工艺的技术规程样本.doc

资料内容仅供您学习参考，如有不当之处，请联系改正或者删除。鼓冷岗位工艺技术规程1、 工艺简介: 来自焦炉82C的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32C循环水, 下段用16C低温水将煤气冷却至2122C。由横管初冷器下部排出的煤气, 进入电捕焦油器, 除掉煤气中夹带的焦油, 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、 下段连续喷洒焦油、 氨水混合液, 在其顶部用热氨水不定期冲洗, 以清除管壁上的焦油、 萘等杂质。初冷器上段排出的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, 多余部分送到吸煤气管道。初冷器下段排出的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, 多余部分满流流入上段冷凝液槽。由气液分离器分离下来的焦油和氨水首先进入机械化氨水澄清槽, 在此进行氨水、 焦油和焦油渣的分离。上部的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。澄清槽下部的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的沉降分离, 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的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的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, 脱除的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 初冷器部分: 3.1.1 器前荒煤气温度: 7886; 3.1.2 器后煤气温度: 2122; 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: 33.2 电捕焦油器部分: 3.2.1 煤气含氧: 0.8 % ( 0.8 %报警, 1.0 %联锁); 3.2.2 处理煤气量: 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: 6070; 3.2.9 电捕阻力: 500Pa; 3.3 鼓风机部分: 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: 0.1170.177 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: 320l3.3.12 齿轮箱变速比: 1.5373.3.13 油冷却器出口温度: 35; 3.1.14 液力偶合器的进口油温: 55; 3.3.15 风机前吸力: 25005500Pa; 3.3.16 透平油指标: 20#30#50的运动粘度2030厘泊(33.31E050)2832厘泊(3.94.4E050)开口闪点不低于180180酸值不大于0.02mgKOH/g0.02mgKOH/g破乳化时间不大于8分钟8分钟灰分不大于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: 2.53.0MPa; 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(20C) 1.151.21 g/ml含水 4.0%灰分 0.13%粘度(E80) 4甲苯不溶物( 无水基) 3.57%煤气脱硫岗位工艺技术规程1、 工艺简介: 鼓风机后的煤气进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触, 被冷至3035; 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的水质稳定, 采取部分剩余氨水更新循环冷却水, 多余的循环水返回冷凝鼓风工段。预冷后的煤气进入脱硫塔, 与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢( 同时吸收煤气中的氨, 以补充脱硫液中的碱源) 。脱硫后煤气含硫化氢约300mg/m3, 送入硫铵工段。在脱硫塔中基本反应如下: H2S+NH4OHNH4HS+H2O (放热反应)除上述反应外, 还进行以下副反应。CO2+NH4OHNH4HCO3HCN+NH4OHNH4CN+H2O为了保证脱硫再生过程的正常进行在反应槽中加入一定量的催化剂, 本HPF法投放的催化剂是: 对苯二酚、 PDS、 FeSO4等。吸收了H2S、 HCN的脱硫液从塔底流出, 进入反应槽, 然后用脱硫液泵送入再生塔底, 同时自再生塔底部通入压缩空气, 使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。再生基本反应如下: NH4HS +1/2 O2NH4OH+S浮于再生塔顶部扩大部分的硫磺泡沫, 利用位差自流入泡沫槽, 再生后的尾气在再生塔顶直接对空放散, 浮于再生塔顶部扩大部分的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, 分离后的清液送回脱硫液系统的反应槽中, 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, 残余脱硫液自顶部排出, 部分送入废液槽, 部分经脱硫废液冷却器冷却后送入反应槽。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: 风机来的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应槽脱硫液脱硫塔泡沫槽硫块贫富油换热器去硫铵的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 3035入脱硫塔煤气温度 3035入脱硫塔脱硫循环液温度 3540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 不小于0.5MPa再生塔压缩空气入口压力 不小于0.5MPa脱硫塔阻力 不大于1500Pa预冷塔阻力 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, 上段为吸收室, 下段为结晶室。从脱硫来的煤气经预热器预热到65后进入喷淋饱和器的上段, 分成两股沿饱和器水平方向( 环形) 流动, 每股煤气均经过数个喷头用含流离酸的母液喷洒, 以吸收煤气中的氨, 两股煤气汇合后以切线方向进入饱和器内除酸器, 除去煤气中夹带的酸雾液滴, 以上部中心出口管离开到下一道工序。煤气进入除酸器前, 用来自二次喷洒泵的母液进行二次喷洒, 以进一步除去煤气中的氨。饱和器的上段与下段之间用降液管相互联通。饱和器吸收室内吸收氨后的母液从降液管流到结晶室的底部, 不断地搅拌母液, 使硫铵晶体不断长大, 含有小颗粒的母液上升至结晶室的上部, 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。