Verwijdering van ammoniumthiosulfaat uit fotografisch afvalwater

o

0 :

o

0

;

o

.

0 , I . r ",

p

....

'

II

t

,"

,

.

~

r

6(

,

t ..

fB

~

·

·

Itwo

--Nr: 2589

laboratorium voor Chemische Technologie

Verslag behorende

bij het fabrieksvoorontwerp

van

L. Janee en R.A. van der Me.r

f • ' ...

onderwerp:

Verwijdering van

ammoni~hiosulfaat

...

~~.~

...

~~.~~~!.~~.~~~.~

..

~~~~~~~~.!~

...

.

,

.

~

adres:

Drechtstraat 73 2314

TB

Leiden

Mgr. Bekkerelà&D

29

'

2286

CA

~ewijk "

.

) , , " f opdrachtdatum:d.~e.ber

1983

verslagdatum :

april

198~

o

o

o

o

o

o

o

o

o

o

o

o

I

Voorstel fabrieksvoorontwerp. L. Janse

R.A. van der Meer

Fotografisch afvalwater bevat na verwijdering van zware metalen zoals zilver en cadmium zeer hoge concentraties ammonium en thiosulfaat. Deze concentratie is ca. 150 gram (NH4)2S203 per liter. Daarnaast be-vat dit afvalwater nog diverse organische verbindingen zoals

hydro-n ..

chinon, fenolen, EDTA, bezoezuur, etc, etc. Het lozen van dit afval-water brengt hoge kosten met zich mee gezien de zeer hoge COD/BOD van dit water (COD ca. 100.000 mg/L). De hoeveelheden die door Van Vlodrop worden geproduceerd zijn 15 m3 per dag (verwachte hoeveelheid in 1985). De vraag is nu of het mogelijk en economisch haalbaar is om de behande-ling van dit afvalwater binnen het bedrijf zelf uit te voeren. Om dit te onderzoeken wordt in het kader van het fabrieksvoorontwerp door ons een haalbaarheids-studie uitgevoerd.

Om het fotografische afval te verwerken wordt gedacht aan de volgende mogelijkheden:

1· Verwijdering van ammoniak met behulp van het luchtstrip-proces. even-tueel gekoppeld aan een absorptieproces, waarbij het ammonium in de vorm van een ammoniumzout wordt verkregen.

NH +

4

,

S 0 2- I 2 3 ammoniumstripper 2-

2-2: Biologische omzetting van S203 met behulp van zuurstof tot S04 • Sulfaat kan zonder bezwaar in zee worden geloosd omdat zeewater hoge c;centraties sulfaat bevat.

, SO

2-4

l

-

1-

.2

2~\ , I I

I.

I

2- -

2-3: Biologische omzetting van S203 met behulp van N0

3 tot S04 ' ge-koppeld aan biologische omzetting van NH

₄

+ met behulp van zuurstof tot N0 3-. Ir--N 2 NH + _2-

-

SO 2- ₊ SO 2-4 _S203 + N0 3 4

..

NH 4 + 02 4 - 4 SO 2-

-,. 2- + N_{2 NH +} --,)0 N0 3

-S203 4 ₄ N0₃ I"

-N0 3 'I

( (

c

(

o

0 0

o

VERWIJDERING VAN AMMONIUMTHIOSULFAAT UIT FOTOGRAFISCH AFVALWATER

Fabrieksvoorontwerp no.:

2589

december

1983 -

april

1984

Afdeling der Scheikundige Technologie Technische Hogeschool Delft

L. Janse

Drechtstraat

73

2314

TB Leiden

R.A. van der Meer Mgr. Bekkerslaan

2286

CA RijsWÎJK

(

c

( ( [ (' (1

o

o

o

o

Inhoudsopgave: Inhoudsopgave Samenvatting -1-1 2

1. Conclusies, aanbevelingen en knelpunten

3

2. Inleiding 4

3.

Uitgangspunten voor het ontwerp

5

3.1: Fysische en chemische eigenschappen van grond- en hulpstoffen

5

3.2: Toxicologie en explosiegrenzen 5

3.3:

Afvalstoffen

6

4.

Beschrijving van het ontwerp 4.1: Biokinetiek 4.1.1: Aerobe thiosulfaatverwijdering 4.1.2: Anaerobe thiosulfaatverwijdering 4.1.3: Aerobe ammoniakverwijdering 4.2: Procescondities 4.3: Opwerking

5.

Procesontwerp

5.1: Ammoniakverwijdering en terugwinning met het lucht-strip/ absorptieproces

5.2: Aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat

5.2.1: Thiosulfaatverwijdering in fluidized bed reactor met

7 7 7 9 10 11 11 12 12 19 zuurstof 19

5.2.2: Thiosulfaatverwijdering in Pachuca tank met zuurstof 22

5.3:

Gekoppelde microbiologische verwDdering van ammonium en

thiosulfaat

5.4:

Opwerking

5.5:

Processchema

6.

Massa- en warmtebalans

7.

Apparatenlijsten

8.

Economische aspecten van het proces 8.1: Produktievolume-afhankelijke kosten 8.2: Semi-variabele kosten 8.3: Investeringsafhankelijke kosten

8.4:

Overhead kosten

8.5:

Totale kosten

9.

Symbolenlijst 10. Literatuurlijst Bijlage 1 Bijlage 2 30

32

34

35

40

45

45

45

45

46 46

48

51 1.1 1.2

( ti

c

( (" (1

o

o

o

-2-Samenvatting:

In dit fabrieksvoorontwerp wordt een proces behandeld dat uit fotogra-fisch afvalwater ammonium en thiosulfaat ver~jderd.

Hierbij is uitgegaan van een bestaand bedrijf dat 3200 m

3

fotografisch afvalwater per jaar produceerde

Uit het fotografische afvalwater wordt ammonium verwijderd door middel van een luchtstrip proces, gevolgd door een absorptieproces met behulp van fosforzuur waardoor het ammonium in de vorm van ammoniumfosfaat wordt teruggewonnen.

Het thiosulfaat wordt microbiologisch verwijderd in een Pachuca tank met behulp van zuurstof, door het om te zetten naar sulfaat.

Zowel ammonium als thiosulfaat worden voor 95

%

verw~derd.

De geschatte kosten bedragen voor dit proces kt

794,-

per jaar, terwijl de opbrengsten van het ammoniumfosfaat worden geschat op kt 691,- per jaar. Tevens wordt er kt 300,- per jaar aan lozingskosten bespaard.

---( (

c

(

c

c

o

o

o

o

o

-3-1. Conclusies, aanbevelingen en knelpunten:

- Het is mogelijk om ammonium en thiosulfaat uit fotografisch afvalwater te verwijderen met behulp van een combinatie van een lucht-strip/absorp-tie proces en een microbiologisch proces.

- Fluidized bed reactoren voor de aerobe microbiologische verwijdering van ammonium of thiosulfaat uit fotografisch afvalwater zijn volkomen ongeschikt vanwege de optredende zuurstoflimitering.

De aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat is een proces dat veel zuurstof vraagt, en dat hierdoor een lange verblijf tijd en een groot reactorvolume nodig heeft.

- Microbiologische verwijdering van thiosulfaat uit fotografisch afval-water is onafhankelijk van de maximale groeisnelheid van de microorga-nismen.

- In het microbiologische proces wordt biomassa gevormd. Aangezien het fotografische afvalwater enkele onplezierige verontreinigingen bevat, dient onderzocht te worden of deze in de biomassa terecht komen. Wanneer dit het geval is, dan zal gebruik van biomassa als veevoeder waarschijnlijk niet mogelijk zijn, waardoor naar een andere methode van biomassa afvoer moet worden gezocht.

- Het in de afvalstroom aanwezige cyanide (in de vorm van ferricyanide en thiocyanaat, afkomstig uit bleekmiddelen en stabilisatoren uit het ontwikkelproces) kan bij het microbiologische proces problemen ople-veren. In dit voorontwerp is niet naar het cyanide gekeken, omdat volgens een publikatie van Kodak (12) het cyanide op eenvoudige wijze kan worden verwijderd. In deze publikatie worden pasklare oplossingen aangedragen voor deze verwijdering.

- De marktprijs voor het ammoniumfosfaat is een schatting. Er zal onder-zocht moeten worden of er voor dit produkt een goede markt is.

