资源描述
鼓冷岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
来自焦炉～82°C荒煤气与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，气液分离后荒煤气由上部出来，进入横管初冷器分两段冷却。上段用32°C循环水，下段用16°C低温水将煤气冷却至21~22°C。由横管初冷器下部排出煤气，进入电捕焦油器，除掉煤气中夹带焦油，再由煤气鼓风机压送至脱硫工段。
为了保证初冷器冷却效果，在上、下段持续喷洒焦油、氨水混合液，在其顶部用热氨水不定期冲洗，以清除管壁上焦油、萘等杂质。
初冷器上段排出冷凝液经水封槽流入上段冷凝液槽，用泵将其送入初冷器上段中部喷洒，多余某些送到吸煤气管道。
初冷器下段排出冷凝液经水封槽流入下段冷凝液槽，加兑一定量焦油后，用泵将其送入初冷器下段顶部喷洒，多余某些满流流入上段冷凝液槽。
由气液分离器分离下来焦油和氨水一方面进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣分离。上部氨水流入循环氨水中间槽，再由循环氨水泵送至焦炉集气管循环喷洒冷却煤气，剩余氨水送入剩余氨水中间槽。澄清槽下部焦油靠静压流入机械化焦油澄清槽，进一步进行焦油与焦油渣沉降分离，焦油用焦油泵送往油库工段焦油贮槽。机械化氨水澄清槽和机械化焦油澄清槽底部沉降焦油渣刮至焦油渣车，定期送往煤场，掺入炼焦煤中。
进入剩余氨水中间槽剩余氨水用剩余氨水中间泵送入除焦油器，脱除焦油后自流到剩余氨水槽，再用剩余氨水泵送至硫铵工段进行蒸氨操作，脱除焦油自流到地下放空槽。
焦油去油库
循环氨水去焦炉
2、 工艺流程：
焦油澄清槽
循环氨水泵
荒煤气
除焦油器
剩余氨水中间槽
循环氨水槽
机械化澄清槽
气液分离器
剩余氨水槽
上段冷凝液槽
水封
初
冷器
水封
下段冷凝液槽
剩余氨水泵
电捕焦油器
剩余氨水送蒸氨
电捕水封
地下放空槽
风机
煤气去脱硫
3、 技术规定：
3.1 初冷器某些：
3.1.1 器前荒煤气温度： 78～86℃；
3.1.2 器后煤气温度： 21～22℃；
3.1.3 循环水入设备温度： ～32℃；
3.1.4 低温水入设备温度： ～18℃；
3.1.5 器前吸力： ～Pa；
3.1.6 初冷器阻力： ～1000Pa；
3.1.7 各初冷器出口煤气温差：≤3℃
3.2 电捕焦油器某些：
3.2.1 煤气含氧：≤ 0.8 % ( 0.8 %报警， 1.0 %联锁)；
3.2.2 解决煤气量： 32500m3/h·台；
3.2.3 出电捕煤气中焦油含量： ≤50mg/m3；
3.2.4 二次电流： 500mA；
3.2.5 二次电压： 30KV；
3.2.6 绝缘箱充氮气量： 75 m3/h；
3.2.7 氮气压力： ≥10Kpa；
3.2.8 绝缘箱温度： 60～70℃；
3.2.9 电捕阻力： ～500Pa；
3.3 鼓风机某些：
3.3.1 风机后压力： ～18000Pa；
3.3.2 鼓风机机壳温度： ≤70℃；
3.3.3 机组轴瓦温度正常为： ≤60℃；
3.3.4 各轴回油温度： ≤55℃；
3.3.5 电动机润滑油压： 0.117～0.177 Mpa；
3.3.6 辅助电油泵启动油压： 0.08Mpa；
3.3.7 临界转速： 转/分；
3.3.8 主电机电流： A；
3.3.9 主电机温度 ≤60℃；
