焦化廢水處理A/O2工藝

　　遷安中化煤化工有限責任公司(簡稱遷安中化公司)建有6座55孔JN60-82型焦爐，年產焦炭330萬t，擁有兩段焦化廢水處理系統(tǒng)，其中Ⅰ段焦化廢水處理系統(tǒng)是其中4座焦爐的配套設計，采用活性污泥法的A/O2工藝，廢水處理量為70m3/h。該工藝2004年投入使用后，出水COD、NH3-N指標經常波動，且運行費用偏高，不能適應當前越來越高的環(huán)保要求和公司經營理念。因此遷安中化公司對進水水質、A/O2工藝指標控制等進行了優(yōu)化，實現了A/O2工藝的穩(wěn)定、高效、節(jié)約運行?，F對A/O2工藝的優(yōu)化作一介紹。

　　1、廢水處理A/O2工藝流程

　　遷安中化公司焦化廢水處理A/O2工藝流程示意圖見圖1(圖中虛線表示污泥路徑)。

　　2、影響A/O2工藝運行的進水水質因素及優(yōu)化

　　對A/O2工藝運行來說，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理工藝，活性污泥對有害物質有一定的承受限度，超過這個限度，活性污泥就會被抑制，進而影響廢水處理效率。A/O2工藝入曝氣池污水中有害物質的質量濃度要求為：硫氰酸銨<22mg/L、礦物油<50mg/L、硫化物<50mg/L。

　　2.1 硫氰酸銨

　　硫氰酸銨本身有毒，在廢水處理系統(tǒng)內分解時，化學需氧量較高，會產生有毒氣體，對活性污泥影響較大。生產運行實踐證明，A/O2工藝進水中硫氰酸銨質量濃度達到1.5g/L以上時，A/O2系統(tǒng)會受到較大程度的影響，因此需要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一般在150g/L左右，以如此高的濃度進入A/O2系統(tǒng)，會對廢水處理系統(tǒng)造成沖擊，生產運行中，應嚴禁脫硫液進入A/O2工藝處理系統(tǒng)。因此在生產操作中需做好以下幾點：

　　(1)控制脫硫系統(tǒng)的煤氣夾帶水進入脫硫系統(tǒng)。

　　(2)將脫硫系統(tǒng)發(fā)生事故時的溢液收集入脫硫系統(tǒng)。

　　(3)將雨季脫硫區(qū)域的積水及日常脫硫區(qū)域的地坪掃水收集入脫硫系統(tǒng)。

　　2.2 礦物油

　　廢水處理系統(tǒng)來水剩余氨水包括配煤水分、煉焦化合水、粗苯分離水、地坪掃水等，在冷凝工段，與焦油分離后，經過剩余氨水罐沉淀、除焦油器除油、蒸氨塔除油后，蒸氨廢水中礦物油一般能滿足A/O2工藝處理要求。

　　A/O2工藝進水中礦物油含量高，一般是粗苯系統(tǒng)洗油進入冷凝工段造成的。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(tǒng)后，不容易實現分離，會造成進入生化系統(tǒng)的廢水礦物油含量超標，進而影響生化運行。

　　洗油進入剩余氨水造成生化進水礦物油含量超標的原因有以下幾種：

　　(1)粗苯系統(tǒng)洗油打入冷凝工段。為了降低洗油對生化系統(tǒng)的影響，粗苯系統(tǒng)的洗油應盡可能不打入冷凝工段。洗油必須打入冷凝工段時，應采用少量、多次的方法。

　　(2)終冷塔阻力高，使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一般要求小于50mg/L[2]，實際運行中，控制礦物油質量濃度小于250mg/L，以保證生化系統(tǒng)能正常運行。

　　2.3 硫化物

　　廢水處理A/O2工藝進水中硫化物含量高時，A池水面出現硫泡沫，好氧池污泥中出現淡黃色小顆粒、污泥松散，降解COD能力差。

　　若脫硫運行效果不好，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、粗苯分離水中富集，進入冷凝工段，最終造成生化進水硫化物超標。因此脫硫工段的穩(wěn)定運行，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一般要求小于50mg/L，生產實踐證明，蒸氨廢水硫化物質量濃度小于90mg/L時，對生化運行不會造成影響。當蒸氨廢水硫化物質量濃度大于90mg/L時，根據蒸氨廢水量及硫化物濃度，在生化系統(tǒng)氣浮池進水口投加相應量的硫酸亞鐵，能消除硫化物超標的影響。硫化物去除反應為S2-+FeSO4=FeS↓+SO42-。

