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1、-酸化法处理贫液-第 - 14 - 页酸化法处理贫液用硫酸调节含氰废水（浆）的PH值，使之呈酸性，氰化物转变为HCN，由于HCN蒸汽压较高，向废水（浆）中充入气体，HCN就会从液相逸入气相而被气流带走，载有HCN的气体与NaOH溶液接触，HCN与NaOH反应生成NaCN，重新用于浸金，这种处理含氰废水（浆）的方法被称为酸化回收法。酸化回收已有六十余年的应用历史了，早在1939年左右，国外某金矿就采用这种方法处理其含氰废水，所采用这种方法处理其含氰废水，所采用的HCN吹脱（或称HCN气体发生）设备填料塔，与现有的设备基本相同，但HCN气体吸收设备时隧道式，与现在的吸收塔相比，效果差，能耗高，经过
2、六十余年的技术改造，酸化回收法工艺设备已达到了较为完善的程度。我国采用酸化回收法处理高浓度含氰废水已有十几年的历史，取得了较好的经济效益、社会效益和环境效益。在近十年里，由于氰化物的价格不断上涨，国外开始研究从中等浓度含氰废水和废矿浆中回收氰化物的方法，其中酸化回收法现在已达到工业应用水平，因此，酸化回收法已不再局限于处理高浓度含氰化物贫液的窄小的范围，已包括处理中等浓度贫液和矿浆在内的较宽领域。1. 酸化回收法的特点：酸化回收法使用工业上广泛使用的硫酸、烧碱、石灰为反应药剂，回收了废水中的氰化物等有价物质，处理后废水氰化物浓度低于50mg/L，最低为5mg/L,六十年的工业实践证明，酸化回收
3、法具有如下优点：1） 药剂来源广，价格低，处理成本受废水组成影响小；2） 即可处理澄清的废水（如贫液）也可以处理矿浆；3） 氰化物浓度高时，具有比破坏性处理方法好得多得经济效益；4） 废水通过尾矿库自净，可循环使用；5） 降低了氰化物污染程度（与尾矿库做氰化物处理设施的情况相比）；6） 操作易实现自动化；7） 除了回收氰化物外，处理澄清液时，亚铁氰化物、绝大部分铜、部分银、锌、金可通过沉淀工序，以沉淀物形式从废液中分离出来得到回收。8） 适应性强，氰化物的浓度和废水组成对该方法处理影响小；9） 硫氰酸盐会与铜形成CuSCN被去除与铜含量相应的一部分；酸化回收法的缺点如下：1） 当氰化物浓度低时
4、，处理成本高于回收价值；2） 投资一般比同样处理规模的氯氧化法投资高410倍；3） 冬季需要对废水（浆）进行预热，才能取得较好的氰化物回收率；4） 对于一些氰化厂来说，经酸化回收法处理的废水还需进行二次处理才能排放；5） 废水中SCN-得不到彻底去除，故COD可能较高，对于无其它废水做稀释水的氰化厂，外排水COD可能超标。6） SO42-离子浓度较高，如果对SO42-离子排放有特殊要求，废水还应进一步处理；2 酸化回收法的化学原理：前面已经介绍，HCN是弱酸，其稳定常数Ka=6.210-10,酸性条件下，废水中的络合氰化物趋于形成HCN。HCN的沸点仅，极易挥发，这就是酸化回收法的理论基础，从
5、化学角度考虑，酸化回收法可分三个步骤，即废水的酸化、HCN的吹脱（挥发）和HCN气体的吸收。2.1 含氰废水的酸化：向含氰废水中加入非氧化性酸时，发生一系列化学反应，废水中的碱液被酸中和，氰化物水解。OH -+ H + H2OSiO32- + 2H+= H2SiO3（胶体）CaCO 3+2H2SO 4= CO 2+ Ca（HSO4）2 + H2OCaSO 4+2H2SO 4=Ca(HSO4)2NaCN + H+ =HCN + Na+Pb(CN)42- + 4H- =4HCN + Pb2+Zn(CN)42- + 4H- =4HCN + Zn2+Cu(CN)42- + 2H- =2HCN + Cu
