污泥处理工艺的优化

污泥处理工艺的优化（共12篇）

污泥处理工艺的优化 篇1

摘要：唐山市排水公司西郊污水处理二厂水质提标改造时, 污泥处理单元是水质提标的瓶颈问题。为此对污泥处理单元的输送系统、浓缩系统、脱水系统进行了一系列的工艺优化, 实现了水质提标。

关键词：污水处理厂,污泥处理,工艺优化

污水处理过程中产生的污泥按来源的不同分为3类, 即初次沉淀污泥、剩余活性污泥和腐质污泥。初次沉淀污泥来自初次沉淀池, 剩余活性污泥来自于活性污泥法后的二次沉淀池, 腐质污泥来自于生物膜法后的二次沉淀池, 以上3种污泥统称为生污泥或新鲜污泥。西郊污水处理二厂采用的工艺是A/A/O法, 设有中水处理系统。污泥处理系统一般包括污泥输送、污泥浓缩、污泥消化、污泥机械脱水和最终处置几个步骤, 减量化、稳定化、无害化和资源化是其主要目的。

一、工艺流程

西郊污水处理二厂采用A/A/O工艺 (图1) , 污水首先经过初次沉淀池进行初步沉淀, 沉淀污泥直接进入储泥池, 曝气池混合液在二次沉淀池进行沉淀, 上清液达标排放, 二沉淀池污泥一部分回流至曝气池, 一部分作为剩余污泥排入污泥浓缩池进行浓缩, 再经储泥池与初沉污泥混合后进入脱水机房进行压榨脱水。脱水污泥经过进一步干化, 一部分制成复混肥, 一部分外运。

1. 污泥输送系统

系统中产生的初沉污泥、剩余污泥和腐质污泥由泵打入污泥处理系统, 排泥工艺的控制直接影响初次沉淀池的运转状况和曝气池污泥浓度, 一般通过时间来控制, 以保持恒定的含水率为控制原则。污泥经过浓缩处理后, 通过添加调理剂, 经泥药混合装置进入脱水机, 泥药混合输送的效果直接影响上脱水机的污泥状态, 也是影响药耗的重要一步。

2. 浓缩系统

对污水处理系统中产生的剩余污泥进行浓缩处理, 提高污泥含固率, 分离污泥中的空隙水, 使得剩余污泥含水率降低到94%以下, 减轻后续处理负担, 同时将剩余污泥与初沉污泥分开处理, 避免剩余污泥利用初沉污泥中的有机物进行磷的释放。

3. 脱水系统

对浓缩后的污泥进行脱水, 降低污泥含水率, 减小污泥体积, 并将脱水后污泥一部分输送到污泥堆肥车间进行制肥处理, 一部分输送至运泥车外运。

二、工艺优化

1. 污泥输送系统优化

(1) 初沉污泥输送优化

(1) 优化原理

初次沉淀池出水的硫化氢浓度过高时, 在后续的生物处理单元产生大量的硫化氢类丝状菌, 因此需要在预处理阶段处理大量的陈腐污泥, 保证出水的新鲜。利用现有的污水处理构筑物, 根据排放标准要求, 严格控制腐败污泥产生大量硫化氢, 达到改善泥质的效果。

a.污泥分配。污泥通过在辐流式沉淀池内进行重力沉淀, 严格控制进水流量在日间两个高峰期对污泥的冲击, 保证了沉淀池流量的分配均匀, 通过池底的污泥挡板将污泥收集到集泥斗中。

b.泥量变化。泥量变化是指由于水泵开启台数变化或来水悬浮物增多, 导致沉淀池内发生紊流或沉淀物发生溢流现象, 因此通过更改泥泵配制或采用重力自流装置代替泥泵加以解决。

c.污泥自流装置。设置污泥自流装置可在一定程度上改善运行效果或降低处理负荷, 改善沉淀池的运行条件。污泥自流装置用来消能和减少污泥的蓄积, 可以用于防止悬浮物因密度流而导致的污泥流失, 影响后续处理单元。

如图2、3所示, 对于圆形辐流式沉淀池, 设置重力自流装置, 将一侧螺杆泵改造成重力自流装置, 同时加装放气管线, 达到消能、便于污泥分配、减少密度流形成的目的。

(2) 优化参数

初次沉淀池污泥泵房共2座, 总深度5.4m、宽6.7m、长6.7m, 排泥管D300mm, 每座配备两台螺杆泵, 流量为200m3/h。优化后的重力自流装置排泥管D300mm、坡度0.1, 距地面4.5m, 与进泥泵房高程一致。

(3) 优化材料

D300mm钢管5m, D300mm弯头2个, D300mm法兰2个, D300mm蝶阀2个。D150mm钢管20m, D150mm弯头4个, D150mm蝶阀2个。预计需工期3天。

(2) 进泥系统优化

(1) 优化原理

污泥泵将浓缩后的污泥经切割机泵入脱水机, 储泥池至切割机段管径300mm, 切割机至泵房段管径100mm, 3台螺杆泵高程均高于管道高程, 3台泵同时工作时D100mm段管道供泥不足, 出现远程泥泵流量减少或无流量情况, 因此采取整体泵房下移, 并且高程与污泥管道一致 (图4、5) 。

(2) 优化参数

泵房长4m、宽3m, 单台螺杆泵流量21m3/h, 进泥管径D100mm。优化后泵房距地面4.5m, 沿用原设备, 增加污泥稀释水装置D50mm。

2. 浓缩系统优化

(1) 优化原理

重力浓缩是应用最多的污泥浓缩工艺, 利用污泥中的固体颗粒与水之间的相对密度差来实现泥水分离。重力浓缩一般需要12～24h的停留时间, 浓缩池不仅体积大, 污泥容易腐败发臭, 在较长的厌氧条件下, 特别是同时还存在营养物质时, 经除磷富集的磷酸盐会从聚磷菌体内分解释放到污泥水中。这部分水与浓缩污泥分离后将回流到污水处理流程中重复处理, 增加污水处理除磷的负荷与能耗。大多数污水处理厂将二次沉淀池剩余污泥和初次沉淀池的污泥混合后处理处置。因此, 必须注意污泥的混合和储存问题。有研究和实际运行表明, 初沉污泥和富含磷的剩余污泥混合过程中, 会促进磷的快速释放。一般有以下3种处理方式。

第一, 混合后将污泥浓缩的上清液进行化学除磷处理。

第二, 采用其他研究成果, 如磷酸铵镁沉淀法提取上清液中的磷, 形成一种产品, 然后进行综合利用。

第三, 初沉污泥和剩余污泥分开浓缩, 形成两套互不影响的系统。

浓缩池在北方寒冷的冬季经常会出现池面上冻的现象, 造成设备损坏, 泥质不均匀, 含水率变化大, 严重影响工艺的精确调整, 污泥很难在设备的最佳工况条件下脱除, 使药耗高, 泥量上不去。为解决这一问题, 对浓缩池刮泥机进行了技术改造, 并且选取第三种方式解决释磷的问题。

(2) 优化参数

在原浓缩机泥下部单侧增加6根工字钢钢筋, 长3.5m, 在此基础上将泥下部刮泥件单侧角度增加10°。

3. 脱水系统优化

(1) 优化原理

从带式压榨过滤机结构原理已知, 带式压榨过滤是借助两条环绕在按顺序排列的一系列辊筒上的滤带实现挤压脱水。设备系统主要包括重力脱水区、楔形压榨区、压榨脱水区、给料混凝系统、过滤压榨脱水系统、卸料装置、冲洗装置、接水装置、张紧装置、纠偏装置等, 影响其脱水效果的主要是过滤压榨脱水系统。因此对纠偏阀、纠偏辊、冲洗水泵及进药管进行优化。

(2) 优化参数

纠偏阀增加不锈钢支架尺寸见图6, 不锈钢材质, 增加一组承托辊, 长2m、直径250mm。上下滤带各增加一台冲洗水泵, 功率7.5kW、水压7bar, 进药管改为每台药泵随意控制任何一台脱水机, 同时将进药管直径增为20mm, 材质为PVC, 加装溶药稀释水 (图7、8) 。

(1) 纠偏阀

a.优化原理。纠偏装置主要由纠偏辊、汽缸、滑块、导轨、探测装置等件组成。纠偏汽缸活塞杆的位置只可停留在两端极限位置, 并由机控阀控制。当滤带跑偏到极限位置时触动机控阀使汽缸动作, 实现纠偏功能。一旦进入水或污泥就容易发生故障, 影响带机的作业率, 因此添加一个装置保护纠偏阀。

b.优化材料。不锈钢材质, 下座长150mm、宽75mm, 上座长150mm、宽75mm, 外罩为透明塑料, 固定杆长75mm。

(2) 承托辊

a.优化原理。带机原装部位为承托PVC衬板, 经过长时间的滤带和衬板的磨损, 造成衬板磨平失去承托能力, 滤带严重损坏, 缩短了其使用寿命, 因此改承托衬板为承托辊。

b.优化材料。长2m、D250mm, 铁管表面喷塑处理。

(3) 冲洗水

a.优化原理。上下滤带在下部水平重叠部位出现了污泥的沉积, 增加了滤带的承托力, 加重了损坏程度。因此在此死角部位增加一根冲洗水管, 冲掉淤积在滤带上的污泥, 以提高滤带的使用寿命。

b.优化材料。不锈钢管长2m、直径50mm, 25个铜质喷嘴, 不锈钢连接管直径250mm。

(4) 进药管

a.优化原理。污泥调制效果直接影响脱水效果。如加药不足, 污泥中的毛细水不能转化成游离水在重力区被脱去;反之加药量太大会增加处理成本。由于污泥黏性增大, 极易造成滤带堵塞, 因此需改变加药方式, 增加泥、药的混合力度。

b.优化材料。不锈钢D50mm钢管。

三、结论

第一, 污水处理二厂通过重力自流和动力补充相结合的方式, 实现了时时进行新鲜污泥对泥质的调整, 同时可节约电费。

第二, 浓缩池工艺改造后, 冬季运行不再出现池面冻结的现象, 降低了设备故障率, 保证了稳定优良的泥质。

第三, 污泥泵房下坐后, 整体运程流畅, 避免了少泥或无泥的现象, 为泥量的大增提供了良好的设备保障。

第四, 脱水进行优化后, 整体设备的故障率降低约50%, 节约了大量维修费用, 同时提高了带机的利用率, 大大提高了污泥产量。整体污泥产量较以前提高约40%。进药系统优化, 实现了药和泥的初期充分混合, 提高了污泥的性能, 为污泥在带机上的运转提供了可靠的保证。

参考文献

[1]史骏.城市污水污泥处置系统的技术经济分析与评价[J].给排水, 2009, 35 (8) .