3.3.10 油站油位： ≥ mm；
3.3.11 高位油箱容积： 320l
3.3.12 齿轮箱变速比： 1.537
3.3.13 油冷却器出口温度： ～35℃；
3.1.14 液力偶合器进口油温： ～55℃；
3.3.15 风机前吸力： 2500～5500Pa；
3.3.16 透平油指标：
20#
30#
50℃运动粘度
20～30厘泊(3～3.31E050)
28～32厘泊(3.9～4.4E050)
开口闪点不低于
180℃
180℃
酸值不不不大于
0.02mgKOH/g
0.02mgKOH/g
破乳化时间不不不大于
8分钟
8分钟
灰分不不不大于
0.005%
0.005%
水溶性酸碱
无
无
机械杂质
无
无
透明度
透明
透明
3.4 循环氨水泵出口压力： ～0.4MPa；
3.5 高压氨水泵出口压力： 2.5～3.0MPa；
3.6 焦油泵出口压力： ～0.4MPa；
3.7 各电机温度： ≤65℃；
3.8 剩余氨水量： ～25t/h；
3.9 焦油质量指标： YB/T5075-93 （2号指标）
密度(20°C) 1.15~1.21 g/ml
含水 ≤4.0%
灰分 ≤0.13%
粘度(E80) ≤4
甲苯不溶物（无水基） 3.5～7%
煤气脱硫岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
鼓风机后煤气进入预冷塔与塔顶喷洒循环冷却水逆向接触，被冷至30～35℃；循环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水冷却至28℃后进入塔顶循环喷洒。为了保证循环冷却水水质稳定，采用某些剩余氨水更新循环冷却水，多余循环水返回冷凝鼓风工段。
预冷后煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来脱硫液逆流接触以吸取煤气中硫化氢（同步吸取煤气中氨，以补充脱硫液中碱源）。脱硫后煤气含硫化氢约300mg/m3，送入硫铵工段。
在脱硫塔中基本反映如下：
H2S+NH4OH→NH4HS+H2O (放热反映)
除上述反映外，还进行如下副反映。
CO2+NH4OH→NH4HCO3
HCN+NH4OH→NH4CN+H2O
为了保证脱硫再生过程正常进行在反映槽中加入一定量催化剂，本HPF法投放催化剂是：对苯二酚、PDS、FeSO4等。
吸取了H2S、HCN脱硫液从塔底流出，进入反映槽，然后用脱硫液泵送入再生塔底，同步自再生塔底部通入压缩空气，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。
再生基本反映如下：
NH4HS +1/2 O2→NH4OH+S
浮于再生塔顶部扩大某些硫磺泡沫，运用位差自流入泡沫槽，再生后尾气在再生塔顶直接对空放散，浮于再生塔顶部扩大某些硫泡沫沿硫泡沫管自流至硫泡沫槽，硫泡沫在泡沫槽内加热澄清分离后，分离后清液送回脱硫液系统反映槽中，硫泡沫经泡沫泵送至熔硫釜，硫泡沫在熔硫釜内经加热脱水分离后，残存脱硫液自顶部排出，某些送入废液槽，某些经脱硫废液冷却器冷却后送入反映槽。硫泡沫在熔硫釜继续加热至硫磺熔融，放料冷却装包。为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，定期排出少量废液送往配煤。
2、 工艺流程：
风机来煤气
外排
蒸氨塔塔
氨汽
熔硫釜
废液槽
预冷塔
废液冷却器
反映槽
