迁安中化煤化工有限义务公司(简称迁安中化公司)建有6座55孔JN60-82型焦炉，年产焦炭330万t，具有两段焦化废水处置系统，其中Ⅰ段焦化工业废水处理系统是其中4座焦炉的配套设计，采用活性污泥法的A/O2工艺，废水处置量为70m3/h。该工艺2004年投入运用后，出水COD、NH3-N指标经常动摇，且运转费用偏高，不能顺应当前越来越高的环保请求和公司运营理念。因而迁安中化公司对进水水质、A/O2工艺指标控制等实行了优化，完成了A/O2工艺的稳定、高效、节约运转。现对A/O2工艺的优化作一引见。

　　1、废水处置A/O2工艺流程

　　迁安中化公司焦化废水处置A/O2工艺流程表示图见图1(图中虚线表示污泥途径)。

　　2、影响A/O2工艺运转的进水水质要素及优化

　　对A/O2工艺运转来说，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置工艺，活性污泥对有害物质有一定的接受限度，超越这个限度，活性污泥就会被抑止，进而影响废水处置效率。A/O2工艺入曝气池污水中有害物质的质量浓度请求为：硫氰酸铵<22mg/L、矿物油<50mg/L、硫化物<50mg/L。

　　2.1 硫氰酸铵

　　硫氰酸铵自身有毒，在废水处置系统内合成时，化学需氧量较高，会产生有毒气体，对活性污泥影响较大。生产运转理论证明，A/O2工艺进水中硫氰酸铵质量浓度到达1.5g/L以上时，A/O2系统会遭到较大水平的影响，因而需求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普通在150g/L左右，以如此高的浓度进入A/O2系统，会对废水处置系统形成冲击，生产运转中，应严禁脱硫液进入A/O2工艺处置系统。因而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)将脱硫系统发作事故时的溢液搜集入脱硫系统。

　　(3)将雨季脱硫区域的积水及日常脱硫区域的地坪扫水搜集入脱硫系统。

　　2.2 矿物油

　　工业废水处理系统来水剩余氨水包括配煤水分、炼焦化合水、粗苯别离水、地坪扫水等，在冷凝工段，与焦油别离后，经过剩余氨水罐沉淀、除焦油器除油、蒸氨塔除油后，蒸氨废水中矿物油普通能满足A/O2工艺处置请求。

　　A/O2工艺进水中矿物油含量高，普通是粗苯系统洗油进入冷凝工段形成的。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，不容易完成别离，会形成进入生化系统的废水矿物油含量超标，进而影响生化运转。

　　洗油进入剩余氨水形成生化进水矿物油含量超标的缘由有以下几种：

　　(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。洗油必需打入冷凝工段时，应采用少量、屡次的办法。

　　(2)终冷塔阻力高，运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普通请求小于50mg/L[2]，实践运转中，控制矿物油质量浓度小于250mg/L，以保证生化系统能正常运转。

　　2.3 硫化物

　　废水处置A/O2工艺进水中硫化物含量高时，A池水面呈现硫泡沫，好氧池污泥中呈现淡黄色小颗粒、污泥松懈，降解COD才能差。

　　若脱硫运转效果不好，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、粗苯别离水中富集，进入冷凝工段，最终形成生化进水硫化物超标。因而脱硫工段的稳定运转，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普通请求小于50mg/L，生产理论证明，蒸氨废水硫化物质量浓度小于90mg/L时，对生化运转不会形成影响。当蒸氨废水硫化物质量浓度大于90mg/L时，依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硫酸亚铁，能消弭硫化物超标的影响。硫化物去除反响为S2-+FeSO4=FeS↓+SO42-。

　　2.4 NH3-N

　　在废水生物处置中，普通按BOD(55日生化需氧量)计算氮的需求量，若按BOD5与NH3-N质量浓度之比为100∶5来调理NH3-N浓度，则能满足微生物对氮的请求。但是实践运转中，不便当检测BOD5，依据进水COD浓度调理进水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%，分离生产运转，按进水COD与NH3-N质量浓度之比为(40~60)∶1来调理NH3-N浓度，能满足A/O2工艺运转需求，且不会由于NH3-N过高而形成废水处置费用增加。