[2]张辰, 张善发, 王国华.污泥处理处置技术研究进展[M].北京:化学工业出版社, 2005.

污泥处理工艺的优化 篇2

脉冲电晕放电处理含酚废水的工艺优化

通过对废水水质指标的`综合评判,获得了电极布置方式、放电时间与放电次数的最优化方案:在0～60 min、苯酚初始浓度较高阶段,宜采用正向连接电极方式连续放电;在60～90 min、低浓度区,采用反接电极方式间隔放电.研究还表明,正向连接电极在高浓度区内化学需氧量(COD)的变化速度幅度较大,反接电极在低浓度区内COD降低效果较明显;氢氧化钠的加入可缓解溶液电导率的增加;废水溶液的5天的生化需氧量与化学需氧量之比(BOD5/COD)呈现明显的抛物线变化趋势.

作 者：刘成伦 杨玉玲 LIU Cheng-lun YANG Yu-ling  作者单位：刘成伦,LIU Cheng-lun(重庆大学,化学化工学院,重庆,400044;西南资源开发及环境灾害控制工程教育部重点实验室,重庆,400044)

杨玉玲,YANG Yu-ling(重庆大学,化学化工学院,重庆,400044)

刊 名：压电与声光  ISTIC PKU英文刊名：PIEZOELECTRICS & ACOUSTOOPTICS 年，卷(期)：2006 28(5) 分类号：X703 关键词：电晕放电   含酚废水   电极连接   工艺优化  

渗沥液处理工艺优化研究 篇3

一、室仔前生活垃圾卫生填埋场概况

（一）地理位置

福建省泉州市室仔前生活垃圾卫生填埋场位于泉州市洛江区室仔路与聚星街交叉口西北，地处清源山东麓低山丘陵区，距泉州市区约15公里。

（二）地形地貌

室仔前生活垃圾卫生填埋场库区面积约16万平方，地处一条近似东西向的沟谷，三面环山，为侵蚀地貌，岩石裸露较多，强风化均为粗砂风化土。水文地质条件也较简单，地下水流向与地表水基本一致，大气降水是场地地下水最主要的补给来源。

（三）社会价值

室仔前生活垃圾卫生填埋场是泉州市重点建设项目之一，接纳周边区县如洛江区、鲤城区、丰泽区、经济技术开发区内的居民生活垃圾和部分工业固体废弃物，是中心市区唯一一处居民生活垃圾卫生填埋处理场，承担着处理和消纳泉州市中心市区生活垃圾的任务。该填埋场一期工程1995年开始初步设计，1999年11月正式开工建设，2000年11月投入试运行。二期工程于2005年建成，设计处理生活垃圾规模610吨/日，为泉州市民的正常生活、泉州市的可持续发展发挥了重要作用。

（四）渗沥液处理站

在工程建设的过程中，室仔前生活垃圾卫生填埋场同时配套建设了污水处理设施，2001年12月投入运行。填埋场稳定产生渗沥液240吨/天，生活污水1吨/天，经2万^m调解池调蓄后，由渗沥液污水处理站处理达标，最后通过专用管道排放到泉州市城东污水处理厂。2005年，污水处理站进行了改造，新增部分工程设施，同时优化了部分工艺，改造后的处理能力达到250吨/天，处理后出水达到《生活垃圾填埋场污染物控制标准》GB168891997规定的二级排放要求。

随着填埋场场龄的增加和处理垃圾量的增多，渗沥液进水水量增加，超出原设计容量且水质恶化，在现有处理工艺“生化物化组合+反渗透膜”处理下出水无法满足标准，对填埋场的正常运行造成影响，且库区防渗系统功能衰退，导致场区地下水污染，周边环境恶化，拟采用“预处理+高效生物反应器+两级高效生化反应+化学氧化+BAF”处理工艺。地下水渗沥液除氨采用物理化学法脱氨处理工艺，对该处理站的设施进行改造扩建，以此维持渗沥液处理站的稳定运行。

二、生化物化组合+反渗透膜工艺

（一）工艺简介

渗沥液处理站现采用氧化沟工艺处理渗沥液。该工艺具有耐冲击、操作简单、投资少、维修简单、能耗低等特点，由好氧区、缺氧区和厌氧区三部分组成。

（二）工艺流程

“生化物化组合+反渗透膜”工艺采用生化处理和物化处理相结合的多级处理方案，流程为调节池UASB（上流式厌氧污泥床）- 氮吹脱-沉淀槽-氧化沟-澄清池-接触氧化槽过滤槽

中间水箱RO膜（反渗透膜）-出水。

（三）系统主要处理单元

1.UASB反应器

在UASB反应器中，废水被尽可能均匀地引入底部，然后向上通过包括颗粒污泥或絮状污泥的污泥床，污水与污泥颗粒接触时发生厌氧反应产生沼气促其内部循环，有利于形成和维持颗粒污泥。污泥颗粒上附着一些气体，向反应器顶部上升，撞击三相反应器气体发射器底部，引起附着气泡的污泥絮体脱气。气泡释放后，污泥颗粒沉淀到污泥床表面，具有适合处理高浓度有机废水、剩余污泥产生率低及较高的容积负荷和产气率等特点。

2.混凝沉淀槽

由于垃圾渗沥液成分组成复杂，沉淀槽能去除重金属物质、胶体及悬浮物等物质，为后续污泥处理更好地进水水质，有利于提高系统的处理效率。管道混合器使混凝剂更好地与渗沥液进行混合，提高了混凝效率。沉淀槽分隔出混合沉淀区，使生成的絮体进一步与渗沥液中悬浮颗粒混合生成更大的絮体。

3.氧化沟

该工艺采用一体化氧化沟，将氧化沟和二沉池合为一体，曝气池呈封闭沟渠形。氧化沟的水力停留时间和污泥龄较长，可使溶解性有机物和悬浮有机物得到比较彻底的去除。环形曝气使氧化沟具有推流性，溶解氧的浓度在沿池长方向呈浓度梯度，形成好氧、缺氧和厌氧等不同条件。

4.反渗透膜处理工艺

该工艺采用膜法分离的水处理技术，是自然界中渗透现象的逆过程。主要利用反渗透膜只能允许水分子通过的特性施加压力，使原水通过反渗透膜，从而达到水与其它杂质相分离的目的。反渗透膜属于物理脱盐法，主要用于纯水制造，对进水水质要求高。

（四）系統运行存在的不足

随着填埋场场龄增加、垃圾处理量增多、渗沥液水质恶化，现有的工艺厌氧生化工艺段、氧化沟运行不稳定，处理效率较低，反渗透膜堵塞严重、产水率低，处理后的渗沥液难以达到GB 16889-2008《生活填埋场污染控制标准》规定的排放要求。

三、预处理+高效生物反应器+两级高效生化反应+化学氧化+BAF工艺

（一）新工艺设计条件

1.进水水质分析

根据泉州市室仔前生活垃圾卫生填埋场提供的渗沥液监测数据显示，该填埋场污水主要由渗沥液和被污染的地下水两部分组成。根据相关单位提供的水质水量监测数据可知，现有污水平均水质（下表）。

由（下表）分析可知，渗沥液与被污染的地下水的生化性极差，碳氮比严重失衡，且电导率极高，在选择新工艺时应充分考虑进水水质特点。

2.进水规模确定

根据相关单位提供的水质水量监测数据可知，被污染的地下水近一年内平均产量约为178吨/天。室仔前填埋场渗沥液产量可根据《生活垃圾卫生填埋场技术导则》（RISNTG014-2012）渗沥液产量计算公式Q=I×（C1×A1+C2×A2+C3×A3+C4×A4）/1000计算，结合室仔前填埋场所在山区多年平均逐月降雨量，最后得出设计工艺规模应为渗沥液400m/d，地下水1000m/d。

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（二）综合分析

选择污水处理工艺应充分考虑到废水的特性。综合分析后，室仔前填埋场渗沥液处理站的优化工艺需满足以下要求：

1.水量变化大。这是对任何已经选定规模的水处理工艺的要求，在考虑设备参数时需在设计的水量处理上限上留一定余量，使其能适应一定范围内的水量变化。

2.水质变化大。渗沥液水质随季节变化（主要原因为降雨量）波动幅度较大，且需要考虑渗沥液水质随填埋场场龄的增加而变化的情况。面对渗沥液水质的多变性，需要处理工艺有较好的抗冲击负荷能力。

3.能够处理高氨氮。渗沥液氨氮浓度一般从数百到几千毫克每升不等，而现行标准要求的出水氨氮浓度则较低，故处理工艺对氨氮的去除率需要达到99%以上。

4.能够处理高盐分。随着填埋场运行时间的延长，有机质会逐渐被降解。但在短期内，无机盐、重金属等物质几乎不会被降解而逐渐累积，大多随雨水进入渗沥液，导致渗沥液电导率逐渐升高。所以，处理工艺需要足够的处理高盐分的能力，确保渗沥液处理系统正常运行。

（三）工艺简介

在综合考虑污水水质条件及对方各方案成本收益分析后，最终选择“预处理+高效生物反应器+两级高效生化反应+化学氧化+BAF”工艺。该工艺将生化法和物化法有机结合，发挥各自的工艺优势，可有效去除渗沥液中的污染物。

（四）工艺流程

渗沥液经调节库提升至调节池后再提升到均质池中，在均质地中投加营养盐，调整C/N比例，使其满足生物处理要求，废水流入生化处理段，而被污染的地下水则进入新建调节池，均匀的水质水量由泵提升至二级高效生化池。两级高效生化反应出水后进入一级Fenton池，完成氧化作用后进入二级Fenton沉淀地进行沉淀。

一级Fenton沉淀池出水后进入1#中间水池，由泵提升至一级BAF。BAF包括缺氧段和好氧段，分别完成降解废水中的含碳有机物，硝化废水中的氨氮。经过一级Fenton氧化和一级BAF处理的渗沥液进入二级Fenton氧化和二级BAF进行处理后，污染物浓度进一步降低，出水达标排放。生化部分回流后的剩余污泥及Fenton池中产生的污泥排至污泥浓缩池，经过污泥脱水后外运处理。