脱硫液
脱硫塔
泡沫槽
硫块
贫富油换热器
去硫铵煤气
仓库
硫磺包装
再生塔
管式炉
3、 技术规定：
预冷补充氨水温度 30～35℃
入脱硫塔煤气温度 30～35℃
入脱硫塔脱硫循环液温度 35～40℃
入再生塔脱硫循环液流量 ～1300m3/h*塔
脱硫循环液PH值 8 ～ 9
脱硫循环液泵出口压力 不不大于0.5MPa
再生塔压缩空气入口压力 不不大于0.5MPa
脱硫塔阻力 不不不大于1500Pa
预冷塔阻力 不不不大于500Pa
泡沫槽液位 ～ 2500mm
预冷塔及脱硫塔液位 ～ mm
熔硫釜内压力 不不不大于0.4MPa
硫铵岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
喷淋式饱和器分为上段和下段，上段为吸取室，下段为结晶室。
从脱硫来煤气经预热器预热到～65℃后进入喷淋饱和器上段，提成两股沿饱和器水平方向（环形）流动，每股煤气均通过数个喷头用含流离酸母液喷洒，以吸取煤气中氨，两股煤气汇合后以切线方向进入饱和器内除酸器，除去煤气中夹带酸雾液滴，以上部中心出口管离开到下一道工序。煤气进入除酸器前，用来自二次喷洒泵母液进行二次喷洒，以进一步除去煤气中氨。
饱和器上段与下段之间用降液管互相联通。饱和器吸取室内吸取氨后母液从降液管流到结晶室底部，不断地搅拌母液，使硫铵晶体不断长大，具有小颗粒母液上升至结晶室上部，母液循环泵从结晶室上部将母液抽出，送往饱和器上段两组喷洒箱内进行循环喷洒。
饱和器吸取室设满流管，以保持饱和器液面稳定。满流管插入满流槽中以保证封住煤气。母液在上段与下段之间不断循环，使母液中晶核不断长大，沉降在结晶室底部。结晶室底部结晶用结晶泵不断抽送至结晶槽，构成循环使结晶室底部结晶不致于在结晶室底部结块，出料时，结晶槽内结晶母液通过离心机经离心分离脱水、脱酸后、干燥得成品硫铵。
为了保证循环母液一定酸度，从硫酸高置槽向满流槽内加入浓度为90—93%浓硫酸。用煤气预热器后煤气温度保持饱和器内水平衡。
基本反映如下：
2NH3 + H2SO4 → (NH4)2SO4
NH3 + H2SO4 → NH4HSO4
喷淋式饱和器生产硫铵工艺，具备煤气系统阻力小，结晶颗粒较大，硫铵质量好，工艺流程短，易操作，设备使用寿命长等特点。
2、 工艺流程：
煤气
满流槽
外运
预热器
母液贮槽
硫铵包装
管式炉
饱和器
螺旋输送给料机
干燥床
离心机
贮斗
捕雾器
结晶槽
水放空槽
煤气送往洗苯
3、 技术规定：
预热器后煤气温度： ～65℃；
循环母液酸度： 3.5～4.0%；
中加酸母液酸度： 8～10%；
循环母液温度： 50～55℃；
饱和器阻力： ≤2200Pa；
饱和器内母液比重不不大于1.26～1.28 ；
饱和器后煤气含氨： ≤0.05g/Nm3；
硫酸消耗不超过850kg/t硫铵（100%硫酸）；
满流槽液面不低于2/3；
离心机开车晶比30%，离心机停车晶比10%。
硫酸铵质量原则（GB535-1995）
项 目
优等品
一等品
合格品
外 观
白色结晶，无可见机械杂质
无可见机械杂质
氮含量（以干基计）（%）＞
21.0
21.0
20.5
水分（H2O）（%）＜
0.2
0.3
1.0
游离酸含量（H2SO4）(%)＜
0.03
0.05
0.20
铁（Fe）含量（%）＜
0.007
砷（As）含量（%）＜
0.00005
重金属（以Pb计）含量（%）＜
0.005
水不溶物含量（%）＜
0.01