r - De kosten voor de verwijdering van ammonium en thiosulfaat uit

foto-grafisch afvalwater worden geschat op f

32,-

per m

3

afvalwater. De lozingskosten bij het niet zuiveren van het afvalwater bedragen f

(

c

(

c

o

o

o

o

o

-.

-4-2. Inleiding:

In de fotografische industr.ie wordt afvalwater geproduceerd met hoge concentraties zilver. Aangezien zilver veel geld opbrengt wordt dit teruggewonnen. Wat dan overblijft is een afvalwater met zeer hoge concentraties ammonium en thiosulfaat, en tevens in lagere concen-traties diverse organische verbindingen als acetaat, hydrochinonen, fenolen, EDTA, benzoëzuur, etc.

Het lozen van dit afvalwater brengt, gezien de zeer hoge COD/BOD en N-Kjeldahl, hoge kosten met zich mee. Vandaar dat de bedrijven die zilver terugwinnen uit fotografisch afvalwater geinteresseerd zijn in het zelf zuiveren hiervan.

De vraag is of dit mogelijk is, en wanneer dit het geval is, of het dan economisch haalbaar is.

Ammonium en thiosulfaat kunnen op verschillende manieren worden ver-wijderd. Thiosulfaat kan met behulp van microorganismen worden omge-zet in sulfaat, wat zonder bezwaar in zee kan worden geloosd, omdat zeewater hoge concentraties sulfaat bevat. Voor dit bacterieël proces is een electronenacceptor nodig, waarvoor bijvoorbeeld zuurstof of nitraat in aanmerking komen.

r

De ammonium kan op twee manieren worden vewijderd. Een eerste mogelijk-heid is de microbiologische oxydatie van ammonium tot nitraat in aan-wezigheid van zuurstof, een proces wat dan gekoppeld kan worden aan de omzetting van thiosulfaat naar sulfaat. Een nadeel hiervan is dat de microorganismen slecht op het fotografische afval groeien in afwe-zigheid van zuurstof.

Een tweede mogelijkheid voor de verwijdering van ammonium is het strip-pen met behulp van lucht. Een voordeel van dit proces is dat het am-monium is terug te winnen in de vorm van een amam-moniumzout, door het stripproces te koppelen aan een absorptieproces. Dit ammoniumzout kan dan wellicht in de kunstmestindustrie gebruikt worden.

c

( (

c

( (

o

o

o

o

- -

..

-5-3. Uitgangspunten voor het ontwerp:

3.1: FJsische en chemische eigenschappen van grond- en hulpstoffen: De eigenschappen van de gebruikte hulpstoffen staan in tabel 3.1 ver-meld.

Grootheid: Natronloog: Fosforzuur: Water: Molgewicht (gimol) 40,00 98,00 18,00 Smeltpunt (oC) 318,4 42,35 0,00 Kookpunt (oC) 1390 213 100,00 Dichtheid (kg/m3 ) 2130 1834 1000 (4oc)

Oplosbaarheid (g/100g) 42 (OoC) 548 (ooC) 0:>

Opl. warmte (kcallmol) -10,637

-St.vorm.enth. (kcallmol) -101,99 -306,2 -68,36 Soort.warmte (kJ/kg.K) 1495 4,182 Tabel 3.1: Eigenschappen van de gebruikte hulpstoffen. Van het fotografische afvalwater is het volgende bekend:

1. Volumestroom (verwachting 1985): 3200 m3/jaar. 2. COD : 83.000 mg 02/1.

3. N-Kjeldahl: 15.000 mg N/lo 4. Ammoniumthiosulfaat: 150 kg/m3 • 5. pH : ",8

6. Buffercapaciteit: om 1 liter afvalwater van pH

8

naar pH 11 te brengen is 1 mol NaOH nodig.

3.2: Toxicologie en explosiegrenzen:

Van de toxicologische effecten van het afvalwater is niets bekend. Wel is bekend dat het afvalwater cyanide in de vorm van thiocyanaat en ferricyanide bevat, maar er is niet bekend in welke hoeveelheden deze stoffen voorkomen.

In het proces komt ~~n explosiegevaarl~Ke stof voor, namelijk ammoniak. De explosiegrens voor ammoniak is: 15,5 - 27 vol.% (in lucht).

Ammoniak heeft een zelfontbrandingstemperatuur van 630 °C, en behoort tot de klasse van de gassen onder druk (klasse KO). De voorzieningen in de fabriek dienen overeenkomstig de veiligheidsvoorschriften voor deze klasse te zijn.

I

I

( ( ( ( (

c

o

o

o

o

-6-3.3:

Afvalstoffen:

Het proces levert de volgende afvalstoffen:

1. Slib uit M15 (stroom 18). Deze hoeveelheid is 17 ton DS per jaar.

-.//~'fY Het slib kan wellicht als veevoeder gebruikt worden, waarbij echter

t "

.

,,J,' , " .• , voorzichtigheid is geboden, omdat het fotografische afval een

aan--",

, f tal onplezierige stoffen bevat die in de biomassa terecht zouden

kunnen komen.

2. Het gezuiverde afvalwater uit M15 (stroom 17) bevat zwavelzuur. Deze hoeveelheid is 298 ton per jaar.

Bij de kostenbeschouwing is er vanuit gegaan dat voor deze beide afval-stromen geen lozingskosten behoeven te worden betaald.

t ( ( ( (

c

()

o

o

o

-7-4.

Beschrijving van het ontwerp:

~

4.1: Biokinetiek:

In dit ontwerp worden drie verschillende microbiologische processen gebruikt die ieder een eigen kinetiek hebben. Teneinde te kunnen be-palen wat de in- en uitgaande stromen zijn, is een methode gebruikt die onder andere is beschreven door Roels (1). Hierbij worden over het microorganisme elementenbalansen opgesteld, waarmee dan de diverse stromen zijn te berekenen. Hierbij wordt het systeem in een steady state verondersteld.

De drie verschillende microbiologische processen zullen ieder afzonder-lijk worden behandeld.

4.1.1: Aerobe thiosulfaatverwijdering:

In figuur 4.1 wordt het systeem met de verschillende flows voor de aerobe thiosulfaatver~jdering weergegeven.

, 11>3 _°2 Na 2

s

203 Na2S04 11>2 11>4 H 2S04 CH1 •

8

0 0 •

s

I ' 11>1 11>5 I' I-11>7 CO₂ 11>6 H₂0

Figuur 4.1: Systeem en flows voor de aerobe thiosulfaat-verwijdering.

Voor de biomassa is de gemiddelde elementairsamenstelling van micro-organismen genomen.

De reductiegradenbalans over het systeem uit figuur 4.1 wordt:

,.. . , ' r_ -. t~ _ '1 11>1 (2ÀH+Às+4ÀO)+11>2(2ÀNa+2Às+3Ào)+11>3(2Ào)+11>4(2ÀNa+Às+4Ào)+ , +11>5(ÀC+1,8ÀH+O,5ÀO)+11>6(2ÀH+ÀO)+11>7(ÀC+2ÀO)=0 (4.1 ) 1 1 ! , - \

c,

( ( ( ( (

o

o

o

o

o

.À C +2.À0=0 2~ + .ÀO=O 2.À Na+ .ÀS+4.À0=0 2.À H + .ÀS+4.À0=0

-8-(4.2) (4.3) (4.4) (4.5) Wanneer we nu .À

H=1 stellen, dan volgt er uit de vergelijkingen (4.2)

t/m (4.5) dat .À

0=-2, .ÀC=4, .ÀS=6 en .ÀNa=1. Hiermee wordt de reductie-gradenbalans:

(4.6)

Voor de biomassa geldt:

Invullen van vergelfjKing (4.7) in vergelijking (4.6) levert:

(4.8)

Wanneer we nu aannemen dat de yield van biomassa op substraat (=Y )

ex

0,25 mol/mol is, en we tevens weten dat er 365 mol/hr aan natrium-thiosulfaat het systeem binnenkomt, en we aannemen dat hiervan 95

%

wordt omgezet, dan kan met behulp van vergel~King (4.8) de benodigde hoeveelheid zuurstof berekend worden.

De hoeveelheid zwavelzuur die geproduceerd wordt kan berekend worden door een zwavel· en natriumbalans over het systeem op te stellen:

zwavel: 2$2+ $4+$1=0 natrium: 2$2+2$4=0

(4.9) (4.10)

Combineren van de vergel~Kingen (4.9) en (4.10) levert:

(4.11 )