（五）系统主要单元

1.预处理

渗沥液属于高浓度有机废水，污染负荷重，C/N比例严重失衡，因此在进入生化系统前需要进行一定调理，使其满足生化处理要求。

2.高效生物反应器+两级高效生化反应

垃圾渗沥液氨氮浓度高，需要进行高效脱氮处理。生化处理段是在沿用传统活性污泥构架的基础上，采用以枯草芽孢杆菌、红菌为优势菌种分解污染物的处理技术，系统由高效生物反应器、高效生物反应池、沉淀池及相应回流系统组成。

需要进行脱氮处理的垃圾渗沥液可在两级高效生化反应的硝化反硝化作用下较好地达到这一目的。两级高效生化处理系统包括缺氧、好氧两部分，有机氮化合物通过氨化菌的氨化作用，进行分解并转化成氨态氮，然后在亚硝化菌的作用下，氨态氮进一步氧化成为亚硝酸盐。在氧气充足的情况下，亚硝化酸盐又被硝化菌氧化成硝酸盐。最后，硝酸盐在反硝化细菌的作用下被还原成氮气后进人大气，从而达到脱氮的目的，其出水进入二沉池进行泥水分离。亚硝化菌和硝化菌能以碳酸盐和二氧化碳等无机碳作为碳源，利用氨氮转化过程中释放的能量作为自身新陈代谢的能源。两级高效生化反应能充分利用原污水中的有机成分作为碳源，可以减少曝气量，从而大大减少运行费用。

3.深度处理系统（化学氧化+BAF）

深度处理系统由化学氧化处理系统和BAF处理系统组成，其设置是为了保障系统达到新的国家排放标准。较长时间生化后的垃圾渗沥液中残留的有机物为极难进行生物降解的溶解性有机物。对于该类有机物，最常用的处理方式是高级氧化（AOP）处理。即在一级Fenton反应池中通过加入H2SO4、H2O2、FeSO4，使垃圾渗沥液在酸性条件下，过氧化氢被二价铁离子催化分解，从而产生反应活性很高的强氧化性物质

羟基自由基，引发和传播自由基链反应，强氧化性物质进攻有机物分子，加快有机物和还原性物质的氧化和分解。当氧化作用完成后，垃圾渗沥液进入一级Fenton沉淀池，通过加入碱、PAM、PAC，调节pH，使整个溶液呈堿性，铁离子在碱性的溶液中形成铁盐絮状沉淀，可将溶液中剩余有机物和重金属吸附沉淀。

（六）工艺处理效果及工艺特性

各处理单元污染物去除率较高，基本符合排放标准。

工艺成熟，处理过程受环境影响因素小，运行稳定；出水稳定且水质好，能够确保达到《生活垃圾填埋污染控制标准》（GB16889-2008）排放标准，且无浓缩液产生；工程造价一般在10-12万元/吨，运行费用约为35-50元/吨，单位投资成本及运行成本较其它工艺节省；耐冲击负荷能力强，出水水质及运行受水质、水量影响较少；处理流程简单，构筑物较少，土建投资低；后期运行及维护方便，已有多个达标排放的工程实例。

四、结语

优化渗沥液处理工艺后可明显改善室仔前生活垃圾卫生填埋场的环境卫生状况，提高居住地生活质量，促进泉州市可持续发展。但是，原有的工艺在后期存在的问题已经对环境造成了一定影响，包括地下水受到轻微污染，弥补这些损失将花费巨大的成本且不一定达到效果。由此启示城市管理部门在设计污水处理设施时一定要充分考虑城市发展过程中废水垃圾量的变化，留足余量；重视完善工程后期的观察方案，以确保出现或发现问题前，能够对工程扩建和工艺进行优化。

（责任编辑：李静敏）

事故氯处理装置的工艺优化 篇4

1 我国采用的优化氯气处理基本工艺

我国是一个氯碱生产工业大国, 氯碱工业的发展历史已经有将近一百年之久, 年产量位列世界首位, 经过我国氯碱工业的科研人员长时间的不懈努力, 另外还还由于近年来引进国外先进的氯碱技术, 使我国的氯碱生产水平又上升了一个档次。通过对国内氯碱生产企业进行相应调查可知, 我国现采用的氯碱优化处理工艺大体有以下几点:

1) 将湿氯气进行冷却。首先通过电解方式, 将得到的高温的湿氯气先通过氯水处理装置来进行绿水的洗涤和冷却, 将其中的杂质排除, 之后将湿氯气一次排放到一级钛管和二级钛管中进行冷却, 待冷却完成后, 湿氯气中的水蒸气已经被全面的冷却, 并将其转换成氯水, 之后将其排放到氯水洗涤装置中进行循环利用, 并将刚刚经过冷却得氯水通过水除雾器中进行干燥;

2) 氯气的干燥。在进行氯气的干燥工作中, 可将上述水除雾器中排出的氯气放进一段干燥装置与二段干燥装置中, 进行充分的干燥, 其中, 所需要干燥的氯气要与浓硫酸进行对流, 以保证其中剩余的水蒸气被充分吸收, 处理完成后还要通过硫酸处理器将对流过程中所携带的硫酸进行处理, 随后将处理过的氯气进行加压, 并送往相关的使用用户或相应的装置中进行进一步的生产;

3) 将氯气进行液化处理。将干燥完成后的氯气进入相应的液化集中进行直接处理, 将液化完成后的氯碱注入到相应的贮存装置中, 做好包装就可出售。

2 事故率处理装置的基本优化措施

1) 改造后的装置中, 改变了传统的吸收塔伴热换装之中的只有烧碱循环冷却水的状况, 线性改造后的装置中, 可以将水板换热装置中又增加了新的冷冻水装置, 以备与应急使用, 当出现减水循环早中冷却水温度过高时, 可以快速的进行冷却水切换措施, 从而有效的降低碱液温度, 有效地保证了生产过程中的安全性;

2) 将改造前的循环槽顶管线改装成先进的排气管道, 从而使氯酸钠在进行分解时无法将气体有效派出所造成的压力过高现象得到有效解决。从而有效地保障了企业的正常生产;

3) 在进行废弃氯处理过程中, 将分配台上的输送管道增加一条线路, 并将这条管道直接插放到环槽装置底侧, 从而使氯酸钠无法单独生产的问题得到有效解决, 其中具体操作要求主要有:循环碱装置中碱的质量分数要低于2%, 另外还要将需要加工循环碱装置上的氯气阀门打开, 同时将氯气输送管道阀门关闭。在控制是操作的人员要对事故氯输送阀门打开。湿氯气通过新添加的管道有效地排出, 从而使减浓度降低。从而实现了产品的循环使用, 还能有效的见浓度控制在允许范围之内;

4) 再见酸钠出口位置多安置一条管线。这条管线可直接通往氯酸钠成品槽与碱液循环装置, 使成品槽中的次氯酸钠可以实现回收利用, 从而有效的避免了由于次氯酸钠存放过久而分解现象的出现, 这样一来可以有效地保障了产品质量处于合格条件。

3 通过对事故率处理装置进行工艺优化后所产生的经济效益

在我国氯碱工业运行中, 通过对事故率处理装置进行有效的优化后, 可以为企业的经济效益增长提供有力的条件, 本文以沈阳石蜡化工有限公司为例, 经过进行工艺优化后, 可在多方面提高企业的经济效益, 具体如下:

1) 电能节约带来的经济效益。在对新生产工艺进行充分利用后, 可以使纳氏泵的工作效率得到有效提高, 在原来改造前需要4台纳氏泵运转才能完成的生产任务, 经过改造后只需要1台运转即可, 这样可以使3台功率为130k W的纳氏泵停止运转, 节约了大量的电能, 从而降低了企业电能开支, 经过粗略的计算, 每年可节约的电能费用可高达100余万元;

2) 氯气损失量减少所得到的经济效益。通过将装置进行优化后, 可以实现绿水的循环利用, 这样可以有效的降低氯水的流失, 经有关测算数据显示, 平均每年在这一方面节约的费用可高达120万元左右;

3) 产品质量的提高所带来的效益。由于进行相应的优化改造, 可以保证干燥后的氯气含水质量保持在2%以下, 不但保证设备的使用寿命得到相对延长, 还可以使生产技术水平的大有效提高, 从而提高了生产效率和产品质量, 提高了企业的社会效益, 从而销量也会得到有效改善。因此可以为企业间接的带来可观的经济效益。

4 结论

总而言之, 在我国的氯碱工业生产过程中, 对事故件的处理装置实施有效优化, 不但可以是企业的安全生产与经济效益得到有效保障, 还能在很大程度上是我国的氯碱生产技术水平得到进一步的提高。通过实践证明, 经过对事故氯处理装置进行优化后, 已经取得了良好的成绩, 既提高了氯碱的生产技术水平, 有提高了企业在市场中的竞争力, 优化是一项既漫长而又兼具的系统性工程, 因此, 需要广大科研人员与工作人员在今后的工作中对事故件氯理装置进行更深一步的研究与创新, 从而开发出更高效率的事故率除氯装置。

参考文献

[1]韩志飞.事故氯处理装置的改造[J].中小企业管理与科技 (上旬刊) , 2009 (4) .

[2]袁湘淇, 余万林.事故氯处理装置的工艺优化[J].氯碱工业, 2010 (11) .

[3]黄华元.关于烧碱厂废氯气回收工艺的探讨[J].甘肃环境研究与检测, 2002 (15) .

[4]杨履思.氯气事故处理装置技术改造[J].氯碱工业, 2008 (11) .

污泥处理工艺的优化 篇5

高级芬顿反应处理染料废水的影响因素及工艺条件优化

通过实验分析高级芬顿体系处理染料废水的影响因素,并获得优化的工艺条件.结果表明各种因素对评价指标的影响顺序不同,但过氧化氢的影响始终是最大的.对COD去除的`优化工艺为:H2O2浓度为300 mg/L,Fe2+浓度20 mg/L,H2C2O4浓度为15 mg/L,pH为3.0,时间为40 min.对TOC去除的优化工艺为:H2O2浓度为300 mg/L,Fe2+浓度20 mg/L,H2C2O4浓度为20 mg/L,pH为3.0,时间为60 min.在优化的工艺条件下能有效的降解3种染料,降解速率顺序为GR>X3-B>KN-R.处理后的废水COD去除率可达到80%,TOC去除率达到70%.