6、CN(灰白)2Pb2+ + Fe(CN)64- = Pb2Fe(CN)6(灰白)2Zn2+ + Fe(CN)64- =Zn2Fe(CN)6(灰白)CuCN + SCN- + H+ = HCN +CuSCN (灰白)4Cu(CN)32- +13H+ +Fe(CN)64- =12HCN +Cu4Fe(CN)(浅红)Fe(CN)64- +CuFe(CN)6 + O2 +8H+ =2Cu2Fe(CN)6(棕红) +4H2O4Ag(CN)4- +Fe(CN)64- +8H+ =8HCN +Ag4Fe(CN)6(灰白)Ag(CN)42- + SCN- + 2H+ = 2HCN +AgSCN(灰白)Ni(C
7、N)42- + 4H+ + Fe(CN)64- = 4HCN +Ni2Fe(CN)6当处理矿浆时，还有如下反应：CaSO4 +2H+ = Ca2+ + SO2 +H2O2.2 HCN的吹脱：HCN易从液相逸入气体，这是HCN的性质决定的，通过向液相通入空气的办法即可把吹脱出来，达到从废水中除去氰化物的目的，由于大部分HCN是由氰化物络离子在酸性条件下，解离而形成的，故HCN的吹脱程度由废水PH值和络合物中心离子的性质（络合物稳定常数）决定，吹脱过程是一个旧的解离平衡被打破而形成新的解离平衡的连续过程，其推动力不仅是由于在一定酸度下，氰化物趋于形成HCN以及气相中HCN的始终处于未达到平衡的状态
8、，使液相中HCN不断逸入气相，而且是由于中心离子与废水中的其它组分形成更稳定的沉淀物，这几种推动力促使反应不断地向右进行。其吹脱过程可表示如下： Me(CN)n-(n-m) Mem+ + nCN-AH+SS(S)HCN(aq)HCN(gas)式中Mem+指的是Cu2+、Au+、Zn2+、Pb2+、Ni2+、Hg2+等，A指SCN-、Fe(CN)64-之类阴离子，指难溶物，如CuSCN、AgSCN、Zn2Fe(CN)6、Pb2Fe(CN)6等。2.3 HCN气体的吸收过程：用气体吹脱酸化后废水得到的含HCN气体，用NaOH吸收液接触即发生中和反应，生成NaCN，该反应是在瞬间完成的，由于HCN是
9、弱酸，吸收液必须保持一定的碱度才能保证吸收完全，一般控制NaOH吸收液中残余NaOH在1%2%范围，吸收反应如下：NaOH + HCN(g) =NaCN(aq) +H2ONaOH价格比CaO高的多，因此，有采用石灰乳代替NaOH的，但是要有防止结垢堵吸收塔的措施。2HCN + Ca（OH）2+ Ca（OH）2 +H2OHCN被吸收后，载气循环使用，其优点如下：1）被载气原本是空气，其中的酸性组分如CO2等会与吸收液中的碱发生反应而消耗碱，如循环使用，则不再消耗碱液。2）循环使用载气时，载气中氧气越来越少，可避免在酸化吹脱过程中氰化物被氧化。3）如果循环使用载气，由于载气与液相的接触，其湿度很大
10、而且含少量，只能排放到室外，但冬季要引入大量的新鲜空气，而且要达到吹脱要求的温度，必然要额外消耗能量，浪费能源，因此一般都循环使用载气。3.酸化回收法的消耗：酸化回收法处理含氰废水的消耗主要是硫酸、烧碱、石灰和电力，冬季需要预热废水，故消耗蒸汽，很少有用电加热废水的，那样成本太高。3.1硫酸消耗量：酸耗主要是废水中的氰化物转变成HCN所需的酸，以及使废水达到一定酸度（PH值2）所需的酸，其次废水原碱性PH9.911.5，中和这部分碱也需要酸，如果处理矿浆，矿浆中的碳酸盐会与酸反应生成CO2气体，也消耗酸。1）氰化物转变成HCN消耗的酸：氰化物转变成为所需的硫酸可按1计算；氰化物浓度C1的单位是
