引言

疆藍山屯河能源有限公司1,4丁二醇項目污水處理工藝采用采用物化預處理(包括氣浮處理)+厭氧處理+好氧處理的工藝用來處理，設計出水水質COD:≤60mg/L，BOD:≤20mg/L。污水主要由1,4丁二醇BDO裝置、甲醇甲醛裝置、乙炔裝置以及電石裝置生產過程中產生的各種污水。由于原設計提供的污水的水質水量與實際生產排放的污水水質差異較大，原設計不能滿足實際污水處理要求，污水處理不達標，必須進行優化和改造才能現有污水處理要求。針對此情況，藍山屯河能源有限公司的專業技術人員經過實地試驗和研究對原有設計工藝進行優化和改造，在不改變原構筑物功能的基礎上，對設備工藝管線進行改造，選擇最佳的投藥加藥方法，解決了污水排放難達標的問題，COD的去處率可達到95%以上，將出COD合格率100%，達到超過原一級設計目標，并保證后續回用水工藝正常穩定運行，其優化和改造達到了降低污水處理成本和降低改造成本的目的。

1 原設計存在的問題

上游化工裝置排放的污水種類多混合在一起成分復雜，未經過物化預處理，1，4丁二醇DDO裝置含催化劑廢水和真空凝液混合在一起，未經物化預處理，直接進入生化系統導致后續生化系統工藝無法正常運行，導致污水處理不達標處。由于原設計提供的水質條件與實際出入較大，設計人員經驗不足，將高壓加氫含催化劑廢水甲醇、真空冷凝液混合并接到一條管線進入高濃度均質水池，然后直接進入厭氧水解酸化系統，由于廢水中的甲醛、催化劑、B3D(丁炔醇)未經物化處理去除。因甲醛、重金屬催化劑為微生物抑制的毒物、B3D(丁炔醇)為微生物抑制劑，而造成污水生化厭氧、水解酸化和好氧生化系統無法正常運行，造成生化污泥大量死亡生化系統無法正常運行，導致污水處理不達標。上游化工裝置的催化劑廢水與真空凝液廢水污水混合在同一管線中，都集中進入高濃度污水均質池到高濃度均質水池，污水排放量大，水質不穩定，然后進入厭氧生化系統和水解酸化進水池進行處理，由于厭氧水池結構設計和安裝有誤，導致反應填料層塌陷，經常出現進入系統中污水無法及時進行厭氧生化處理，而造成后續工藝的水解酸化進水池和好氧生化水池溢水的現象，同時經過二級氣浮處理的污水設計出力有限，而無法進行沉降分離。生化反應系統設計不合理，沒有設計內回流系統，同時污泥壓濾系統與物化處理壓濾系統共用1套壓濾系統，壓濾后的污水再次進入好氧生化系統，導致好氧污水系統無法正常運行，污水處理量受限制，最終造成處理污水無法達標排放。經過生化處理后的污水進入微氣浮分離，因安裝缺陷，導致沉降效果差，造成污泥分離效果差，處理后的污水濁度和色度及COD均超標。設備選型和選材存在問題，現有設備無法滿足工藝要求。從上游排放至污水處理廠的管線沒有考慮介質腐蝕問題，均采用有縫碳鋼材質，運行一段時間經常出現管線腐蝕泄漏情況，脫離子單元的廢水和化工有機廢水pH值波動性較大，使進入裝置的管線和設備腐蝕嚴重，微電解反應器為碳鋼材質，防腐措施不合理(用環氧樹脂做防腐層)，與THF會產生互溶，將防腐層溶解，微電解需要在酸性條件下進行，會造成設備的腐蝕。容器氣浮設備采用傳統氣浮行車刮泥機設備，運行工況不穩定，分離效果差。

2 廢水處理處理工藝的優化和改造

此次改造的原則采用原有的構筑物，盡量不破壞原有設計工藝，采用與原有工藝相結合的新型廢水處理技術和工藝，改造原有的廢水處理裝置。改造前的污水處理工藝流程如下：高濃度有機污水處理系統：(壓力流)采用物化預處理(包括氣浮處理)+厭氧處理+好氧處理；制氫裝置、1,4-丁二醇裝置、焚燒單元，電石裝置廢水等的高濃度有機污水，合計約為25m3/h，進水COD: 8200mg/L，BOD: 3350mg/L。高濃度調節池接收高濃度有機廢水和預處理后的高濃度甲醛廢水進行水質水量調節，調節后的高濃度水進行破乳，絮凝，除油處理，處理過程產生的污油進行外運，設置1座氣浮池，處理流量40m3/h。氣浮池前設置破乳和混凝加藥池，投加混凝劑FeSO4，設計加藥量100～200mg/L，及助凝劑PAM，設計加藥量5～10mg/L。完成一級預處理，經過一級預處理的高濃度有機廢水水進行二級生化處理。高濃度甲醛廢水處理系統：(壓力流)采用氧化預處理+厭氧處理+好氧處理；高濃度甲醛廢水約為15m3/h，直接進入加熱混合池通過蒸汽將甲醛廢水升至65°C,送至氧化反應池進行氧化處理，投加石灰Ca(OH)2將廢水pH調至11，再投加高錳酸鉀(KMnO4)進行氧化反應，反應結束后，將污泥排放至污泥池，再將污水加酸調節pH至7.5～8.5，經過氧化處理的高濃度甲醛廢水基本達到生化處理要求，達到預處理要求的高濃度甲醛廢水送至高濃度調節池。混合有機污水(重力流)系統：采用物化預處理(包括氣浮處理)+好氧處理；經過機械格柵濾去水中懸浮物的有機廢水，在混合廢水集水井中提升泵將混合廢水集水井的水提升至均質調節池，調節后的混合有機廢水進入破乳池，絮凝池，除油氣浮池處理，除油氣浮池除去浮油，完成預處理過程，達到處理要求的混合廢水送至水解酸化池。為此我們結合實際情況對原有的設計工藝進行了優化改造。具體方案如下：