作 者：丁巍 董晓丽 张秀芳 张新欣 陈E DING Wei DONG Xiao-li ZHANG Xiu-fang ZHANG Xin-xin CHEN Di 作者单位：大连轻工业学院,化工与材料学院,辽宁,大连,116034刊 名：大连轻工业学院学报 ISTIC PKU英文刊名：JOURNAL OF DALIAN INSTITUTE OF LIGHT INDUSTRY年，卷(期)：24(3)分类号：X788关键词：高级芬顿体系 染料废水处理 化学需氧量(COD) 总有机碳(TOC)

污泥处理工艺的优化 篇6

关键词凝结水精处理高混;工艺分析;优化

中图分类号 TK223.512文献标识码A文章编号1673-9671-(2010)041-0120-02

发电机组由于其参数、容量、炉型和水处理技术的不同以及热力设备的材质及加工工艺存在的差异,故每个机组的凝结水精处理系统也有所不同。

本文主要讨论的是凝结水精处理采用“凝结水→混床”的系统配置,“阴再生塔+阳再生塔+混杂树脂贮存塔”的体外再生工艺系统。针对日常运行中经常出现的混床运行周期短、混床内各套树脂量偏差大、出水指标Fe不合格、树脂交叉污染等现象进行原因分析和运行调整,来解决在运行操作和再生工艺的环节中出现的问题,以保证凝结水精处理高混处于良好的运行状况,提供合格的水汽品质。

1系统介绍

1.1系统设置

某2×320MW机组的电厂,其凝结水精处理系统为中压凝结水处理系统,配置为每台机设置一套精处理装置,两台机共用一套再生装置。每套精处理装置出力按760t/h设计,配置2台高混(母管制、氢型,未设备用混床),每台高混的设计出力为380-456t/h。设置再循环泵一台,保护旁路和运行旁路各一套。高混设备的直径为2200mm,树脂层高度为阳:阴=400:600,设计运行周期为7-8天,树脂牌号为Amberjet,1500H/4400cl超凝胶均粒树脂,两台机共有5套树脂,4套运行,1套备用。设计运行周期是根据设计出力计算的,根据现场实际由于凝泵是变频运行,根据负荷不同运行流量平均约在200-260t/h,故相应运行周期约为13-16天。

1.2系统运行方式

机组正常运行期间两台精处理高混同时运行,当一台高混失效后,将运行旁路打开,停运失效高混。将失效高混内树脂导入体外再生系统的阳再生塔,将阴再生塔中再生好的树脂导入失效高混,将失效高混投入运行,同时关闭运行旁路。对于阳再生塔中的失效树脂分别进行树脂擦洗、混脂塔树脂送阳塔、阳塔树脂反洗分层等再生操作步骤,将其正洗合格后贮存在阴再生塔中备用。再生系统单元示意图见图1。

1.3高混运行控制指标(见表1)

2存在问题及解决方法

1)在日常运行中由于运行人员在进行树脂输送操作时存在差异,树脂的输送不够彻底,经过几个周期后发现五套树脂的平衡发生较大变化,阴阳树脂的比例失调。针对于这种现象,在现场采取了以下措施:①将失效高混输送树脂的操作由原来一遍调整为两遍,并增加气送树脂的步骤,使设备内部形成搅动将残留在设备内部死角区域树脂输送彻底。为保证每套树脂的平衡,对不匹配的树脂进行树脂添加调整,并在进行阳再生塔内树脂分离转移树脂时,将阳再生塔中混脂层的位置和阴、阳树脂层的界面以观察孔的螺母位置作为确定标记。根据每套树脂的设计高度和阴阳树脂比,失效树脂导入阳再生塔后的树脂层界面应该在中视孔中部第3和第4螺母之间;每套树脂在阳塔中反洗分层后阳树脂界面应位于下视孔上部第2和第3螺母之间;当运行操作人员发现树脂量不够时,在进行反洗分层后根据树脂界面情况确定缺少的树脂类型然后根据需要添加相应的树脂。阳塔的阴树脂出脂口位于阳塔观察孔下部第4和第5螺母之间,如果高于这个界面在进行阴树脂转移时将会将混脂带入阴再生塔造成树脂交叉污染,此时应先将混脂抽出一部分使阴树脂和混脂界面在以上范圍时方可进行阴树脂的转移。阳塔的混树脂出脂口位于阳塔下视孔中部第3和第4螺母之间,如果低于这个界面将会导致混脂没有全部移除而混入阳树脂中造成树脂交叉污染,此时应通过添加阳树脂的方式将界面调整至以上范围后方可进行混脂的转移。树脂界面确定的示意图见图2。

②在进行反洗分层操作时,为了避免反洗流量大造成跑树脂,在阳再生塔的每个排水管上都加了包网。这样就可以通过适当的加大反洗流量使树脂能够得到充分的膨胀,也能进一步将残留在树脂内的杂物排出。另一方面为了达到较好的分层效果,对反洗的流速进行调整,将原来的单一流速20t/h反洗15min,更改为使用变动流速20t/h反洗5min、15t/h反洗10min、10t/h反洗5min的调整,使反洗后的树脂能够平稳的沉降,使分离界面更加清晰,混脂层少。

2)针对运行周期短、周期制水量少,出水指标Fe时常不合格的现象对再生剂用量、再生剂质量进行了调整:①首先对再生剂质量进行检查,分别采取每季度对盐酸和液碱进行全分析检测,同时对于液碱的验收增加了Cl-和CO32-的检测项目。碱中杂质含量对树脂的再生深度影响很大,故选择采用高质量的离子膜液碱,以减少Cl-的漏过量。在保证氢氧化钠的含量(以NaOH计)满足30-35%的条件时,要求碳酸钠(以Na2CO3计)和氯化钠(以NaCl计)的含量分别为≤0.06%和≤0.005%。②在再生剂的用量方面为了提高树脂的再生度,在调整期间将再生时再生剂的用量调整为正常再生剂量的1.2倍进行深度再生。通过三个月调整期,高混运行的周期和出水指标都有所好转。从数据统计结果来看,调整后#1、2机组出水Fe含量指标的合格率分别由0%/0%提高至80%/70%,有了明显提高。高混运行的周期也发生了明显变化,调整后运行周期较调整前平均每套多运行5.1天,即多制水约2万多吨。调整前后具体对比数据见表2。

3结语

炼油废水污泥脱水工艺条件的优化 篇7

关键词：炼油废水污泥,化学除油降黏,污泥调理,离心,脱水,优化

炼油废水污泥是指炼油厂污水处理过程中产生的油、水、渣的混合物,主要来自隔油池底泥、浮选池浮渣及剩余活性污泥等(简称“三泥”)。该污泥有机污染物成分复杂,含水率高,可形成非常稳定的乳化体系［1］,导致污泥脱水处理难度增大。

对污泥进行脱水处理,可使污泥体积明显减小,实现污泥的减量化,并可大幅降低后续处理成本。因此,脱水处理是污泥处理的关键环节。污泥中的某些组分(如沥青质、胶质等)在脱水过程中可能发生性变或与沙土黏附,导致密度减小、污泥比阻(SRF)增大或离心效果变差,使污泥脱水困难增大;又因含有酰胺基、羟基、羧基等基团的有机物中,氢键吸附水含量较高,且难于去除,也可导致污泥脱水困难增大。实际生产中,污泥脱水处理后,得到的泥饼的含水率约为85.0%(w),有时高达90.0%(w)。目前,国内炼油废水污泥处理系统普遍存在污泥脱水效果差、泥饼的含水率高等问题。

本工作采用化学除油降黏—污泥调理—离心脱水工艺处理炼油废水污泥,拟开发出高效的炼油废水污泥脱水工艺。

1 实验部分

1.1 材料、试剂和仪器

污泥取自西北某炼油厂废水处理系统,分别为隔油池后一级气浮池浮渣(A)、二级气浮池浮渣(B)和曝气池后剩余活性污泥浮渣(C)。实验用污泥按V(A)∶V(B)∶V(C)=8∶1∶1混合,混合污泥的性质见表1。

FeSO4、H2O2(30%(w))、H2SO4、CaO(白色粉末,65%(w)):工业级。

JDS-105U型红外分光测油仪:吉林市北光分析仪器厂;KYKY1000B型扫描电子显微镜:北京中科科仪股份有限公司;SRF测定装置:巩义市英峪予华仪器厂;TDL-40B型低速离心机:上海安亭科学仪器厂;PB-10酸度计:赛多利思科学仪器(北京)有限公司。

1.2 实验方法

1.2.1 化学除油降黏实验

取一定量污泥于烧杯中,用浓度为6.13 mol/L的H2SO4溶液调节pH,置于恒温水浴中,加入浓度为0.63 mol/L的FeSO4溶液,搅拌均匀后再加入一定量H2O2,控制反应时间,反应完成后,撇去上层浮油,剩余的泥水混合液进一步进行调理及离心脱水。

1.2.2 污泥调理—离心脱水实验

取剩余的泥水混合液,加入CaO粉末,搅拌均匀后,测定SRF。污泥调理后,当分离因数为1 558时离心脱水5 min,测定泥饼的含水率和含油率。

1.3 分析测试方法

采用蒸馏法测定污泥的含水率［2］;采用红外分光光度法测定含油率;采用布氏漏斗抽滤法测定SRF［3］;采用SEM技术观察污泥的形态［4］。

2 结果与讨论

2.1 化学除油降黏反应条件对污泥脱水性能的影响

2.1.1 体系pH对污泥脱水性能的影响

当反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、反应时间60 min、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、CaO加入量7.0g/L时,体系pH对污泥脱水性能的影响见图1。由图1可见:当pH= 4~7时,随pH的减小,泥饼的含水率和SRF快速减小;当pH=1~4时,泥饼的含水率和SRF变化不大。理论上,Fenton试剂氧化反应的最佳pH范围为2~4［5］,与实验所得结果基本一致。当pH较低时,不利于Fe3+转化为Fe2+;而pH较高时,Fe2+不稳定,易转化形成Fe3+,继而形成Fe(OH)3沉淀,降低了Fenton试剂氧化反应的氧化能力。刘宏伟等［6］研究发现,H2SO4是一种强电解质,起电中和作用,压缩双电层,从而影响污泥中胶粒的Zeta电位,破坏污泥的凝胶结构,增强流动性,进而改善污泥的脱水效果; 同时,H2SO4中的H+起到一定的封端作用,污泥自乳化作用消失,导致油水分离。从经济成本和设备腐蚀方面考虑,选择体系pH=4较适宜。

2.1.2 反应时间对污泥脱水性能的影响

Fenton试剂氧化反应破坏了污泥细胞结构,使污泥的内部水快速释放。当体系pH=4、反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、m(H2O2)∶m(Fe2+)= 4、CaO加入量7.0 g/L时,反应时间对污泥脱水性能的影响见图2。由图2可见:当反应时间为0~60 min时,泥饼的含水率和SRF快速减小;当反应时间为60~120 min时,泥饼的含水率和SRF变化幅度不大。这是由于反应时间过短,对污泥结构破坏的不够彻底,内部水不能有效释放;反应时间过长,内部水释放量没有明显增加［7］。综合考虑,选择反应时间60 min较适宜。

