%wt，回收的清潔淨水中己二酸銨含量為0.2%wt，脫鹽率為50%。係統達到平衡後濃縮的己二酸銨回收液濃度為4.0%wt，濃縮的己二酸銨回收液管路206流量為0.5LPH。長期測試中氨水投加裝置109自動補加25%NH3.H2O溶液至原始濃縮液管路204、接收了己二酸銨溶質的濃縮液流管路205和濃縮裝置103中，維持濃縮裝置中PH為8.5。