水解酸化接觸氧化CASS工藝處理生物制藥廢水

　　水解酸化/接觸氧化/CASSE藝處理生物制藥廢水許新芳（河北化工醫藥職業技術學院化學與環境工程系，河北石家莊050026）高濃度有機廢水，毒性大，進水CD達13000~14000mg/L針對制藥生產的不穩定性和糖業廢水的水溫偏高問題，經篩選后，采用冷卻塔/中和池汽浮強化預處理系統。系統運行正常后，出水水質達到污水綜合排放標準（GB8978―1996）的二級標準，直接運行成本（253元/m）適中。

　　項目進水出水CD/（mgL1）13某污水廠主要接納藥廠廢水及少量糖業廢水，其中生物制藥廠廢水中主要有機污染物來源于發酵殘余基質、營養物質、溶媒提取過程的萃余液、經溶媒回收后排出的蒸餾釜殘液、離子交換過程排出的吸附污液、水中不溶性抗菌素的發酵濾液，以及染菌倒罐污液等，該廢水具有組成復雜、有機污染物種類多、濃度高、毒性大等特點111，屬于中、高濃度難處理有機廢水。糖業廢水為淀粉和葡萄糖生產廢水。

　　確定采用水解酸化接觸氧化/CASS工藝處理1.1設計水量及進水水質該污水廠處理能力為1X104m/d其中制藥生產廢水量為8000m/d淀粉、葡萄糖生產廢水量為2000m/d要求處理后出水水質達到污水綜合排放標準（GB8978-1996）二級標準。工程設計進、出水水質見表1表1工程設計進。出水水質**階段改造后運行情況如表2所示。

　　表2**階段改造后各單元處理效果項目進水冷卻沖和/調節汽浮出水水解酸化出水混凝沉淀出水CASS出水排放標準GOD/ 2工藝設計及改造原工藝流程如下：進水一格柵一集水井一調節池一混凝沉淀池一CASS也一平衡池一出水。

　　工程調試的前4個月里，該廠處于技術改造階段，出水水質未達到污水綜合排放標準二級標準，為此進行了改造優化。

　　針對該廠所接納廢水的水質變化大、C3D農度高、屬高濃度有機廢水的特點，并考慮充分利用原有設施，采用以水解酸化接觸氧化/CASS為主體的工藝，在工藝前端設事故池，并強化預處理系統。

　　2.1第階段工藝改造由于生產廢水的不穩定性，污水處理廠經常遭受異常高濃度廢水的沖擊。在工藝前端增建一座事故池，將異常排水切換至事故池暫存，而后通過事故泵少量緩慢兌入系統，以緩解沖擊。

　　增加一系列預處理措施由于缺乏充分的預處理，廢水直接排入水解酸化池，導致了原工藝處理出水難以達標排放，因此確定合適的預處理工藝是此次改造的首要任務。經大量試驗和方案選擇后，確定的預處理工藝為設置冷卻塔降溫-※中和池調節fH值―氣浮工藝去除懸浮物和溶媒1561.首先，經過換熱器將來水降溫，控制系統運行水溫為25~35換熱器出水自流進入中和池。新建中和池為半地上結構，配備有加堿設備、攪拌設備、fH值在線監測儀等，通過PH值反饋信號控制加堿量，調節廢水PH值在70左右，中和出水自流進入現有調節池。經水質水量調節后，提升送入氣浮設備。

　　制藥廢水的ss濃度高，其中主要為發酵的殘余培養基質和發酵產生的微生物絲菌體。發酵制藥類廢水中通常含有一定量的菌絲體這些菌絲體游離于水中，由于密度與水很接近，故難于通過沉淀去除，因此采取氣浮方法。新增氣浮設備采用溶氣化學氣浮工藝，廢水中投加絮凝劑和助凝劑。廢水中的懸浮物、油類及大分子膠體物質（如菌絲、溶媒等）在絮凝劑和助凝劑的作用下，絮體增大，被溶氣釋放器釋放的微小氣泡黏附上升至液面，形成浮渣后分離。氣浮設備高位設置，氣浮產生的浮渣排入污泥濃縮池與剩余污泥混合濃縮后脫水，氣浮出水自流進入水解酸化池。

　　由表2可知，經**階段改造后，預處理系統的CD去除率達到25%但*終出水水質還未達標，還需做進一步改造。

　　22第二階段工藝改造更換曝氣器和增設混合液回流系統現有水解酸化池未設置空氣攪拌系統，接觸氧化池安裝微孔曝氣器不利于生物膜更替。系統原設計為折流板式，運行穩定性差。

