下载文档原格式
硫酸生产控制工艺参数的技术措施硫酸是一种重要的化工原料，在工业生产和社会发展中扮演着重
要的角色。
硫酸生产中，控制工艺参数是保证产品质量和生产效率的
关键。
那么，如何有效地控制硫酸生产的工艺参数呢？
首先，必须严格控制反应釜温度。
在反应釜内，控制其温度对硫
酸生产的影响非常重要。
反应釜温度过高或过低都会影响反应的速率
和产物质量。
因此，在生产过程中，必须根据反应物的性质和反应机
理控制反应釜的温度，并在不断监测的基础上进行调整。
其次，要合理控制反应釜的压力。
在硫酸生产中，反应釜压力的
高低对反应速率和反应产物的质量有很大影响。
因此，要根据反应物
的特性和反应条件，合理掌握反应釜的压力范围。
同时，还需要加强
监测手段，及时调整反应釜的压力，以确保生产安全和产品质量。
此外，还需重视反应物质量的控制。
硫酸生产的质量和产量都与
反应物质量控制密切相关。
因此，在生产过程中，要通过加强计量监控、选择合适反应物比例等措施，确保反应物质量合理控制，从而保
障生产效率和产品质量。
最后，要加强设备运转的监测和调控。
硫酸生产涉及到多个环节
和设备，要保证生产工艺顺利进行，必须要严格监测各个环节的运转
情况，并随时进行调控。
在此基础上，还要强化设备保养和维护工作，保证设备安全、运行稳定。
综上所述，合理控制硫酸生产的工艺参数非常重要，关乎产品质量和生产效率。
通过严格掌控反应釜温度、反应釜压力、反应物质量和设备运转等关键参数，能够实现硫酸生产的稳定安全和产品质量的合理保障。
硫酸过程控制的解决方案一、前言硫酸是许多工业产品的重要原料。
在农业上主要用于生产化肥和农药。
在工业方面，有机合成工业、金属冶炼、石油加工、无机制备、原子能工业等都要用到硫酸。
所以硫酸号称“工业之母”是名副其实的。
一个国家硫酸生产的产量多少，可以衡量这个国家无机化工发展水平的高低。
传统的工艺流程是硫铁矿制酸法。
工艺落后，不但厂区内粉尘飞扬，矿渣如山，而且排放出大量废水、废气，严重污染周围环境，每年仅向农户支付的赔偿金和上缴的排污费占据了不少生产成本。
为了减少污染，降低生产成本改用硫磺制硫酸。
发达国家早就开始普遍推广了，由于近期进口硫磺比国内便宜，利润空间很大，大多数国内硫酸生产厂家转向用硫磺法生产硫酸。
二、制硫酸工艺的发展历程生产硫酸最古老的方法是用绿矾（FeSO4·7H2O）为原料，放在蒸馏釜中锻烧而制得硫酸。
在锻烧过程中，绿矾发生分解，放出二氧化硫和三氧化硫，其中三氧化硫与水蒸气同时冷凝，便可得到硫酸。
2（FeSO4·7H2O）煅烧Fe2O3+SO2+SO3+14H2O在18世纪40年代以前，这种方法为不少地方所采用。
古代称硫酸为“绿矾油”，就是由于采用了这种制造方法的缘故。
二氧化硫氧化成三氧化硫是制硫酸的关键，但是，这一反应在通常情况下很难进行。
后来人们发现，借助于催化剂的作用，可以使二氧化硫氧化成三氧化硫，然后用水吸收，即制成硫酸。
根据使用催化剂的不同，硫酸的工业制法可分为硝化法和接触法。
硝化法（包括铅室法和塔式法）是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸。
其中铅室法在1746年开始采用，反应是在气相中进行的。
由于这个方法所需设备庞大，用铅很多，检修麻烦，腐蚀设备，反应缓慢，成品且为稀硫酸，所以，这个方法后来逐渐地被淘汰。
在铅室法的基础上发展起来的塔式法，开始于本世纪初期。
1907年在奥地利建成了世界上第一个塔式法制硫酸的工厂，其制造过程同样是使氮的氧化物起氧的传递作用，从而氧化二氧化硫，再用水吸收三氧化硫而制成硫酸，不同的是该过程在液相中进行，生产成本及产品质量都大大优于铅室法。
学习情境：乙酸生产运行控制引言乙酸是一种广泛应用于化工行业的有机化合物，具有很大的市场需求量。
在乙酸生产过程中，合理的运行控制是确保生产能力和产品质量的重要因素。
本文将针对乙酸生产过程中的运行控制进行介绍和分析。
乙酸生产过程概述乙酸的生产过程通常是通过乙烯气相氧化法实现的。
该过程主要包括以下几个步骤：1.乙烯气相氧化：将乙烯与氧气在催化剂的作用下进行气相反应，生成乙酸和水。
2.分离精馏：将反应产物进行分离精馏，将乙酸和水分离。
3.蒸馏精制：对分离得到的乙酸进行蒸馏精制，提高乙酸的纯度。
4.乙酸净化：通过吸附、浓缩等方式对乙酸进行进一步净化。