11、kg/m3,例如，处理氰化物浓度为1000mg/L的废水，需硫酸约/m3。2）酸化废水消耗的酸：把废水酸化到残酸达0.2%所需的硫酸约2kg/m3。3）废水中的碱消耗的酸：PH值一般为1011.5，消耗硫酸不多，小于/m3.4）废水中碳酸盐消耗的酸：这部分消耗与氰化原料特性有关，对于含碳酸盐高的氰化原料，其氰化尾矿浆不适合用酸化回收法处理，硫酸消耗太高。废水总酸耗一般在410kg/m3.3.2烧碱消耗量：在酸化回收法工艺中，NaOH用于吸收载气中的HCN，以回收NaCN，其耗量包括与HCN反应的消耗，与载气中其它酸性气体反应的消耗和保持吸收液残余碱浓度所需的碱。1）与HCN反应消耗的NaOH：
12、废水（浆）中碳酸盐浓度越高，产生的CO2越多，吸收时NaOH消耗越多，这部分碱耗可通过对废水（浆）进行酸化试验，分析矿浆中CO2（碳酸盐浓度按2 kg/m3式计算出来，式中C2代表废水（浆）产生CO2的浓度（kg/m3）。3）保持吸收液残余碱度所需的NaOH：残碱大于1%时才能保证HCN被较完全吸收，为此，应控制吸收液由始至终碱度大于1%，原始吸收液含NaOH一般为20%，那么有1/20的碱消耗在保持残余碱浓度这一项上，因此计算加量时，要考虑这部分碱，故碱耗可按下式计算：W（1+2）21/20；实际上由于配制碱溶液时，水质不纯及容器污染，碱的消耗量稍大于WNaOH。3.3石灰消耗量：酸化废水必
13、须经过中和至碱性PH69才能排放，有时需要石灰专门进行中和，石灰消耗分两部分，一部分是为了中和残余酸，另一部分是使废水存在的重金属阳离子等形成氢氧化物沉淀。1）中和残酸所需石灰：按酸化回收法工艺要求，残酸应小于0.2%，那么中和这部分酸需石灰（按100%CaO计）约1.15kg/m3废水，实际工业上残酸往往高于0.2%，而石灰纯度也有限，故石灰耗量远大于此值。2）废水中重金属离子等消耗的石灰：废水中Zn2+、Mg2+、Ca2+均需石灰，才能形成沉淀物。ZnSO4 + CaO + H2O = Zn(OH)2 + CaSO4Ca(HSO4)2 + CaO = 2CaSO4 +H2O MgSO4 +
14、 CaO = MgO + CaSO4工业上中和这种酸性废水，一般消耗石灰310kg/m3,由于CaO是弱电解质，碱性较弱，因此，Ca（HSO4）2并未完全形成沉淀，中和后出水仍含有大量的SO42-。3）蒸汽的消耗：为保证HCN能有足够的能量逸入气相，酸化回收法要求酸化液吹脱温度不低于HCN的沸点（），当冬季温度低时，应对酸化前的废水进行升温，一般采用专用锅炉直接加热废水或用低压蒸汽做热源，采用换热器加热（处理澄清液时）或直接加热（处理矿浆时），蒸汽消耗量可按下式估算：间接加热废水时，蒸汽消耗量（kg/m3）=1000(t2-t1)Cp1/H。直接加热废浆时，蒸汽耗量（kg/m3）=1000(t