饱和器的吸收室设满流管, 以保持饱和器的液面稳定。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, 使母液中的晶核不断长大, 沉降在结晶室的底部。结晶室底部的结晶用结晶泵不断抽送至结晶槽, 构成循环使结晶室底部的结晶不致于在结晶室底部结块, 出料时, 结晶槽内的结晶母液经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的酸度, 从硫酸高置槽向满流槽内加入浓度为9093%的浓硫酸。用煤气预热器后煤气的温度保持饱和器内的水平衡。基本反应如下: 2NH3 + H2SO4 (NH4)2SO4NH3 + H2SO4 NH4HSO4 喷淋式饱和器生产硫铵工艺, 具有煤气系统阻力小, 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: 3.54.0%; 中加酸母液酸度: 810%; 循环母液温度: 5055; 饱和器阻力: 2200Pa; 饱和器内母液比重不小于1.261.28 ; 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%。硫酸铵质量标准( 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) ( %) 21.021.020.5水分( H2O) ( %) 0.20.31.0游离酸含量( H2SO4) (%)0.030.050.20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: 从硫铵工段来的约55的煤气, 首先从终冷塔下部进入终冷塔分二段冷却, 下段用约37的循环冷却水, 上段用约24的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, 一部分送回焦炉和粗苯管式炉加热使用, 其余送往用户。终冷塔下段的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。终冷塔上段的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。同时, 在终冷塔上段利用碱液槽经碱计量泵向系统中连续加入一定量的碱液, 进一步脱除煤气中的H2S, 保证煤气中的H2S含量200mg/m3。下段排出的冷凝液送至酚氰废水处理站, 上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶, 分解剩余氨水中的固定铵盐。出终冷塔的煤气进入洗苯塔, 用粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔的顶部喷洒, 煤气与洗油逆向接触吸收煤气中的苯, 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。脱除苯族烃后的净煤气送往各煤气用户。洗苯塔塔底的含苯富油经洗苯富油泵送往粗苯蒸馏工段的富油槽, 富油槽内的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。塔顶逸出的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, 分离出的粗苯自流入回流槽, 回流槽内的苯液部分经回流泵送往脱苯塔顶, 控制塔顶温度在9093, 其余粗苯满流至粗苯中间槽, 粗苯中间槽的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, 用以分离引出塔内的积水。为降低贫油含萘, 能够从脱苯塔第2126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。脱苯塔底排出的热贫油, 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25( 夏季) 或57( 冬季) , 送往洗苯塔。各油水分离器排出的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, 分离出来的油送至水地下放空槽, 地下槽的水用泵送往冷凝鼓风工段的机械化澄清槽, 油用泵送至富油槽。为了保证循环洗油质量, 经管式炉加热后的富油引出11.5%进入再生器, 在再生器内的富油用管式炉加热后的过热蒸汽进行蒸吹再生, 再生后的油汽作为脱苯汽源由脱苯塔底引入脱苯塔内, 再生后的残渣由再生器的底部排入残渣槽, 定期用泵外送至油库。油库工段送来的新洗油首先送入本工段的新洗油槽, 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、 苯类贮槽及冷凝器的放散气体均接入鼓风机前的负压煤气管道, 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: 出终冷塔的煤气温度 25进终冷塔下段的终冷循环水温度 34进终冷塔上段的循环碱液温度 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 9093萘油侧线温度 155165脱苯塔底部温度 170175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25, 冬季57粗苯冷凝冷却器粗苯出口温度 2530萘油槽、 残渣槽温度 6080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它生产单元供给生产所需的循环水和低温水。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, 各生产单元的循环水回水利用余压上循环水冷却塔, 在冷却塔内, 利用水和大气间的蒸发和传热, 将循环水冷却到生产所需的温度; 蒸发损失的水量经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, 制冷机的制冷循环水回水利用余压上制冷循环水冷却塔, 在冷却塔内, 利用水和大气间的蒸发和传热, 将制冷循环水冷却到制冷机工作所需的温度; 蒸发损失的水量经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, 制冷机组出口的低温水送往各生产单元, 各生产单元的低温水回水回到低温水冷却塔底集水池。在制冷机不开机的季节( 此时, 制冷循环水泵停用) , 经过切换阀门井内阀门的开闭状态, 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, 各生产单元的低温水回水利用余压上制冷循环水冷却塔, 在冷却塔内, 利用水和大气间的蒸发和传热, 将低温水冷却到生产所需的温度; 蒸发损失的水量经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收式制冷机组内进行的, 利用了水在环境压强很低的条件下, 其沸点也随之降低, 在低温下即可大量蒸发吸热的特性, 经过管壁外低压环境下( 约890pa) 水的大量蒸发, 吸收了流经管内水的热量, 从而能够降低管内水的温度( 约127) 得到生产所需的低温水。