5.乙酸包装：将净化后的乙酸进行包装存储，以便出售和使用。
乙酸生产的运行控制乙酸生产过程中的运行控制涉及到工艺控制和设备控制两个方面。
工艺控制工艺控制是指对乙酸生产过程中各个关键工艺参数进行控制，以实现乙酸生产的高效率和高质量。
下面是一些常用的工艺控制策略：1.反应温度控制：反应温度是乙烯气相氧化反应的重要参数，过高或过低的温度都会导致反应效果的下降。
因此，对反应温度进行准确的控制是必要的。
2.反应压力控制：反应压力对乙烯气相氧化反应的速率和产物分布有很大影响。
一般来说，适宜的反应压力可以提高乙酸产率和选择性。
3.氧气浓度控制：氧气浓度是乙烯气相氧化反应中的限制因素之一。
调整氧气浓度可以控制反应速率和产物分布，从而影响乙酸生产过程的效果。
4.催化剂控制：催化剂在乙烯气相氧化反应中起着重要的作用。
稳定催化剂的性能、控制催化剂的投放量和更新周期等都是关键的工艺控制策略。
设备控制设备控制是指对乙酸生产过程中涉及的各种设备进行控制和调节，以保证设备的安全运行和稳定性。
以下是一些常见的设备控制策略：1.温度控制：对反应器、分离精馏塔、蒸馏塔等设备的温度进行准确的控制，以保证设备的正常运行和产物质量。
2.压力控制：对反应器、分离精馏塔、蒸馏塔等设备的压力进行稳定的控制，以确保设备的安全性和稳定性。
关于厌氧反应器的酸化现象与恢复措施！一般来说，对于以产甲烷为主要目的的厌氧过程要求pH值在6.5~8.0之间，废水碱度偏低或运行负荷过高时，会引起反应器内挥发酸积累，导致产甲烷菌活力丢失而产酸菌大量繁殖，持续过久时，会导致产甲烷菌活力丢失殆尽而产乙酸菌大量繁殖，引起反应器系统的“酸化”。
严峻酸化发生后，反应器难以恢复至原有状态。
厌氧消化作用失去平衡时会显示出如下“症状”：①沼气产量下降;②沼气中甲烷含量降低;③消化液VFA增高;④有机物去除率下降;⑤消化液pH值下降;⑥碳酸盐碱度与总碱度之间的差值明显增加;⑦洗出的颗粒污泥颜色变浅没有光泽;⑧反应器出水产生明显异味;⑨ORP(氧化还原电位)值上升等。
1、厌氧反应器酸化的缘由1.厌氧反应器超负荷运行我们都知道，在运行厌氧反应器的各项工艺掌握条件中，污泥负荷是一个特别重要的掌握参数。
污泥负荷是指单位时间内施加给单位质量厌氧污泥的有机物的量，以kgSCOD/kgVS.d表示。
对于某种废水，厌氧污泥具有一个最大的限制值，当运行的负荷超过该最大限制值，则意味着超负荷运行。
虽然该限制值从污泥负荷的概念上理解是针对整个厌氧污泥，实际上真正的对象是针对厌氧污泥中的产甲烷菌。
超负荷运行，实际上就是负荷量超过了厌氧污泥中产甲烷菌的产甲烷力量，而此时的负荷量往往并没有超过厌氧污泥的水解酸化力量。
所以就消失了反应器的VFA开头累积，浓度不断上升，出水pH值降低，去除效率下降这种污泥酸化现象的发生。
所以，了解厌氧反应器的污泥总量，并以此来维持合理的运行负荷，是预防厌氧反应器消失酸化的重要手段之一。
2.pH值、温度等运行掌握条件消失严峻偏差由于厌氧污泥中产甲烷菌对其生存条件的要求比水解酸化菌苛刻的多，所以当反应器的pH值或温度的掌握范围消失很大的偏差，就会使产甲烷菌的产甲烷力量受到严峻影响，而水解酸化菌所受到的影响却远远小于产甲烷菌，其结果同样会导致厌氧反应器发生酸化现象。
化工行业中化学反应器的设计与操作指南化学反应器是化工生产过程中不可或缺的设备，其设计与操作的合理性直接影响着生产的效率和安全性。
本文将从反应器的设计要点、操作流程和注意事项等方面进行介绍，为化工从业人员提供一份全面且实用的指南。
一、反应器的设计要点在进行化学反应器的设计时，需要考虑以下要点：1.反应类型：根据反应的性质和需求，选择适合的反应类型。
常见的反应类型包括连续流动反应器、批量反应器和半连续反应器等。
2.反应器容积：根据反应物质的量及反应速率等因素确定反应器的容积大小。
容积过小可能导致反应物质不能充分反应，容积过大则可能造成资源浪费。
3.反应器材料：选择适合的反应器材料，考虑反应物质的腐蚀性、温度和压力等因素。
常见的反应器材料有玻璃钢、不锈钢和陶瓷等。
4.温度控制：设计合理的温度控制系统，确保反应过程中温度的稳定性。
常用的控制方法包括外加热或冷却、搅拌器或循环泵等。
5.压力控制：考虑反应压力对反应速率和安全性的影响，在设计中要合理设置安全阀和压力传感器等装置，确保反应器在安全范围内运行。