　　因此，將現有的水解酸化池和接觸氧化池統一為水解酸化池，選用大氣泡的旋混式曝氣器進行適量曝氣，該種曝氣器具有充氧效果好、氧利用率高、防堵塞能力強、使用壽命長、安全方便等優點。這樣一方面使廢水中溶有一定的氧氣，保持水中的氧化還原電位，控制硫酸還原菌的繁殖，防止產生大量HS另一方面，利用空氣的攪拌使廢水與污泥充分混合，防止產生沉淀。廢水中的大部分復雜有機物在此開環、斷鏈，可生化性大大提高，同時廢水中的殘留抗生素通過降解或污泥吸附得到去除，毒性下降。另外，增設污泥回流系統，將出水端底部污泥混合液回流至進水端，提高水解酸化池的運行穩定性71.經厭氧水解后的廢水中含有很高的SS虧泥絮體微小，其中有大量的絲菌體和大分子有機物，依靠簡單重力沉降，分離效果差，因此改為混凝沉淀分離。水解酸化池出水進入沉淀池，增設絮凝劑和混凝劑投加系統，將純粹的重力沉降改造為混凝沉降，使水解污泥及其吸附物質得到更好的去除，出水進入CASS也。

　　原有CASS反應池污泥回流量小，系統不穩定；氣水比偏小，不能滿足滿負荷運行需要。因此，進行了兩項改造，一是增大回流比，提高系統穩定性，抑制污泥膨脹；二是增加鼓風機和微孔曝氣管，提高氣水比。

　　CASS也四個格子交替循環運行，每天3周期，每周期8h分進水、曝氣、沉淀、排水、閑置5個階段。進水2h進水1h后開始曝氣，歷時3h沉淀1h排水與排污2 5h期間接通潷水器電源進行排水，21后停止排水。

　　第二階段改造后運行情況如表3所示。

　　表3第二階段改造后各單元處理效果3.2改造后新增構筑物及設備構；事故池：尺寸為20mX12mX5m放坡單層網式結構；氣浮設備基礎：4座，素混結構；污泥脫水間風機房：平面尺寸為40mX90m容積約360m，磚混結構，采用彩鋼瓦房頂；污泥井小房：容積約16m，采用磚混結構。

　　新增設備及參數見表4項目進水冷卻沖和/周節/氣浮出水水解酸化出水混凝沉淀出水CASS出水排放際準COD/對曝氣器、沉淀池和CASS池進行改造后，出水水質達到了〈〈污水綜合排放標準的二級標準。其中水解酸化池對CCD的去除率達到了705%CASS池對COD的去除率達到了3工藝流程及工藝設計參數經改造優化后具體工藝流程見（月影部分為新增或改造構筑物、設備）。

　　排放廢水處理工藝流程項目型號滲數數量備注換熱器DRH06-2001座不銹鋼加堿裝置DSOH― 10001套攪拌器2臺IH在線監測儀1臺事故泵流量：50m3/h揚程：1備液位控制器1套氣浮裝置結構尺寸為12 0mx32mx20m包括鋼制池體、空壓機、溶氣罐、溶氣釋放器、刮渣刮泥機4套混合液回流泵流量：300m3/h揚程：400m3含支架懸混式曝氣器D2602 100套DO在線監測SC100控制器LD溶解氧傳感器1臺加藥裝置DS- 1⑴02套離心鼓風機風量：50m/mn風壓：588kPa功率：90kW1臺高壓鼓風機風量：110m3/mn風壓：800套帶式污泥脫水機DY5套PAM自動溶藥加藥裝置溶藥管02⑴0nX2⑴0mm2個；加藥泵：15儔臺；攪拌機：371W2臺2套1用1備調節池和事故池管路系統更新原有調節池管路系統1套換熱器用于出風管水換熱降溫5臺電控系統包括新增配電柜/控制柜/PLQ模擬屏/電纜及橋架（不含增容）1套改造4運行效果年12月一2008年5月的實際進、出水水質如表5系統滿負荷運行后，又進行了半年的觀察，2007所示。

　　表5實際進。出水水質項目進水出水pH值M值12月1月2月3月4月5月由表5可以看出，該工藝處理效果穩定，出水水質達標。

　　本工程總投資為390萬元，其中土建投資為190萬元，設備等（含安裝用為180萬元，設計及調試費用為20萬元。系統滿負荷運行后，其直接運行費用包括電費、藥劑費、人工費和日常維護費等，合計253元/畔運行成本適中。

　　5結論采用水解酸化接觸氧化/CAS工藝能有效處理高濃度制藥廢水。

　　采用冷卻塔/中和池氣浮預處理系統對高濃度廢水進行預處理，使進水水質穩定，進一步保證了生化處理的效果。

　　該廢水處理工藝啟動后，運行正常，水解酸化池對CD的去除率達到了CD的去除率也達到了97.9%廢水處理工藝*終CD總去除率達到98%出水水質達到了GB8978― 1996的二級標準，運行成本為253元/n.