2.1.3 H2O2加入量对污泥脱水性能的影响

当体系pH=4、反应温度35 ℃、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、反应时间60 min、CaO加入量7.0 g/L时,H2O2加入量对污泥脱水性能的影响见图3。由图3可见:当H2O2加入量0~2 g/L时,随H2O2加入量的增加,泥饼的含水率和SRF快速减小;当H2O2加入量2~4 g/L时,泥饼的含水率和SRF变化幅度很小。这是由于在Fenton试剂氧化反应中, H2O2加入量增大,增加了溶液中·OH的数量,导致氧化性增强;当H2O2加入量过多时,更多的·OH将Fe2+氧化成Fe3+,从而降低了Fenton试剂氧化反应的氧化能力［8］。综合考虑脱水效果和经济成本,选择H2O2加入量2 g/L较适宜。

2.1.4 m(H2O2)∶m(Fe2+)对污泥脱水性能的影响

Fe2+作为Fenton试剂氧化反应体系中的催化剂,同时又是一种良好的污泥絮凝剂。另外,由于污泥中含有过量的阳离子聚丙烯酰胺(CPAM),Fe2+在污泥中溶解氧的作用下,发生自由基反应,导致CPAM骨架断裂,被分解为类似单体的短链聚合物,使黏损率增大,黏度降低［9］。当体系pH=4、反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、反应时间60min、CaO加入量7.0 g/L时,m(H2O2)∶m(Fe2+)对污泥脱水性能的影响见图4。由图4可见:当m(H2O2)∶m(Fe2+)=4~10时,随m(H2O2)∶m(Fe2+)的减小,泥饼的含水率和SRF减小;而m(H2O2)∶m(Fe2+)= 0~4时,泥饼的含水率和SRF变化幅度不大。这是由于Fe2+加入量较小时,产生的·OH也必然较少,从而影响Fenton试剂氧化反应的氧化效果;Fe2+加入量过大时,过量的Fe2+还原H2O2的同时自身氧化成Fe3+,消耗系统中可供氧化的有效H2O2量,同样会降低Fenton试剂氧化体系的氧化能力［10］。从经济成本和脱水效果方面综合考虑,选择m(H2O2)∶m(Fe2+)=4较适宜。

2.1.5 反应温度对污泥脱水性能的影响

加热本身就是一种很好的污泥脱水调理方法,同时,温度升高可增强Fenton试剂氧化反应破解胞外聚合物的能力。当体系pH=4、H2O2加入量2 g/L、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、反应时间60 min、CaO加入量7.0 g/L时,反应温度对污泥脱水性能的影响见图5。由图5可见:当反应温度0~65 ℃时,随反应温度的升高,泥饼的含水率和SRF逐渐减小;当反应温度65~90 ℃时,泥饼的含水率和SRF变化幅度不大。这是因为在一定温度范围内,升高温度有利于Fenton试剂氧化反应的进行,导致污泥的脱水性能有效提高;但温度过高将使H2O2快速分解,影响Fenton试剂氧化反应的氧化能力［11］。综合考虑,选择反应温度35 ℃较适宜。

2.2 污泥调理—离心脱水条件对污泥脱水性能的影响

CaO可改变污泥细胞的通透性［12］并破坏污泥胶体颗粒的稳定性。同时,CaO作为助凝剂,在污泥中形成了多孔网格状骨架,增强了絮体的强度,改善了污泥的可压缩性和脱水性［13］;CaO回调pH过程中与硫酸反应,生成了硫酸钙,增大了污泥的密度,提高了污泥的沉淀性能。当体系pH=4、反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、反应时间60 min时,CaO加入量对污泥脱水性能的影响见图6。由图6可见,当CaO加入量4.0~7.0 g/L时,泥饼的含水率和SRF变化不大;当CaO加入量7.0~10.0 g/L时,随CaO加入量的增加,泥饼的含水率和SRF快速增大。因此,选择CaO加入量7.0 g/L较适宜。

2.3 综合实验

当体系pH=4、反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、反应时间60 min、CaO加入量7.0 g/L时,炼油废水污泥的脱水效果见表2。由表2可见,在优化条件下,炼油废水污泥经化学除油降黏—污泥调理—离心脱水工艺处理后,泥饼的含水率(w)为70.0%~75.0%,含油率小于2%;SRF约为3.0×107s2/g。

2.4 污泥的形态变化

炼油废水污泥原样(a)及在优化条件下经化学除油降黏—污泥调理—离心脱水工艺处理的试样(b)的SEM照片见图7。由图7可见,污泥原样颗粒结构致密、结实,分布较为分散;经化学除油降黏—污泥调质后,污泥颗粒结构疏松,形成透水性更好的多孔网格状骨架结构,从而改善了污泥的可压缩性和脱水性。

3 结论

a)当体系pH= 4、反应温度35 ℃、H2O2加入量2 g/L、m(H2O2)∶m(Fe2+)=4、反应时间60min、CaO加入量7.0 g/L、分离因数1 558、离心脱水时间5 min时,炼油废水污泥经化学除油降黏—污泥调理—离心脱水工艺处理效果好,脱水速率快,得到的泥饼的含水率(w)为70.0%~75.0%,含油率小于2%(w);SRF在3.0×107s2/g左右。

污泥处理工艺的优化 篇8

1 原油脱水工艺原理

原油脱水处理工艺其实是原油受原油破乳剂的化学作用而致使油水界面膜的平衡稳定受到破坏, 释放出膜内包覆的水, 进而推动状态上的油水分离, 并基于油水密度的不同而发生的重力作用在沉降罐内自然沉降以达到最终的油水分离目的。本文就是在此原理基础上对原油脱水处理工艺进行优化试验, 并对试验结果进行分析和讨论。

2 优化试验的执行标准与实验油样

S Y/T 528l一2000<原油破乳剂使用性能检测方法>为热化沉降试验与破乳剂筛选的执行标准, 而SY/T 7549-2000<原油粘温曲线的确定 (旋转粘度计法) >则为原油粘温曲线测定的依据标准。实验采用的仪器为H a a k e R S300流变仪, 而试验原油油样则为胜利油田垦东12区块的新鲜混合原油, 在短时间内的自然沉降后分出的乳化油与游离水则分别为水包油与油包水型试验的试验介质。

垦东12区块原油具有胶质含量高且密度大、粘度高的特点, 而其粘度会随着温度变化而变化, 即是说, 垦东12区块原油的粘度受温度影响较大, 属稠油。

3 试验过程与结果分析

此次优化实验主要包括两个方面, 即乳化油的油水反相点试验及破乳剂的性能评价试验。

3.1 乳化油的油水反相点试验

含水稠油的油水反相点很大程度上影响着集输管线压降, 低含水量的乳化油油包水体系在向含水量超过极限值的水包油体系转变时的含水量即为乳化反相点, 过反相点的乳化油粘度大大降低, 减小了原油集输系统的运行压力, 这就是此项试验的必要性。

要配制乳化油, 首先要以油样混合油的质量比称取水量和原油量, 并在50℃恒温下持续预热30分钟, 然后将其放入HT-2型高速混调器均匀搅拌, 完成乳化油的配制。而用配制好的乳化油进行试验, 则发现该区块含水稠油的粘度在含水率增高时随之增大, 并在含水率为76%时达到最大粘度, 而乳化油在含水率超过76%时转变为油水共存体系, 原油粘度降低而水则为连续相, 也就是说, 该区块稠油的含水反相点为76%。

3.2 破乳剂的性能评价试验

破乳剂性能评价试验方法:将80毫升的乳化油装入100毫升容量的磨口量筒并放入恒温水浴内预热, 15分钟后加入适当液状破乳剂并振摇后再次放入恒温水浴, 对不同时间的脱水体积、油水界面、原油粘壁状况以及脱出水色等进行实时地观察记录, 然后由记录数据计算出原油含水量。

(1) 原油破乳剂筛选。温度为80℃时, 在试验用混合油中投加剂量为每升100毫克与每升200毫克的准备好的1#破乳剂、2#破乳剂与在用破乳剂。根据原油含水率在不同沉降时间时的对比中发现, 亲油亲水性较好的为2#破乳剂, 其在加入混合油后, 分子分散开来并扩散至整个油水界面, 置换出油水界面膜上的分散天然乳化剂并形成界面膜, 而油中的水聚结成大水滴并因为油水密度差异而在重力作用下自然沉降破乳。综述, 较之于1#破乳剂与在用破乳剂, 2#破乳剂因其脱水率、脱水速度以及脱水效果等方面的优势使其成为最佳原油破乳剂。

(2) 热化学脱水试验。在温度分别为60℃、65℃、70℃、75℃以及80℃的条件下进行静态的热化学脱水试验, 分别对含水量为70%、60%、50%以及40%的乳化油投加2#破乳剂, 剂量为80 mg/L、100 mg/L以及200m g/L。通过投加200m g/L的2#破乳剂至含水40%的乳化油中的热化学脱水实验与沉降效果可知, 含水率为40%的乳化油中含有亲油性活性物质, 如胶质与沥青质等, 且由较强的界面稳定性。投加剂量为200mg/L的2#破乳剂至原油, 并经过24小时的80℃下热沉降, 原油的含水率并未达到标准要求, 仅为4.6%。而投加200mg/L的2#破乳剂至70%的含水乳化油中的热化学脱水试验与沉降效果表明, 油水界面膜上分散的天然乳化剂会随乳化油含水率的增大而相对减少, 同时也减弱了界面膜的稳定性, 并且70%的含水乳化油受温度影响较大, 投加100mg/L的2#破乳剂并在70℃条件下进行超过6小时的热沉降, 则原油含水率可达到标准要求。

4 优化试验结论

根据试验结果可得出以下结论:

(1) 76%为该试验区块的原油油水转相点, 而集输油含水在40%至70%之间时, 不加剂乳化油具有较强的稳定性, 而汗水在76%至80%之间时, 原油集输系统在安全运行的前提下容易脱水, 还不会有太重的脱水处理负担。

(2) 为使原油含水量达标, 对于含水70%的集输油, 乳化油加剂量最宜为每升100毫升, 脱水温度控制在70℃到75℃之间, 热沉降时间应超过6小时。而40%至60%的含水油, 乳化油加剂量最佳应保持在每升150至200毫克内, 脱水温度80℃为最佳, 而热忱将时间则应超过24小时。