Op analoge wijze kunnen de volgende vergelijkingen voor de nog onbeken-de flows woronbeken-den verkregen:

$4=-2$2-$1 :- .

(rL

$6=- $1-0 ,9$5 $7=-$5

Invullen van de vergelfjKingen (4.8) en (4.11) t/m en uitgaande flows van het systeem uit figuur 4.1 staan in tabel 4.1 vermeld.

(4.12) (4.13) (4.14) ~#~: (4.1~ ·levert de in- /.'-op •. !.De resultaten

l (

c·

[ ( C'

o

o

o

o

-9-Flow nr. : Component: Flow (mol/hr):

1 H 2S04 -347 2 Na 2S203 347 ti J.:\:' ~., -,-I" '. 3 _°2 590 4 _Na2S04 -347 5 _{CH 1 ,800,5} - 87 6 H 20 425 7 CO 2 87

Tabel 4.1: Flows voor het systeem uit figuur 4.1. 4.1.2: Anaerobe thiosulfaatverwijdering:

In figuur 4.2 wordt het systeem met de verschillende flows voor de an-aerobe thiosulfaatverwijdering weergegeven.

<1>3 HN03 <1>4 N2 {NH4)2S203 {NH4 )2S04 <1>2 <1>5 H 2S04 CH1 ,800,5 <1>1 <1>6 <1>8 CO2 <1>7 H20

Figuur 4.2: Systeem en flows voor de anaerobe thiosulfaat-verwijdering.

Het berekenen van de verschillende in- en uitgaande flows voor het systeem zoals dit in figuur 4.2 is weergegeven, gaat op analoge wijze aan de berekeningen voor de aerobe thiosulfaatverwijdering. De resul-taten van deze berekeningen staan in tabel 4.2 vermeld.

- -L ( (' (

c

(

o

o

o

0 ..

~

.

!'

-10-Flow nr.: Component: Flow (mol/hr):

1 H 2S04 -386 2 _{(NH4 )2S203} 347 3 HN0 3 529 4 N 2 -304 5 _(NH4)2S04 -308 6 _{CH1 8°0 5}

_{, ,}

- 87 7 H 20 17 8 CO 2 87

Tabel 4.2: Flows voor het systeem uit figuur 4.2. 4.1.3: Aerobe ammoniakverwijdering:

Het systeem met flows voor de aerobe ammoniakverwijdering wordt in figuur 4.3 weergegeven. tl> 3 °2

"

(NH4 )2S04 HN03 tl>2 ,. tl>4 H _{2S04 CH1 ,800,5} tl> 1 tl>5 j tl>7 CO_{2 tl>6 H20} ".

Figuur 4.3: Systeem en flowe voor de aerobe ammoniak-verwijdering.

Op analoge wijze aan de in de vorige paragrafen beschreven methode zijn de flows voor het systeem uit figuur 4.3 berekend. De resultaten hiervan staan in tabel 4.3 vermeld.

( (

r

(

o

o

o

o

0:

-11-Flow nr. : Component: Flow (mol/hr):

1 H 2S04 -347 2 _(NH4)2S04 347

3

_°2 1278

4

HN0 3 -605 5 _{CH1 ,800,5} - 87 6 H 20 -917 7 CO 2 87

Tabel 4.3: Flows voor het systeem uit figuur 4.3.

4.2: Procescondities:

Voor de verschillende microbiologische processen gelden dezelfde proces-condities, die we kunnen onderverdelen in:

1.

2.

Koolstofbron. Hiervoor kunnen diverse in het afvalwater aan-wezige organische verbindingen dienen, maar ook CO₂ uit de lucht kan als koolstofbron dienen.

Stikstofbron. Ook hiervoor zitten er in het afvalwater voldoende

moge~Kheden, zoals bijvoorbeeld het ammoniak. Maar ook andere, organische, stikstofhoudende verbindingen kunnen gebruikt worden. 3. Sporenelementen. In het afvalwater zijn ook alle belangrijke

sporenelementen aanwezig.

4.

pH. De pH van het afvalwater bedraagt ca. 8, en heeft een sterk bufferende werking. In hoeverre de pH van invloed is op de micro-biologische processen is niet bekend.

5. Temperatuur. Over de optimale temperatuur is niets beken~ Voor de berekeningen is een temperatuur van 25°C aangehouden.

4.3: Opwerking:

Teneinde de biomassa te kunnen verwijderen zal een hydrocycloon worden '\ gebruikt.

\

V

\

,\

-

~ \

,l-( ( ( ( (

o

o·

I

o

o

-12-5. Procesontwerp:

5.1: Ammoniakverwijdering en terugwinning met het lucht-strip/absorptie-proces:

Voor de verwijdering van het ammonium uit de afvalstroom werd uitgegaan van artikelen van Postma (2) en Trullson (3). Deze beschrijven een lucht-stripproces gekoppeld aan een ammoniumabsorptie in zuur, uitgevoerd in gepakte ko~lomen. Deze koppeling heeft als voordeel dat het op zich

waar~volle ammonium kan worden teruggewonnen, waardoor de mogelijk

be-staat om een gedeelte van de bedrijfskosten te dekken (door het verkopen van het gevormde kunstmest-halffabrikaat).

Tevens geeft Postma (2) aan dat door gebruik te maken van dit gekoppelde proces zich geen koeltoren-effect in de stripkolom voordoet, doordat geen opname van e0

2 uit de atmosfeer optreedt en de gasfase verzadigd blijft met waterdamp. Hierdoor zal de evenwichtstemperatuur die zich in de stripper zal instellen ongeveer ge~K zijn aan de temperatuur van het afvalwater.

Voor het feitelijke ontwerp werd de methode gevolgd zoals beschreven door Zuiderweg (4).

De concentratie van de te verwijderen hoeveelheid ammonium in de afval-stroom (afval-stroom 1) werd geschat op circa 2 kmol NHt /m3 (pH=8), bij een debiet van circa 0,375 m3/hr (op basis van een schatting van 3200 m3 afvalwater per jaar voor 1985).

Om het evenwicht

+

-NH₄ + OH ~ NH

3 + H20

voor het stripproces gunstig te beinvloeden blijkt een pH van ongeveer 11 nodig: T = 20 oe pH= 11

=

14,1669 4,767 (Bron: Postma (2».

Wanneer voor dit op pH=11 brengen een 33

%

NaOH-oplossing wordt genomen, volgt voor stroom 4:

~

= 0,408 m3/hr

v met x NH = 0,037

3

(stroom .e" l' ~, : \ I ") (~ 1.,( t·,. ') •

(Uit experimenten werd gevonden dat om 1 liter afvalwater (pH=8) naar pH=11 te brengen 1 liter 1 N NaOH-oplossing nodig was).

Uit de evenwichtsgegevens en partiële druk van NH

3 volgt nu ook de ver-delingsconstante m = 6.10-4 (kg.m-3/kg.m-3 ) bij T = 20 oe en pH=11 (Bron:

c

(

c

c

" /

o

, i ,// '" " I

...

.

/ ,.;./' . / -'-':.."._---,---

.

.---:;

-

----""""'-'''-'-_.~--,---_ ..

,--o

o

o

o

o

( t ( ( ( ( {

o

0

o

o

o

- - -

--

.

-

-13-Postma (2», waaruit tevens de verdelingscoëfficiënt K = 0,825 (uit-gedrukt in verhoudingen van molfracties)volgt. Bij een gewenste ammonium-reductie van 95

%

wordt nu een (L/V) = 0,868 gevonden.

max

Hiermee volgen ook (L/V) kt. h en het aantal theoretische schotels; pra 1SC (L/V)max (L/V)

=

= 0, 72 ~ N th

=

9 (A) 1,2 (L/V) = 0,60 (Postma (2» -+ N th=6 (B)

alsmede de samenstellingen van de stromen: xNH3 (in) xNH3 (uit) YNH

3(in) YNH3(uit) (A) 0,0370 1, 5.10

8

-3 2,5 .10

4

-4

2,5 .10

4

-2

(B) _0,0370 1, 5.10

8

-3 2,11.10

-4

2,11.10 -2

De kolom zal nu worden berekend voor zowel geval A (met (L/V)

praktisch waarop normaal een kolom wordt ontworpen) als voor geval B ( met de

(L/V) verhouding zoals die door Postma (2) wordt aangeraden).

Voor de pakking van de kolom is uitgegaan van polyethyleen pallringen. Deze zijn enigszins vergelijkbaar met de door Trullson (3) gebruikte tellerettes. Dit soort pakkingen blijkt volgens Postma (2) ook beter te voldoen dan bijvoorbeeld een Sulzer-Mellapak wat eerder floodings-verschijnselen geeft.

Pakkingsfactoren (polyethyleen pallringen): d = 25 mm F _{= 240 1/m}

r p

d _{= 50 mm} F _{= 140 1/m}

r p

Aangezien geen fysische gegevens van de afvalstroom (stroom 1) bekend zijn is voor het ontwerp uitgegaan van benaderende waarden voor de vloeistof- cq. luchtstroom. Deze benaderende waarden zijn:

P

_{l =} 1030 kg/m3 10 1 = 1.10-9 m2/s 1,205 kg/m3

-5

2/

Pg

= ID = 1,2.10 m s -3 2 g 6 3 '11 = 1.10 Ns/m Vm(1)=18 e10=3 m 3 /mol 8 -6 / 2 '1g = 1 .10 Ns m Vm(g)=25e10 m /mol Berekening van de diameter van de stripkolom:

Uit de vloeistof-damp verhouding volgt de flowparameter:

Cl> = L/V

tf.V

Pg/Pl'

waaruit via de figuur uit bijlage 1 de floodinggrens À volgt. Aan max

L <. ( ( ( ( (

o

o

o

o

-14-wordt volgt in het ontwerp voor 70

%

benutting:

À(70%).

Via:

en:

uI

=

u JE L/V JE P /Pl

,s g,s g

volgen nu de gas en vloeistof snelheden in de kolom. Met het gasdebiet

~o,gs

(m3/s) volgt nu:

A

=

~o,gs/Ug,S

(5.4)

en hieruit de kolomdiameter:

V4

JE

•

D

=

A/n (m)

deze diameter dient in het interval 40 JE d > D > 10 JE d

r r

te blijven, daar anders schaalvergrotingseffecten wegens stroming van vloeistof langs de wand of maldistributie plaatsvinden.

Berekening van de hoogte van de stripkolom:

De hoogte van de kolom wordt berekend via het aantal "theoretische schotels" (HETP)

=

(In S/(S-1» JE HTU

og waarin: S

=

stripping factor

=

m JE Ug/U_I

HTU

og

=

f JE

(HTU~

JE S + HTU:)

=

"overall" - hoogte overdrachtstrap

Hierbij wordt de axiale dispersie verwaarloosd, aan-gezien deze voor practisch alle gevallen veel kleiner is dan 10 JE dr. De factor f volgt

uit

À/À

,en geeft een correctie weer voor HTU /HTUJE in verband

max og og met stuwingseffecten. Verder geldt: 0,27 d1/ 3 HTUJE

₌

0,29. 10 -3 JE uI JE r (5.9)

Jl)t

1/6 1 I JE g HTUJE

=

o

44

10 -3 JE Re' 0

4

JE Sc 2/3 _{JE uI} -0,56 (5.10) g , • g g U JE d JE

P

met Re

₌

g r g (5.11) g _TJg en Sc _g = _{TJ;rog JE Pg} (5.12)

Waarna H volgt via:

H

=

_{Nth eore} t" h JE HETP + 1

c

c

( ( ()

o

o

o

-15-De extra meter voor de kolom geldt als vuistregel voor de verdelingvan de vloeistof over de kolom.

Berekening van de drukval over de stripkolom:

De drukval over de pakking volgt uit de belastingsfactor F:

F = u_g Jf.

'/'P;

(5.14)

waarmee de drukval over een droge pakking wordt: .1Pd = H JE. 0,40 Jf. F Jf. F2

roog p

Via de vloeistofinhoud hl

hl = 1,22 Jf. (ui/dr Jf. g)1/3 (5.16) volgt nu de drukval over een werkende kolom:

.1p t = .1Pd Jf. (1-2,6 Jf. h l )-3 na roog

De resultaten voor verschillende berekeningen staan vermeld in tabel 5.1. Hieruit b~Kt duidel~K dat pallringen van 25 mm de voorkeur ver-dienen boven pallringen van 50 mme Zowel drukval als hoogte van de kolom geven grote voordelen te zien voor de kleinere pallringen, ter-wijl de diameter van de kolommen nauwelijks veranderd. Tevens blijkt dat geval B (L/v=o,60) eveneens voordelen levert in drukval en hoogte ten opzichte van geval A (L/V=0,72).

De absorptiekolom:

De absorptie van ammonium in zuur werd eveneens berekend voor een ge-pakte kolom van pallringen (25 mm, polyethyleen). Voor een gunstige ligging van het verdeligsevenwicht blijkt een pH 6,5 nodig.

De verdelingscoëfficiënt K (=PNH /p)=1,38.10-3 volgt uit:

3

PNH = H Jf. xNH

3

3

(5.18) waarin: H = Henry constante

-6

Hiermee volgt eveneens de verdelingsconstante m=1.10 •

Volgens Postma (2) en Trullson (3) blijkt een 25

%

(w/w) ammonium-fosfaat goed haalbaar, wat overeenkomt met x

NH =0,087 (mol/mol) voor de uitgaande vloeistofstroom. AfhankeDOK van

d~

hiervoor geschakelde stripeenheid varieerd ook YNH (in). De resultaten van de berekeningen van de absorptiekolom staan v6rmeld in tabel 5.2 en verlopen analoog aan die welke voor de stripeenheid werden uitgevoerd. Voor de bereke-ningen aan de absorptiekolom werd uitgegaan van een ammoniak-verwijde-ring van minimaal

99

%.

c

( ( ('

c

(

c

o

o

o

o

-16-Of voor het stripproces wordt uitgegaan van A (L/V=0,724) of B (L/V= 0,60) maakt voor de drukval, hoogte en diameter weinig verschil. Aangezien het ammonium-zout voor eventueel gebruik als kunstmest het meest geschikt kan worden afgeleverd als (NH4)2HP04 (in oplossing), dient voor het absorptieproces bij voorkeur van fosforzuur te worden uitgegaan. De hiervan benodigde concentratie kan worden nagegaan met de eis dat de uitgaande pH kleiner of gelÛk aan 6,5 moet zijn, en dat ongeveer 95

%

van het in de oorspronkelijke afvalstroom voorkomende ammonium uiteindelÛK in het ammonium-zout terechtkomt.

De pH van de vloeistofstroom uit de absorptiekolom (stroom 11) k~n

worden berekend met: H 3P04 + H20 =:;H2P0

4

+ H 0+ 3 H 2P0

4

+ 2- _{H 0+} H20 ~HP04 + 3 HP0

₄

_{+ H20~} P03-4 + H 0+ 3 NH 3 + H20 !::; NHt; + OH

-[OH-][H 30+] = Kw= 6,8.10-15 CN=

[rm

₃

J

+ [NHt;J Cp=[H3P04] + [H2P0

4]

+

[HPO~-]+

[PO,-]

[H+] + [NHt;] = [OH-J + [H2P0

4]

+ t[HPof-] + 1/3[PO,-] Hiermee volgt uiteindel~K:

-(Kb.CN- [H1tKw+Kb -[H+])

met; z = Cp. [H+] 2/( [H+]3+Ka1 .[H+]2+Ka1- Ka2. [H+]+Ka1-Ka2.Ka3)

Via een iteratie programma en het gebruik van de computer vogden de pH-waarden voor verschillende waarden van Cp en C_N- Deze resultaten staan in tabel 5-3 vermeld. Hieruit blijkt dat kan worden volstaan met een fosforzuur-stroom van 0,725 kmol/hr (wat voor de beschouwde

volume-( (

,

(" (

c

o

o

o

o

-17-stromen overeenkomt met 47 ge~fo oplossing van fosforzuur). Meer toe-voegen heeft een vewaarloosbaar klein effect op de evenwietsligging, maar brengt wel extra kosten met zich mee.

De gedachte om het zwavelzuur wat bij de biologische omzetting van thio-sulfaat vrijkomt te benutten b~Kt onbruikbaar, daar dit zwavelzuur in te lage concentraties in stroom 17 voorkomt. Tevens zou bij gebruik van zwavelzuur de afzet van de ammoniumzout-oplossing als halffabrikaat voor de kunstmest industrie bemoeil~Kt kunnen worden.

Voor het gebruik als kunstmest is het verder vooral van belang dat geen cyanide (in kleine hoeveelheden aanwezig in het fotografische afval-water) via het strip-/absorptieproces in de ammoniumzoutoplossing komt. Uit de evenwichtsgegevens voor cyanide (bij T=20 oe en p=1 atm) volgt dat nauwelijks enig cyanide in de stripkolom bij een pH van 11 zal worden meegevoerd door de luchtstroom.

Voor het opstellen van de massa- en warmtebalansen, alsmede de kosten-analyse werd uitgegaan van geval B (L/v=o,6) voor pall-ringen van 25 mme

2

Deze verhouding geeft namel~K de laagste drukval (totaal 5024 N/m ) over de beide kollomen, waardoor de bedrijfskosten lager kunnen zijn.

A B Pall-ringen 25 mm 50 mm 25 mm 50 mm Cl> (m3/s) 2,47.10 -2 2, 7.10 4 -2 2,05. 10 -2 2,05. 10 -2 -2 -1 Àmax 7,77.10 1,02.10 7,94.10 -2 1,0 .10 4 -1 u (m/s) 1,59 2,09 1,626 2,13 g,s -3 -3 -3 _{4 -3}

UI