15、2-t1)Cp2/H+ Cp2(t3-t2)；式中：t1、t2、t3分别为废水加热前温度，废水加热后温度和蒸汽温度，单位均为。Cp1、Cp1分别为废液的热容、蒸汽冷凝水热容，单位KJ/kg.。H：水的汽化比热KJ/kg.根据上式计算，把废水加热蒸汽量一般为4060 kg/m3,过分加热在经济上得不偿失。氰化物的回收率与温度并非成线性关系。3.5处理电费：按我国酸化回收法技术现状，电耗有如下几个方面：3；3；3；3； 3；总计约：3.25kw/m3；这是使废水中氰化物降低到50mg/L左右时的电耗，如果追求更低的残氰浓度，电耗成倍增加。4酸化回收法处理效果影响因素： 酸化回收法处理效果与废水组成
16、、酸化程度、吹脱温度、吸收碱液浓度、发生塔的喷淋密度、气液比、发生塔结构有较大关系，最后三项是与设备有关的参数，前四项是由该方法的基本原理决定的。4.1 废水中Cu/SCN-比对氰化物回收率的影响：据反应式6-11，废水中SCN-量比Cu量大，则Cu（CN）32-或Cu（CN）2-会较完全地解离出氰化物而铜与氰化物生成稳定的沉淀物CuSCN,即CCu+/CSCN-1（摩尔比）或53.5/58（重量比）。大部分矿山的废水组成符合这一要求，因此氰化物的回收率很高。值得一提的是，如果按废水中总氰化物回收率考查酸化回收法效果，可能回收率低些，原因是废水中的Fe(CN)64-中氰化物不能分解，从这 一角
17、度看，处理效果如果按总氰化物浓度计算，与废水中铁含量也有关系，本文所指回收率均为可释放氰化物的回收率，不包括铁和亚铁氰化物中的氰化物。4.2酸化程度-加酸量对氰化物回收率的影响：根据第二节酸化回收法反应机理可知，不同的络合物由于其稳定常数不同以及酸化解离时生成的产物不同，其解离起始和达到平衡时的PH值也不同，根据我们对某些废水的试验，Zn（CN）42-的起始解离PH约4.5，而Cu（CN）4约为2.5，众所周知，Fe(CN)64-在常温即使PH值小于1时也不解离。生成上，为了较彻底地回收氰化物，一般控制处理后废水含酸0.2%左右。4.3 HCN的吹脱温度：物质的蒸汽压是温度的函数，如果温度低，
18、则其蒸汽压也低，当温度达到该物质的沸点时，其蒸汽压叫做饱和蒸汽压，提高HCN吹脱温度时，由于HCN的蒸汽压增高，就更容易从液相逸入气相，提高温度的另一个好处是减少了废水的粘度，提高了HCN通过液膜扩散到气体的速度，一般把废水加热到3540再酸化吹脱，吹脱温度与氰化物去除率的关系见图61，可见，随者吹脱温度的提高，氰化物去除率的增加幅度变小，说明过分提高吹脱温度并不合适。4.4 吸收液碱度：HCN为弱酸，故吸收液必须保持一定的碱度，才能保证NaCN不水解，由于吸收液是批量加入循环使用，实践表明，当吸收液中NaOH残量降低到1%以下时，HCN的吸收率开始降低，载气中HCN的残余浓度增高导致处理后废
19、水残氰增高，理论上，吸收液PH值应大于10。工业生产中，要求吸收液中NaOH重温剩余浓度为12%。4.5 发生塔喷淋密度：单位时间里单位发生塔空塔截面积上通过的废水量称喷淋密度，一般其单位表示为m3/m2.h,这个参数由多方面因素决定，如塔填料种类、装填形式、填料层高度、载气流的线速度、液体进塔时分布的情况（分散程度）等，其规律是喷淋强度达到某一值时HCN的吹脱率最高。一般通过试验确定。4.6 气液比：单位时间里通过发生塔的气体和液体的体积比，称做气液比，发生塔气液比决定HCN从液相向气相扩散的动力学特性。气液比越大，气体中HCN浓度越低，液相的HCN越容易逸出。HCN的扩散受液膜阻力控制，如