5 结语

总而言之, 原油脱水处理在原油集输方面发挥着很大作用, 为有效提高原油集输系统的运行效率, 对原油脱水处理工艺的研究是相当必要而有意义的, 尤其是在现有技术基础上对脱水工艺进行优化改进, 这是值得原油集输系统研究领域深入分析和探讨的课题, 为提高原油集输效率提供有力可靠的基础保障。

参考文献

[1]邱正阳, 肖鹏, 邱奎.新疆油田原油常温集输脱水技术[J].油气田地面工程, 2010 (6) [1]邱正阳, 肖鹏, 邱奎.新疆油田原油常温集输脱水技术[J].油气田地面工程, 2010 (6)

[2]李志国, 丁涌, 左毅, 王安平, 蒋其斌.稀油处理站低温高效脱水技术[J].油气田地面工程, 2011 (12) [2]李志国, 丁涌, 左毅, 王安平, 蒋其斌.稀油处理站低温高效脱水技术[J].油气田地面工程, 2011 (12)

酸性水处理工艺优化 篇9

电石渣的主要成分是Ca(OH)2,还含有CaS、Ca3P2等杂质,其中CaS、Ca3P2、H2S、H3P、C2H2为有害杂质。电石渣有刺鼻的气味,颜色灰暗[1],其粒度微细,平均粒度17.34微米,与酸水中和后粒度12.65微米,主要成分为硫酸钙。电石渣含水量大于50%时,其形态呈厚浆状,贮存运输困难,给使用带来不便。

1 工艺现状和存在问题

1.1 改进前的工艺

改进前的处理工艺见图1。

电石渣固体经过加水溶解、一次搅拌、两次沉淀,清液与酸性水在ø1.5×1.5 m搅拌桶中混合中和后,自流进入沉淀池,上部澄清水流出作为循环水使用。沉淀池堆满后的沉积渣泥用流量160 m3/h、功率15kW的浮筒泵输送到泵池,再用流量141m3/h、功率37 kW的离心式渣浆泵,输送到选矿厂6#大井浓缩,底流输送到高位料槽和选矿尾矿混合,通过SGMB140/7隔膜泵输送到尾矿库堆存。据测定,酸水中含矿尘965 mg/m3。矿尘多元素及物相分析见表1、表2。

%

%

由图1、图2可以看出,矿尘中主要含有铁、硫、氧化钙,品位分别为31.69%、10.09%、8.99%,物相分析表明铁矿物主要是磁铁矿,其次是菱铁矿和赤铁矿。

1.2 存在问题

1.2.1 工艺复杂,中间环节多

中和后的污水需要两个容积6 000 m3的沉淀池轮流沉降。污水在沉淀池中自然沉降,冲洗输送进入6#大井浓缩,再输送到高位料浆槽。一般需要经过两次沉降、一次浓缩、两次输送。

1.2.2 输送效率低

由于矿浆粘稠,清理难度大,采用浮筒泵漂在上表面,需要连续补加大量高压水,才能使渣泥松散,因此泵的吸入和输出效率较低。

1.2.3 泡沫不易消除

污水输出量不均衡,瞬间流量大,进入尾矿浓缩池后,在大井溢流面产生大量不易消除的泡沫,影响循环水质量。

1.2.4 增加维修费用

由于矿浆粘度大、流动性差,在管道内的阻力增大,导致浆体流速降低,泵运行时间增加。在运行频率为50 Hz时,运行电流以及泵、管道的输送压力大幅度提高,电流由400 A升高到600 A;输送压力由3.8~4.0 MPa升高至6.0 MPa。长时间在高电流、高压力下运行,经常引起液压系统、大隔膜、单向阀等故障,设备检修成本增加。

1.2.5 劳动强度大

清理池中渣泥需要用高压水冲击使其松散,作业时间长,现场有刺鼻难闻的异味和溅起的水尘雾,工作环境差。

2 渣泥沉降过滤试验

为了探索处理方案,科研人员开展了过滤和沉降实验。采用ZPG型盘式真空过滤机,给矿浓度为40%,在过滤周期为2 min时,在滤布上形成约6~8cm厚的滤饼层,由于滤饼的吸附性大,吸在滤布上,不易卸净。在真空度0.06 MPa时,滤饼水分54.16%,含水量大,成团状,不能满足运输要求。

沉降试验表明,明矾、FeCl3、CaCl2等无机絮凝剂没有絮凝效果;分子量800万的阴离子型聚丙烯酰胺絮凝效果明显。初始浓度为5%时,不加药时的沉降速度为56 mm/min、药剂为52 g/t时沉降速度为157 mm/min,速度提高1.8倍。温度为6℃时,需要15 h压缩,浓度可达到35%;温度为28℃时,需要8 h压缩,浓度可达到35%。

综合考虑,污水不进入6#普通浓缩机,改为直接进入选矿厂现有的ø25 m高压深锥浓缩机,采用加絮凝剂加快沉降的方式,可以提高沉降速度和输出浓度。

3 改进方案

3.1 可行性分析

因为ø50 m普通浓缩机深度浅、占地面积大,浓缩面积1 964 m2,深度只有4.5 m;而ø25 m高压深锥浓缩机适合处理细粒和微细粒物料。浓缩面积490 m2,深度达到12 m。应用的关键技术有低阻力的耙子、低转速大扭矩传动系统、破坏絮凝体受力平衡的搅拌机构、给矿的流体动力学自动稀释技术、絮凝剂瞬间混合及加速沉降的流体动力学控制技术等。物料给入浓密机顶部桥架上的给料箱,通过料箱给入浓密机的给料井,与高分子絮凝剂混合发生絮凝,形成絮状的凝聚物而迅速沉降,絮凝后的物料在重力作用下在浓密机内沉降。

高压浓密机的筒体较高,浓密机内的泥线也较高,矿浆进入高压浓密机后,沉降过程在很短时间内完成。而要达到极高的底流浓度,需要的压缩时间较长。矿浆在浓密机内的浓度分布情况为沉降区较小,压缩区较大。高压浓密机工作时,浓密机底部储存有大量的高浓度矿浆,高浓度矿浆中的水逐步挤出,从而达到设计要求的底流浓度。

3.2 设计参数

给矿浓度15%时,给入流量为500 m3/h,获得底流浓度为48%、流量117 m3/h、干矿量75 t/h,浓缩效率达到3.67 t/m2·天,而普通浓缩机底流浓度只有30%左右,浓缩效率只有0.46 t/m2·天。

现有两台ø25m高压深锥浓缩机运行,2011年处理尾矿量142 t/h,平均每台71 t/h,絮凝剂添加量44 g/t,中和水中含固体12 000 t,1.46 t/h,进入准ø25m浓缩机后负荷达到73.46 t/h,未超出设备负荷。

3.3 改进方案

改进后的工艺见图2。

酸性水中和后,用泵直接输送到ø25 m高压浓密机,浓缩后底流输送到高位料浆槽,经过一次沉降、一次浓缩、一次输送。当ø25 m高压浓密机故障或停车时,现有沉淀池作为备用,储存中和水。制定中和工艺参数:中和后水须达到pH=7~9;及时清理大颗粒渣,以免进入浓缩池中影响趴架运转;电石渣清液加入量要控制,确保流量均衡。

3.4 运行成本比较

3.4.1 改进前的运行成本

两个化工污水池每月需要冲洗清理一次,全年需要补水15万m3,输送体积15.48万m3,流量100m3/h,需开动1 548 h,全年耗电为1 548×52×0.85=68 421 kW·h。污水进入6#大井浓缩后输送到高位料浆槽,浓缩到浓度为25%,体积为4.08万m3,6#大井底流泵需要开动314 h,全年耗电314×55×0.85=14 680 kW·h,合计耗电83 101 kW·h,按电价为每kW·h/0.66元计,电费4.3万元;按水价为0.5元/m3计,消耗水15万m3,则水费为7.5万元;水电费合计12.98万元。消耗水管、泵叶轮等材料费5万元,人工费3人×1 548×25=11.6万元,则年总成本为24.58万元。

3.4.2 改进后的运行成本

中和后浓度2.52%,体积86万m3,运行8 200h,耗电8 200×15×0.85=104 550 kW·h;污水进入ø25 m大井浓缩后输送到高位料浆槽,浓缩到浓度为35%,体积为2.68万m3,底流泵需要开动206 h,耗电206×55×0.85=9 630 kW·h;合计耗电114 180kW·h,电费7.5万元;消耗泵叶轮等材料费5万元,总成本12.5万元。年节约成本24.58-12.5=12.08万元。

4 结论

(1)中和后的酸水工艺改为一次沉降、一次浓缩、一次输送,改进后生产顺行,工艺简化,大大降低了岗位劳动强度,改善了工作环境。

(2)中和后的渣水能够随时输送,均匀填加,不需储存,减轻了对隔膜泵的运行影响,缓解了集中大量输送引起的浓度降低问题。

(3)充分利用ø25m高压浓密机和药剂絮凝,加快矿尘沉降,有利于隔膜泵的稳定运行。

(4)节约用水,经济效益明显。

建议开展矿尘选矿试验,探索回收铁硫等有用矿物,以提高资源利用率,进一步降低排放量。

摘要：针对梅山化工酸性水处理现状,分析了存在的问题,开展了电石渣过滤试验,提出了一次沉降、一次浓缩、一次输送新工艺,并与选矿尾矿一起经过准25 m高压浓缩。实施结果表明:新工艺改善了环境,简化了工艺,生产顺畅,产生了较好的经济效益。

关键词：酸性水,电石渣,高压浓缩

参考文献

污泥处理工艺的优化 篇10

在糖精的生产过程中添加的原料种类繁多、工艺复杂[1], 而且糖精的生产非连续生产而是按批次生产, 因而其排出的废水成分复杂, COD Cr高、色度深, 水质水量波动大, 且生产废水排放量大。该生产废水中不仅含有大量的有机物如邻氨基苯甲酸甲酯、邻氨基苯甲酸钠、甲醇、邻氯苯甲酸甲酯、苯酐等, 而且还含有大量Cu2+、NH3-、H+、Cl-、SO42-、Cl O-、S2-、NO-等无机物。由于废水中的有机污染物多为芳香类化合物和有毒的有机溶剂, 同时还有高浓度的无机盐, 特别是Cu2+、Na+、Cl-, SO42-等, 废水成分非常复杂, 废水排放量大, 因此处理难度大, 不有效处理既浪费资源又污染环境, 给水体造成极大的危害。