注：硫酸铵做农业用时可不检测铁、砷、重金属和水不溶物等指标
终冷洗苯、粗苯蒸馏岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
从硫铵工段来约55℃煤气，一方面从终冷塔下部进入终冷塔分二段冷却，下段用约37℃循环冷却水，上段用约24℃循环冷却水将煤气冷到～25℃后进入洗苯塔，煤气经贫油洗涤脱除粗苯后，一某些送回焦炉和粗苯管式炉加热使用，别的送往顾客。
终冷塔下段循环冷却水从塔中部进入终冷塔下段，与煤气逆向接触冷却煤气后用泵抽出，经下段循环喷洒液冷却器，用循环水冷却到34℃进入终冷塔中部循环使用。终冷塔上段循环冷却水从塔顶部进入终冷塔上段冷却煤气后用泵抽出，经上段循环喷洒液冷却器，用低温水冷却到24℃进入终冷塔顶部循环使用。同步，在终冷塔上段运用碱液槽经碱计量泵向系统中持续加入一定量碱液，进一步脱除煤气中H2S，保证煤气中H2S含量≤200mg/m3。下段排出冷凝液送至酚氰废水解决站，上段排出含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶，分解剩余氨水中固定铵盐。
出终冷塔煤气进入洗苯塔，用粗苯蒸馏工段送来贫油从洗苯塔顶部喷洒，煤气与洗油逆向接触吸取煤气中苯，塔底富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段富油槽，经脱苯后循环使用。脱除苯族烃后净煤气送往各煤气顾客。
洗苯塔塔底含苯富油经洗苯富油泵送往粗苯蒸馏工段富油槽，富油槽内富油经脱苯富油泵加压后依次送经油汽换热器、贫富油换热器，再经管式炉加热至～180℃后送入脱苯塔第14块塔盘进行蒸馏脱苯。塔顶逸出粗苯蒸汽经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器冷却后，进入粗苯油水分离器进行油水分离，分离出粗苯自流入回流槽，回流槽内苯液某些经回流泵送往脱苯塔顶，控制塔顶温度在90～93℃，别的粗苯满流至粗苯中间槽，粗苯中间槽苯液经粗苯产品泵送至油库工段后外运。
在脱苯塔上部设有撤水盘和塔外油水分离器，用以分离引出塔内积水。
为减少贫油含萘，可以从脱苯塔第21～26层塔盘引出萘油馏份入萘溶剂油槽，萘油侧线采出温度在160℃左右，萘溶剂油定期用泵送至油库。
脱苯塔底排出热贫油，自流经贫富油换热器换热后进入贫油槽，然后用热贫油泵抽出经一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却至高于入洗苯塔煤气温度2～5℃（夏季）或5～7℃（冬季），送往洗苯塔。
各油水分离器排出分离水送至控制分离器，在控制分离器内进一步油水分离后，分离水送入水地下放空槽，分离出来油送至水地下放空槽，地下槽水用泵送往冷凝鼓风工段机械化澄清槽，油用泵送至富油槽。
为了保证循环洗油质量，经管式炉加热后富油引出1～1.5%进入再生器，在再生器内富油用管式炉加热后过热蒸汽进行蒸吹再生，再生后油汽作为脱苯汽源由脱苯塔底引入脱苯塔内，再生后残渣由再生器底部排入残渣槽，定期用泵外送至油库。
油库工段送来新洗油一方面送入本工段新洗油槽，新洗油定期从富油泵入口补充循环洗油系统。
本工段各油水分离器、控制分离器、苯类贮槽及冷凝器放散气体均接入鼓风机前负压煤气管道，减少对大气污染。
2、 工艺流程：
硫铵来煤气
上段换热器
终冷塔
水放空槽
富油槽
洗油槽
残渣槽
上段换热器
洗苯塔
油库焦油槽