(m/s) 1,35. 10 1,77.10 1,14.10 1, 9.10 ,s 3 0,134 0,134 0,162 0,162 <Xl _o,gs (m Is) 8,43. 10-2 - 2 4 -2 -2 A (m) 6,41.10- 9,9 .10 7,59.10 D (ut) 0,328 0,286 0,356 0,311 Re (-) 2661 6996 2721 7130 g ti HTU . 0,482 0,609 0,534 0,676 g HTU ti _{0,308 0,417 0,294 0,398} 1

s

0,707 0,707 0,856 0,856 HTU _og 0,587 0,760 0,660 0,854 HETP 0,695 0,899 0,713 0,922 H (m) 7,26 9,09 5,28 6,53 2 .1p _na t(N/m) 2570 3213 1916 2350

Tabel 5.1: Resultaten van de berekeningen aan de ammonium-stripkolom.

(

c

( (

""

c

o

o

o

o

o

-18-A B L/V 0,289 0,240 cD (m3/s) 8 _{,83. 10} -3 _{7,3 .10} 4 -3 Àmax 0,089 0,093 u _g,s (m/s) 2,045 2,121 -4 _4,74.10-4 u _l,s (m/s) 5,50.10 (m3/s) cD _o,gs 0,137 0,164 V _g (kg/s) 0,1649 0,1982 (m2) 6 -2 -2 A ,70.10 7,73. 10 D (m) 0,292 0,314 Re _g 3423 3550 HTU H _{0,881 0,972} g HTU H _{0,242 0,232} 1 -3 _4,48.10-3

s

3,73. 10 HTU _og 0,741 0,817 4,439 .----

-HETP 4,161 'j H (m) 5,161 5,439 .1Pnat (N/m2) 2770 3108

Tabel 5.2: Resultaten van de berekeningen aan het absorptie-proces. Cp (kmol/m3.): pH:

°

12,15 1,47 10,20 5,88 6,50 10,81 2,13

Tabel 5.3: De pH van de vloeistofstroom uit de absorptie-kolom voor verschillende waarden van C

3

(met

cD

/

/

:/ / ( (

c

c

c

o

o

o

c

c

( (

c

c

(

c

o

o

o

o

.' i o~ _,

-19-5.2: Aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat:

Voor de aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat staan een aantal typen reactoren ter beschikking, waarvan er hier twee worden bekeken.

Ten eerste is dit de fluidized bed reactor, ook wel microbiologische film reactor genoemd. Een voordeel van een dergelijk systeem is het kleinere volume ten opzichte van een gesuspendeerd systeem. Een tweede voordeel is de eenvoudige scheiding van actieve biomassa van gezuiverd afvalwater. Een groot nadeel ten opzichte van een gesuspendeerd systeem is de vrij vlug optredende diffusie limitering, vooral van zuurstof bij aerobe processen.

Het tweede type reactor dat zal worden bekeken is een gesuspendeerd systeem, en 'wel de Pachuca tank. Een voordeel van de Pachuca tank ten opzichte van andere gesuspendeerde systemen is de goede menging die ontstaat door het invoeren van lucht. Hierdoor wordt niet alleen een goede menging verkregen, maar tevens een hoge zuurstofoverdracht.

De Pachuca tank is er in vele uitvoeringsvormen, waarvan hier de Pachuca tank met stijgbuis wordt bekeken.

5.2.1: Thiosulfaatverwijdering in fluidized bed reactor met zuurstof: Berekening van volume en verblijf tijd:

Volgens Kossen (5) luidt de massabalans over de reactor in steady state,

~ bij verwaarlozen van diffusielimitering van het substraat in de biofilm, en bij een nulde orde macrokinetiek:

cIJ v H dCs

=

~ H rs H a H 8 H A H dz waarin: (])v C s r _s ~ a 8 d_p €

=

volumestroom (m

3

/s) = substraatconcentratie (kg/m

3)

=

benutting van de biofilm

=

=

=

= = C )( _m

~

_{m sm} /Y met C _m

=

10 kg/m

3

Y _sm

=

0,25 mol/mol _{~_} specifieke oppervlakte

=

6 H € fdp

laagdikte van de biofilm

=

0,3 H 10-3 m partikel diameter

=

1 H 10-3 m (1-€b d)H(r3 - r

3

)/r

3

=

0,53 e ~ -.!!L p €bed

=

bedporositeit 2

=

0,25 H 7t H D A D = oppervlakte kolomdoorsnede

=

diameter van de kolom (m) z

=

hoogte (m)

<-( ( ( (

o

o

o

o

-19-5.2: Aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat:

Voor de aerobe microbiologische verwijdering van thiosulfaat staan een aantal typen reactoren ter beschikking, waarvan er hier twee worden bekeken.

Ten eerste is dit de fluidized bed reactof, ook wel microbiologische film reactor genoemd. Een voordeel van eer dergelijk systeem is het kleinere volume ten opzichte van een geSUFpendeerd systeem. Een tweede voordeel is de eenvoudige scheiding van ~ctieve biomassa van gezuiverd afvalwater. Een groot nadeel ten OPZiCh~ van een gesuspendeerd systeem is de vrij vlug optredende diffusie limi~ering, vooral van zuurstof bij aerobe processen. / I

Het tweede type reactor dat zal worden bekeken is een gesuspendeerd systeem, en wel de Pachuca tank. Een voordeel van de Pachuca tank ten opzichte van andere gesuspendeerde systemen is de goede menging die ontstaat door het invoeren van lucht. Hierdoor wordt niet alleen een goede menging verkregen, maar tevens een hoge zuurstofoverdracht.

De Pachuca tank is er in vele uitvoeringsvormen, waarvan hier de Pachuca tank met stijgbuis wordt bekeken.

5.2.1: Thiosulfaatverwijdering in fluidized bed reactor met zuurstof: Berekening van volume en verblijf tijd:

Volgens Kossen (5) luidt de massabalans over de reactor in steady state, bij verwaarlozen van diffusielimi tering van het substraat in d-e biofilm, en bij een nulde orde macrokinetiek:

~v H de _s

=

n _-, H r _s H _- a H 0 H A H dz waarin:

~v

=

volumestroom (m3/s)

e

=

substraatconcentratie (kg/m

3)

s

TJ

=

benutting van de biofilm

r

₌

s a

₌

0

₌

dp

=

€

₌

€bed A

=

D

₌

z

₌

e •

_m p _{m sm}

/Y

met

e

_m

=

10 kg/m

3

Y

=

0,25 mol/mol sm specifieke oppervlakte

=

6 • € fdp

laagdikte van de biofilm

=

0,3 H 10-3 m partikel diameter

=

1 H 10-

3

m

(1-€b d'H(r_{e .} 3 _p - r_m 3)/r3 _p

=

0,53

=

bedporositeit

opperv/lakte kolomdoorsnede

I

diam er van de kolom (m)

2

r L

r

r

r L

o

D

o

-20-Integratie van vergelijking (5.29) levert:

(

e

Hp • .

A .

6 f •

o.

H)

e

-e

-

_m __ m-'--______ oTJ

s,uit s,in- y . ~ • d

_. ___ .--... sm v p

Er kunnen nu twee modellen voor de benutting van de biofilm worden onderscheiden: model 1: nulde orde kinetiek met volledige benutting

van de film (TJ=1).

model 2: nulde orde kinetiek met onvolledige benutting van de film (TJ<1); er treedt dus een maximale indringdiepte op.

Discriminatie tussen deze twee modellen is mogelijk door de maximale indringdiepte 0 te berekenen met:

e

waarin:

oe

= maximale indringdiepte (m)

ID = diffusiecoëfficiënt van substraat in film = 1. 10-9m2/ s Wanneer nu

°

~o, dan wordt de film volledig benut, en is dus TJ =1. Is

c

daarentegen 0c < 0, dan wordt de film niet volledig benut, en is dus '7< 1. Resultaten van de berekeningen van de maximale indringdiepte als functie van de maximale groeisnelheid f.l en de steady state

substraatconcentra-m tie

eH

staan in tabeI5.4vermeld.

s

~):

10-4 10-5 10-

6

10-7

eH

_{(kg/m3 ) : 0c (m):} 8 (m): 8 (m): 8 (m): s c c e 114 0,0030 0,010 0;030 0,10 55 0,0020 0,007 0,020 0,07 5,7 0,0008 0,002 0,008 0,02

Tabel 5.4: Maximale indringdiepte als functie van f.l en

e·.

m s Uit de resultaten van tabel 5.4 volgt dat de film in alle beschouwde gevallen volledig benut wordt. Dit betekent dat de benutting TJ gelijk aan 1 wordt.