(1)將重金屬催化劑廢水、真空冷凝液混合并的管線分開，并將催化劑重金屬催化劑廢水管線改造引至一級氧化反應池，并增加蒸汽加熱管線至一級氧化反應池進行預加熱處理至75°C，投加石灰Ca(OH)2將廢水pH調至11,再投加高錳酸鉀(KMnO4)進行氧化反應，反應結束后，再進入氧化反應池2再次投加投加FeSO4和陽離子型聚丙烯酰胺進行絮凝沉降，經過氧化處理的高濃度重金屬催化劑廢水中的甲醛、重金屬催化劑、丁炔醇等有害物質基本去除，達到生化處理進水要求。

(2)將原設計的氧化反應池進行20min沉降后，將加藥反應絮凝沉降后的重金屬催化劑分離沉降池，通過底部排污閥可有效的去除重金屬催化劑，將分離的上清液進入原系統中的除油溶氣氣浮系統，單獨投加聚合硫酸鐵和陰離子聚丙烯酰胺(PAM)，再次進行二次固液分離后進入高濃度均質水池，進行曝氣均質混合后進入HAF厭氧系統進行生化處理處理。同時將沉降的沉淀物排往污泥濃縮池，經帶式壓濾機壓濾后處理。

(3)增加好氧內回流管線，將原來碳鋼材質管線更換為304不銹鋼管線，經過設備改造后，將管線腐蝕問題解決，同時利用現有的加藥系統設備進行工藝的優化和改造，并利用原來的尿素藥劑投加系統投加專用的有機型生化污泥絮凝劑3108，提 高生化系統污泥絮凝和污泥的濃度，延長好氧生化停留時間，將原來設計的停留時間延長，有效的提高好氧微生物的活性，使整個FSBBR好氧系統微生物COD脫除率得到較大提升。

(4)因將原設計中化工混合有機廢水不含油類物資，無需進行除油處理，將除油溶氣氣浮系統管線進行改造作為重金屬催化劑廢水的溶氣氣浮系統再次優化改造利用。將真空冷凝液無毒有機廢液直接進入高濃度均質水池，進行曝氣均質混合后進入HAF厭氧系統進行處理。改造后的工藝流程如圖1所示。

3 改造后運行過程及處理效果

催化劑廢水經一二級氧化反應處理后，有效的去除污水中的甲醛、重金屬催化劑、丁炔醇等有害物質去除率達95%，COD降解達25%，進入高濃度均質水池均質調節進入厭氧水解酸化系統和FSBBR好氧生化系統處理，生化系統運行穩定，進水水質達到原設計要求。好氧生化系統增加內回流工藝后，生化停留時間由原來40h延長至52h，二級溶氣氣浮效果有效提高，最終生化處理后污水處理效果明顯得到改善，污水處理合格達標，并超過原設計的一級標準。結合以上改造經驗和應用，我們在后期二期污水項目建設中，借鑒以上改造經驗在我們在前期設計中，結合原改造工藝，對污水前期預處理系統進行優化設計，將原來的傳統帶溶氣氣浮罐和刮泥機的溶氣氣浮改為蝸凹溶氣氣浮系統使整個系統溶氣氣浮效果大為改善，并將原來的帶式壓濾機改為疊螺式壓濾機，后期污泥脫水效果大大提高改善，將節約了大量的人力物力。4 經濟技術指標分析改造后的藥劑成本下降30%，電耗降低15%,將達標排放合格污水全部回收利用補充至原水系統中，減少外排水80t/h，按照目前原水價格5.2元/t，外排污水排污費4.2元計算，每年污水運行時間8000h計算，合計節約成本60.1萬元/a。

5 結語

利用原有的設備采用的厭氧、水解酸化+厭氧/好氧生化工藝，在不改變原構筑物和設備的基礎上，對進水的混合污水進行局部的分離改造，合理的利用一二級氧化反應池、加藥系統設備、溶氣氣浮裝置等設備，優化組合改造，同時增加好氧內回流工藝延長生化停留時間，改造后的污水處理工藝更加合理，各局部工藝和設備得到有效綜合利用，生化系統運行狀況得到改善，生化處理能力增加，處理效果明顯提高，處理效果穩定。經過改造后運行結果表明，廢水處理裝置優化后用于處理化工BDO廢水和化工混合高濃度廢水，生化進水COD控制在7500～8600mg/L,進水流量控制在25～30t/h,COD 去處率可達到75%以上，增加好氧內回流工藝延長生化停留時間，將FBSSR好氧生化系統進水COD控950+1100mg/L,進水流量控制在35～40t/h，COD 的去處率可達到85%～90%，將 出COD超過原一級設計目標，目前運行出水COD保持在40mg/L，BOD降低至5mg/L以下，其出水水質超出原設計和國家/省市環保核定的環保達標排放的水質要求。同時為下游回用水裝置進水創造良好的條件，減低了回用水裝置預處理的成本，降低了回用水超濾反滲透系統膜的污堵風險，延長了回用水運行周期，同時提高了整個回用水系統的回收率，目前回收率有原來的55%提高至82%，膜的化學清洗頻次由原來的1周/次延長至2個月/次。改造后的尿素、磷酸二氫鉀、高錳酸鉀、硫酸亞鐵、聚丙烯酰胺和3108等藥劑消耗比原設計下降30%，用電量減少15%。外排水量有原來的140t/h降低至目前35～40t/h，有效減少企業外排水量為企業節約大量的成本消耗費用。

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