A/O2工艺处理焦化废水的优化实践

赵栓柱，柴永瑞，李 宁，常 晓

（迁安中化煤化工有限责任公司，河北 唐山 064400）

迁安中化煤化工有限责任公司（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，拥有两段焦化废水处理系统，其中Ⅰ段焦化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，废水处理量为70 m3/h。该工艺2004年投入使用后，出水COD、NH3-N指标经常波动，且运行费用偏高，不能适应当前越来越高的环保要求和公司经营理念。因此迁安中化公司对进水水质、A/O2工艺指标控制等进行了优化，实现了A/O2工艺的稳定、高效、节约运行。现对A/O2工艺的优化作一介绍。

1 废水处理A/O2工艺流程

迁安中化公司焦化废水处理A/O2工艺流程示意图见图1（图中虚线表示污泥路径）。

图1 焦化废水处理A/O2工艺流程示意图

2 影响A/O2工艺运行的进水水质因素及优化

对A/O2工艺运行来说，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理工艺，活性污泥对有害物质有一定的承受限度，超过这个限度，活性污泥就会被抑制，进而影响废水处理效率。A/O2工艺入曝气池污水中有害物质的质量浓度要求为：硫氰酸铵＜22 mg/L、矿物油＜50 mg/L、硫化物＜50 mg/L[1]。

2.1 硫氰酸铵

硫氰酸铵本身有毒，在废水处理系统内分解时，化学需氧量较高，会产生有毒气体，对活性污泥影响较大。生产运行实践证明，A/O2工艺进水中硫氰酸铵质量浓度达到1.5 g/L以上时，A/O2系统会受到较大程度的影响，因此需要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一般在150 g/L左右，以如此高的浓度进入A/O2系统，会对废水处理系统造成冲击，生产运行中，应严禁脱硫液进入A/O2工艺处理系统。因此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）将脱硫系统发生事故时的溢液收集入脱硫系统。（3）将雨季脱硫区域的积水及日常脱硫区域的地坪扫水收集入脱硫系统。

2.2 矿物油

废水处理系统来水剩余氨水包括配煤水分、炼焦化合水、粗苯分离水、地坪扫水等，在冷凝工段，与焦油分离后，经过剩余氨水罐沉淀、除焦油器除油、蒸氨塔除油后，蒸氨废水中矿物油一般能满足A/O2工艺处理要求。

A/O2工艺进水中矿物油含量高，一般是粗苯系统洗油进入冷凝工段造成的。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，不容易实现分离，会造成进入生化系统的废水矿物油含量超标，进而影响生化运行。

洗油进入剩余氨水造成生化进水矿物油含量超标的原因有以下几种：

（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。洗油必须打入冷凝工段时，应采用少量、多次的方法。

（2）终冷塔阻力高，使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一般要求小于50 mg/L[2]，实际运行中，控制矿物油质量浓度小于250 mg/L，以保证生化系统能正常运行。

2.3 硫化物

废水处理A/O2工艺进水中硫化物含量高时，A池水面出现硫泡沫，好氧池污泥中出现淡黄色小颗粒、污泥松散，降解COD能力差。

若脱硫运行效果不好，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、粗苯分离水中富集，进入冷凝工段，最终造成生化进水硫化物超标。因此脱硫工段的稳定运行，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一般要求小于50 mg/L[2]，生产实践证明，蒸氨废水硫化物质量浓度小于90 mg/L时，对生化运行不会造成影响。当蒸氨废水硫化物质量浓度大于90 mg/L时，根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，能消除硫化物超标的影响。硫化物去除反应为S2-+FeSO4=FeS↓+SO42-。

2.4 NH3-N

在废水生物处理中，一般按BOD5（5日生化需氧量）计算氮的需要量，若按BOD5与NH3-N质量浓度之比为100∶5来调节NH3-N浓度，则能满足微生物对氮的要求[3]。但是实际运行中，不方便检测BOD5，根据进水COD浓度调节进水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%，结合生产运行，按进水 COD与 NH3-N质量浓度之比为（40～60）∶1来调节NH3-N浓度，能满足A/O2工艺运行需要，且不会因为NH3-N过高而造成废水处理费用增加。

2.5COD

迁安中化公司剩余氨水COD在7 000 mg/L～9 000 mg/L，蒸氨废水 COD 在 5 000 mg/L～7 000 mg/L，如此高的COD直接进入A/O2生化处理系统，活性污泥会受到冲击，造成污泥松散、污泥指数上升、降解COD能力下降。实践证明，对A/O2工艺来说，进水COD控制在3 000 mg/L～3 500 mg/L，有利于生化系统稳定运行。

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

表1 A/O2工艺合理进水指标mg/L

3 影响A/O2工艺运行的指标控制因素及优化

3.1 温度

温度是影响活性污泥生长与生存的重要因素，不同类型的活性污泥有不同的适宜生长温度。

原设计要求生化处理A/O2系统适宜的温度是25℃～38℃，最高不超过40℃。但实际运行中，当水温超过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明显提高；当水温低于30℃时，生化出水COD也出现相应的提高。温度对A/O2工艺出水COD的影响见表2。

表2 温度对A/O2工艺出水COD的影响mg/L

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，都会造成生化出水COD含量偏高。

3.2 溶解氧

原设计要求O1池、O2池溶解氧从进水端到出水端逐渐升高，控制出水端溶解氧质量浓度在2 mg/L～4 mg/L。实际运行中，O1池进水经过“之”字型的3个36 m长的廊道后，到达出水端，O2池进水经过1个36 m长的廊道后，到达出水端。按原设计运行，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渐升高，好氧池内大部分分支压缩风截门开度不大。压缩风截门开度小，易造成曝气盘堵塞，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工艺运行稍有问题时，出水NH3-N含量便随之波动。