再生器
二段贫油冷却器
一段贫油冷却器
油汽换热器
管式炉
脱苯塔
贫富油换热器
净煤气外送
控制分离器
油水分离器
回流缸
油库粗苯槽
萘溶剂油槽
粗苯中间槽
水放空槽
油放空槽
3、 技术规定：
出终冷塔煤气温度 ～25℃
进终冷塔下段终冷循环水温度 ～34℃
进终冷塔上段循环碱液温度 ～24℃
终冷塔阻力 ＜1000Pa
洗苯塔阻力 ＜1500Pa
终冷塔及洗苯塔液位 ～1500mm
出管式炉过热蒸汽温度 ～400℃
管式炉后富油温度 ～ 180℃
脱苯塔顶部温度 90～93℃
萘油侧线温度 155～165℃
脱苯塔底部温度 170～175℃
脱苯塔底压力 ≤0.03Mpa
再生器顶部压力 ～0.05Mpa
二段贫油冷却器后贫油温度高于入洗苯塔煤气温度 夏季高2～5℃，冬季5～7℃
粗苯冷凝冷却器粗苯出口温度 25～30℃
萘油槽、残渣槽温度 60～80℃
循环水岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
循环水岗位负责为煤气净化车间其他生产单元供应生产所需循环水和低温水。
循环水由循环水冷却塔底集水池经循环水泵送往各生产单元，各生产单元循环水回水运用余压上循环水冷却塔，在冷却塔内，运用水和大气间蒸发和传热，将循环水冷却到生产所需温度；蒸发损失水量通过外部给水管道补充到循环水冷却塔底集水池。
制冷循环水由制冷循环水冷却塔底集水池经制冷循环水泵送往制冷机，制冷机制冷循环水回水运用余压上制冷循环水冷却塔，在冷却塔内，运用水和大气间蒸发和传热，将制冷循环水冷却到制冷机工作所需温度；蒸发损失水量通过外部给水管道补充到制冷循环水冷却塔底集水池。
低温水由低温水集水池经低温水泵送入制冷机组制取低温水，制冷机组出口低温水送往各生产单元，各生产单元低温水回水回到低温水冷却塔底集水池。在制冷机不开机季节（此时，制冷循环水泵停用），通过切换阀门井内阀门开闭状态，将低温水由低温水冷却塔底集水池经低温水泵送往各生产单元，各生产单元低温水回水运用余压上制冷循环水冷却塔，在冷却塔内，运用水和大气间蒸发和传热，将低温水冷却到生产所需温度；蒸发损失水量通过外部给水管道补充到制冷循环水冷却塔底集水池。
制取低温水是在双效溴化锂吸取式制冷机组内进行，运用了水在环境压强很低条件下，其沸点也随之减少，在低温下即可大量蒸发吸热特性，通过管壁外低压环境下（约890pa）水大量蒸发，吸取了流经管内水热量，从而可以减少管内水温度（约12℃～7℃）得到生产所需低温水。
双效溴化锂吸取式制冷机重要由如下几种某些构成：蒸发器、吸取器、高压发生器、低压发生器以及附属某些热互换器及液体输送泵。
蒸发器内工作压强约为890pa（绝对压强）此时水沸点为5℃，当约70℃冷剂水喷淋到蒸发器内管壁外表面时，从流经管内冷水中吸取热量，在管壁外表面大量蒸发，从而使冷水温度得以减少12℃，得到工艺生产所需低温水。
为了使蒸发过程不断进行，必要保持蒸发器内工作压强恒定，为此，运用溴化锂溶液对水蒸汽良好吸取能力，将冷剂水蒸汽不断引入吸取器，运用溴化锂溶液喷淋吸取，喷淋溴化锂溶液称为浓溶液，吸取冷剂水蒸汽后溴化锂溶液称为稀溶液。
稀溶液被送往高压发生器和低压发生器内加热浓缩后得到所需浓溶液。在高压发生器管程通入0.4Mpa加热蒸汽，使壳程稀溶液沸腾。得到浓溶液被送往吸取器吸取冷剂水蒸汽。产生蒸汽送往低压发生器作为加热蒸汽在低压发生器内，蒸汽通过管程，使壳程稀溶液得以加热后沸腾，所得到浓溶液也被送往吸取器吸取剂水蒸汽。低压发生器壳程内产生水蒸汽和管程加热蒸汽凝结水经冷凝冷却后，称之为冷剂水。被送往蒸发器内喷淋蒸发。
