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              江蘇銘盛環境

              A/O2工藝在焦化廢水處理中的應用效果 襄陽廢水處理公司

              文章出處:未知發表時間:2022-01-18 13:23:44

              圖片5 

               

                遷安中化煤化工有限義務公司(簡稱遷安中化公司)建有655JN60-82型焦爐,年產焦炭330t,具有兩段焦化廢水處置系統,其中段焦化工業廢水處系統是其中4座焦爐的配套設計,采用活性污泥法的A/O2工藝,廢水處置量為70m3/h。該工藝2004年投入運用后,出水COD、NH3-N指標經常動搖,且運轉費用偏高,不能順應當前越來越高的環保請求和公司運營理念。因而遷安中化公司對進水水質、A/O2工藝指標控制等實行了優化,完成了A/O2工藝的穩定、高效、節約運轉?,F對A/O2工藝的優化作一引見。

               

                1、廢水處置A/O2工藝流程

               

                遷安中化公司焦化廢水處置A/O2工藝流程表示圖見圖1(圖中虛線表示污泥途徑)。

               

              圖片8 

                2、影響A/O2工藝運轉的進水水質要素及優化

               

                對A/O2工藝運轉來說,進水水質的管控尤為重要。A/O2工藝屬于活性污泥法廢水處置工藝,活性污泥對有害物質有一定的接受限度,超越這個限度,活性污泥就會被抑止,進而影響廢水處置效率。A/O2工藝入曝氣池污水中有害物質的質量濃度請求為:硫氰酸銨<22mg/L、礦物油<50mg/L、硫化物<50mg/L。

               

                2.1 硫氰酸銨

               

                硫氰酸銨自身有毒,在廢水處置系統內合成時,化學需氧量較高,會產生有毒氣體,對活性污泥影響較大。生產運轉理論證明,A/O2工藝進水中硫氰酸銨質量濃度到達1.5g/L以上時,A/O2系統會遭到較大水平的影響,因而需求盡可能降低進水硫氰酸銨濃度。

               

                焦化廠產生硫氰酸銨最多的工藝是采用HPF的脫硫工段,在脫硫過程中產生硫氰酸銨副鹽,脫硫液中硫氰酸銨質量濃度普通在150g/L左右,以如此高的濃度進入A/O2系統,會對廢水處置系統形成沖擊,生產運轉中,應嚴禁脫硫液進入A/O2工藝處置系統。因而在生產操作中需做好以下幾點:

               

                (1)控制脫硫系統的煤氣夾帶水進入脫硫系統。

               

                (2)將脫硫系統發作事故時的溢液搜集入脫硫系統。

               

                (3)將雨季脫硫區域的積水及日常脫硫區域的地坪掃水搜集入脫硫系統。

               

                2.2 礦物油

               

                工業廢水處系統來水剩余氨水包括配煤水分、煉焦化合水、粗苯別離水、地坪掃水等,在冷凝工段,與焦油別離后,經過剩余氨水罐沉淀、除焦油器除油、蒸氨塔除油后,蒸氨廢水中礦物油普通能滿足A/O2工藝處置請求。

               

                A/O2工藝進水中礦物油含量高,普通是粗苯系統洗油進入冷凝工段形成的。洗油密度在1.03×103kg/m3~1.06×103kg/m3,與剩余氨水密度相差不大,進入剩余氨水系統后,不容易完成別離,會形成進入生化系統的廢水礦物油含量超標,進而影響生化運轉。

               

                洗油進入剩余氨水形成生化進水礦物油含量超標的緣由有以下幾種:

               

                (1)粗苯系統洗油打入冷凝工段。為了降低洗油對生化系統的影響,粗苯系統的洗油應盡可能不打入冷凝工段。洗油必需打入冷凝工段時,應采用少量、屢次的辦法。

               

                (2)終冷塔阻力高,運用洗油沖洗終冷塔后,廢油打入冷凝工段。

               

                生化進水礦物油質量濃度普通請求小于50mg/L[2],實踐運轉中,控制礦物油質量濃度小于250mg/L,以保證生化系統能正常運轉。

               

                2.3 硫化物

               

                廢水處置A/O2工藝進水中硫化物含量高時,A池水面呈現硫泡沫,好氧池污泥中呈現淡黃色小顆粒、污泥松懈,降解COD才能差。

               

                若脫硫運轉效果不好,脫硫塔后煤氣中硫化氫含量較高,煤氣中的硫化物在終冷塔、粗苯別離水中富集,進入冷凝工段,最終形成生化進水硫化物超標。因而脫硫工段的穩定運轉,對降低生化進水硫化物含量是有利的。

               

                A/O2工藝進水硫化物質量濃度普通請求小于50mg/L,生產理論證明,蒸氨廢水硫化物質量濃度小于90mg/L時,對生化運轉不會形成影響。當蒸氨廢水硫化物質量濃度大于90mg/L時,依據蒸氨廢水量及硫化物濃度,在生化系統氣浮池進水口投加相應量的硫酸亞鐵,能消弭硫化物超標的影響。硫化物去除反響為S2-+FeSO4=FeS↓+SO42-。

               