针对以上问题，调整好氧池运行模式：

（1）打开O1池、O2池进水端所有分支压缩风截门，尽可能地提高好氧池前端溶解氧含量。O1池第二廊道溶解氧质量浓度由＜1 mg/L提高至3 mg/L左右。

（2）根据O1池、O2池出水指标，关小出水端分支压缩风截门。出水端溶解氧属于剩余溶解氧，是浪费掉的氧气，关小部分压缩风截门后，可相应地降低鼓风机电流，减少电消耗。好氧池溶解氧调整前后A/O2工艺内指标变化见表3。

表3 溶解氧调整前后A/O2工艺内指标变化mg/L

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

3.3 沉降比

原设计要求O1池、O2池沉降比控制在25%～40%，运行中存在以下问题：

（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，易分解产生悬浮物，造成出水浊度、COD偏高。

针对以上问题，调整生化系统沉降比控制指标：

（1）提高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%，提高污泥负荷，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300 mg/L～500 mg/L，碱度偏低时，增加系统固碱投加量。运行中存在问题如下：

（1）O1池几乎不消耗碱液，O2池消耗碱液较大。同时，为保证O2池的硝化作用，O2池碱度控制在400mg/L～500 mg/L，造成出水碱度高，浪费碱液。

（2）固碱是袋装的，每天需要专人溶解2 t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）固碱成本较高。

（4）O1池、O2池的加碱管道、阀门经常被结晶堵塞，造成系统不能及时调节碱度，致使出水指标波动。

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～250 mg/L，减少碱液浪费。

（2）O1池、O2池由投加固碱逐渐改为投加液碱，节省人力，降低运行费用，同时也避免加碱管道堵塞而引起系统的波动。

经过以上工艺优化，废水处理A/O2工艺出水指标可以实现长期、稳定达标，系统抗冲击能力显著增强。同时，二沉池出水COD由320 mg/L降低至250 mg/L，以A/O2工艺进水COD平均3 150 mg/L计算，COD处理效率由90%提高至92.1%。另外，减少4个岗位定员，每月节约人力支出近2万元；使用固碱改为液碱，每月节约药品费用近5万元；降低出水碱度，每月节约碱液消耗3万元左右，合计可使焦化废水吨水处理费用降低2元左右。

4 A/O2工艺调整后出现的问题及优化

4.1 回流沉淀池出现返沫、返泥现象

调整前，回流沉淀池水面平稳，未出现过返沫、返泥现象。调整后，回流沉淀池每半月左右就出现一次先返沫、再返泥的现象。

回流沉淀池工况分析如下：

（1）回流沉淀池表面总可见小气泡破裂的现象，此现象和A池表面的现象较为类似。

（2）回流沉淀池内有1 m左右的存泥。

（3）回流沉淀池内溶解氧质量浓度＜0.5 mg/L。

（4）回流沉淀池内的水和污泥有6 h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。

表4 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mg/L

根据表4数据，调整前回流沉淀池进、出水硝态氮、亚硝态氮含量基本稳定，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，可以确定在回流沉淀池内发生了反硝化反应，消耗掉部分硝态氮、亚硝态氮。

4.2 优化及解决措施

由以上分析可知，回流沉淀池返沫、返泥现象是回流沉淀池内发生反硝化作用引起的。为了抑制回流沉淀池发生反硝化作用，可采取以下2种办法：

（1）反硝化反应的发生需要一定的停留时间，缩短废水和污泥在回流沉淀池内停留时间，可以抑制回流沉淀池发生反硝化作用。通过调节，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池发生反硝化作用。

调整如下：回流上清液量由150 m3/h提高至300 m3/h，回流污泥量由150 m3/h提高至200 m3/h，回流沉淀池停留时间由6 h缩短到4 h。试验一周后，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方法，未能彻底有效抑制回流沉淀池返沫、返泥状况，不可取。

（2）传统的脱氮理论[4]认为，反硝化菌在无分子氧、存在硝酸和亚硝酸离子的条件下，才能使硝酸盐还原。但近几年的研究表明[4]，硝化和反硝化可以在同一反应器中同时发生，这一现象被称为同步硝化反硝化（SND）。依据SND理论，在O1池部分区域创造反硝化条件，使O1池同步发生硝化和反硝化作用，降低回流沉淀池进水硝态氮、亚硝态氮含量，进而抑制反硝化作用在回流沉淀池发生的强度。

调整如下：关小O1池出口端第三廊道分支压缩风截门，降低曝气量，控制O1池出口端溶解氧质量浓度在0.5 mg/L左右。同时在不影响O1池降解COD、NH3-N的前提下，逐步扩大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20 mg/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0.5 mg/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20 mg/L以下。同时，回流沉淀池不再出现返沫、返泥现象。

结合以上试验结果，生产运行中采取降低O1池出口端第三廊道溶解氧的办法，在O1池建立反硝化区域，可以抑制回流沉淀池出现返沫、返泥现象。

5 结 论

迁安中化公司通过控制焦化废水处理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，为废水处理工艺稳定运行创造良好的条件。通过优化O1池、O2池温度、溶解氧、沉降比等指标，废水COD处理效率由90%提高至92.1%。通过使用液碱代替固碱，把反硝化反应前移至O1池，及采取降低O2池碱度的方法，焦化废水吨水处理费用降低2元左右。同时，A/O2工艺经过优化后，废水处理出水指标可以实现长期、稳定达标，且系统抗冲击能力显著增强。