银粉是光伏产业、电气工业、电子工业等的重要材料，是电子工业应用最广泛的一种贵金属粉末，为电阻、陶瓷、厚膜、介质等电子浆料的基本功能材料，银粉产品，一般可以通过化学方法（热分解、电解、液相还原、固相还原、电离等）或物理方法（如超声雾化法）进行制备。因为液相还原法具有产品重复性好、反应条件易于控制、产量大等优点，所以液相还原法是工业制备银粉的主要方法。

液相还原法基本可分为银氨溶液法和有机物还原法制取银粉工艺，在采用液相还原法制取银粉工艺中，工业银粉生产废水为高有机物、高盐、高氨氮废水，该类废水属难处理的工业废水采用常规处理工艺无法达标准排放。

本文就西南地区某银粉生产企业生产银粉产生的废水处理工艺路线及各处理单元工艺及设计参数进行分析，以便为处理该类生产废水处理工艺路线及设计参数提供参考。

（见表1)

根据生产废水水质特性，生产废水可分为3类。第Ⅰ类高盐、高有机物废水；第Ⅱ类高盐、高氨氮废水；第Ⅲ类高有机物废水。

废水处理站设计总废水包括生产废水、办公生活污水，总设计水量为300 m³/d，其中生产废水150m³/d，办公生活污水150 m³/d。根据环评要求，废水站废水出水水质指标为《地表水环境质量标准》（GB 3838-2002）中Ⅳ类水域水质标准（其中TN≤10mg/l）。

该废水站废水分为3类废水，第Ⅰ类为高盐、高有机物废水，第Ⅱ类为高盐、高氨氮废水，第Ⅲ类为高有机物废水及办公生活污水。对于第Ⅰ类高盐、高有机物废水和第Ⅱ类高盐、高氨氮废水其可生化性差，需对第Ⅰ类、第Ⅱ类废水分别进行脱盐、除氨氮处理。首先对第Ⅱ类废水经过除氨氮后的废水与第Ⅰ类废水经除有机物处理后的废水混合，再将混合废水进行脱盐处理，通过脱盐处理后的废水与第Ⅲ类废水及办公生活污水再混合进入生化处理系统处理，最后处理的废水达标排放，见图1。

第Ⅰ类废水通过芬顿氧化单元处理后的出水与第Ⅱ类废水通过氨氮吹脱单元将氨氮去除后的吹脱液进行混合后进入MVR蒸发单元进行脱盐处理，脱盐后的废水再与办公生活废水废水、第Ⅲ类废水进行混合进入生化处理单元处理，最后处理的废水达标排放。各处理单元设计去除率见表5。

根据各处理单元废水水质，设计各废水处理单元设计参数及运行条件。其中芬顿氧化单元废水主要成分为高分子有机物、氯离子、硫酸根离子、钠离子、硝酸根离子等盐类物质；氨氮吹脱单元废水主要成分为氨氮、硫酸根离子、钠离子、硝酸根离子等盐类物质；MVR蒸发单元废水主要成分为氯离子、硫酸根离子、钠离子、硝酸根离子等盐类物质及少量有机物及氨根离子；生化处理单元废水主要成分为有机物、氨氮、总氮、磷等物质。

芬顿氧化处理单元主要去除第Ⅰ类废水中的有机物，确保后续MVR蒸发单元正常运行（高含量有机物容易导致蒸发单元堵塞粘结）。每天总设计处理水量为60m³/d，该单元采用连续运行方式，设计处理水量为2.5m³/h，该处理单元分依次分为4步：调节pH、投加芬顿试剂、再调节pH、絮凝沉淀。pH调节的水力停留时间为0.5h，芬顿反应段水力停留时间为2.5h，絮凝沉淀段水力停留时间为3.5h，设计药剂投加量（按体积比投加）：工业用30%的双氧水（质量分数）：1mol/L的七水合硫酸亚铁∶废水量=5∶1∶100（体积比），芬顿反应运行pH为3～4，絮凝沉淀段pH为7～9、沉淀段液面负荷1.2m³/（m²·h），设计排泥时间：1次/d，定时排泥。

高氨氮废水的常规吹脱吸收处理工艺采用开式多级氨氮吹脱吸收处理工艺，常规处理工艺将多套氨氮吹脱塔串联，将上一级的吹脱液通过加压泵提升进入下一级吹脱塔，每一级的吹脱塔吹脱出的氨气进入多级串联的氨气吸收塔，在最后一级吸收塔将吸收塔尾气排放至大气中。常规吹脱吸收处理工艺所需吹脱塔、吸收塔、提升泵等处理设备数量多，系统运行时热量损失大，整过工艺系统能耗高，投资大，吸收塔尾气排至大气中可能造成二次空气污染，运行不能灵活调整。针对常规吹脱吸收处理工艺的缺点，本项目吹脱吸收处理工艺采用闭环序批式处理工艺，该工艺只需吹脱塔、吸收塔各1套，具有设备投资省、风机能耗小、吸收尾气不外排、无二次空气污染、系统基本无热量损失，运行能耗低、可灵活调整运行工况等优点。其工艺流程如图2所示。