6.搅拌方式：选择合适的搅拌方式，确保反应物质充分混合并提高反应效率。
常用的搅拌方式有机械搅拌、气体搅拌和液体喷淋等。
二、反应器的操作流程在进行化学反应器的操作时，需要按照以下流程进行：1.准备工作：检查反应器设备和安全装置的完好性，确保操作环境的清洁和安全。
准备好所需的反应物质和辅助药剂，并进行称量和配制。
2.充填操作：根据反应物质的性质和要求，将其逐步加入反应器中。
注意加入速度和顺序，避免剧烈反应或溢出等意外情况。
3.搅拌和加热：启动搅拌器和加热系统，确保反应物质均匀混合且温度逐渐升高。
根据反应条件和控制要求，调整搅拌速度和加热功率等参数。
4.反应监控：持续监测反应器内的温度、压力和反应速率等重要参数。
根据监测结果，及时调整操作条件，保持反应的稳定性和高效性。
5.结束操作：当反应达到预定条件或反应时间到达时，停止加热和搅拌操作。
制药技术中生物反应器的控制与监测技巧在制药行业中，生物反应器是生产药物的重要设备之一。
生物反应器的控制与监测技巧是确保药物生产质量的关键因素。
本文将从控制与监测的角度，介绍一些制药技术中生物反应器的控制与监测技巧。
首先，生物反应器的控制技巧主要包括温度、pH值、氧含量和搅拌速度的控制。
温度控制是生物反应器中最常见的控制参数之一，因为许多微生物和细胞培养需要在特定的温度下进行。
在控制温度时，可以使用加热和冷却控制系统，通过传感器监测反应器内温度的变化，并根据设定的温度值调整加热和冷却设备的工作状态。
pH值控制是另一个重要的控制参数，因为许多酶类反应和微生物培养对特定的pH值敏感。
为了控制pH值，在反应器中添加酸或碱溶液，并使用pH传感器监测反应液中pH值的变化。
根据设定的pH值范围，自动控制系统将调整酸碱溶液的投放量，以保持反应液的pH值稳定在所需范围内。
氧含量是生物反应器中的关键因素，许多生物过程需要充足的氧气供应。
为了控制氧含量，可以使用气体供应控制系统，例如调整气体流量和溶气速率。
通过监测反应器内氧气浓度的变化，自动控制系统可实时调整气体供应，以满足反应过程对氧气的需求。
搅拌速度是控制反应器内液体混合和传质的重要参数。
较高的搅拌速度可提高反应物与生物体的接触效率，但同时也会增加能量消耗。
因此，在确定搅拌速度时，需要充分考虑反应物的需求和能源消耗。
通常使用电机驱动搅拌器进行搅拌速度的控制，并根据需求使用传感器监测搅拌速度的变化。
除了控制参数外，生物反应器的监测技巧也是非常重要的。
监测技巧可以帮助实时了解反应器内的反应过程和环境状况，以便及时调整操作参数和预防潜在问题的发生。
常用的监测技术包括温度传感器、pH传感器、氧气传感器和液位传感器等。
温度传感器可以用来监测反应器内温度的变化，pH传感器可以用来监测反应液的酸碱度，氧气传感器可以用来监测反应器内的氧气浓度，液位传感器可以用来监测反应器内的液位变化。
生物反应器工艺优化与控制生物反应器是一种将生物体用来生产有用化学物质的装置。
这个装置内部会创造理想的环境来支持生物制造的需求，包括生物营养、适宜的物理条件和细胞生长所需的微生物等。
由于反应器环境的复杂性，反应器的工艺优化与控制是至关重要的。
在这篇文章中，我们将深入探讨生物反应器的工艺优化与控制方法。
1. 生物反应器的工艺优化1.1. 深入研究适宜的生物种类生物反应器的工艺优化的第一步是确定生物种类。
不同的生物体对环境变化的反应不同，因此选择适宜的生物种类，可以提高反应器的生产效率。
同时，确定生物种类要考虑生物种类的生长速度、生产物质的效率和适应工艺条件等多方面因素。
1.2. 确定合适的环境变量生物反应器的环境包括温度、pH、水分、营养质量等多个因素。
为了优化生产效率，必须要确定适宜的环境变量，并保持稳定。
对于不同的生物体，环境变量的理想范围也不同。
例如，适合细菌生长的温度范围在20-40°C之间，而真菌的温度范围要高一些，约在25-45°C之间。
1.3. 寻找最佳培养基和营养质量培养基是生物反应器中最重要的部分之一，因为它为生物体提供了生长所需的全部营养元素。
要优化反应器的工艺，就需要寻找最适合生物体生长的培养基和最佳的营养质量。
通常，营养物质包括碳源、氮源、磷源、微量元素和生物素等。
1.4. 设计合适的反应器结构生物反应器的结构影响反应器的能力和生产效率。
反应器结构应该适合所选生物种类的需求，且易于控制以保持环境的稳定。