　　2.4 NH3-N

　　在廢水生物處理中，一般按BOD(55日生化需氧量)計算氮的需要量，若按BOD5與NH3-N質量濃度之比為100∶5來調節(jié)NH3-N濃度，則能滿足微生物對氮的要求。但是實際運行中，不方便檢測BOD5，根據進水COD濃度調節(jié)進水NH3-N濃度也是可行的。經過化驗，A/O2工藝進水BOD5占COD的34%~36%，結合生產運行，按進水COD與NH3-N質量濃度之比為(40~60)∶1來調節(jié)NH3-N濃度，能滿足A/O2工藝運行需要，且不會因為NH3-N過高而造成廢水處理費用增加。

　　2.5 COD

　　遷安中化公司剩余氨水COD在7000mg/L~9000mg/L，蒸氨廢水COD在5000mg/L~7000mg/L，如此高的COD直接進入A/O2生化處理系統(tǒng)，活性污泥會受到沖擊，造成污泥松散、污泥指數上升、降解COD能力下降。實踐證明，對A/O2工藝來說，進水COD控制在3000mg/L~3500mg/L，有利于生化系統(tǒng)穩(wěn)定運行。

　　綜上所述，為了維持A/O2工藝的穩(wěn)定運行，生化進水水質要滿足一定的指標要求，見表1。

　　3、影響A/O2工藝運行的指標控制因素及優(yōu)化

　　3.1 溫度

　　溫度是影響活性污泥生長與生存的重要因素，不同類型的活性污泥有不同的適宜生長溫度。

　　原設計要求生化處理A/O2系統(tǒng)適宜的溫度是25℃~38℃，最高不超過40℃。但實際運行中，當水溫超過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明顯提高;當水溫低于30℃時，生化出水COD也出現相應的提高。溫度對A/O2工藝出水COD的影響見表2。

　　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，都會造成生化出水COD含量偏高。

　　3.2 溶解氧

　　原設計要求O1池、O2池溶解氧從進水端到出水端逐漸升高，控制出水端溶解氧質量濃度在2mg/L~4mg/L。實際運行中，O1池進水經過“之”字型的3個36m長的廊道后，到達出水端，O2池進水經過1個36m長的廊道后，到達出水端。按原設計運行，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漸升高，好氧池內大部分分支壓縮風截門開度不大。壓縮風截門開度小，易造成曝氣盤堵塞，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工藝運行稍有問題時，出水NH3-N含量便隨之波動。

　　針對以上問題，調整好氧池運行模式：

　　(1)打開O1池、O2池進水端所有分支壓縮風截門，盡可能地提高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提高至3mg/L左右。

　　(2)根據O1池、O2池出水指標，關小出水端分支壓縮風截門。出水端溶解氧屬于剩余溶解氧，是浪費掉的氧氣，關小部分壓縮風截門后，可相應地降低鼓風機電流，減少電消耗。好氧池溶解氧調整前后A/O2工藝內指標變化見表3。

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

　　3.3 沉降比

　　原設計要求O1池、O2池沉降比控制在25%~40%，運行中存在以下問題：

　　(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，易分解產生懸浮物，造成出水濁度、COD偏高。

　　針對以上問題，調整生化系統(tǒng)沉降比控制指標：

　　(1)提高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%，提高污泥負荷，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(tǒng)固堿投加量。運行中存在問題如下：

　　(1)O1池幾乎不消耗堿液，O2池消耗堿液較大。同時，為保證O2池的硝化作用，O2池堿度控制在400mg/L~500mg/L，造成出水堿度高，浪費堿液。

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

　　(3)固堿成本較高。

　　(4)O1池、O2池的加堿管道、閥門經常被結晶堵塞，造成系統(tǒng)不能及時調節(jié)堿度，致使出水指標波動。

　　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，減少堿液浪費。

　　(2)O1池、O2池由投加固堿逐漸改為投加液堿，節(jié)省人力，降低運行費用，同時也避免加堿管道堵塞而引起系統(tǒng)的波動。

　　經過以上工藝優(yōu)化，廢水處理A/O2工藝出水指標可以實現長期、穩(wěn)定達標，系統(tǒng)抗沖擊能力顯著增強。同時，二沉池出水COD由320mg/L降低至250mg/L，以A/O2工藝進水COD平均3150mg/L計算，COD處理效率由90%提高至92.1%。另外，減少4個崗位定員，每月節(jié)約人力支出近2萬元;使用固堿改為液堿，每月節(jié)約藥品費用近5萬元;降低出水堿度，每月節(jié)約堿液消耗3萬元左右，合計可使焦化廢水噸水處理費用降低2元左右。