　　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生化处置系统，活性污泥会遭到冲击，形成污泥松懈、污泥指数上升、降解COD才能降落。理论证明，对A/O2工艺来说，进水COD控制在3000mg/L~3500mg/L，有利于生化系统稳定运转。

　　综上所述，为了维持A/O2工艺的稳定运转，生化进水水质要满足一定的指标请求，见表1。

　　3、影响A/O2工艺运转的指标控制要素及优化

　　3.1 温度

　　温度是影响活性污泥生长与生存的重要要素，不同类型的活性污泥有不同的适合生长温度。

　　原设计请求生化处置A/O2系统适合的温度是25℃~38℃，最高不超越40℃。但实践运转中，当水温超越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明显提升;当水温低于30℃时，生化出水COD也呈现相应的提升。温度对A/O2工艺出水COD的影响见表2。

　　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，都会形成生化出水COD含量偏高。

　　3.2 溶解氧

　　原设计请求O1池、O2池溶解氧从进水端到出水端逐步升高，控制出水端溶解氧质量浓度在2mg/L~4mg/L。实践运转中，O1池进水经过“之”字型的3个36m长的廊道后，抵达出水端，O2池进水经过1个36m长的廊道后，抵达出水端。按原设计运转，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步升高，好氧池内大局部分支紧缩风截门开度不大。紧缩风截门开度小，易形成曝气盘梗塞，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工艺运转稍有问题时，出水NH3-N含量便随之动摇。

　　针对以上问题，调整好氧池运转形式：

　　(1)翻开O1池、O2池进水端一切分支紧缩风截门，尽可能地提升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提升至3mg/L左右。

　　(2)依据O1池、O2池出水指标，关小出水端分支紧缩风截门。出水端溶解氧属于剩余溶解氧，是糜费掉的氧气，关小局部紧缩风截门后，可相应地降低鼓风机电流，减少电耗费。好氧池溶解氧调整前后A/O2工艺内指标变化见表3。

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

　　3.3 沉降比

　　原设计请求O1池、O2池沉降比控制在25%~40%，运转中存在以下问题：

　　(1)O1池污泥负荷较高，COD降解不彻底，出水COD偏高。

　　(2)O2池污泥负荷过低，污泥老化，易合成产生悬浮物，形成出水浊度、COD偏高。

　　针对以上问题，调整生化系统沉降比控制指标：

　　(1)提升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%，提升污泥负荷，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。运转中存在问题如下：

　　(1)O1池简直不耗费碱液，O2池耗费碱液较大。同时，为保证O2池的硝化作用，O2池碱度控制在400mg/L~500mg/L，形成出水碱度高，糜费碱液。

　　(2)固碱是袋装的，每天需求专人溶解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)固碱本钱较高。

　　(4)O1池、O2池的加碱管道、阀门经常被结晶梗塞，形成系统不能及时调理碱度，致使出水指标动摇。

　　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，减少碱液糜费。

　　(2)O1池、O2池由投加固碱逐步改为投加液碱，俭省人力，降低运转费用，同时也防止加碱管道梗塞而惹起系统的动摇。

　　经过以上工艺优化，废水处置A/O2工艺出水指标能够完成长期、稳定达标，系统抗冲击才能显著加强。同时，二沉池出水COD由320mg/L降低至250mg/L，以A/O2工艺进水COD均匀3150mg/L计算，COD处置效率由90%提升至92.1%。另外，减少4个岗位定员，每月节约人力支出近2万元;运用固碱改为液碱，每月节约药品费用近5万元;降低出水碱度，每月节约碱液耗费3万元左右，合计可使焦化废水吨水处置费用降低2元左右。