Met behulp van vergelijking (5.30) is nu de hoogte van de reactor te berekenen. Wanneer we dan een geschikte diameter aannemen, kunnen we het volume van de reactor berekenen met:

2 V = 0,25 • n • D • H

WATER

LUCHT

---; ..

~---~

..

~---~9

VI

FOSFORZUUR

Waar niel vermeld: Sysleemdruk: 1 Bar Sys~emtemperaluur: 2e

oe

V2

NATRONLOOG

FOTOGRAFISCH

AFVALWATER

V3

Luchlspui RIl V14 15

GEZUIVERD

AFVALWATER

SLIBSPUI Koelwat.er

AMMONIUM-FOSFAAT

PROCESSCHEMA VOOR AMMONIUMTHIOSULFAATVERWIJDERING UIT FOTOGRAFISCH AFVALWATER

c==>

Slroomnummer

c==J

Temperatuur in

oe

o

_{Abs;. druk in Bar} L.Janse

R.A. v/d Meer Fabrieksvaoronlwerp: 2589 Apr i I 1984 V 1 OPSLAGTANK V 2 OPSLAG'I'ANK V 3 BUFFERTANK P 4 POf·lP P 5 POHP T 6 ~rnONIUMSTRIPPER C 7 CONPRESSOR T 8 ABSORPTIEKOLOM C 9 COMPRESSOR P 10 POMP R 11 MICROBIOLOGISCHE-REACTOR (PACHUCATANK) P 12 POMP P 13 POMP V 14 OPSLAGTANK M 15 HYDROCYCLOON

L l ( (

c

('

c

o

D

D

D

o

-21-Vervolgens kan de verblijf tijd berekend worden met behulp van

T=V~

V

Aangezien we de maximale groeisnelheid ~ _m niet weten, zullen we deze moeten variëren. De maximale groeisnelheid is om te rekenen in een reactiesnelheidsconstante k via:

k =~

Iy

m sm

De resultaten van de berekeningen aan de fluidized bed reactor staan in tabel

5.5

vermeld.

Zuurstoflimitering:

Eén van de grootste nadelen van een fluidized bed reactor met een ae-roob proces is het optreden van zuurstoflimitering.

Om na te gaan of er in een reactor zuurstoflimitering optreedt is de eenvoudigste weg het uitrekenen van de theoretisch benodigde zuurstof-concentratie in de ingaande stroom van de reactor. Wanneer lucht wordt gebruikt om zuurstof in het medium te brengen, dan bedraagt de maximale opgeloste zuurstofconcentratie ca. 10 ppm. Wanneer de theoretisch beno-digde zuurstofconcentratie hoger wordt dan deze 10 ppm, dan treedt er zuurstoflimitering op.

De theoretisch benodigde zuurstofconcentratie in de ingaande stroom kan berekend worden met:

waarin:

Co

_2,1n 0

=

rO ₂

1$

_v +

Co

_2,U1 Ot

(5.35)

Co

°

I

°t= in- respectievelijk uit-gaande zuurstofconcentra-2,1n U1

tie (kg/m3)

T

=

verblijf tijd (s)

~

ro

=

zuurstofverbruikssnelheid = 5 H 10-3 kg/s 2

De resultaten van deze berekeningen staan eveneens in tabel

5.5

vermeld. Uit de resultaten van tabel

5.5

blijkt dat, om geen zuurstoflimitering op te laten treden, de afvalstroom sterk zou moeten worden verdund. Deze verdunning zou ca. 6000 maal moeten zijn. Een derge~Ke verdunning is natuurl~K onaanvaardbaar, zodat geconcludeerd moet worden dat voor dit afvalzuiveringsproces een fluidized bed reactor totaal ongeschikt is.

( ( ( ( IC

I

I

c

o

o

o

o

-22-,um (1/8) : 10-4 10-5 10-6 10-7 ~v (m5/a) : ~0-4 0,6 10-4 0,6 10-4 0,6 10-4 0,6 Verdunning: pnv. 6000 onv. 6000 onv. 6000 onv. 6000

H (m): ~, 1 122 5,2 306 13 764 130 1222 D (m): b,25 2,5 0,5 5,0 1,0 10 1,0 25 V (m3 ): 0,1 600 1,0 6000 10,2 60000 102 600000

T (a): 103 103 104 10

4

105 105 106 106

C_O2,in(kg/m3 ) 50 _{10-2 50} 10-2 _{50 10-2 50 10-}2 Tabel 5.5: Resultaten van de berekeningen aan de fluidized

bed reactor (onv.=onverdund).

5.2.2: Thiosulfaatverwijdering in Pachuca tank met zuurstof: Berekening van volume en verblijf tijd:

Vanwege de eerste orde kinetiek (wat wordt aangenomen) geldt voor een tank in stationaire toestand:

~ K (c O-c )

=

V

T K k K C

V S S S

Uit vergel~King (5.36) volgt voor het volume van de tank:

V

_T

=

~ K

(C o-C )/k

K

C

v s s s

Verder geldt er voor de verblijf tijd in een tank:

T

=

VrrI~v

Invullen van vergelijking (5.37) in vergelijking (5.38) levert:

T

=

(C O-C ) /k K C

s S s

Zowel in vergelijking (5.37) ala in (5.39) komt een eerste orde reactie-anelheidsconstante k voor die onbekend is. Deze reactiesnelheidsconstante zal daarom gevarieërd worden. De reauItaten van deze variatie ataan in tabel 5.7 vermeld (aan het eind van deze paragraaf).

De reactiesnelheidsconstante k is om te rekenen in een maximale groei-snelheid via:

Geometrie:

De geometrische verhoudingen zijn overgenomen uit Lamont (6), en zijn samengevat in figuur 5.1.

( ( ( ( ( (

o

o

0 0 H I •

-

.

- - - t

I

I -23-L H a H1/H2=1,31 L/D =1,2 a DT/Da=15 a=600

Figuur 5.1: Geometrie van een Pachuca tank met stijgbuis. Wanneer het reactorvolume bekend ia, ligt de tankdiameter vast:

DT

=

(-(0-5--H-/_4H-H_V..=..T1-/6-)--71-H-tan-a-)1/3

, H 1 2 + H

(5.41)

De totale hoogte H (

₌

_H1 + H₂) volgt nu uit:

H₁

₌

0,5 H (H_1/H2) H DT H tana (5.42) H

2

=

0,5 H DT H tana (5.43)

De hoogte van de stijgbuia H wordt berekend uit: _a

H

=

H - 0,5 H L JI tana met L

=

1,2 H D (5.44)

( ( ( ( ( (" I

o

o

o

o

0'

-24-VergeDjking (5.44) geldt alleen wanneer het begin van de stijgbuis zich nog in het conische gedeelte van de reactor bevindt.

Beluchting:

Uit paragraaf 4.1.1 volgt voor de zuurstofverbruikssnelheid $0 :

2

$0

=

590 mol/hr = 5,2 g

02/s.

2

Lucht bevat 21

%

/--7

zuurstof, wat dus overeenkomt met 252 g

02/m3.

Hieruit I

~---,

volgt: _{" (}

$lucht=

5,2/252

= 2,08 JE 10-2 m3

IS

:F~;

Wanneer we er van uit gaan dat de lucht voor 25

%

wordt uitgeput, dan wordt de toe te voeren hoeveelheid lucht:

8 -2 3

I

$lucht=

,3

JE 10 m lucht s

Het vermogen van de luchtstroom kan worden berekend met de volgende vergelijking uit Lamont (6):

W = 1007 JE P JE $lucht JE ln«P + 9,7 JE 10-2 JE s JE

Hs)/p)

(5.45)

waarin: P = druk = p JE g JE H JE 10-5 (Bar)

$lucht= luchtdebiet

(m

3

/s)

s = relatieve dichtheid = 1

Vloeistofdebiet, gasholdup en dispersiesnelheid in de stijgbuis: De gasholdup in de stijgbuis kan berekend worden met:

Tb JE <1>lucht

E = =

-g 0,25 JE n JE D2 JE H

s s

waarin: Tb = verblijf tijd in een gasbel = H

I(y

+ v_b ) (s) s s s

Ys = dispersiesnelheid in de stijgbuis

(mis)

(5.46)

v

bs= stijgsnelheid van een gasbel ten opzichte van de vloeistof = 0,25

mis

Wanneer we nu Tb in vergel~King (5.46) invullen, dan krijgen we: <1>lucht

Het vloeistofdebiet door de stijgbuis $vl wordt gedefinieerd als:

$vl = 0,25 JE n JE D2 JE Y JE (1-E ) (5.48)

s s g

( ( ( (

c

(

c

o

o

o

o

0 '

-25-$ 1

=

W •

(1-v

b

/(v

b +y »/F Kp. (y2/g ) v s s s s waarin: g

=

zwaartekrachtversnelling

=

9,81 m/s2

F

=

factor ten gevolge van weerstand ondervonden langs de wand van de stijgbuis

=

0,03 • H _s /D _s + 1,83

p

=

dichtheid van de oplossing

=

1000 kg/m3

Gelijkstellen van verge~Kingen (5.48) en (5.49) en invullen van verge-lijking (5.47) levert:

-2. g. \,

=

0

Nu kan met vergelijking (5.50) y berekend worden, waarna met de

verge-s

l~Kingen (5.47) en (5.48) respectievelijk E _g en $ _v 1 berekend kunnen worden.