20、果气液比增大，则液膜阻力减小，扩散速度加快，但过大的气液比会造成液泛以及使塔的气阻增加，增加动力消耗，在经济上不合理，从国内外实践情况看，大约在3001000范围。4.7 HCN的回收极限：根据亨利定律。在恒温状态下，稀溶液中溶质在气相中的平衡分压与溶质在溶液中的分数成正比：P5 = KX5其中K是物理常数，与温度有关，温度增高，K增大。在一定的温度下，随着HCN从液相的不断逸出，X5不断减小，P5不断减少，尽管吹脱条件不变，但单位时间HCN的逸出量不断减少。当液相氰化物浓度低到一定程度后（与废水组成有关），氰化氢的吹脱速度极慢，因此片面地追求较低的残氰量必然会使动力消耗大为增加，一般残氰降低
21、到550mg/L比较经济。当废水温度增高时，由于K增加，P5增加，在同样吹脱条件下，残氰降低。为提高去除效果，可提高废水温度，可增加气液比，也可降低废水PH值，具体应该以最佳经济效益为原则。4.8 废水中铜等物质的去除情况：铜的去除时生成沉淀物CuSCN和Cu2Fe（CN）6，但在正常情况下，即废水中Zn、Pb含量足以使Fe（CN）64全部沉淀时，铜不会形成Cu2Fe（CN）6，由于废水中SCN-一般远大于Cu含量（烧渣氰化例外），故铜几乎全部与SCN-生成CuSCN沉淀物而从废水中除去，铜的残余含量仅210mg/L,去除率极高。而SCN的去除率受铜含量的限制，除了与铜生成沉淀物的部分外，其余
22、部分仍留在溶液中，由于废水含银有限，银对SCN-的去除所引起的贡献很小。废水中锌主要靠与Fe（CN）64-生成Zn2Fe(CN)6沉淀物而从废水中除去，一般采用锌置换的氰化厂，废水含锌量远比含Fe(CN)64-高的多，因此Fe(CN)64-能全部沉淀并出来从废水中去除，而大部分将于Zn2+形式存在于酸性废水中，如果把这些废水中和，则锌一部分将于CN-生成Zn（CN）2沉淀除去，另一部分形成Zn（OH）2沉淀，废水中的一少部分金能形成沉淀物而与CuSCN一起沉淀出来。但去除率不高，一部分仍留在酸性废水中。5 .酸化回收法工艺、设备：国内外酸化回收法技术水平基本相同，均以HCN的吹脱（挥发）为中心
23、，其工艺基本上可分六个部分，即废水的预热、酸化、HCN的吹脱（挥发）、HCN气体的吸收和废水中沉淀物的分离、废水的二次处理，见工艺流程图示意图63. 热能 硫酸 废水（浆）预热 酸化HCN吹脱沉淀CuSCN二次处理排放 氢氧化钠HCN吸收 含铜渣氰化钠溶液 图63酸化回收法工艺流程示意图也有把沉淀物分离过程放在酸化和HCN吹脱工段之间的，其优点是避免沉淀物堵塞HCN发生塔填料，缺点是沉淀物中带有高浓度氰化物酸性溶液，在沉淀物干燥过程中，有使人中毒的危险，另外，也降低了氰化物的回收率。而且，沉淀物分离设备必须防腐、密闭，增加了设备的投资。下面分别介绍各工段所用的设备。5.1 废水预热装置：预热器
24、的目的是使温度为10以上的废水温度升高到30左右，由此可知，加热要求较低，比较容易达到加热要求，可采用自制的蛇管换热器，可以选用商品列管换热器，需要注意的是结垢问题，应定期清洗。换热面积可按下式计算： A = Q / K tm；式中 A ：换热器传热面积，单位 ：m2. Q ：单位时间传热量 KJ ； K ：传热系数，可取1500KJ/ m2.S ； tm：平均温度差；对于以蒸汽为热源的换热器来说，加热介质温度t不变，仅放出相变热，所以其tm计算如下： tm = (t-t1)/2 + (t-t2)/2 = t t1/2+t2/2 ；考虑到被加热介质一侧易结垢，实际加热面积可取大些，应使 被加热
