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海安酿造一体化废水处理设备安装调试

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  • 更新时间:2024-03-26

简要描述:海安酿造一体化废水处理设备安装调试硫氰酸铵本身有毒,在废水处理系统内分解时,化学需氧量较高,会产生有毒气体,对活性污泥影响较大。生产运行实践证明,A/O2工艺进水中硫氰酸铵质量浓度达到1.5g/L以上时,A/O2系统会受到较大程度的影响,因此需要尽可能降低进水硫氰酸铵浓度。

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海安酿造一体化废水处理设备安装调试

酒糟水就是在酿酒过程中将酒精蒸馏完毕后剩下的“原液"。我们生活中常常用到的米酒水(有的地方称为甜酒)就是酒糟水的一种。酒糟水,除了含有丰富的淀粉和少量的酒精外, 还含有大量的蛋白,氨基酸,维生素,核酸,核糖等多种微量元素。所以酒糟水可以经过处理后作为动植物的饲料或废料来源。在米香型白酒酿造过程中,大米中的淀粉基本被消化完毕,而大米中的大部分蛋白、粗脂肪则以COD 的形式残留在酒糟水中,经检测,米香型白酒酿造过程中产生的酒糟水的COD 约为50 g/L。目前已有不少相关实验性报道利用碱提酸沉法回收利用酒糟水中的米蛋白,以减轻后续的废水处理压力,但多局限于理论领域、实验室试验结论领域及一些中小型试验领域。同时此类处理方式不可避免会遇到碱提酸沉后续排污问题、蛋白回收后的干燥、储存问题、高碱浓度下蛋白质变性问题、美拉德反应产生褐变问题、甚至产生有毒物质Lysinoalnin,这些问题得到充分解决后才能进行工业化生产。白酒废水经过车间排水管道收集后汇入车间外初级沉淀池,经格栅和初级沉淀的作用去除酒糟和大颗粒悬浮物后自流至调节池,均衡水质和水量。调节池出水经提升泵提升至混凝沉淀一体化设备中,并向混凝区投加混凝剂(PAC、PAM)和NaOH,利用混凝剂的吸附和凝聚作用去除废水中细微悬浮物和胶体微粒,同时去除废水中的总磷,并将废水pH值调至7.5~8.0,以满足后续生化处理所需条件,尤其保证厌氧反应所需碱度。混凝沉淀池出水自流至ABR厌氧池,利用厌氧菌降解有机物以减轻系统后续工艺的处理负荷,同时利用厌氧发酵作用杀灭部分致病菌。ABR厌氧池出水自流进入缺氧池处理,缺氧池中与内循环回流的泥水混合物混合反应,起到反硝化脱氮的作用。随后进入接触氧化池内,好氧微生物利用外界提供的氧气,将污水中的有机污染物进一步分解,一部分用于合成微生物自身结构形成污泥,另一部分则被好氧微生物分解为CO2和H2O,释放到大气中,水中的有机污染物在好氧阶段被大量去除。在MBR池污水经泥水分离后进入清水池可达到外排标准。系统所产生的物化污泥和剩余污泥排入污泥浓缩池,定期经过厢式压滤机降低污泥含水率,污泥浓缩池上清液和厢式压滤机的滤液回流至调节池进行处理。泥饼外运进行卫生填埋处置。

 1、废水处理A/O2工艺流程


  2、影响A/O2工艺运行的进水水质因素及优化

  对A/O2工艺运行来说,进水水质的管控尤为重要。A/O2工艺属于活性污泥法废水处理工艺,活性污泥对有害物质有一定的承受限度,超过这个限度,活性污泥就会被抑制,进而影响废水处理效率。A/O2工艺入曝气池污水中有害物质的质量浓度要求为:硫氰酸铵<22mg/L、矿物油<50mg/L、硫化物<50mg/L。

  2.1 硫氰酸铵

  硫氰酸铵本身有毒,在废水处理系统内分解时,化学需氧量较高,会产生有毒气体,对活性污泥影响较大。生产运行实践证明,A/O2工艺进水中硫氰酸铵质量浓度达到1.5g/L以上时,A/O2系统会受到较大程度的影响,因此需要尽可能降低进水硫氰酸铵浓度。