常见的反应器类型包括提供溶氧气体（例如气升式反应器）和搅拌反应器（例如机械搅拌式反应器）。
2. 生物反应器的控制方法2.1. 自动化控制系统现代的生物反应器控制通常采用自动化控制系统，以提高生产效率和减少操作员错误的风险。
自动化控制系统通常包括传感器、数据采集系统、控制器和执行机构。
使用这些系统的好处在于反应器可以实现遥测监控，从而确保稳定的环境和生产效率。
制酸装置的工艺与控制林文【摘要】简要介绍了邯宝焦化厂焦炉煤气净化系统中制酸装置的工艺与控制流程,详细介绍了计算模块中过量氧、助燃空气、稀释空气、蒸汽及氨水配加量的计算方法.【期刊名称】《河南化工》【年(卷),期】2018(035)001【总页数】4页(P33-36)【关键词】焦炉煤气;WSA工艺;控制流程;模块计算【作者】林文【作者单位】邯钢集团邯宝公司焦化厂,河北邯郸 056002【正文语种】中文【中图分类】TQ1111 制酸工艺流程邯宝焦化厂的煤气脱硫脱氰工艺采用真空碳酸钾法，制酸工艺采用丹麦TOPSE公司的湿式制酸法[1]。
从真空泵来的酸性气体与空气混合，在燃烧炉内完全燃烧，炉内高温主要依靠化学反应热维持，当酸气中的硫化氢含量较低时，尚需补充少量煤气助燃。
酸性气体的主要成分是H2S、HCN、CO2、H2O，并含有少量的萘，在焚烧炉内，酸性气体在氧气过剩的条件下燃烧时，生成SO2、NOx、H2O等。
燃烧后的高温过程气，经废热锅炉冷却，以生产低压饱和蒸汽的方式回收热量。
冷却后的过程气进入SCR反应器，脱除其中的氮氧化物。
然后进入SO2转化器。
在此，将含有水汽的SO2过程气在420～450 ℃下催化转化为SO3。
转化过程中放出的反应热通过换热器生产蒸汽。
在最后转化阶段，SO3与水蒸气反应生成气态硫酸。
转化器内的催化剂采用丹麦TOPSE公司生产的具有较高活性的湿式转化催化剂。
SO2转化器出口的过程气到WSA冷凝器内进行换热[2]。
在WSA冷凝器内，用冷空气对其进行间接冷却。
冷凝的硫酸蒸气在管中与热工艺气体进行逆向冷凝浓缩，流向底部。
硫酸收集在有耐酸砖衬的冷凝器底部，浓度约为98%，经过与板式换热器冷却后的硫酸混合冷却后，温度降低至30～40 ℃后作为产品送入硫酸储槽，再用泵输送到硫酸铵槽。
尾气离开WSA冷凝器的温度约为100 ℃，直接经烟囱排入大气，气体中含SOx极少，可达到国家环保一级排放标准。
第35卷 第9期2003年9月 哈 尔 滨 工 业 大 学 学 报JOURNA L OF H ARBI N I NSTIT UTE OF TECH NO LOGYV ol 135N o 19Sep.,2003产酸相反应器的过酸状态及其控制秦 智1,2,任南琪1,李建政1,闫险峰1(1.哈尔滨工业大学市政环境工程学院,黑龙江哈尔滨150090,E 2mial :qinzhi0916@ ;2.哈尔滨理工大学化学与环境工程学院,黑龙江哈尔滨150080)摘 要:为了考察产酸相“过酸状态”后恢复的控制对策,试验中对降低负荷和调节碱度这两种控制措施的恢复效果进行了分析,结果表明,通过冲击负荷使产酸相反应器出现过酸状态后,将C OD 有机负荷从正常的15kg/(m 3・d )降低到5kg/(m 3・d ),运行18d 仍未能使反应系统的pH 值得到有效恢复.当进水碱度调节在500～600mg/L 范围时,系统C OD 有机负荷维持在9kg/(m 3・d )的条件下,运行10d 后过酸状态得到了基本恢复.因此,在反应系统出现过酸状态时,应在降低系统有机负荷的同时加强对进水碱度的调节,这一措施要比仅仅降低有机负荷更有利于系统的迅速恢复.过酸状态的恢复过程较缓慢,因此在冲击负荷期通过碱度的调节将系统的pH 值维持在正常的范围内,从而避免“过酸状态”的发生也具有重要的意义.