25、介质的流速尽量大些，以提高换热系数并减少结垢。如果采用直接加热，则简单得多，只需要一台蒸汽与水的混合设备即可，不能直接把蒸汽管与废水管连在一起完成混合，那样会产生水击（水锤），发生较大的振动。5.2 加酸酸化装置：把浓硫酸以一定流速流入废水中，并进行适当混合完成加酸过程，为了稳定地向废水中加酸，必须使硫酸具有稳定的压力，为了清楚地显示出加酸量，应设流量计。为了使硫酸具有稳定的压力，一般采用两种方式，一种是设高位槽；另一种是用气泵控制加酸槽处于恒压，前者设备少操作简单，后者设备多，投资大而且有噪音，流量计可用耐酸玻璃转子流量计。最为简便的是用计量泵加酸。为了使硫酸均匀地与水混合，可采用水射器加酸
26、。废水进入水射器，产生负压吸入硫酸，选择水射器时应重点考虑耐酸问题，加酸装置如图64. 硫酸高位槽或加压泵计量 含氰废水混酸器沉铜池或HCN发生塔 图64废水酸化流程示意图5.3 HCN的吹脱设备：酸化回收的关键是HCN的吹脱率，HCN的吹脱率除与废水温度、酸度、气液比、载气中HCN残余浓度有较大关系外，与吹脱设备的结构有很大关系。实践证明，HCN从液相逸入气相的速度受液膜扩散控制，因此吹脱塔的结构应尽可能地增大气液接触表面积，降低液膜厚度，即增加废水在塔内的喘流程度，使HCN更快地从液相中逸入气相。为了达到这一目的，大部分酸化回收装置，采用填料塔做为吹脱塔，一般采用PVC波纹板状填料或PVC
27、环状填料，如鲍尔环、阶梯环。应尽可能选用阻力小、比表面积大、耐温、强度好的填料，对于环形填料来说，直径越小，比表面积越大。填料直径不能太小，废水中沉淀物在填料层结垢，如果处理的是矿浆，则必须选择大直径的环状填料，否则矿浆会堵塞填料层（但其直径不应大于塔直径的10%）。填料塔的塔径决定于气体的流量和空塔速度，在气体流量一定时，气速大则塔径小，传质系数增大，使填料层总体积减小，使设备的投资降低，但气速高则阻力大，动力消耗大，使操作成本上升，另外，空塔速度的大小受液泛速度限制，否则造成液泛，使酸性废水进入气液分离器或进入吸收塔，造成事故。我国现有的酸化回收法生产装置，空塔速度一般控制在V0/s。塔径
28、计算如下：D = 4Q /Vo ；式中：D - 填料塔塔径，单位为m ； Q - 载气体流量，单位为M3/s ； V - 空塔速度，单位为M/s；填料层总高度由传质系数或理论塔板数来推算，也可由试验决定，如果高度太大，则要分成若干个填料段，对拉西环来说，每段高度一般为塔径的3倍，鲍尔环及鞍形环填料可高达塔径的5倍以上。塔顶部的液体淋洒装置（分布器）也较为重要，应尽量使液体均匀地喷淋在填料表面上，充分地利用填料的表面，对于直径D1m的塔，淋洒点按正方形排列时两点的间距应为815cm，对于直径D1m的塔，淋洒点数可大致按（5D）2设置，因液体在填料层中趋于流向塔壁，故淋洒到填料层顶部的液体，落到塔
29、壁附近（距壁面5%-10%塔径处）不得超过10%。常用的淋洒装置有莲蓬式、盘式、溢流堰模式。也可以采用充气式搅拌装置做HCN的吹脱设备，其优点是不易堵塞，而且不必建很高的厂房，减少基建投资，但动力消耗较大，设备防腐困难，气液比不易做得很大。5.4 HCN气体的吸收设备：HCN气体与碱溶液接触进行中和反应，是一个快速而完全地反应，因而对吸收设备的要求比较宽松，与吹脱塔相比，吸收塔的高度可以大为降低。由于载气的流量与吹脱塔相同，故其结构尺寸与吹脱塔相近，而且由于液相为NaOH溶液，无杂质、沉淀物，故可采用直径较小的填料以降低高度，减少设备投资。5.5 铜沉淀物的分离：废水在酸化后产生大量的沉淀物，