  焦化厂产生硫氰酸铵最多的工艺是采用HPF的脱硫工段,在脱硫过程中产生硫氰酸铵副盐,脱硫液中硫氰酸铵质量浓度一般在150g/L左右,以如此高的浓度进入A/O2系统,会对废水处理系统造成冲击,生产运行中,应严禁脱硫液进入A/O2工艺处理系统。因此在生产操作中需做好以下几点:

  (1)控制脱硫系统的煤气夹带水进入脱硫系统。

  (2)将脱硫系统发生事故时的收集入脱硫系统。

  (3)将雨季脱硫区域的积水及日常脱硫区域的地坪扫水收集入脱硫系统。

  2.2 矿物油

  废水处理系统来水剩余氨水包括配煤水分、炼焦化合水、粗苯分离水、地坪扫水等,在冷凝工段,与焦油分离后,经过剩余氨水罐沉淀、除焦油器除油、蒸氨塔除油后,蒸氨废水中矿物油一般能满足A/O2工艺处理要求。

  A/O2工艺进水中矿物油含量高,一般是粗苯系统洗油进入冷凝工段造成的。洗油密度在1.03×103kg/m3~1.06×103kg/m3,与剩余氨水密度相差不大,进入剩余氨水系统后,不容易实现分离,会造成进入生化系统的废水矿物油含量超标,进而影响生化运行。

  洗油进入剩余氨水造成生化进水矿物油含量超标的原因有以下几种:

  (1)粗苯系统洗油打入冷凝工段。为了降低洗油对生化系统的影响,粗苯系统的洗油应尽可能不打入冷凝工段。洗油必须打入冷凝工段时,应采用少量、多次的方法。

  (2)终冷塔阻力高,使用洗油冲洗终冷塔后,废油打入冷凝工段。

  生化进水矿物油质量浓度一般要求小于50mg/L[2],实际运行中,控制矿物油质量浓度小于250mg/L,以保证生化系统能正常运行。

  2.3 硫化物

  废水处理A/O2工艺进水中硫化物含量高时,A池水面出现硫泡沫,好氧池污泥中出现淡黄色小颗粒、污泥松散,降解COD能力差。

  若脱硫运行效果不好,脱硫塔后煤气中硫化氢含量较高,煤气中的硫化物在终冷塔、粗苯分离水中富集,进入冷凝工段,最终造成生化进水硫化物超标。因此脱硫工段的稳定运行,对降低生化进水硫化物含量是有利的。

  A/O2工艺进水硫化物质量浓度一般要求小于50mg/L,生产实践证明,蒸氨废水硫化物质量浓度小于90mg/L时,对生化运行不会造成影响。当蒸氨废水硫化物质量浓度大于90mg/L时,根据蒸氨废水量及硫化物浓度,在生化系统气浮池进水口投加相应量的,能消除硫化物超标的影响。硫化物去除反应为S2-+FeSO4=FeS↓+SO42-。

  2.4 NH3-N

  在废水生物处理中,一般按BOD(55日生化需氧量)计算氮的需要量,若按BOD5与NH3-N质量浓度之比为100∶5来调节NH3-N浓度,则能满足微生物对氮的要求。但是实际运行中,不方便检测BOD5,根据进水COD浓度调节进水NH3-N浓度也是可行的。经过化验,A/O2工艺进水BOD5占COD的34%~36%,结合生产运行,按进水COD与NH3-N质量浓度之比为(40~60)∶1来调节NH3-N浓度,能满足A/O2工艺运行需要,且不会因为NH3-N过高而造成废水处理费用增加。

  2.5 COD

  迁安中化公司剩余氨水COD在7000mg/L~9000mg/L,蒸氨废水COD在5000mg/L~7000mg/L,如此高的COD直接进入A/O2生化处理系统,活性污泥会受到冲击,造成污泥松散、污泥指数上升、降解COD能力下降。实践证明,对A/O2工艺来说,进水COD控制在3000mg/L~3500mg/L,有利于生化系统稳  3、影响A/O2工艺运行的指标控制因素及优化

  