2 水质分析

通过对糖精的生产工艺和流程的分析, 并对生产废水进行取样监测分析, 该类生产废水主要有以下特征:

2.1 废水盐分极高

糖精生产废水的盐分高达119g/L, 有时高达130g/L, 盐分浓度波动较大、不稳定。该废水的盐度远高于生物处理可承受的极限, 据国内外的大量研究[2]及工程实践表明, 普通的生物处理方法 (如生物膜法) , 可以承受约10g/L的盐分。并且在高浓度盐分环境下, 微生物的活性降低, 处理效率下降。而在生物处理过程中, 盐分得不到任何降解, 最终随废水一起排放。

2.2 难降解有机物高

生产废水中含有大量难降解的苯类芳香烃族有机化合物, 有机污染物主要为醇、甲苯、苯系物 (邻氨基苯甲酸钠、苯酐、邻氨基苯甲酸甲酯、邻甲酰苯黄酰亚胺) 等物质[1], 这些物质中的苯系物为难生物降解有机物, 对微生物产生抑制作用, 且这些苯系物的含量和种类也会有较大的波动。这些大分子的化合物对生物处理而言, 是很难降解的, 需要较长的停留时间或较低的有机处理负荷才能降解。

2.3 含铜、p H值低

糖精生产废水含铜量高达260mg/L, 且该值在100-260mg/L区间进行随机大范围波动;废水p H值在2-4之间波动。因此, 需对废水调节p H值并进行除铜预处理方可进行下一阶段的处理。

3 废水处理工艺的选择探讨

通过对该类生产废水的水质进行分析可知, 制约该废水处理的难点在于:如何去除水中的盐分或降低盐分对废水处理的影响、去除废水中的难降解有机物和提高废水的可生化性及如何去除废水中的铜离子。

3.1 盐分对废水处理影响的消除

目前对于化工废水的处理工艺主要还是以前端预处理+生化处理为主要方法。而针对高盐度废水对生化工艺的限制, 常用的的处理方法有:加大量稀释水进行稀释降低废水盐分, 或采用膜技术除盐, 电渗析除盐, 蒸发除盐等工艺除盐。

3.1.1 加水稀释:

即加入大量淡水将高盐废水稀释至宜于生化处理的低盐度废水, 该方法的缺点是需要大量的稀释水, 生化系统的池容及配套设备需要增大, 占地面积增大。优点是该方法简单易行, 投资省, 操作管理简单方便, 运行费用低;通过对废水进行稀释, 降低废水中的盐度至2%左右, 再通过培养驯化嗜盐菌群, 可有效的降低盐分对微生物的影响, 实现生化去除废水中的污染物, 从而达到排水水质要求。

3.1.2 膜技术除盐是通过膜将盐分去除后, 除盐后的废水再进行生化处理, 该方法优点是通过除盐处理后进入生化段的废水水量小, 生化段的投资和占地面积小;缺点是不仅前端的除盐设施投资费用大, 操作复杂, 运行费用高, 而且因为废水中含有大量种类复杂的有机物, 会严重影响膜除盐的效果, 缩短分离膜的使用寿命, 该方法不宜于有机废水的除盐。

3.1.3 电渗析和蒸发除盐虽然去除效果好, 但都存在着投资大, 运行费用非常高, 操作管理复杂, 除盐处理后产生的浓液或废渣处理亦是一个难题。

3.2 提高废水的可生化性

该企业的生产废水中含有大量苯类芳香烃族有机化合物 (邻氨基苯甲酸钠、苯酐、邻氨基苯甲酸甲酯、邻甲酰苯黄酰亚胺) , 这些物质中的苯系物为生物难降解有机物, 对微生物产生抑制作用。这些大分子的化合物对生物处理而言, 是很难降解的。因此, 如何将其通过预处理进行去除, 从而提高废水的可生化性, 减少其对后端生化处理系统的影响尤为关键。常用的方法有氧化分解法、萃取法等, 通过铁碳微电解或Fenton氧化-絮凝法[5]可以对苯环类难降解物开环断链, 可提高废水可生化性, 但该方法具有处理效果不稳定, 易板结等缺点;通过萃取预处理, 将苯系物萃取浓缩并进行回收, 通过萃取预处理可有效降低废水中难降解物的浓度, 提高废水可生化性。

3.3 处理工艺的选择

通过分析可知制约该公司的废水有效处理的瓶颈在于:高盐、难降解有机物含量高。因为该公司有大量清洁的生产循环用水外排, 可用于将生产废水进行稀释降低盐分。针对企业的实际情况, 我们采取如下工艺:

废水经过萃取预处理回收邻氨基苯甲酸钠等难降解物, 降低废水中的COD和难降解有机物含量, 提高废水可生化性, 确保生化处理效果。

萃取后废水进入除铜工艺, 通过投加石灰、烧碱、硫化钠及絮凝剂等[5,6,7], 调节废水p H至7左右, 并使铜离子形成铜盐沉淀而从水中去除。

用厂区大量外排的清洁的冷却循环水对生产废水进行稀释, 稀释至盐分2%左右, 降低废水盐分对生化系统的影响, 废水进入生化系统进行处理。

4 工艺设计优化的探讨

4.1 加强废水的预处理

对废水中难降解有机物进行预处理是废水能否有效处理的关键, 通过萃取预处理将生产废水中的难降解、对微生物有抑制作用的有机物去除并回收, 不仅具有可观的经济价值, 而且能降低废水污染物浓度特别是难降解物浓度, 提高废水可生化性, 降低后端生化系统的负荷, 提高生化系统处理的效果。在萃取预处理过程中, 加强监测分析, 控制好萃取的各项反应条件, 以保证萃取效果。

4.2 强化除铜

废水中大量的铜离子对微生物会造成毒害, 废水中的铜离子若不能有效去除, 会导致大量铜离子在污泥中富集, 从而导致污泥铜中毒, 使污泥解体, 处理效果降低, 出水水质变差, 严重的导致生化系统崩溃。因此强化除铜并调节废水的p H值至中性, 有效的去除废水中铜离子, 并进一步降低废水中的COD, 调整废水的p H值至合适的区间, 确保生化系统的稳定运行。

4.3 增大生产废水贮池

因糖精生产废水的COD和盐分波动较大, 而盐度的变化对稳定的生化系统产生极大的影响, 表现为处理效率的急剧下降和污泥的大量流失。因此, 在前端设立足够容积的废水贮池, 提高废水在废水贮池的停留时间, 使废水的COD和盐度相对稳定。并在废水贮池进出口设立电导率仪等监测装置, 加强盐度的在线监测控制与反馈, 防止盐度大幅波动对生化处理系统的冲击影响。

4.4 降低污泥负荷

废水中的盐度会降低生物降解的速率, 因此设计时污泥负荷要相对减少。很多研究已经证明[8,9], 在高盐环境下污泥指数降低, 因此, 设计运行时选取较低的污泥负荷, 扩大生化池的池容, 提高废水在生化池的停留时间, 不必担心过低负荷造成的生化池内污泥膨胀。

4.5 增加污泥浓度

高盐生化处理系统的生化污泥的絮凝性差[10,11,12,13], 污泥流失严重。因此, 在设计时, 应保证生化池内较高的污泥浓度, 这也是提高处理效率的一种手段。并且在设计污泥浓缩池时, 保证额外的污泥储量, 当污泥大量流失时, 从污泥浓缩池迅速补给, 以保持生化池内的污泥浓度, 从而保证处理效果。

4.6 加大二沉池停留时间

高盐分会影响活性污泥的絮凝性, 因此高盐废水的生化污泥沉降性差, 若二沉池采取常规的表面负荷, 活性污泥在二沉池内不能有效沉淀就随水外排, 会降低生化池内的污泥浓度, 从而影响处理效果和出水水质。因此在设计二沉池时, 需要提高二沉池的池容, 降低表面负荷, 提高废水在二沉池内的停留时间。

4.7 加大曝气量

微生物在高盐环境的适应表现为好氧呼吸速率加大, 因此呼吸会造成额外的氧耗量。因此, 在曝气风机选型设计时, 加大曝气风量, 以提高水中溶解氧浓度利于微生物的新陈代谢作用, 提供其适应高盐环境的生理要求。

4.8 采用大孔曝气器

生化池的曝气系统也应选用气泡较大、提升力较强的散流曝气器等曝气方式或大孔曝气器。不可采用气泡较小的微孔曝气器和可变孔曝气器, 防止曝气孔被无机盐堵塞, 不利于曝气池的搅动。

4.9 严格控制进水盐度

进水盐浓度的变化对废水处理生化处理系统的冲击影响非常大, 进水盐度过低会导致污泥的耐盐能力消失, 需要重新驯化培养;进水盐度过高会导致污泥死亡上浮, 去除效率降低。因此需对进水的盐度进行监测, 控制进水的盐度波动范围, 避免对生化处理系统造成大的冲击, 保证出水水质。

4.1 0 投加其它营养物质

因生产废水中基本不含N、P等营养物质, 因此, 为保证生化系统的正常运行, 根据废水的BOD进行计算, 按比例配置N、P等营养物质, 均匀稳定的投加到生化处理系统中。

5 总结

糖精生产废水处理难度大, 水量大, 废水成分复杂, COD Cr高、色度高, 选择合适的处理工艺并对工艺进行优化设计是关系到能否彻底解决废水处理难题, 化解企业的生存和发展瓶颈的关键。实践表明, 通过上述手段, 有效的解决了该废水处理的难题, 处理效果良好, 运行稳定可靠。

参考文献

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[8]张楚高.盐有机废水生物处理技术研究进展[J].河北农业科学, 2009, 13 (9) :78-80.