Zuurstofconcentraties:

Voor het zuurstofverbruik in de reactor geldt, bij verwaarlozing van het zuurstoverbruik in de stijgbuis:

C_Oh

=

C_Oo + rO /$vl (5.51)

2

waarin: C

Oh

=

zuurstofconcentratie boven in de stijgbuis (kg/m3 )

rO

2

=

zuurstofconcentratie onderin de tank bij de opening van stijgbuis (kg/m

3)

=

zuurstoverbruikssnelheid

=

5 •

10-

3

kg/s

Omdat de minimale zuurstofcocentratie waarbij nog aerobe bacteriële groei mogelijk is ongeveer 2 ppm bedraagt, en de maximale opgeloste

zuurstofconcentratie bij lucht als zuurstofbron ongeveer 10 ppm bedraagt staan C

Oh en COo vast. Zodoende kan met vergelijking (5.51) het vloei-stofdebiet door de stijgbuis $vl berekend worden. Door hiermee nu terug te rekenen kan de geometrie van de Pachuca tank bepaald worden. De re-sultaten van deze berekeningen staan in tabel

5.6

vermeld (zie eind van deze paragraaf).

Stofoverdracht:

De kla in een bellenzuil kan volgens Kossen

(7)

berekend worden met: kla

=

_{0,7 x vg}

waarin: v

=

superficiële gassnelheid (m/s)

g

l ( ( (

c

c

-26-plaatsvindt, zodat een correctie nodig is: $lucht

=

A

*

(Eg K Ys + v~)

waarin: A

=

oppervlak van de stijgbuis (m2)

=

v'/(vb + 0,9 K (g K D K v , )1/3)

Eg g s S g

Oplossen van vergelijkingen (5.53) en (5.54) levert De kla wordt nu:

kla

=

0,7

*

v~ Procestijden:

Voor de mengtijd in een bellenzuil geldt volgens Kossen

(7):

waarin: V

=

volume van de stijgbuis

s

t

=

mengtijd (s)

m

=

1/4* n K D2 _s K H _s

Voor de zuurstofoverdrachtstijd geldt:

Warmteproduktie en koeling:

Om te kunnen berekenen hoeveel koelwater er nodig is om de Pachuca tank op een temperatuur van

G~

oc

te houden, wordt een energiebalans over de reactor opgesteld: ---' _{I... ."} . ,-;0

)) Energieproduktie: 1. Compressievermogen 7,5 kW

o

2. Reactiewarmte ()

o

o

Energieafvoer 3. Verdamping van water 4. Koelwater

2. De reactie-warmte r

H kan volgens Roels (1) berekend worden uit het zuurstofverbruik met:

r_H

=

$0 K 455(kJ/mol 02)

=

0,164 K 455

=

75 kW (5.58) 2

Hiermee wordt de totale energieproduktie 82,5 k\i.

3. Wanneer we aannemen dat de lucht die de reactor verlaat verzadigd is met waterdamp (bij 25 °C), dan kan het koelend effect door ver-damping van water als volgt berekend worden:

Er wordt belucht met 8,3 K 10-2 m3 lucht/s (70

%

relatieve

vochtig-heid bij 20 °C). De concentratie waterdamp in verzadigde lucht is:

l

c

c

c

c

o

o

0

o

-27-T = 200C c_H 0=17,3 H 10-3 kg/m3 2 T = 250C c_H 0=23,1 H 10-3 kg/m3 2 2 Er verdampt dus 8,3 H 10- H (23,1 - 0,7 H 17,3) = 0,91 g H 20/s.

De koeling door beluchting kan nu berekend worden met C 1 ht=1000 kJ/kg.K en H H 0=2400 kJ/kg:

p, uc v, 2

Verdampingswarmte = 0,91 H 10-3 H 2400 = 2,2 kvl

Voelbare warmte = 8,3 H 10-2 H 1000 H (25-20) = 0,4 kW Totaal wordt dit 2,6 kW.

4. De totale energieproduktie bedraagt 82,5 kW. De energieafvoer door verdamping bedraagt 2,6 kW. Met het koelwater moet dus 79,9 kW aan warmte worden afgevoerd. Wanneer we de temperatuursstijging van het

o

koelwater 10 C nemen, dan wordt het koelwater debiet: <1>vk=

<I>/C

_{p ,H}

20 H

P H.1T = 1,90 H 10.;.;3 m3/s.

Om de oppervlakte van de koelspiraal te berekenen moet eerst de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt U bekend zijn:

waarin: a

1 = warmteweerstand koelwaterzijde

a

2 = warmteweerstand mediumzijde

d/À= warmteweerstand koelmantel

De warmteweerstand aan koelwaterzijde wordt geschat op 4000 w/m2.K (8). De warmteweerstand aan mediumzijde wordt geschat op 3000 W/m2.K (8). Aangezien de dikte van de koelspiraal 0,0025m bedraagt en Àstaal 16 W/m.K, kan met behulp ·van vergel~King (5.59) U berekend worden. U wordt hiermee 1350 W/m2.K.

Nu U bekend is kan het oppervlak van de koelspiraal berekend worden met: <1>w = U H A H .1T ln (\ 2 waarin: U = 1350 Wim .K <1> = 79,9 H 10

3

w

/"

!

v''''';' , ,~ w .1 T ln=

9

°c

/

---2

Hiermee wordt A = 6,6 m • Met een diameter van 0,1 m voor de koel-spir,aal wordt de lengte van de koelspiraal 21,0 m.

Wanneer voor de winding van de koelspiraal een diameter van 3 m wordt genomen, dan zijn er 2,3 windingen nodig.

Volgens Smith en Stammers (8) kan de drukval in de koelspiraal

-( (

c

( [

c

o

o

-28-. kend uit de drukval in een rechte buis:

2

A p

=

4f JE

t

ft P ]( V • 1

spl.raa waarin: 4f = 0,026 (volgens figuur

en ~0,001)

p = 1000 kg/m3

]( (L/D)spiraal (5.60)

4

II.13 uit (8), met Re=2,5H10

2

v _spl.raa . 1 = ~ _v k/O,25 H n ]( D . _spl.raa 1 = 0,25 m/s Invullen levert Ap = 1,7 JE 10-3 atm.

De drukval in de koelspiraal kan nu berekend worden met: A Pspiraal =

D . 1 p JE (1 + 3,74 JE DSPl.raa )

winding

Hiermee wordt de drukval in de koelspiraal 1,9 JE 10-3 atm.

Grootheid: Waarde: V T (m3 ) 140,0 DT (m) 5,00 H1 (m) 5,67 H 2 (m) 4,33 H (m) 10,00 D (m) _s 0,33 H (m) _s 9,65 P (Bar) 0,98 W (\0/) 55

~l

J

~ht

(m3/s) 0,083 Ys (m/s) 8,2 E ( - ) 0,11 g

~vl

(m3/s) 0,63 kla (1/s) 0,074 t (s) m 5,35 t (s) 14 0

l ( (

c

( (

c

o

o

o

o

o

-29-k (1/hr): ft (1/s): m Verdunning: T (hr): c:Dv (m3/s): 1 1,5.10 -5 22 H 17,6 2,50.10 -3 0,5 7,0.10 -6 10 H 38,1 1,13.10 -3 0,3 4 ,2.10 -6 5 H 86,6 5, 7.10

6

-4 0,1 1, .10 4

-6

2 H 189,7 2,2 .10 6 -4 0,05 6 ,9.10 -7 onverdund 381,3 1,13.10 -4 Tabel 5.7: Invloed van de reactiesnelheidsconstante k op

- -

-L

-30-5.3: Gekoppelde microbiologische verwijdering van ammonium en thiosulfaat:

Naar analogie v~ een twee-traps afvalwaterzuiveringsinstallatie zoals die onder andere door Gist-Brocades wordt toegepast, is gekeken naar de mogelijkheid om de omzetting van ammonium naar nitraat met behulp van

[ zuurstof te koppelen aan de omzetting van thiosulfaat naar sulfaat met

behulp van nitraat. Het processchema voor dit twee-traps proces is weer-gegeven in figuur 5.2. '"d '"d ( Cl> Cl> +> .D .D m I H H I :> '"d 0 Cl> '"d '"d Cl> H [f.) _{bD H Cl>} m t.:J H Cl> [f.) _s::: Cl> t.:J H m 'M 0 '"d Cl> Cl> '"d 'M 0 H '"d +> 'M H 5 'M '"d +> H Pi 'M U Cl> Pi H Pi Cl> 'M U 0 5 ~ m .s::: 5 0 5 .s::: ~ m 0 0 ..-l Cl> u 0 0 0 U ..-l Cl> ( :> p... r,,-< H UJ 0 :> p... UJ rz .. H \.0

_....

_....

C"- co

_....

0'

_....

0

....

C'\l 1<\ -::t C'\l C'\l C'\l C'\l C'\l :> p... 8 ~ 0 8 p... ~ 8 'M '"d H ~ H Cl> Pi Cl> +> el [f.) _:> m z C '"d I 'M ~ H Cl> +> ~ ~ .0 .s::: t.:J ril I u Cl> A '"d ~ el f-;) Cl> ....:l H t.:J ₃ 'M ~ '"d ~ 'M ~ :> C' ..--i ~ 8 'H N ::r:: ~ N 0 <>: .0 a.. Cf) f-'"-l 0 _fT) H H 0 el :::> H N ₀ Cl) Cl> _L t-1 0 <:t ₀ H H ::r:: çq 8 0 0 "'-~ ;;<:: 0 :::> H H Ä Z '"d 0 Cl> ril ~ .0 'M ₀ A ::;;: I ~ t-1 <::: '"d Pi N +> ~ Cl> tQ LJ .s::: 0.. z 0 t.:J I U 0.. <=C 'M (\J _{~ 0 :>} '"d z ....:l ~ 'M ~ ~ el ..--i 'H _c:x: .z.. .0 r- ~ 0 ::r:: 0 ..-- 0 0 H a.. V) Cl> UJ m ~ s::: 0 c:x: 0 I 5 ~ ..-l 0 0.. m 0 :> H 'H +> 0 c:x: [f.)