关键词:两相厌氧;产酸相;过酸状态;控制对策;碱度中图分类号:X 703文献标识码:A文章编号:0367-6234(2003)09-1105-04Superacid state of acidogenic phase and controlling strategy for recoveryQI N Zhi 1,2,RE N Nan 2qi 1,LI Jian 2zheng 1,Y AN X ian 2feng 1(1.School of Municipal and Environmental Engineering ,Harbin Institute of T echnology ,Harbin 150090,China ,E 2mail :qinzhi0916@ ;2.School of Chemical and Environmental Engineering ,Harbin University of Science and T echnology ,Harbin 150080,Chi 2na )Abstract :In order to investigate the controlling strategy of the recovery of acidogenic phase reactor from superacid state ,both the ways of cutting down the C OD organic loading rate and adjusting the in fluent alkalinity were per 2formed respectively in our experiments.A fter the acidogenic phase reactor was in the state of superacid by shockloading ,the C OD organic loading rate (O LR )w as cut d own fr om 15kg/(m 3・d )to 5kg/(m 3・d ).H owever ,the pH value of the reactor did not recover after 18days operation.Acidogenic phase recovered success fully from superacid state within 10days when the in fluent alkalinity was adjusted to the range of 500～600mg/L at the C OD organic loading rate of 9kg/(m 3・d ).Therefore ,when the reactor was in the state of superacid simultaneously ,the method of decreasing O LR and adjusting in fluent alkalinity should be adopted ,it is m ore efficient than only cutting down the O LR for the rapid recovery of the reactor.H owever ,the recovery process of superacid state was relatively slow.Therefore ,during the period of shock loading ,the pH value of the reactor should be maintained at a normal range by adjusting in fluent alkalinity.It was still significant to av oid the occurrence of superacid state.K ey w ords :tw o 2phase anaerobic system ;acidogenic phase ;superacid state ;control strategy ;alkalinity收稿日期:2002-06-28.基金项目:国家重点基础研究发展规划资助项目(973-G 2000026402);国家高技术研究发展计划资助项目(863-2001AA515030).作者简介:秦 智(1974-),女,博士研究生;任南琪(1959-),男,教授,博士生导师,特聘教授. 两相厌氧生物处理工艺因其处理效率高、运行稳定、可回收大量高质量的沼气等优点,在高浓度有机废水处理中的作用日见突出,我国近几年在实际工程中也多有应用,并且取得了较为理想的处理效果[1～4].在两相厌氧生物处理系统运行中,如果控制不当,造成负荷冲击时,可能会使处理系统业已建立的生态环境破坏,尤其是反应系统的pH 明显下降,将导致微生物活性受到抑制、产气率下降,这种现象在产甲烷相中通常被称为“酸化”状态[5].