30、一般达1/m3如果在吹脱前沉淀，由于沉淀物絮凝得较好，易于沉淀，但这种沉淀物难于过滤，只能采用干燥池进行自然干燥，沉淀物浆中含有大量的HCN，易于挥发逸入空气，有使人中毒的危险。另外，由于酸化后废水中HCN浓度较大，Cu(CN)2不可能全部转化为CuSCN,而是生成一定量的Cu(CN)2沉淀，使氰化物的回收率降低，而且建造能使酸性含氰废水沉淀5小时的全封闭式沉淀池（浓密机）投资也较大。如果在吹脱后进行固液分离，由于在吹脱过程中沉淀物的絮状物被破坏、被乳化，使沉淀较慢，必然要建较大的沉淀池，其沉淀时间不应小于18小时，但此时废水酸度较低，采用水泥池即可。由于废水中氰化物含量低，不会使周围工作人员
31、中毒，故国外大多采用吹脱后分离沉淀物。采用多池转换使用即可解决沉渣的干燥问题。5.6 废水的二次处理：经酸化回收法处理后，所得到的酸性废水一般含氰化物550mg/L,远未达到国家规定的排放标准，其中重金属Zn、Cu,也严重超标，故必须进一步处理，常称为二次处理。6.废水的二次处理方法及工艺：经过酸化回收法处理的废水，CN-、Cu、Zn等仍未达标，必须进一步处理，如果靠吹脱方法处理，效果较差，因此，需要用更有效的方法进行二次处理。采用酸化回收法处理含氰废水的氰化厂，往往有大量的碱性浮选废水，其流量大约是含氰废水的1030倍，如果利用这种水能把氰化物稀释达标，并把废水PH值中和至79，使重金属离子
32、沉淀出来，则十分理想，达到以废治废的目的。如果没有上述条件，但尾矿库不渗漏且比较大，那么废水稀释后尽管CN-不达标，也可以通过在尾矿库内自然净化而保证排水达标，除这两种方法外，还可以用二氧化硫空气法和氯氧化法处理酸化回收法产生的废水，但后者成本高，处理效果并不十分理想。从废水组成看，尽管CN-浓度低，SCN-却很高，因此，用氯氧化法时氯耗很高，实践证明其成本将大大超过酸化回收法盈利。而且不能使CN-达标，一般残氰在210mg/L范围。如果用二氧化硫空气法，由于酸化回收法处理后的废水中铜含量仅为210mg/L,必须补加铜盐做催化剂，使成本上升。另外，电耗也较大，其成本虽没有氯氧化法高，但也可能抵
33、消酸化回收法的盈利，另外二氧化硫空气法对SCN-去除作用极差。近年来，用活性炭法处理这种废水，效果很好，成本很低；用过氧化氢氧化法做为二次处理方法比二氧化硫空气法，效果好，设备简单，但过氧化氢往往价格较高。7.酸化回收法应用实例：国内某矿采用酸化回收法处理金精矿氰化贫液，其工艺流程图如图：65，该装置采用预先沉铜和二次分离铜渣工艺，有效地降低了吹脱塔的堵塞，采用两次吹脱工艺，使处理后废水残氰大为降低。其处理效果见表61；其药耗及回收NaCN、铜渣见表62。含氰废水加温槽混酸固液分离铜渣干燥出售 蒸汽或电 硫酸 HCN发生HCN吸收NaCN HCN发生HCN吸收NaCN废液 酸化回收法工艺流程图65 表61酸化回收法处理前后废水组成浓度表（mg/L）废水组成成分： CN- SCN- Cu Zn Fe Pb Au PH值贫液处理前： 10003000； 9001300； 600900； 100300； 550； 0.510； ； 10废液处理后： 1050； 350700； 520； 100250； 微 微 0.020.05 2表62酸化回收法消耗及回收产品项目 硫酸 烧碱 电 蒸汽 回收NaCN Cu单位 kg/m3 kg/m3 kg.h/m3 kg/m3 kg/m3 kg/m3消耗量 5.79 1.79 4.26 40 1.82 1.4 2013年8月5日