双效溴化锂吸收式制冷机主要由以下几个部分构成: 蒸发器、 吸收器、 高压发生器、 低压发生器以及附属的一些热交换器及液体输送泵。蒸发器内工作压强约为890pa( 绝对压强) 此时水的沸点为5, 当约70的冷剂水喷淋到蒸发器内管壁外表面时, 从流经管内的冷水中吸收热量, 在管壁外表面大量蒸发, 从而使冷水温度得以降低12, 得到工艺生产所需的低温水。为了使蒸发过程不断进行, 必须保持蒸发器内工作压强恒定, 为此, 利用溴化锂溶液对水蒸汽的良好的吸收能力, 将冷剂水蒸汽不断引入吸收器, 利用溴化锂溶液喷淋吸收, 喷淋的溴化锂溶液称为浓溶液, 吸收冷剂水蒸汽后的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的浓溶液。在高压发生器管程通入0.4Mpa的加热蒸汽, 使壳程的稀溶液沸腾。得到的浓溶液被送往吸收器吸收冷剂水蒸汽。产生的蒸汽送往低压发生器作为加热蒸汽在低压发生器内, 蒸汽经过管程, 使壳程的稀溶液得以加热后沸腾, 所得到的浓溶液也被送往吸收器吸收剂水蒸汽。低压发生器壳程内产生的水蒸汽和管程的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, 溴化锂吸收式制冷机工作过程是: 冷剂水在蒸发器内蒸发吸热, 用以制取生产所需的低温水, 产生的冷剂水蒸汽在吸收器内被溴化锂溶液吸收, 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; 溴化锂溶液则在吸收器内吸收蒸汽后被稀释, 在发生器内加热浓缩后再生, 再被送往吸收器, 这个过程不断循环, 蒸发器内就连续不断生产低温水。2、 工艺流程: 系统排污排污无阀过滤器循环水用户低温水用户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 小于63%低压发生器出口 小于64%吸收器出口 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 23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 323.2质量指标3.2.1溴化锂溶液浓度 50%0.5%(wt%)PH值 9.010.5铬酸锂含量 0.150.25%(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 不大于1.03103kg/m3辛醇含量 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的焦油进入焦油贮槽( 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的粗苯进入粗苯贮槽( 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。由汽车槽车运来的浓硫酸、 浓碱( NaOH) 和新洗油卸入各自的卸车槽, 再用各自的液下泵倒入各自的贮槽后定期用泵送至各工段。由火车槽车运来的浓硫酸、 浓碱( NaOH) 采用真空法卸车, 卸车时, 首先开启酸碱自吸泵使槽车卸料管内形成负压, 将槽车内物料吸出, 再开启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、 碱放空液排入各自的卸车槽。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, 使进入贮槽的空气脱湿, 吸湿后的硫酸需定期更换。2、 技术规定焦油贮槽温度8090粗苯贮槽温度2530洗油贮槽温度5060浓硫酸贮槽温度 2530浓碱贮槽温度2540 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: 来自终冷塔的循环水、 蒸氨塔的蒸氨废水、 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, 底部沉积的重油用泵送到重油罐, 中部的轻油自流到轻油分离池。重油罐和轻油分离池分离出来的油一起装车外运, 上层清液自流到污水提升泵站, 用泵送到除油池。经过除油池除去大部分油后的酚氰污水自流到浮选池, 用溶气罐来的溶有压缩空气的水分离污水中的悬浮轻油, 分离出来的油自流到轻油分离池。经除油后的酚氰污水用泵送到厌氧池, 在此废水中大部分有机物进行降解后和二沉池来的回流污水一同进入缺氧池, 在缺氧菌的作用下, 进行反硝化反应, 达到脱氨氮的目的。反应式如下: 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- 同时在缺氧池也可除去部分有机物, 减轻好氧池负荷。缺氧池出水和二沉池来的回流污泥一同进入好氧池, 在好氧菌的作用下进行硝化反应, 除去部分有机物和绝大部分酚、 氰。反应式如下: NH4+1.5O2NO2-+H2O+2H-NO2-+0.5O2NO3-从好氧池出来的泥水混合物进入二沉池, 在此进行泥水分离, 上清液大部分回流到缺氧池进行反硝化反应, 剩余废水流入混合反应池, 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, 分离出的水经泵打入生物滤池处理后外排或用于熄焦。二沉池沉淀下来的污泥大部分回流到好氧池循环使用, 剩余污泥和混凝沉淀池出来的污泥分别用泵送到污泥浓缩池, 混合污泥流入污泥反应池, 并在此加入药剂( PFS、 PAM) 反应后用污泥提升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应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应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-N300mg/l SS100mg/l PH:79硫化物: 1025mg/l COD: 4000mg/l BOD: 13002800mg/l 3.2、 系统出水水质要求: 酚0.5mg/l 氰0.5mg/l 油8mg/l NH3-N15mg/l SS60mg/l PH:6.57.5 COD150mg/l 3.3、 缺氧池技术指标: DO( 溶解氧) : 0.5mg/l ; P1mg/l ; PH:79 NH3-N300mg/l ; 温度: 2535( 不得急剧变化) 3.4、 好氧池技术指标: DO( 溶解氧) : 25mg/l ; P1mg/l ; PH:78.5 ; 温度: 2538( 不得急剧变化) ; 碱度: 80150mg/l SV30:2040% SVI:501003.5、 风机的出口风压: 0.045MPa3.6、 根据生化进污水量,控制加药量, 保证混合反应池加聚合铁量:200400g/m3废水; PAM量:2 g/m3废水。3.7、 压滤机主要技术参数:滤网速度: 0.44m/min;最大冲洗水耗量:6m3/h;冲洗水压:0.4Mpa;气动部分输入压力:0.51Mpa;气动部分流量:0.82.5 m3/h.压滤后滤饼含水率:7080%.