而产酸相反应器在较大负荷的冲击下也会出现类似于产甲烷相反应器的酸化现象,产酸相的这种状态被称为“过酸状态”[6].研究表明[4],尽管产酸相内部环境的pH 值因产酸发酵而较低,经驯化的厌氧活性污泥可以忍受pH 为318以上的酸性环境.当产酸相受到较大有机负荷冲击时,大量酸性末端产物的生成将导致反应混合液的pH 值迅速降低,甚至达到318以下,使产酸相微生物群体的代谢活性受到严重抑制,底物转化率显著降低,影响处理效果.产酸相过酸状态的出现,不仅仅影响其本身的处理效果,更为严重的是可能造成后续产甲烷相的酸化,使整个处理系统运行失败.因此,产酸相过酸状态的有效控制,对两相厌氧生物处理系统的稳定运行有着重要意义,而相关的研究却未见报道.本文对产酸相反应器过酸状态发生后的恢复及控制措施进行了探讨,旨在为反应器运行中过酸状态的避免及过酸状态发生后的恢复提供指导.1 试验装置与方法111 试验装置及流程本研究采用的产酸相反应器,属连续流搅拌槽式反应器(CSTR ),内有气-液-固三相分离装置,为反应区与沉淀区一体化结构.反应区的有效容积为916L ,沉淀区为514L.反应器外壁缠绕电热丝,通过温控仪将反应器内温度控制在(35±1)℃.试验流程如图1所示.图1 实验装置及流程示意图Fig.1 Experimental apparatus and schematic diagram112 污泥的接种、驯化及反应器过酸状态的调控产酸相反应器接种的污泥来自生活污水排放沟的底泥,经曝气培养后接种到反应器中,在C OD 有机负荷为15kg/(m 3・d ),HRT (水力停留时间)为8h 的条件下启动.启动运行7d 后开始有明显的气体产生,运行到40d 时产气速率达到20L/d 左右,C OD 去除率为1914%,生物量VSS 为16169g/L ,液相末端产物以乙醇和乙酸为主,为乙醇型发酵[7].此时反应器内厌氧活性污泥的驯化完成,系统进入正式运行阶段.为了模拟实际工程运行中的冲击负荷,向进水中投加高浓度的细菌发酵液,使进水C OD 达到20000mg/L ,C OD 负荷为60kg/(m 3・d ).反应体系的pH 值在24h 之后降低至317,反应器出现“过酸状态”.此后,先后采取了降低负荷和调节碱度两种措施对反应系统进行恢复.实验过程连续运行48d ,大致可分为4个阶段.阶段Ⅰ(1～6d ):正常运行状态,C OD 有机负荷为15kg/(m 3・d )左右;阶段Ⅱ(7～11d ):从冲击负荷(C OD 有机负荷为60kg/(m 3・d )下运行2d )出现到过酸状态发生;阶段Ⅲ(12～29d ):C OD 有机负荷降低为5kg/(m 3・d )左右运行,10d 后系统C OD 有机负荷重新提高到15kg/(m 3・d )左右,系统仍未恢复;阶段Ⅳ(30～48d ):为碱度调控阶段,C OD 有机负荷控制在9kg/(m 3・d )左右,通过向进水中投加碳酸氢钠来增加反应系统的碱度,此阶段的进水碱度为500～600mg/L.在整个调控过程中,反应系统的水力停留时间维持8h 不变,有机负荷率的变化通过对进水C OD 浓度的调节实现.113 底物实验用底物是以甜菜制糖厂的废糖蜜配制而成的有机废水,并投加少量N 、P ,使进水的m (C OD )∶m (N )∶m (P )=1000∶5∶1.由于糖蜜废水易酸化的特点,使进水pH 值在一定范围内有所波动.114 分析项目及测定方法液相末端发酵产物采用G C -122型气相色谱仪、氢火焰检测器;pH 值测定采用pHS -25酸度计,总碱度测定采用中和滴定法,以CaC O 3计;产气量由湿式气体流量计计量,糖分的定量分析采用硫酸-苯酚法,以葡萄糖计.2 试验结果与分析211 过酸状态及调控阶段的pH 值和碱度变化规律pH 值和碱度都是产酸相反应器运行中的重要控制参数.当环境pH 值低于厌氧活性污泥耐受下限时,就会导致微生物的活性下降、正常的生理代谢受到抑制,甚至导致微生物的死亡.一定碱度的存在能有效地缓冲反应体系pH 值的下降,可增加系统运行的稳定性.本试验中,正常运行阶段,厌氧活性污泥表现出典型的乙醇型发酵,检测结果证明,在阶段Ⅰ进水pH 值为6172～6182,进水碱度为300mg/L 左右时,反应器出水pH 值稳定在4.00～4115,出水碱度则为160～180mg/L (图2、3).