综上所述，溴化锂吸取式制冷机工作过程是：冷剂水在蒸发器内蒸发吸热，用以制取生产所需低温水，产生冷剂水蒸汽在吸取器内被溴化锂溶液吸取，在高压发生器和低压发生器内被加热变为蒸汽，再冷却为冷剂水送往蒸发器；溴化锂溶液则在吸取器内吸取蒸汽后被稀释，在发生器内加热浓缩后再生，再被送往吸取器，这个过程不断循环，蒸发器内就持续不断生产低温水。
2、 工艺流程：
系统排污
排污
无阀过滤器
循环水顾客
低温水顾客
系统排污
冷却塔
冷却塔
制冷站
无阀过滤器
排污
吸水井
吸水井
吸水井
系统补水
3、 技术规定：
3.1操作指标
制冷机进机蒸汽：
压力 ～0.4MPa
温度 ≤170℃
消耗量 ～4830kg/h台
低温水：
进机温度 20℃
出口温度 16℃
制冷机循环水：
进机温度 ～32℃
出口温度 ～38℃
流量 ～782m3/h台
蒸汽凝结水出口温度 低于85℃
溴化锂溶液浓度：（wt%）
高压发生器出口 不大于63%
低压发生器出口 不大于64%
吸取器出口 50%±1%
高压发生器冷剂蒸汽温度 约105℃
冷凝器用冷却水进出口温差 2～3℃
制冷机各点液位
蒸汽凝水液封 视镜全满
冷剂蒸汽凝水液封 视镜中间位置
自动抽排气装置 视镜全满无气泡
高压发生器液面 高于第一层铜管
低压发生器液面 高于第一层铜管
循环水：
进冷却塔温度 ～45℃
冷却塔集水池温度 ～32℃
制冷机循环水：
进冷却塔温度 ～38℃
冷却塔集水池温度 ～32℃
3.2质量指标
3.2.1溴化锂溶液
浓度 50%±0.5%(wt%)
PH值 9.0～10.5
铬酸锂含量 0.15～0.25%(wt%)
氯化物含量 低于0.5%(wt%)
钙含量 低于0.005%(wt%)
氨含量 低于0.001%(wt%)
硫酸盐含量 低于0.05%(wt%)
钡含量 低于0.001%(wt%)
镁含量 低于0.001%(wt%)
3.2.2冷剂水
密度 不不不大于1.03×103kg/m3
辛醇含量 不不大于0.3%(wt%)
油库岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
从冷凝鼓风工段送来焦油进入焦油贮槽（贮存时间约为30天），在此静置脱水后用焦油装车泵装汽车槽车或火车槽车外卖。从粗苯蒸馏工段送来粗苯进入粗苯贮槽（贮存时间约为20天），在此用粗苯装车泵装汽车槽车或火车槽车外卖。
由汽车槽车运来浓硫酸、浓碱（NaOH）和新洗油卸入各自卸车槽，再用各自液下泵倒入各自贮槽后定期用泵送至各工段。由火车槽车运来浓硫酸、浓碱（NaOH）采用真空法卸车，卸车时，一方面启动酸碱自吸泵使槽车卸料管内形成负压，将槽车内物料吸出，再启动酸碱卸车泵将物料送入各自贮槽。焦油分离水和粗苯分离水排入分离水放空槽，用液下泵送至鼓冷工段机械化氨水澄清槽。洗油和苯类放空液排入苯类放空槽，用液下泵送入洗油贮槽。酸、碱放空液排入各自卸车槽。
为减轻硫酸贮槽腐蚀，贮槽顶部放散管口与脱水器相连，脱水器内盛有浓硫酸，使进入贮槽空气脱湿，吸湿后硫酸需定期更换。
2、 技术规定
焦油贮槽温度 80～90℃
粗苯贮槽温度 25～30℃
洗油贮槽温度 50～60℃
浓硫酸贮槽温度 25～30℃
浓碱贮槽温度 25～40℃
焦油装车管压力 ～0.2MPa
粗苯装车管压力 ～0.2MPa
