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    焦化廢水總氮脫除工藝

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    焦化廢水總氮脫除工藝流程 焦化廢水總氮脫除技術方法

     根據焦化廢水的特點及水質情況,對原有焦化廢水系統進行了改造。采用內置生物填料的改良生物法,總氮脫除效率由原來的58%提高到95% ,可以控制外排水總氮含量在20mg /L以下,實現焦化廢水達標排放。


      上海寶鋼化工有限公司梅山分公司焦化廢水裝置主要處理焦爐剩余氨水、煤氣凈化廢水、焦油加工廢水、瀝青加工廢水、苯加工廢水等工藝廢水,裝置于2008年建成投運,一直運行穩定。GB 16171—2012《煉焦化學工業污染物排放標準》增加了總氮污染因子控制標準,原有前置反硝化工藝不能穩定達到排放標準要求,需要進行技術改造以實現廢水達標排放。


      1焦化廢水處理現狀


      1. 1 廢水處理原工藝


      我公司焦化廢水處理裝置主要用于處理全廠的煉焦、煤氣凈化及焦油加工、粗苯加工過程中排出的含酚、氰、氮等物質的廢水。處理裝置由調節池、生化系統、物化系統、過濾裝置及污泥處理系統組成,其中生化系統采用AAOO工藝(厭氧+缺氧+兩級好氧),為前置反硝化脫氮工藝,廢水處理工藝流程見圖1。



      1. 2 焦化廢水處理裝置進出水總氮現狀


      焦化廢水處理裝置總氮不能穩定達標排放,對焦化廢水處理站月報表進行分析,廢水站運行過程中調節池出水總氮濃度為200~300mg/L,經過處理后的總氮不能穩定達到排放標準要求,具體數據 見表1。



      原酚氰廢水處理站缺氧池采用的是生物膜法。對于生物膜法,填料及布水均勻情況關系到缺氧反 硝化效果。我公司的缺氧池A2填料采用現場制作 固定支架,在池內散件組裝,運行過程中填料容易松脫;同時由于填料設置密度大,水流通道過窄,造成污泥堵塞上浮,池面污泥堆積。污泥活性低,MLVSS /MLSS 值低,使缺氧池中異養菌的產率降低,反硝化效果差,影響出水水質。


      缺氧池 A2 的布水方式是采用旋轉布水器進行布水,而旋轉布水器時常出現漏水現象,檢修率高。缺氧池系統布水不均勻,污泥容易沉淀,使系統堵塞,影響系統穩定運行,導致反硝化效果下降。


      2 改造方案確定


      GB16171—2012《煉焦化學工業污染物排放標準》增加了總氮污染因子控制標準,焦化企業必須 進行改造,確保排水總氮達標。由于時間緊迫,為了盡快達到新標準要求,又不影響現有廢水處理裝置 穩定運行,對原有廢水系統進行了改造,重點是對原有工藝中厭氧池、缺氧池內填料進行改造,同時在原有AAOO工藝基礎上增加后置反硝化裝置,并對缺氧池中的布水器進行改造,改為布水板均勻布水。利用現有場地及裝置優化成為AAO+AO生物接觸氧化高效脫除總氮的工藝流程,并驗證其脫氮效果的可靠性。經過對現場條件的調研與細致分析,形成如下方案。


      (1)新增好氧池O1,與原有好氧池O1段前3 格組成新的O1。原有O1第4格和好氧池O2第1 格改造成新缺氧池A3,原有O2第2格改造成再曝氣池。好氧池O1出水全部進入回流沉淀池,回流 沉淀池的出水一部分流至回流水吸水井進入原有廢水處理流程,另一部分進入新建的給水井中,由泵提升至缺氧池A3中。


      (2)再曝氣池出水自流進入現有二沉池進行泥水分離,上清液進入后續物化處理系統,污泥部分回流至再曝氣槽,部分輸送至污泥脫水系統進行脫水處理。


      (3)為了解決原有厭氧池A1與缺氧池A2中存在的問題,經過細致分析,借鑒公司總部缺氧池的設計方式將填料及布水方式進行改進,采用組合式填料,微孔布水板布水方式。


      改造后的工藝流程見圖2(圖中粗線部分代表改造或新增設施)。


      3 后置反硝化段裝置調試及運行


      2013年10月完成設備改造,2013年11月到2014年1月完成第1階段調試,2014年2月到2014年4月完成第2階段穩定運行。


      為了確保改造后的后置反硝化段調試不影響原有廢水處理裝置運行,同時縮短調試時間,制定了調試方案。系統調試的重點是后置反硝化段的調試、反硝化菌的馴化和培養。開工階段通過控制進水水質、水量,采用間歇進水、循環的方式進行培養、馴化。首先采用低負荷運行,然后逐漸增加進水量,使反硝化菌穩步適應新的環境,促進反硝化菌生長、繁殖。


