煤矿污水处理设备污水处理一体化

据实际对工艺装置的研究中发现，侧线富氨汽采出的位置与塔顶气相采出氨质量分数、塔底净化水中的氨存在着一定的关系。随着侧线采出位置的下移，塔顶气中中氨的质量分数呈现出下降的趋势，这会有利于氨的脱除。但如果其采出位置下降超过了一定的值，塔底中的氨成分含量会急剧上升。由于塔内的温度从上到下是逐渐升高的，因此侧线位置的选择应该考虑到塔的实际分离效果，如果将位置适当的上移，会让侧富氨汽会带走更少的热，从而减少塔的热负荷。但如果过于考上，就会对酸性气体成分的分布造成较大的影响。在通常的情况下，如果侧线的位置越高，氨中酸性气体的成分含量会有增加的趋势，因此在确定侧线的位置时，应该综合考虑多种因素。

　　4、侧线采储量

　　侧线氨的采出量将影响塔下部汽提的

某制药企业主要生产心血管药物、抗抑郁药物、抗肿瘤、抗病毒药物中间体，如:酰胺盐酸盐、环丙基胺化物、柠檬酸铁、蔗糖羟基氧化铁坦、依普罗沙坦游离碱、奈必洛尔游离碱等。该类制药生产废水含有的有机物种类多、浓度高，且含有大量的盐分，严重抑制细菌的生长，无法直接进行生化处理。本工程利用多效蒸发/氧化对废水进行预处理，进行脱盐、分解高毒性有机污染物，提高废水的可生化性，再利用a2/o+mbr生化技术进行处理，达到《污水综合排放标准》(gb8978—1996)的三级标准。

　　合成制药废水往往具

　本制药废水的主要特点是盐度高、组分变化大且具有生物抑制性，所以在废水处理需要遵循分类分流的原则，即针对每股废水的难处理物质采取相应的预处理方法进行处理，将难降解物质降低到一定指标后将各股废水收集入综合调节池进行集中处理，通过生化处理等手段使废水中的污染物得以降解和去除，从而实现达标排放。除此之外，化工企业在发展中产品从数量和种类上常会有很大的变异，难以准确预测产生的工艺废水水质状况，而生化处理段对水质情况为敏感。因此，为了提高设计生化段对水质变化的适应性，在考虑采用前述预处理段计算水质外，还要考虑应对今后水质发生较大变化后系统的适应性。考虑这一因素，本方案生化段采用进水水质高限量的方式设计生化段进水水。

　　高盐含量废水先通过管路系统流入隔油、收集池除去浮油及非水溶性有机物并调节ph值，在经多效蒸发处理后与高有机含量废水混合收集后采用芬顿试剂氧化和混凝沉淀预处理，出水与其他低浓度污水在综合调节池混合。本工程预处理工艺采用“多效蒸发+氧化+混凝沉淀”，处理能力为200t/d。

　　预处理后的废水与其他低浓废水进入综合调节池混合，经混凝沉淀池，调节ph值并加药沉淀，去除部分cod和ss后，再进入生化处理系统。生化处理段采用a2/o+mbr技术，废水经生化处理后排入园区管网。

　　3、主要处理构筑物与设备

　　3.1 隔油收集池

　　该池用于储存高浓度有机废水和高盐含量废水，超声波液位计2台，撇油机2套，ph自动检测仪2台，提升泵(含引水罐)4台。通过超声波液位计自动控制液面高度。该池为钢砼结构，工艺尺寸为17.45m×16.5m×6.05m，有效停留时间30h。

　　3.2 混凝沉淀池

　　该池主要利用沉淀去除水中的悬浮物。该池设有搅拌机2个，布水装置1套，污泥提升泵2台。该池为钢砼结构，工艺尺寸为30.4m×23.2m×9.15m。

　　3.3 综合调节池

　　该池用于集中低浓度有机废水和预处理后的废水，匀化水质，调节水量。设有超声波液位计1台，潜水搅拌机6套，提升泵3台。该池为钢砼结构，工艺尺寸为30.4m×23.2m×9.15m，有效停留时间1.3d。

　　3.4 水解酸化池

　　综合废水进入水解酸化池后，在大量水解细菌、酸化菌作用下将不溶性有机物水解为溶解性有机物，将难生物降解的大分子物质转化为易生物降解的小分子物质的过程，从而改善废水的可生化性。设有潜水搅拌机8套，布水装置8套，污水循环泵16台，组合型填料840m3。该池为钢砼结构，工艺尺寸为30.4m×23.2m×9.15m,有效水深7.9米，有效停留时间2.0d。

　　3.5 缺氧池

　　缺氧池是利用微生物在缺氧条件下降解有机物。池内设有do测定仪4套和潜水搅拌机8套。该池为钢砼结构，工艺尺寸为30.4m×23.2m×9.15m，有效水深7.9米，有效停留时间2.0d。