从图2、3分析可知,阶段Ⅱ的前2d 冲・6011・哈 尔 滨 工 业 大 学 学 报 第35卷 击负荷出现后,出水pH 值降低到3170～3190,此时出水碱度仅为30mg/L ,出现过酸状态,反应器对底物的转化率(酸化率)及C OD 的去除率显著下降(参见表1).阶段Ⅲ采取了调控措施,将C OD 有机负荷从15kg/(m 3・d )逐渐降低到5kg/(m 3・d ),在18d 的运行中,在维持反应器进水pH 值、碱度基本不变的情况下,出水pH 值基本在3170～4100.可见,有机负荷的降低并没有使出水pH 值有较大幅度地提高,出水碱度仍然维持在30～50mg/L.在阶段Ⅳ,对进水碱度进行调节过程中,使碱度维持在500～600mg/L ,此时进水pH 值为617～716.调节碱度运行的前10d ,出水碱度和pH 值表现出一定的波动性,分别在200～460mg/L 和在411～419变化.波动期过图2 过酸状态及调控阶段的pH 值变化规律Fig.2 pH value of superacid state and controlling phase图3 过酸状态及调控阶段的碱变变化规律Fig.3 Alkalinity of superacid state and controlling phase表1 反应器运行过程中其他参数的变化T able 1 Other p arameters during running of reactor 阶段运行时间t/dCOD 去除率/%酸化率a/%糖转化率b/%)Ⅰ41612342129515Ⅱ11216038158916Ⅲ28213010184315Ⅳ481419954158714 a :酸化率是指液相发酵产物总量(质量浓度)与进水COD 质量浓度的比值; b :糖转化率是指转化为其他产物的糖量占糖总量的百分比.后,出水的碱度和pH 值最终稳定在520～600mg/L 和418～510.反应器内碱度的提高使反应体系具有较强的缓冲能力. 以上结果表明,冲击负荷如果超过一定强度,将导致反应系统的pH 值下降,甚至低于318.研究证明[6],318为产酸相厌氧发酵微生物的pH 值下限,达到或低于这一pH 值时会导致厌氧微生物的活性受到严重抑制,使反应器出现过酸状态.因此在反应器的运行中,要对反应器的pH 值进行连续的监控,将产酸相反应器的pH 值维持在410～415的正常范围内.一旦反应器pH 值低于4.0,并有继续下降的趋势,应立即采取措施阻止pH 值的下降.通过阶段Ⅲ和阶段Ⅳ的运行表明,降低有机负荷的同时增加进水的碱度,更能有效地调节恢复反应系统的pH 值,仅降低有机负荷是不够的.212 过酸状态及调控阶段液相发酵产物的变化规律液相发酵产物是反映反应器运行状况的另一个重要指标.由图4可以看出,在反应器正常运行阶段(阶段Ⅰ),其发酵产物浓度达到3216～3411mm ol/L ,其中乙醇为1719～1918mm ol /L ,图4 过酸状态及调控阶段的发酵产物变化规律(虚线部分为冲击负荷期,有机负荷为60kg/(m 3・d )Fig.4 End products of superacid state and controlling phase(broken line was shock load phase ,organic load was 60kg/(m 3・d )乙酸为1117～1214mm ol/L ,丙酸、丁酸和戊酸的浓度均在2mm ol/L 以下,呈现典型的乙醇型发酵.阶段Ⅱ出现冲击负荷后反应器处于过酸状态,乙醇的浓度急剧下降到413mm ol/L ,发酵产物的浓度也下降到2515mm ol/L.由于从过酸状态出现到发酵产物抑制需要一个过程,因此发酵产物浓度的下降表现出一定的滞后性,阶段Ⅱ的下降幅度并不太大.在阶段Ⅲ的运行中,发酵产物下降较快,其浓度降到了317～517mm ol/L ,其中乙醇的浓度仅为017～211mm ol/L ,丙酸、丁酸、戊酸无显・7011・第9期秦 智,等:产酸相反应器的过酸状态及其控制著变化,而乙酸的浓度继续下降,从1212mm ol/L 降低为2.0～615mm ol/L.