      3.1 藥劑種類及數量


      后置反硝化段調試過程中主要使用藥劑包括反硝化菌、碳源(乙酸鈉),具體投加比例及數量見表2。


      3.2 后置反硝化缺氧段調試與運行


      后置反硝化缺氧池污泥生物膜、掛膜的培養及馴化采用間歇進水,在污泥馴化和培養過程中,將池內廢水pH控制在7~9、DO<0.5mg/L,并根據池內水質情況適當加入營養源(碳源)。馴化、培養具體步驟如下。


      (1)將1系缺氧池A2(或2系缺氧池A2)上清液利用潛水泵抽入2系缺氧池A3,待缺氧池A3的填料浸沒后停止進水,開旁通管直接進入好氧池O2。


      (2)運轉缺氧池A3排泥泵實行內循環,進行掛膜,如必要可將回流沉淀池上清液或污泥排入缺氧池A3。


      (3)向缺氧池A3注入碳源20%乙酸鈉溶液按4250mg/L(100%乙酸鈉溶液按850mg/L)投加,系統保有水量1600m3,因此應向缺氧池A3中一次性連續投加乙酸鈉溶液6.8t。


      (4)向缺氧池A3注入菌種,每次向菌種溶解槽注入0.5m3工業水和50kg菌種,運轉攪拌機4h 后停止運轉,利用潛水泵抽入缺氧池A3。接種完畢后,按投加量2.952kg/d(處理水量100m3/h)進行正常加藥。


      (5)菌種投加第2天即向缺氧池A3進水,進水量控制在5~10t/h,其余水量通過旁通管直接進入好氧池O2。


      (6)運轉乙酸鈉泵,向缺氧池A3注入乙酸鈉,初期濃度控制在4250mg/L。馴化初期乙酸鈉溶液確保過量,保證后置反硝化反應充分進行,盡快實現總氮達標,但同時也要關注二沉池出水COD和外排水COD指標,保證在馴化期間,外排水不超標,然后逐漸摸索乙酸鈉加藥的最佳點。采樣分析后,視分析數據再調整乙酸鈉注入濃度。


      (7)觀察A3池面氣泡逸出情況以及掛膜情況,有氮氣氣泡逸出時,提高進水量。


      (8)待缺氧池A3出口上清液的總氮達標后,將流量逐步提高至100m3/h,并相應調整藥劑量。


      (9)將反硝化菌和碳源(乙酸鈉)投加到A3給水井,A3給水井出水送至缺氧池A3,該裝置重點關 注項目及控制標準見表3。


    QQ截圖20190724085324.jpg

      4 后置反硝化好氧段O2調試與運行


      4.1 原水總氮數據分析


      2013年11月~2014年1月為裝置調試階段,對裝置進行調試及每周跟蹤監測,原水總氮數據基本穩定在300mg/L以下,少量數據由于原水波動超過300mg/L,略高于前期調研數據。


      4.2 排水總氮數據分析


      在后置反硝化污泥馴化及調試開始的2個月,數據基本沒有明顯變化。2014年1月后置反硝化段區域運行穩定,從2014年1月7日開始廢水裝置外排水總氮指標逐步下降,1月底完成全部調試,達到總氮30mg/L的控制要求.


      5 后置反硝化穩定運行數據分析


      2014年2~4月在前3個月調試的基礎上,進一步優化藥劑及過程控制參數,控制總氮達到 20mg/L。


      5.1 原水總氮數據分析


      從2014年2月開始裝置已經運行穩定,跟蹤2014年2~4月的原水總氮數據,原水總氮基本穩定在350mg/L以下,少量數據由于原水波動超過 350mg/L,整體數據略高于前期調研數據。


      5.2 排水總氮數據分析


      2014年2月開始廢水裝置調試全部完成,排水監測數據已全部達到GB16171—2012《煉焦化學工業污染物排放標準》中總氮20mg/L的控制標準。


      6 總氮脫除效果及成本核算


      6.1 脫除效果數據


      為了確定后置反硝化改造前后廢水總氮的脫除效果,分別取2013年2~4月(改造前)、2013年11月~2014年1月(調試期)2014年2~4月(穩定運行期)各3個月的總氮監測數據進行對比分析,發現原水控制在200~300mg/L范圍內時,改造前、調試期及穩定運行期二沉池硝酸鹽氮及排水總氮逐步降低,總氮脫除效率逐步提高,改造前后總氮脫除 效率由原來的58%提高到95%,并且排水中的總氮能夠穩定控制在20mg/L以下,具體數據見表5。


      6.2 成本核算


      由于后置反硝化裝置設計為自流式,主要的運行成本為藥劑成本,增加的藥劑主要是反硝化菌和乙酸鈉,穩定運行期藥劑消耗成本為4.36元/(t·水),后置反硝化裝置藥劑成本為廢水全流程處理工藝藥劑成本的1/3,詳細成本核算見表6。


    QQ截圖20190724085318.jpg

      7 結論


      (1)通過對原有廢水系統厭氧池、前置反硝化缺氧池填料優化改型,同時增加后置反硝化裝置,可以將總氮脫除效率由原來的58%提高到95%以上,焦化排水總氮達到20mg/L的國標要求。


      (2)通過后置反硝化運行成本核算,后置反硝化段藥劑成本約為4.36元/(t·水)


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