　　3.6 好氧池

　　经缺氧池处理后的废水进入好氧池，利用占主导地位的好氧微生物，在冲氧曝气后，对水中的有机物进行进一步的利用分解为h2o和co2。水解酸化池、缺氧池和好氧池组成了a2/o工艺，能够达到较好的脱氮除磷效果。该池设有曝气系统104套，mbr系统2套，搅拌机4个和污泥泵4台。该池为钢砼结构，工艺尺寸为18.9m×23.1m×7.15m,有效水深5.2m,有效停留时间1.8d。

　　4、工艺控制要点和系统运行情况

　　制药废水高浓度废水的有机物浓度和含盐量特别高，在进入生化处理系统前，需要分别通过mvr法将含盐量降低至5mg/l左右，芬顿试剂氧化法和混凝沉淀法将cod降低至14000mg/l左右，终生化入水的b/c比从0.08提升为0.32，然后在综合调节池将其他低浓度有机废水和经预处理后的废水混合，利用a2/o工艺对水进行更进一步的脱氮除磷，污泥回流比控制在80%时，好氧池do值控制在2.5mg/l左右，codcr去除率高可达92%以上出水质量浓度低可达到180mg/l左右，可达到稳定达标排放要求。芬顿氧化工艺控制要点：进水p

有水质复杂、高浓度、难降解及高盐度的特点。该类废水中往往含有甲醇、甲苯、环己烷、硼酸、硫酸、甲基叔丁基醚等多种难降解和生物毒性物质。本项目高浓度有机废水含有大量非水溶性物质，包括乙酸乙酯、甲苯及二氯甲烷，其非水溶性有机物的含量为5000mg/l，cod范围为7.43×104~7.48×104mg/l，ph值在5左右。此外，本项目在生产过程中，经常会用到大量的酸或碱，这些酸或碱经中和后常以盐的形式存在于废水中，形成高盐含量废水，总盐含量约为100000mg/l。现有的合成制药废水的处理工艺主要有光氧化法、芬顿氧化法、臭氧氧化法、超声氧化法和湿式氧化法，而预处理的常用方法有双氧水碱性氧化、蒸馏和加热碱性吹脱法、芬顿氧化法、铁碳微电解法、高锰酸钾氧化法等。

　　设计水量、进出水水质如表1-2所示。设计出水水质执行《污水综合排放标准》(gb8

强度和蒸汽的消耗量。随着抽出量的逐渐增加，塔底净化水氨质量分数也会呈现出下降的趋势。当侧线的采取量超过进料量的9%时，塔底净化水中氨的质量浓度会低于100mg/l，水质情况得到明显的好转。如果继续增加采出量，蒸汽的单耗和侧线的凝液量也会随之增加，循环液中的氨含量也会有所增加，因此过分加大侧线抽出量是不合适的。在通常的情况下，会将侧线抽出量维持在进料总质量的9%左右。

　　5、三级冷凝系统

　　三级分凝系统主要用于脱除氨中的酸性气体和水蒸气，从而提高气相中氨的质量分数。因此需要做好对操作温度和操作压力的控制，这对提高三级分凝系统出口处氨气的质量分数和降低其中酸性气体的含量，有较大的作用，有效降低后续氨精制系统负荷，对三级分凝液的循环量液也会有较大的影响。在通常的情况下，较低的温度和较高的温度将更有利于氨的浓缩。根据后续氨精制工艺的要求，一般会将温度选择在40~50℃。在经过3级分凝后，氨中的酸性气体和挥发酚就会全部溶解在分凝液中，并终返回到单塔系统，氨在浓缩后的质量分数可以达到99%以上，为后续的氨精制打下了一个非常好的基础。

　　6、实际工业运行分析

　　该工艺在实际生产过程中，已经替代了原有的工艺流程。该加压塔的设计处理量为80t/h，该塔直径为2.2m，塔高为37m。经过长时间的生产研究，终将塔顶的压力选定在0.6mpa，塔底的温度为160℃，塔顶的运行温度为80℃，侧线抽出量的质量百分数为9%。该工艺在进入稳定运行段后，原来工艺处理后废水中氨和二氧化碳的质量浓度分别为450mg/l和1500mg/l。在新的工艺流程中，氨的质量分数下降到30mg/l，二氧化碳的含量已经非常少。经过工艺改造后，废水的ph值得到了显著的降低，可以维持在7左右，有利于后续萃取工艺的进行。

　　为了对采出口的数量和位置进行确定，使用了相关的工艺模拟软件。结果表明，在采用3个采出口后，切换采出侧线的位置对实际操作影响并不大。之后的工业生产实践，也非常好的证实了该结论，因此仅设计1~2个侧线采出口即