                2.4 NH3-N

               

                在廢水生物處置中,普通按BOD(55日生化需氧量)計算氮的需求量,若按BOD5NH3-N質量濃度之比為100∶5來調理NH3-N濃度,則能滿足微生物對氮的請求。但是實踐運轉中,不便當檢測BOD5,依據進水COD濃度調理進水NH3-N濃度也是可行的。經過化驗,A/O2工藝進水BOD5COD34%~36%,分離生產運轉,按進水CODNH3-N質量濃度之比為(40~60)∶1來調理NH3-N濃度,能滿足A/O2工藝運轉需求,且不會由于NH3-N過高而形成廢水處置費用增加。

               

                2.5 COD

               

                遷安中化公司剩余氨水COD7000mg/L~9000mg/L,蒸氨廢水COD5000mg/L~7000mg/L,如此高的COD直接進入A/O2生化處置系統,活性污泥會遭到沖擊,形成污泥松懈、污泥指數上升、降解COD才能降落。理論證明,對A/O2工藝來說,進水COD控制在3000mg/L~3500mg/L,有利于生化系統穩定運轉。

               

                綜上所述,為了維持A/O2工藝的穩定運轉,生化進水水質要滿足一定的指標請求,見表1。

               

              圖片9 

                3、影響A/O2工藝運轉的指標控制要素及優化

               

                3.1 溫度

               

                溫度是影響活性污泥生長與生存的重要要素,不同類型的活性污泥有不同的適合生長溫度。

               

                原設計請求生化處置A/O2系統適合的溫度是25℃~38℃,最高不超越40℃。但實踐運轉中,當水溫超越37℃時,在同樣的鼓風機負荷下,O1池、O2池溶解氧明顯偏低,生化出水COD明顯提升;當水溫低于30℃時,生化出水COD也呈現相應的提升。溫度對A/O2工藝出水COD的影響見表2。

               

              圖片10 

                由表2可知,A/O2工藝溫度宜控制在30℃~36℃,溫度控制過高、過低,都會形成生化出水COD含量偏高。

               

                3.2 溶解氧

               

                原設計請求O1池、O2池溶解氧從進水端到出水端逐步升高,控制出水端溶解氧質量濃度在2mg/L~4mg/L。實踐運轉中,O1池進水經過字型的336m長的廊道后,抵達出水端,O2池進水經過136m長的廊道后,抵達出水端。按原設計運轉,A/O2工藝存在以下問題:

               

                (1)為了保證溶解氧含量從進水端到出水端逐步升高,好氧池內大局部分支緊縮風截門開度不大。緊縮風截門開度小,易形成曝氣盤梗塞,好氧池內集泥。

               

                (2)廢水在O1池內氨化作用顯著,經過O1池后,廢水NH3-N含量上升,O2池成為降解NH3-N的主要場所,與原設計好氧池的作用不符。

               

                (3)O2池降解NH3-N負荷較高,A/O2工藝運轉稍有問題時,出水NH3-N含量便隨之動搖。

               

                針對以上問題,調整好氧池運轉形式:

               

                (1)翻開O1池、O2池進水端一切分支緊縮風截門,盡可能地提升好氧池前端溶解氧含量。O1池第二廊道溶解氧質量濃度由<1mg/L提升3mg/L左右。

               

                (2)依據O1池、O2池出水指標,關小出水端分支緊縮風截門。出水端溶解氧屬于剩余溶解氧,是糜費掉的氧氣,關小局部緊縮風截門后,可相應地降低鼓風機電流,減少電耗費。好氧池溶解氧調整前后A/O2工藝內指標變化見表3。

               

              圖片11 

                由表3可知,好氧池溶解氧控制調整后,A/O2工藝內COD、NH3-N指標明顯降落。

               

                3.3 沉降比

               

                原設計請求O1池、O2池沉降比控制在25%~40%,運轉中存在以下問題:

               

                (1)O1池污泥負荷較高,COD降解不徹底,出水COD偏高。

               

                (2)O2池污泥負荷過低,污泥老化,易合成產生懸浮物,形成出水濁度、COD偏高。

               

                針對以上問題,調整生化系統沉降比控制指標:

               

                (1)提升O1池沉降比至45%~55%,降低污泥負荷,降低出水COD。

               

                (2)降低O2池沉降比至20%~30%,提升污泥負荷,降低出水懸浮物含量。

               

                3.4 堿度

               

                原設計O1池、O2池堿度控制在300mg/L~500mg/L,堿度偏低時,增加系統固堿投加量。運轉中存在問題如下:

               

                (1)O1池簡直不耗費堿液,O2池耗費堿液較大。同時,為保證O2池的硝化作用,O2池堿度控制在400mg/L~500mg/L,形成出水堿度高,糜費堿液。

               

                (2)固堿是袋裝的,每天需求專人溶解2t左右,工作量大。同時,傾倒固堿時,堿面飛揚,現場操作環境惡劣。

               

                (3)固堿本錢較高。

               

                (4)O1池、O2池的加堿管道、閥門經常被結晶梗塞,形成系統不能及時調理堿度,致使出水指標動搖。

               

                針對以上問題,調整操作如下:

               

                (1)強化O1池硝化作用,降低O2池堿度至150mg/L~250mg/L,減少堿液糜費。

               

                (2)O1池、O2池由投加固堿逐步改為投加液堿,儉省人力,降低運轉費用,同時也防止加堿管道梗塞而惹起系統的動搖。

               

                經過以上工藝優化,廢水處置A/O2工藝出水指標能夠完成長期、穩定達標,系統抗沖擊才能顯著加強。同時,二沉池出水COD320mg/L降低至250mg/L,以A/O2工藝進水COD均勻3150mg/L計算,COD處置效率由90%提升92.1%。另外,減少4個崗位定員,每月節約人力支出近2萬元;運用固堿改為液堿,每月節約藥品費用近5萬元;降低出水堿度,每月節約堿液耗費3萬元左右,合計可使焦化廢水噸水處置費用降低2元左右。

               

                4、A/O2工藝調整后呈現的問題及優化

               

                4.1 回流沉淀池呈現返沫、返泥現象調整前,回流沉淀池水面平穩,未呈現過返沫、返泥現象。調整后,回流沉淀池每半月左右就呈現一次先返沫、再返泥的現象。

               

                回流沉淀池工況剖析如下:

               

                (1)回流沉淀池外表總可見小氣泡決裂的現象,此現象和A池外表的現象較為相似。

               

                (2)回流沉淀池內有1m左右的存泥。

               

                (3)回流沉淀池內溶解氧質量濃度<0.5mg/L。

               

                (4)回流沉淀池內的水和污泥有6h左右的停留時間。

               

                (5)A/O2工藝調整前后O1池和回流沉淀池的硝態氮、亞硝態氮含量匯總,數據見表4。

               

              圖片12 

                依據表4數據,調整前回流沉淀池進、出水硝態氮、亞硝態氮含量根本穩定,調整后回流沉淀池出水硝態氮、亞硝態氮含量明顯比進水硝態氮、亞硝態氮含量低,能夠肯定在回流沉淀池內發作了反硝化反響,耗費掉局部硝態氮、亞硝態氮。

               

                4.2 優化及處理措施

               

                由以上剖析可知,回流沉淀池返沫、返泥現象是回流沉淀池內發作反硝化作用惹起的。為了抑止回流沉淀池發作反硝化作用,可采取以下2種方法:

               

                (1)反硝化反響的發作需求一定的停留時間,縮短廢水和污泥在回流沉淀池內停留時間,能夠抑止回流沉淀池發作反硝化作用。經過調理,把回流沉淀池進水的硝化液盡可能快地送入A池,使其在A池發作反硝化作用。

               

                調整如下:回流上清液量由150m3/h提升300m3/h,回流污泥量由150m3/h提升200m3/h,回流沉淀池停留時間由6h縮短到4h。實驗一周后,回流沉淀池返沫、返泥現象沒有明顯好轉。

               

                采用縮短回流沉淀池停留時間的辦法,未能徹底有效抑止回流沉淀池返沫、返泥情況,不可取。

               

                (2)傳統的脫氮理論以為,反硝化菌在無分子氧、存在硝酸和亞硝酸離子的條件下,才干使硝酸鹽復原。但近幾年的研討標明,硝化和反硝化能夠在同一反響器中同時發作,這一現象被稱為同步硝化反硝化(SND)。根據SND理論,在O1池局部區域發明反硝化條件,使O1池同步發作硝化和反硝化作用,降低回流沉淀池進水硝態氮、亞硝態氮含量,進而抑止反硝化作用在回流沉淀池發作的強度。

               

                調整如下:關小O1池出口端第三廊道分支緊縮風截門,降低曝氣量,控制O1池出口端溶解氧質量濃度在0.5mg/L左右。同時在不影響O1池降解COD、NH3-N的前提下,逐漸擴展O1池第三廊道的厭氧區域,直至O1池出口硝態氮、亞硝態氮質量濃度降至20mg/L以下。

               

                經過調試,O1池出口端第三廊道75%~100%區域調整為厭氧區域,即溶解氧質量濃度在0.5mg/L左右時,可降低回流沉淀池進水硝態氮、亞硝態氮質量濃度在20mg/L以下。同時,回流沉淀池不再呈現返沫、返泥現象。

               

                分離以上實驗結果,生產運轉中采取降低O1池出口端第三廊道溶解氧的方法,在O1池樹立反硝化區域,能夠抑止回流沉淀池呈現返沫、返泥現象。

               

                5、結論

               

                遷安中化公司經過控制焦化廢水處置A/O2工藝進水硫氰酸鹽、礦物油、硫化物、NH3-N、COD等有害物質濃度,為廢水處置工藝穩定運轉發明良好的條件。經過優化O1池、O2池溫度、溶解氧、沉降比等指標,廢水COD處置效率由90%提升92.1%。經過運用液堿替代固堿,把反硝化反響前移至O1池,及采取降低O2池堿度的辦法,焦化廢水噸水處置費用降低2元左右。同時,A/O2工藝經過優化后,廢水處置出水指標能夠完成長期、穩定達標,且系統抗沖擊才能顯著加強。

               


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