　　4、A/O2工藝調整后出現的問題及優(yōu)化

　　4.1 回流沉淀池出現返沫、返泥現象調整前，回流沉淀池水面平穩(wěn)，未出現過返沫、返泥現象。調整后，回流沉淀池每半月左右就出現一次先返沫、再返泥的現象。

　　回流沉淀池工況分析如下：

　　(1)回流沉淀池表面總可見小氣泡破裂的現象，此現象和A池表面的現象較為類似。

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

　　根據表4數據，調整前回流沉淀池進、出水硝態(tài)氮、亞硝態(tài)氮含量基本穩(wěn)定，調整后回流沉淀池出水硝態(tài)氮、亞硝態(tài)氮含量明顯比進水硝態(tài)氮、亞硝態(tài)氮含量低，可以確定在回流沉淀池內發(fā)生了反硝化反應，消耗掉部分硝態(tài)氮、亞硝態(tài)氮。

　　4.2 優(yōu)化及解決措施

　　由以上分析可知，回流沉淀池返沫、返泥現象是回流沉淀池內發(fā)生反硝化作用引起的。為了抑制回流沉淀池發(fā)生反硝化作用，可采取以下2種辦法：

　　(1)反硝化反應的發(fā)生需要一定的停留時間，縮短廢水和污泥在回流沉淀池內停留時間，可以抑制回流沉淀池發(fā)生反硝化作用。通過調節(jié)，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(fā)生反硝化作用。

　　調整如下：回流上清液量由150m3/h提高至300m3/h，回流污泥量由150m3/h提高至200m3/h，回流沉淀池停留時間由6h縮短到4h。試驗一周后，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方法，未能徹底有效抑制回流沉淀池返沫、返泥狀況，不可取。

　　(2)傳統(tǒng)的脫氮理論認為，反硝化菌在無分子氧、存在硝酸和亞硝酸離子的條件下，才能使硝酸鹽還原。但近幾年的研究表明，硝化和反硝化可以在同一反應器中同時發(fā)生，這一現象被稱為同步硝化反硝化(SND)。依據SND理論，在O1池部分區(qū)域創(chuàng)造反硝化條件，使O1池同步發(fā)生硝化和反硝化作用，降低回流沉淀池進水硝態(tài)氮、亞硝態(tài)氮含量，進而抑制反硝化作用在回流沉淀池發(fā)生的強度。

　　調整如下：關小O1池出口端第三廊道分支壓縮風截門，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，逐步擴大O1池第三廊道的厭氧區(qū)域，直至O1池出口硝態(tài)氮、亞硝態(tài)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(qū)域調整為厭氧區(qū)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(tài)氮、亞硝態(tài)氮質量濃度在20mg/L以下。同時，回流沉淀池不再出現返沫、返泥現象。

　　結合以上試驗結果，生產運行中采取降低O1池出口端第三廊道溶解氧的辦法，在O1池建立反硝化區(qū)域，可以抑制回流沉淀池出現返沫、返泥現象。

　　5、結論

　　遷安中化公司通過控制焦化廢水處理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，為廢水處理工藝穩(wěn)定運行創(chuàng)造良好的條件。通過優(yōu)化O1池、O2池溫度、溶解氧、沉降比等指標，廢水COD處理效率由90%提高至92.1%。通過使用液堿代替固堿，把反硝化反應前移至O1池，及采取降低O2池堿度的方法，焦化廢水噸水處理費用降低2元左右。同時，A/O2工藝經過優(yōu)化后，廢水處理出水指標可以實現長期、穩(wěn)定達標，且系統(tǒng)抗沖擊能力顯著增強。(來源：遷安中化煤化工有限責任公司)