海安酿造一体化废水处理设备安装调试


3.1 温度

  温度是影响活性污泥生长与生存的重要因素,不同类型的活性污泥有不同的适宜生长温度。

  原设计要求生化处理A/O2系统适宜的温度是25℃~38℃,最高不超过40℃。但实际运行中,当水温超过37℃时,在同样的鼓风机负荷下,O1池、O2池溶解氧明显偏低,生化出水COD明显提高;当水温低于30℃时,生化出水COD也出现相应的提高。


  由表2可知,A/O2工艺温度宜控制在30℃~36℃,温度控制过高、过低,都会造成生化出水COD含量偏高。

  3.2 溶解氧

  原设计要求O1池、O2池溶解氧从进水端到出水端逐渐升高,控制出水端溶解氧质量浓度在2mg/L~4mg/L。实际运行中,O1池进水经过“之"字型的3个36m长的廊道后,到达出水端,O2池进水经过1个36m长的廊道后,到达出水端。按原设计运行,A/O2工艺存在以下问题:

  (1)为了保证溶解氧含量从进水端到出水端逐渐升高,好氧池内大部分分支压缩风截门开度不大。压缩风截门开度小,易造成曝气盘堵塞,好氧池内集泥。

  (2)废水在O1池内氨化作用显著,经过O1池后,废水NH3-N含量上升,O2池成为降解NH3-N的主要场所,与原设计好氧池的作用不符。

  (3)O2池降解NH3-N负荷较高,A/O2工艺运行稍有问题时,出水NH3-N含量便随之波动。

  针对以上问题,调整好氧池运行模式:

  (1)打开O1池、O2池进水端所有分支压缩风截门,尽可能地提高好氧池前端溶解氧含量。O1池第二廊道溶解氧质量浓度由<1mg/L提高至3mg/L左右。

  (2)根据O1池、O2池出水指标,关小出水端分支压缩风截门。出水端溶解氧属于剩余溶解氧,是浪费掉的氧气,关小部分压缩风截门后,可相应地降低鼓风机电流,减少电消耗。好氧池溶解氧调整前


  由表3可知,好氧池溶解氧控制调整后,A/O2工艺内COD、NH3-N指标明显下降。

  3.3 沉降比

  原设计要求O1池、O2池沉降比控制在25%~40%,运行中存在以下问题:

  (1)O1池污泥负荷较高,COD降解不,出水COD偏高。

  (2)O2池污泥负荷过低,污泥老化,易分解产生悬浮物,造成出水浊度、COD偏高。

  针对以上问题,调整生化系统沉降比控制指标:

  (1)提高O1池沉降比至45%~55%,降低污泥负荷,降低出水COD。

  (2)降低O2池沉降比至20%~30%,提高污泥负荷,降低出水悬浮物含量。

  3.4 碱度

  原设计O1池、O2池碱度控制在300mg/L~500mg/L,碱度偏低时,增加系统固碱投加量。运行中存在问题如下:

  (1)O1池几乎不消耗碱液,O2池消耗碱液较大。同时,为保证O2池的硝化作用,O2池碱度控制在400mg/L~500mg/L,造成出水碱度高,浪费碱液。

  (2)固碱是袋装的,每天需要专人溶解2t左右,工作量大。同时,倾倒固碱时,碱面飞扬,现场操作环境恶劣。

  (3)固碱成本较高。

  (4)O1池、O2池的加碱管道、阀门经常被结晶堵塞,造成系统不能及时调节碱度,致使出水指标波动。

  针对以上问题,调整操作如下:

  (1)强化O1池硝化作用,降低O2池碱度至150mg/L~250mg/L,减少碱液浪费。

  (2)O1池、O2池由投加固碱逐渐改为投加液碱,节省人力,降低运行费用,同时也避免加碱管道堵塞而引起系统的波动。

  经过以上工艺优化,废水处理A/O2工艺出水指标可以实现长期、稳定达标,系统抗冲击能力显著增强。同时,二沉池出水COD由320mg/L降低至250mg/L,以A/O2工艺进水COD平均3150mg/L计算,COD处理效率由90%提高至92.1%。另外,减少4个岗位定员,每月节约人力支出近2万元;使用固碱改为液碱,每月节约药品费用近5万元;降低出水碱度,每月节约碱液消耗3万元左右,合计可使焦化废水吨水处理费用降低2元左右。


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