Figuur 5.2: Processchema gekoppelde proces.

( ( ( ( (

o

o

o

o.

-31-Een dergelijke twee-traps installatie is gebaseerd op het gebruik van twee fluidized bed reactoren onder anaerobe omstandigheden. Aangezien

.. ~

hier de omzetting van ammonium naar nitraat met behulp van zuurstof verloopt, is de belangr~Kste vraag, gezien de problemen die fluidized bed reactoren bij gebruik van zuurstof (zuurstoflimitering) geven, of de tweede trap wel mogelijk is. Wanneer dit niet het geval is, dan is dit gekoppelde proces niet geschikt voor de hier bedoelde afvalstroom. Gezien deze problemen wat betreft de zuurstoflimitering is in eerste instantie gekeken naar de microbiologische omzetting van ammonium naar nitraat met behulp v~n zuurstof in een fluidized bed reactor. Berekeningen analoog aan die beschreven in paragraaf 5.2.1 voor de microbiologische verwijdering van thiosulfaat met behulp van zuurstof in een fluidized bed reactor laten zien dat ook hier de fluidized bed reactor totaal ongeschikt is in verband met de optredende zuurstof-limitering (zie voor de resultaten van deze berekeningen tabel 5.8). Aangezien dit gekoppelde proces is gebaseerd op het gebruik van twee fluidized bed reactoren met de daarbij behorende korte verblijf tijden, en hierdoor de ongeschiktheid van een ander type reactor, kan gecon-cludeerd worden dat dit gekoppelde proces ongeschikt is voor het zui-veren van het fotografische afvalwater. Om deze reden is er niet ver-der op dit proces ingegaan.

!-L_m (1/s): 10-4 10-7

<IJ (m3/s) : 10-4 1,4 10-4 1,4

v

Verdunning: pnverdund 14.000 JE onverdund 14.000 JE

H (m) : 18,2 160 182 . _1.596 D (m): 0,25 10 2,5 100 V Cm) : 0,90 12.566 893 12,5. 10 6 T (s): _18-933 8.976 9.106 9 .106 3 _{110 1.10-2 110 1 .10-2} Co • (kg/m ) 2,1n

Tabel 5.8: Fluidized bed reactor berekeningen voor de aerobe omzetting van ammonium naar nitraat

(met rO

=

1,1 JE 10-2 kg/s).

( ( ( ( ('

o

o

o

0

:

-32-5.4: Opwerking: Hydrocycloon:

De microbiologische reactor (R11) produceert bij de omzetting van thio-sulfaat naar thio-sulfaat circa 87 mol biomassa per uur. Deze biomassa dient te worden a~gescheiden van de overblijvende afvalstroom (stroom 17), alvorens deze kan worden geloosd. De slibafscheiding kan in principe op vele verschillende manieren plaatsvinden, zoals door bezinking, fil-tratie, centrifugatie of afscheiding met behulp van een hydrocycloon. Voor de toepassing van de meeste van deze methoden is echter in verhou-ding tot de volumestroom een groot oppervlak nodig. Tevens dienen ook vaak flokkulatie-middelen te worden toegevoegd.

Mede vanwege het gegeven dat de beschikbare ruimte bij het fotografisch afvalverwerkingsbedrijf nogal klein is, werd gekozen voor de slibschei-ding met behulp van een hydrocycloon.

Door Zuiderweg (4) wordt voor het ontwerpen van een {hydro)cycloon de volgende algemene formule gebruikt:

waarin:

:~o

H [ : :

r

=

C H [

R:J

a H [ ; :

r

met voor een vloeistof- of hydrocycloon: a

=

0,8 ; b

=

°

en c

=

0,375 alsmede: Pc JE d. JE v. Re.

₌

l. l. l. "'c en: <1>.

₌

A. JE v.

=

0,25 JE 7r JE d. 2 JE v. l. l. l. l. l. (5.63) (5.64)

=

diameter waarvoor 50

%

van de deeltjes wordt afgescheiden.

=

diameter van de cycloon invoer (m)

=

dichtheidsverschil tussen continue fase en deeltjes (kg/m3 )

=

dichtheid continue fase (kg/m3 )

=

inlaatsnelheid in cycloon (m/s)

=

viscositeit continue fase (Ns/m2) Uit dit alles volgt:

Met d.

=

0,17 JE D (D= diameter cycloon) en het ,invullen van de bekende

l.

c

( { (

c

o

o

o

-33-volumestroom =

5,729

K

10-

4

m

3

/s)

-3

-t

d

50

=

2,5

H

10

H J1 P volgt: H D1

,8

_(5.66)

Uit de rendementscurve van een hydrocycloon (zie bijlage 2) volgt met de eis van een afscheidings-rendement van minimaal

98

%:

Wanneer voor de diameter van de uit de reactor komende microorganosmen

-6

circa

5.10

m wordt aangenomen, en een soortelijk gewicht voor droge biomassa van

1400

kg/m3 (volgens Kossen (5» waaruit voor natte bio-massa volgt Pb=

1080

kg/m3 , wordt met vergelijking

(5.66)

en

(5.67):

D

=

0,07

m

Hiermee volgt tevens:

Uit figuur 1 uit bijlage

L\p

i

H Pc H v. 2 _l.

=

-2 d. = 1,2 H 10 m l.

v.

=

5,31

mis

l.

6

.. 104

Re.= ,2;n; l. 2 volgt nu:

3,4

Waarmee de drukval berekend kan worden. Deze wordt dan:

J1 P = 0,

48

Bar

(5.68)

Bij dit ontwerp dient wel te worden opgemerkt dat een uiteindelijke di-mensionering van de hydrocycloon pas kan plaatsvinden na diverse exp-erimenten met de te behandelen stroom. Hierbij dient ook rekening te worden gehouden met eventuele erosieverschijnselen, welke zich kunnen voordoen bij de invoerzijde van de hydrocycloon.

0 G I")

--

r ) /") ,:". _{V 0} , \lATER

:

_rr

LUCHT

:

GEZUIVERD

CD

~

rUChl.PUI

J)

AFVALWATER

...

r

Cf

:

I

I

è-d-

'--1

tT

~

y"OO

VI ,FOSFORZUUR

()P4

~

I

TV

il

I

1 Ril

leT

~

I

•

•

SLIBSPUI

.-I

..

,

-

, , ., ,

,--->1 Y

Koelwater

IWoar nlel vermeld:

I

1\

/1 1 1

1

IT

~

1 1

)

ISyaleemdruk: 1 Bar $ysleemlemperaluur. 20 oe

~

I

\ /

I

~

I

\ T 8 /

11 I

I

'i/

I I

li~

_/\

~C7

B

n

83 ,0 V2 INATRONLOOG I I ....L \ } 1 T f

...

'~

AMMONIUM-V14 FOSFAAT FOTOGRAFISCH

r-:

~

1

4

~~

~~

I~

I

( \.- ®--i

~ AFVALWATER V3

PROCESSCHEMA VOOR AMMONIUMTHIOSULFAATVERWI0DERING UIT FOTOGRAFISCH AFVALWATER

c==>

Slroomnummar

D

Temperaluur In OC

o

Ab... druk I n Bar L.Janse _{R.A. v/d Meer} Fabrieksvoorontwerp: _{Apr I I} 2589 ₁₉₈₄

~ r- r V 1 OPSLAGTANK V 2 OPSLAGTANK V 3 BUFFERTANK P 4 P0I-1P P 5 POHP T 6 ANHONIUMSTRIPPER C 7 CONPRESSOR I T 8 _{ABSORPTIEKOLOM} C 9 COMPRESSOR P 10 POMP I R 11 MICROBIOLOGISCHE- \N +"" REACTOR I (PACHUCATANK) P 12 POMP P 13 POMP V 14 OPSLAGTANK M 15 HYDROCYCLOON

( ( ( ( (

o

o

o

o

o

- - - .

-

-35-6.

Massa- en warmtebalans:

De warmte is gegeven ten opzichte van 0 K.

Alle stoffen zijn in opgeloste toestand.

-~

..

~~ L

IN

Voor-waarts

M

;

Q

M

( :

Q

0,1042

117,8

( (

0,1042

c

117,8

0,0127

12,3

(

0,0127

12,3

0,1169

c

130,1

0,1649

49,7

-

0,7

o

o

0,0476

36,6

o

o

/

-36-Massa -en

Warmtebal ans

Fotogra fisch

afvalwater

V3

-(1)---Na

tronloog

----~

V2

T6

(

_{om ressle}

e

nergle

TB

-@---V14

Ammonium-fosr

t

t

Retour

UIT

M

M

Q

0,16 15

.' . .. .

49,5

0,0442

35,7

0,0476

- - -

--~---Q

.

i

~

I

i ~ ~ I

I

J

I I

36,6