污泥处理工艺的优化 篇11

污泥堆肥的常用方式有厌氧堆肥与好氧堆肥两种[1]。好氧堆肥是指在有氧条件下对有机物进行分解的过程，其分解的代谢产物主要是水、热以及二氧化碳。厌氧堆肥是在无氧气的条件下对有机物进行分解。无氧堆肥最后的产物是二氧化碳、甲烷以及一些低分子量的中间产物。同好氧堆肥相比，厌氧堆肥的有机质降解的能量较少，而且容易产生臭味。所以，好氧堆肥比厌氧堆肥更有优势。另外，厌氧堆肥耗时比较长，生产周期也比较长，不利于提高经济效益，因此大部分污水厂都采用好氧堆肥处理。

好氧堆肥在有氧的条件下，好氧细菌对废物进行氧化、吸收与分解，可以将一部分有机物氧化成简单的无机物，而另外一部分有机物则被合成新物质，供微生物生长繁殖。有机物分解时伴随有热量产生，因为堆肥过程中所产生的热量并不能全部散发出去[2]，就必然会使得堆肥物质的温度升高。在这种高温条件下，许多不耐高温的微生物就会死亡，而耐高温的细菌则会快速繁殖。

目前，典型的堆肥工艺技术主要有以下几种[3]。

（1）发酵槽式堆肥：该种堆肥工艺主要分为隧道式发酵仓堆肥与阳光棚发酵槽堆肥。第一种是利用封闭式的结构，物料在发酵与堆肥过程中产生的粉尘与臭气，通过废气管收集再进行处理。这种堆肥周期一般半个月左右，温度可达60～70℃。第二种堆肥工艺是利用太阳能提高发酵温度。可保证发酵不因天气温度的变化而中断，周期一般在半个月左右，槽内温度须在55℃以上。

（2）条垛式堆肥：该种堆肥工艺可以分为静态堆肥与动态堆肥。静态堆肥是指在整理后的堆肥物料上采用强制通风来保证所需氧气。动态堆肥采用轮式或履带式机械翻堆来使堆肥物料获得充足氧气。堆肥过程中温度可以达到75℃以上，一般翻堆的周期为每周两次。整个堆肥过程需要半个月左右。

现以西南地区某城市粪便无害化、资源化处理场为例，介绍污泥堆肥工艺在粪便处理场的应用。

1.工艺流程

该工程中，用于堆肥的原料来源分两路。一路是生化处理池的污泥，一路是储粪池的粪渣。污泥经回流泵送至脱水机，脱水机将污泥进行干化脱水（保持含水率<60%）。经脱水处理后的干化污泥和储粪池刮渣机带来的粪便残渣进行混合，再经螺旋输送机送至污泥后端处理。整套堆肥处理工艺流程如图1所示。

从图可知，将调理剂——泥炭经过破碎机破碎成小粒径，与前端来的粪便、污泥按照比例进行混合。混合物进入发酵仓系统。在发酵仓内，污泥物料经过堆肥处理，形成类似腐殖质土壤的物料。物料经破碎机破碎，按比例添加氮、磷、钾，然后进行充分混合。混合后的物料分两部分进行处理：一部分直接进入泥砖生产成套设备，制成草坪种植块；另一部分输入造粒机进行造粒，再进入滚筒干燥机内烘干至水分10%以下，烘干温度保持进口150～550℃，出口50～75℃。物料冷却后再进行筛分，最后计量包装成有机—无机复混肥。

处理后的污泥如果在城市园林绿地施用，可明显地改善土壤结构、增加土壤有机质、促进植物根系增长和增强土壤功能、促进树木、花卉及草坪草的生长[4]。

2.控制方案

堆肥工艺中，进行好氧堆肥是关键，所以在该项目的堆肥工艺控制中，发酵仓的工艺控制是重点。项目中采用条垛式堆肥，将污泥物料送入发酵仓中进行反应，结合了静态与动态堆肥技术。一方面用鼓风机从底部给发酵仓内部供氧[5]，另一方面按照不同的周期采用链板式翻堆机进行物料的翻堆。在检测仪表设备的配置上，布置了温度与湿度传感器，以及可调风量的供氧可调电动阀门。发酵仓的控制结构如图2所示。

温、湿度计主要用于检测堆肥反应温度及堆肥过程中发酵仓内湿度，反应过程分为三个阶段[6]：

（1）升温阶段：这是堆肥过程的第1次升温，属初期阶段。在该阶段中，堆肥使物质的温度逐渐升高至45℃左右，主导性微生物以嗜温性微生物为主，主要有放线菌、细菌与真菌，分解物以淀粉和糖类为主。

（2）高温阶段：这是堆肥过程的第2次升温，当温度45℃以上时就进入到高温阶段。在该阶段中，嗜温微生物就会因受到抑制而死亡，而嗜热的微生物则会成为主导微生物。堆肥残留物与新形成的有机物继续被氧化，一些复杂的有机物如纤维素也开始被强制分解。微生物的活动通常在50℃左右嗜热性真菌最为活跃，温度上升到60℃时真菌就几乎停止所有活动，仅剩下嗜热性细菌，当温度达到70℃，绝大部分的嗜热性微生物就开始不适应，开始走向休眠阶段甚至死亡。在堆肥过程中，最适宜的温度在55℃左右，在这个温度范围内，大部分微生物最活跃也最容易分解有机物，而其中的寄生虫等均可被杀死。

（3）降温阶段：经过高温阶段，微生物绝大部分被杀死或活动减少，接下来就进入到降温阶段。在降温过程中，嗜温性生物就会逐渐占优势，进一步分解剩余的有机物。但是该过程堆肥物体释放的热量较少，温度会逐渐下降，有机物也会逐渐趋于稳定，堆肥进入到腐熟或者后熟阶段。

在工程中，针对发酵仓产生的臭气，专门配置了新滤料除臭系统与冷凝除臭系统，较好地保证了堆肥过程中产生的臭气不会影响环境。

目前，该套污泥堆肥处理系统已投入试运行，堆肥反应过程稳定、达到污泥零排放，未对环境造成二次污染，对其他同类堆肥系统具有借鉴和推广作用。

参考文献：

[1]张增强.污水处理厂污泥堆肥化处理研究[J].农业机械学报，2011，42（7）： 148-154.

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[6]陈同斌，郑国砥，高定等.城市污泥堆肥处理及其产业化发展中的几个关键问题[J].中国给水排水2009，25（9）：104-108.

污泥处理工艺的优化 篇12

在工艺控制中, 联锁控制的作用主要是为了简化工艺操作和保障人员设备安全, 所以在化工生产过程中, 联锁控制有着极其重要的作用。在腈纶生产中也不例外, 纺丝工艺上就有一个较大的安全联锁控制装置。在正常生产过程中, 由于这个联锁的误动作, 造成几次停车, 每次都带来近百万元的损失。

2 纺丝工艺流程简述

我公司腈纶纺丝生产线采用聚丙烯高聚物经溶剂 (二甲基甲酰胺) 溶解形成原液, 流经喷丝板挤出, 经纺丝甬道通过高温氮气使溶剂蒸发, 使原液细流中的高聚物浓度增加, 当达到凝固临界浓度时, 原液细流便固化成丝条, 形成原生丝。原液在纺丝甬道通过高温氮气的过程中, 对温度及气量的控制要求十分严格, 关系到生产的正常及人员设备安全, 所以在此处设计有一个大联锁, 归纳控制流程如图1所示。

3 生产控制要求及原逻辑控制图

根据生产工艺的要求, 大联锁中的具体控制要求如下:

(1) 两条线总管氮气流量低于定值, 停二条纺丝线。防止氮气流量不足时, 电加热器继续加热会造成甬道内温度过高而引起溶剂高温爆炸。

(2) 两条线总管氮气经上甬道氮气加热器加热, 出口温度高于定值, 停两条纺丝线。防止甬道内温度过高而引起溶剂高温爆炸。

(3) 纺丝氮气循环系统风机压差低于定值, 停六条纺丝线。防止氮气循环风机设备损坏时, 风量不足, 引起甬道内热量积聚而爆炸。

(4) 纺丝氮气循环系统风机入口或出口氧含量高于定值, 停六条纺丝线。防止系统内溶剂氧量达到某一浓度时, 在局部高温下引起爆炸。

(5) 纺丝氮气循环系统氮气经冷凝器后温度高于定值, 停六条纺丝线。防止系统内溶剂没有冷凝下来, 造成系统内溶剂浓度偏高, 引起爆炸。

根据以上工艺设计要求, 原来设计逻辑控制图如图2所示。

4 联锁误动作原因分析

在生产过程中, 由于现场仪表及工艺实际状况等各方面原因, 经常会造成误动作而停整个纺丝生产线, 损失达上百万元。对每次事故进行了细致分析, 总结出以下几类联锁误动作原因:

(1) 低流量联锁误动作:两条线氮气阀门由于定位器问题, 或自动控制受外界干扰, 阀门瞬时关闭, 造成瞬时低流量, 引起停两条线。

(2) 氧分仪检测造成误动作:氧分仪为最大的误动作设备, 因为氧分仪预处理系统非常复杂, 有抽气装置、淋洗装置、干燥装置、节流装置等, 而且两台中只要一台测量出错, 就会引起联锁, 因此经常会引起误动作。

(3) 线路接线端子的松动及测量温度传感器损坏, 也是容易引起误动作的因素。

5 优化方案

为了减少生产过程中因联锁误动作而造成的损失, 针对每次误动作的原因, 提出优化方案如下:

(1) 针对低流量阀门动作误联锁的情况, 根据工艺状况分析, 此联锁主要是防止管道中流量减少引起温度过高而引发事故。在正常满足流量的控制前提下, 大于低低流量的泄漏不会影响正常生产, 根据这一点, 可对阀门的开度通过机械限位, 至少开度保持在正常运行下低流量联锁值以上, 可防止由于阀门问题引起的误动作。

(2) 针对氧分仪检测误动作:因原设计只要有一台氧分仪测量数据异常, 则马上联锁。分析原因, 风机的入口同出口, 正常情况下, 在一个循环系统中氧含量基本相同;优化控制系统采用在一台氧分析数据出现偏差的情况下, 给操作人员一定的时间来判断是真值或是假值, 从而决定停车与否, 通过逻辑上手动解除来减少由于误动作造成的损失。

(3) 针对温度的跳变, 经常是因为线路松动或测温元件故障引起的。结合温度变化应该是渐变的过程, 对瞬间温度跳变, 认为误动作而不联锁。温度的突变用斜率限位来定义, 超过一定的温度变化速度则为误动作而取消动作, 并提示为报警 (这一点是我个人的观点, 因本公司用的是FOXBRO公司I/A系统, 本身对系统回路开路检测时认为检测故障, 而采用保留故障前测量值, 不会引起动作, 所以在优化逻辑上没有体现出。) 。

(4) 优化后逻辑。经优化后, 逻辑如图3所示。

6 结束语

这次对联锁控制的优化设计, 结合了生产工艺的实际情况, 分析了工艺、设备控制上的缺陷, 通过仪表设备调整及电气改进, 使控制更好地为生产服务, 减少不必要的损失。控制优化后, 在现实的生产过程中确实起了很大的作用, 基本上没有出现过这个联锁控制的误动作, 为企业的生产节约了成本, 创造了效益。