在低负荷下运行10d,待反应系统的pH值恢复到4左右后,C OD有机负荷恢复到过酸状态前的水平(15kg/(m3・d))运行,此时发酵产物浓度为615～11.0mm ol/L,虽有所提高,但也仅为正常状态的1/4左右,其中乙醇为111～213mm ol/L,乙酸为412～615mm ol/L,其他产物产量变化不大.可见这一调控措施并未取得明显效果.其主要原因可能是,尽管反应系统的pH值有所恢复,但其碱度却仍然维持在较低的水平,系统并未产生有利于发酵微生物群体恢复正常代谢的环境条件.在阶段Ⅳ,经历了10d的调节运行后,pH值和碱度有了大幅度的提高,发酵产物产量逐渐回升.达到稳定状态时,发酵产物的浓度达到2217～2619mm ol/L,其中乙醇为115～419m m ol/L,乙酸为612～9m m ol/L,丙酸为1112～1414m m ol/L,丁酸和戊酸低于115mm ol/L.液相发酵产物的浓度,已接近过酸状态前的水平,但从发酵产物的组成来看,丙酸的含量占据明显优势,呈现典型的丙酸型发酵,乙醇的含量并没有恢复到过酸状态前的水平,质量分数仅为18%左右. 液相发酵产物结果表明,阶段Ⅲ降低负荷的恢复措施并没有获得明显的效果,pH值和碱度仍然维持在较低的水平.在阶段Ⅳ采取的降低负荷,使系统的pH值和碱度有了较大幅度地提高,发酵产物的总量也随之提高,达到稳定状态时基本恢复到了过酸前状态.然而恢复后的发酵类型却发生了改变,由初始的乙醇型发酵转变为丙酸型发酵.从生态学的角度分析,产酸相反应体系是一个人工生态系统,在一定运行条件下,将产生与之相适应的顶级群落,使反应系统的运行表现出相对的稳定性.一旦环境条件发生变化,就会引起生态群落的生态演替.当原有的生态平衡遭到破坏,其恢复过程极为缓慢,而且其生态系统的结构很难再恢复到初始的状态.所以,在产酸相的运行中应尽量避免过酸状态的出现.213 过酸状态及调控阶段其他参数的变化从表1可知,阶段Ⅱ反应器出现过酸状态后, C OD去除率、酸化率、糖转化率都有所下降,但是过酸状态对反应系统的抑制作用具有一定的滞后性,因此C OD去除率等参数并未下降到受抑制后的最低水平.在阶段Ⅲ的调控阶段,它们仍然在下降,并达到系统运行的最低水平.在阶段Ⅳ的调控结束时,反应器的酸化率、C OD去除率、糖转化率都基本恢复了正常运行阶段的水平.这一结果进一步说明在两种调控措施中,降低负荷并调节碱度的措施要比只降低有机负荷更有利于反应器的恢复.3 结 论(1)冲击负荷引起反应体系过酸状态,破坏了体系原有的碱度平衡,导致处理系统失效.避免冲击负荷的出现和保持对反应体系碱度的良好控制是避免过酸状态发生及其恢复的关键.(2)过酸状态发生后,为了使反应系统快速恢复,应在降低系统有机负荷的同时加强对进水碱度的调节,这一措施要比仅仅降低负荷更有利于系统pH值的迅速恢复.恢复期的适宜进水碱度为500～600mg/L.(3)产酸相一旦发生过酸状态,其恢复过程是较为缓慢的,而且,微生物菌群有可能难以恢复到原有的状态,菌群的结构及其代谢产物将有所改变,从而可能会对后续的产甲烷相的处理效率造成影响.因此避免反应器过酸状态的发生比发生后的调控更为关键.参考文献:[1]周雪飞,任南琪,陈漫漫,等.含甲醇废水的生物处理实例[J].中国给水排水,2001,17(6):50-52.[2]陈漫漫,陈业刚,任南琪,等.两相厌氧———好氧法处理医药原料废水工程实践[J].给水排水,1999,25(8): 39-41.[3]赵 丹,任南琪,董延茂,等.高效产酸发酵反应器处理医药原料废水[J].中国给水排水,2001,17(10): 1-5.[4]李建政,任南琪,刘艳玲,等.中药废水高效生物处理技术的研究[J].中国给水排水,2000,16(6):5-8. [5]竺建荣,胡纪萃,顾夏声.颗粒厌氧污泥中的产氢产乙酸细菌研究[J].微生物学通报,1994,21(4):207-209.[6]李建政,任南琪.产酸相最佳发酵类型工程控制对策[J].中国环境科学,1998,18(5):398-402.[7]RE N Nanqi,BAOZHE N W,H UANGJuchang.E thanol2typefermentation from carbohydrate in high rate acidogenic reactor [J].Biotechnology&Bioengineering,1997,54(5):428-433.(编辑 杨 波)・811・哈 尔 滨 工 业 大 学 学 报 第35卷 。