酚氰污水岗位工艺技术规程
1、 工艺简介：
来自终冷塔循环水、蒸氨塔蒸氨废水、硫铵地面水、脱硫地面水和事故水用泵送到除油池，经重力除油后，底部沉积重油用泵送到重油罐，中部轻油自流到轻油分离池。重油罐和轻油分离池分离出来油一起装车外运，上层清液自流到污水提高泵站，用泵送到除油池。通过除油池除去大某些油后酚氰污水自流到浮选池，用溶气罐来溶有压缩空气水分离污水中悬浮轻油，分离出来油自流到轻油分离池。经除油后酚氰污水用泵送到厌氧池，在此废水中大某些有机物进行降解后和二沉池来回流污水一同进入缺氧池，在缺氧菌作用下，进行反硝化反映，达到脱氨氮目。反映式如下：
NO2-+3H（电子供体-有机物）→1/2N2↑+H2O+OH-
NO3-+5H（电子供体-有机物）→1/2N2↑+2H2O+OH-
同步在缺氧池也可除去某些有机物，减轻好氧池负荷。
缺氧池出水和二沉池来回流污泥一同进入好氧池，在好氧菌作用下进行硝化反映，除去某些有机物和绝大某些酚、氰。反映式如下：
NH4++1.5O2→NO2-+H2O+2H-
NO2-+0.5O2→NO3-
从好氧池出来泥水混合物进入二沉池，在此进行泥水分离，上清液大某些回流到缺氧池进行反硝化反映，剩余废水流入混合反映池，在此加入药剂（PFS、PAM），进一步去除水中悬浮物后流入混凝沉淀池进行分离，分离出水经泵打入生物滤池解决后外排或用于熄焦。二沉池沉淀下来污泥大某些回流到好氧池循环使用，剩余污泥和混凝沉淀池出来污泥分别用泵送到污泥浓缩池，混合污泥流入污泥反映池，并在此加入药剂（PFS、PAM）反映后用污泥提高泵送至压滤机压成泥饼后送到煤场。
2、 工艺流程：
除油池
厌氧进水吸水井
厌氧池
回流水吸水井
浮选池
溶气罐
鼓风机
好氧池
缺氧池
混凝沉淀池
反映池
混合井
二沉池
水外排
生物滤池
过滤水吸水井
过滤水吸水井
带式压滤机
污泥脱水外运
污泥反映池
污泥浓缩池
混凝污泥井
3、 技术规定：
3.1、系统进水技术指标 ：
酚＜700mg/l 氰＜20mg/l
油＜70mg/l NH3-N＜300mg/l
SS＜100mg/l PH:7～9
硫化物：10～25mg/l COD：～4000mg/l
BOD：1300～2800mg/l
3.2、系统出水水质规定：
酚≤0.5mg/l 氰≤0.5mg/l
油≤8mg/l NH3-N≤15mg/l
SS≤60mg/l PH:6.5～7.5 COD≤150mg/l
3.3、缺氧池技术指标：
DO（溶解氧）：＜0.5mg/l ； P＞1mg/l ； PH:7～9
NH3-N＜300mg/l ； 温度：25～35℃（不得急剧变化）
3.4、好氧池技术指标：
DO（溶解氧）：2～5mg/l ； P＞1mg/l ； PH:7～8.5 ；
温度：25～38℃（不得急剧变化）；碱度：80～150mg/l
SV30:20～40% SVI:50～100
3.5、风机出口风压： ～0.045MPa
3.6、依照生化进污水量,控制加药量，保证混合反映池加聚合铁量:200～400g/m3废水；PAM量:2 g/m3废水。
3.7、压滤机重要技术参数:
滤网速度：0.4～4m/min;
最大冲洗水耗量:6m3/h;
冲洗水压:0.4Mpa;
气动某些输入压力:0.5～1Mpa;
气动某些流量:0.8～2.5 m3/h.
压滤后滤饼含水率:70～80%.
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