　　4、A/O2工艺调整后呈现的问题及优化

　　4.1 回流沉淀池呈现返沫、返泥现象调整前，回流沉淀池水面平稳，未呈现过返沫、返泥现象。调整后，回流沉淀池每半月左右就呈现一次先返沫、再返泥的现象。

　　回流沉淀池工况剖析如下：

　　(1)回流沉淀池外表总可见小气泡决裂的现象，此现象和A池外表的现象较为相似。

　　(2)回流沉淀池内有1m左右的存泥。

　　(3)回流沉淀池内溶解氧质量浓度<0.5mg/L。

　　(4)回流沉淀池内的水和污泥有6h左右的停留时间。

　　(5)将A/O2工艺调整前后O1池和回流沉淀池的硝态氮、亚硝态氮含量汇总，数据见表4。

　　依据表4数据，调整前回流沉淀池进、出水硝态氮、亚硝态氮含量根本稳定，调整后回流沉淀池出水硝态氮、亚硝态氮含量明显比进水硝态氮、亚硝态氮含量低，能够肯定在回流沉淀池内发作了反硝化反响，耗费掉局部硝态氮、亚硝态氮。

　　4.2 优化及处理措施

　　由以上剖析可知，回流沉淀池返沫、返泥现象是回流沉淀池内发作反硝化作用惹起的。为了抑止回流沉淀池发作反硝化作用，可采取以下2种方法：

　　(1)反硝化反响的发作需求一定的停留时间，缩短废水和污泥在回流沉淀池内停留时间，能够抑止回流沉淀池发作反硝化作用。经过调理，把回流沉淀池进水的硝化液尽可能快地送入A池，使其在A池发作反硝化作用。

　　调整如下：回流上清液量由150m3/h提升至300m3/h，回流污泥量由150m3/h提升至200m3/h，回流沉淀池停留时间由6h缩短到4h。实验一周后，回流沉淀池返沫、返泥现象没有明显好转。

　　采用缩短回流沉淀池停留时间的办法，未能彻底有效抑止回流沉淀池返沫、返泥情况，不可取。

　　(2)传统的脱氮理论以为，反硝化菌在无分子氧、存在硝酸和亚硝酸离子的条件下，才干使硝酸盐复原。但近几年的研讨标明，硝化和反硝化能够在同一反响器中同时发作，这一现象被称为同步硝化反硝化(SND)。根据SND理论，在O1池局部区域发明反硝化条件，使O1池同步发作硝化和反硝化作用，降低回流沉淀池进水硝态氮、亚硝态氮含量，进而抑止反硝化作用在回流沉淀池发作的强度。

　　调整如下：关小O1池出口端第三廊道分支紧缩风截门，降低曝气量，控制O1池出口端溶解氧质量浓度在0.5mg/L左右。同时在不影响O1池降解COD、NH3-N的前提下，逐渐扩展O1池第三廊道的厌氧区域，直至O1池出口硝态氮、亚硝态氮质量浓度降至20mg/L以下。

　　经过调试，O1池出口端第三廊道75%~100%区域调整为厌氧区域，即溶解氧质量浓度在0.5mg/L左右时，可降低回流沉淀池进水硝态氮、亚硝态氮质量浓度在20mg/L以下。同时，回流沉淀池不再呈现返沫、返泥现象。

　　分离以上实验结果，生产运转中采取降低O1池出口端第三廊道溶解氧的方法，在O1池树立反硝化区域，能够抑止回流沉淀池呈现返沫、返泥现象。

　　5、结论

　　迁安中化公司经过控制焦化废水处置A/O2工艺进水硫氰酸盐、矿物油、硫化物、NH3-N、COD等有害物质浓度，为废水处置工艺稳定运转发明良好的条件。经过优化O1池、O2池温度、溶解氧、沉降比等指标，废水COD处置效率由90%提升至92.1%。经过运用液碱替代固碱，把反硝化反响前移至O1池，及采取降低O2池碱度的办法，焦化废水吨水处置费用降低2元左右。同时，A/O2工艺经过优化后，废水处置出水指标能够完成长期、稳定达标，且系统抗冲击才能显著加强。