第Ⅱ类废水每天设计处理水量为30 m³/d，设计每批次处理水量为7.5m³/批次。每批次处理时间为3.5h，每批次运行包括四步骤：废水提升、pH调节、废水吹脱及氨氮吸收、合格吹脱液排放。该处理单元配置加热自动控制仪表、溶液比重计，液位计等自控仪表以便实现自动控制。吹脱塔、吸收塔设备主体材质采用玻璃钢材质，其设计参数见表6。

根据现有废水量、扩产后的废水量以及MVR设备的安全运行负荷范围，MVR设备设计蒸发量5m³/h。蒸发溶液溶质为氯化钠、硝酸钠、硫酸钠溶液，设计进料温度为25℃，溶液沸点升为12℃，进料流量为5.33t/h，蒸发量为5t/h,96℃水蒸汽的汽化热为2 270kJ/kg，水比热为4.2kJ/（kg·℃）见表7、表8。

正常蒸发过程中氯化钠、硫酸钠过饱和浓度，在蒸发过程中氯化钠比热容3.982kJ/（kg·℃），蒸发时比热容3.21kJ/（kg·℃）；硫酸钠比热容3.81kJ/（kg·℃），蒸发时比热容4.08kJ/（kg·℃）；硝酸钠比热容3.61kJ/（kg·℃），蒸发时比热容3.84kJ/（kg·℃）；混合水样，以较大比热进行设计计算。蒸发过程设计物料温度变化设计参数：换热器蒸发温度96℃，沸点升12℃，二次蒸汽温度84℃，压缩机温升18℃，蒸汽温度102℃。设计管道系统传热热损及余量热损6℃。

采用冷凝水预热，预热后温度设计参数取值：根据热量平衡，设计进料温度为25℃，换热器蒸发温度96℃，进料流量为5.33t/h，蒸发量为5t/h，计算预热后温度为60.32℃，设计预热后温度取55℃。冷凝水预热段，预热所需热量计算。混合物料从25℃加热至55℃所吸收的热量为：636 722kJ/h=176 868 W。换热所需热量为：12 241 603kJ/h=3 400 446 W。

换热器传热温差设计参数：在MVR蒸发过程中，物料液相温度维持96℃，换热器进口温度与出口温度基本保持稳定，在蒸发段换热器温差为t=102-96=6（℃），设计换热温差为T=5.5℃。

该项目生化处理工艺集活性污泥法和生物膜法的原理于一身，采用水解和二级AO工艺，在生物处理的单元构筑物中设置填料，同时又有悬浮于废水中的活性污泥，水解酸化池兼做预脱氮功能。每一级的废水在缺氧区内与对应级的好氧区的回流混合液充分混合，将回流液中的硝酸盐氮转化为氮气。每一级废水处理中硝化采用单独硝化，即把硝化和碳氧化独立设置，碳化区中进行有机碳的去除，在消化区中进行硝化反应，该工艺增加系统的灵活性和可靠性，使运行达到最佳的状态，避免因易降解的有机物抑制硝化菌的生长，硝化菌在低碳源情况下，在消化区成为优势菌种，提高消化效率，见图3。

生化处理单元设计参数：设计污泥浓度6500 mg/l，水力停留时间13.6h,COD污泥负荷0.11kgCOD/（kgMLSS·d),BOD₅污泥负荷0.038kgBOD/（kgMLSS·d),TN污泥负荷0.010kgTN/（kgMLSS·d），设计膜通量250L/（m²·d），设计膜面积为1 200 m²，设计自吸泵每运行9 min，停1min，设计膜组件水平投影面积的曝气量2m³/（min·m²）。

该工程各处理单元运行效果见表9～表11。

因该项目在立项建设初期时，对业主原有的生产线产生的生产废水取样做小试，工程设计参数主要通过小试数据并结合理论计算最终确定工程设计参数的取值。通过设计参数与实际运行参数对比可知，设计参数与实践运行参数基本比较吻合，所以建议在同时涉及高盐、高浓度有机物等废水工程时，小试数据结合理论计算来确定该工程设计参数是比较可行的。

生化处理采用硝化和碳氧化独立设置的AO工艺可大大提高生化系统脱氮效率；氨氮吹脱吸收采用闭环序批式处理工艺，系统无二次空气污染、运行能耗低、投资省，灵活调整运行工况的优点，以期对需提高脱氮效率的生化处理工艺，以及氨氮吹脱吸收处理工艺提供借鉴参考。