焦化化产工艺.docx
《焦化化产工艺.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《焦化化产工艺.docx（20页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
焦化化产工艺
河南天锦实业有限公司
一期年产90万t/a焦化工程化产回收
方
案
设
计
靖江华冠机械科技有限公司
河南天锦实业有限公司化产回收工程
设计说明
一、总论
1.1概述
按照要求，靖江华冠机械科技有限公司进行配套设计90万t/a焦化工程化产回收装置。
1.2.设计依据、标准及范围
1.2.1设计依据
（1）本工程设计是根据河南天锦实业有限公司提供的一期年产90万t/a焦化工程化产回收
（2）焦化厂平面布置及相关工艺、设备和图纸。
1.2.2设计范围：
本工程的设计范围主要包括：
（1）脱硫工段、
（2）硫铵工段、（3）洗脱苯工段、（4）包括蒸氨工段。
1.3工艺说明
1.3.1工艺的先进性：
（一）、脱硫及硫回收
（按采用“喷射氧化再生槽工艺”和“塔式再生工艺”分别设计）
A、采用喷射氧化再生槽（即“槽式自吸氧化再生）
1概述
1.1工段概况：
本工段是与焦炉配套的煤气净化装置的第二个工序。
本装置分为煤气脱硫脱氰、脱硫再生、硫回收、剩余氨水蒸氨四部分。
主要是将煤气中的硫化氢含量脱至30mg/Nm3以下，保证后续干法脱硫稳定，并回收硫磺。
1.2法及流程特点：
本工段采用湿法硫酸，将煤气中的H2S含量脱至≤30mg/Nm3,
并回收硫磺。
剩余氨水采用直接蒸汽汽提蒸氨，生产浓氨水做脱硫的补充液。
蒸氨废水送生化处理。
本工段采用焦炉，煤气中自身喊有的氨为碱原，以PDS+栲胶为复合催化剂的湿式氧化法前脱硫工艺，该法不仅可脱去H2S，还可脱去大部分HCN及部分有机硫，脱硫效益高，且不必外加碱源，循环液中含盐量积累慢，可不设提盐装置，产生的废液不多且可回兑炼焦煤中。
因此不仅具有投资省，操作费用低，运行稳定的特点，而且具有良好的环保效果。
脱硫富液的再生采用槽式自吸氧化再生，既免用了高大的再生塔，节省投资，又可节省加压空气需要的动力。
硫回收采用连续融硫釜硫挥手硫磺具有操作环境佳，溶液富产盐量少。
本工段的布置原则是：
满足流程顺、结构紧凑、占地少、便于维修和组织生产，并符合有关防火防爆、安全生产等规范规定。
1.3三废排及治理：
再生尾气大约1600Nm3/h,分别由三个高度为20.0米的放散管排放。
符合国家《恶臭污染物排放标准》。
脱硫液日排放量为0.3m3，掺入炼焦煤中炼焦不外排。
1.4生产制度：
除硫回收外年操作日均为365天，按五班三运转连续运行；硫回收系统为两班工作制。
2、原料、产品的规格及数量
2.1原料的规格及耗量：
（1）干煤气同冷鼓电捕工段送出的干煤气组成及数量。
（2）剩余氨水同冷鼓电捕工段送出的剩余氨水组成及数量。
（3）PDS+栲胶复合催化剂用量：
2.5t/a
（4）碱液用量：
537t/aNaOH（42%）
2.2产品的规格及产量：
（1）煤气：
煤气量：
Nm3/h（干）
温度：
～+36℃
压力～0.014Mpa（G）
杂质含量（g/Nm3）:
H2S
有机硫
HCN
苯
NH3
焦油
萘
0.03
0.20
0.3
30.1
7.73
微量
0.4
（2）硫磺：
纯度：
75%
数量：
315t/a
（3）蒸氨废水：
水量：
10m3/h
温度：
～40℃压力：
0.35～0.45Mpa（G）
3工段内危险性物料主要物性表
序号
名称
分子量
熔点
℃
沸点
℃
燃点
℃
在空气中爆炸极限
（V%）
国家卫生标准
最大允许浓度
1
煤气
10.1
640～650
36.9
4.70
CO2:
30mg/m3
H2S:
10mg/m3
2
硫磺
32
112.8
444.6
363
3
氨
17
-77.7
-33.5
651
27.4
15.7
30mg/m3
4、工艺流程简述
来自冷鼓点捕动段的粗煤气先并联进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后，在并联进入脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后，煤气中H2S含量≤30mg.Nm3。
煤气经捕雾段出去雾滴后进入旋流板捕雾器进一步除雾后，全部送至硫铵工段。
该系统煤气与脱硫液的流向是互为逆向流动。
在脱硫塔内发生的主要反应如下：
NH3+H2O=NH4OH
（1）
H2S+NH4OH=NH4HS+H2O
（2）
NH4OH+HCN=NH4CN+H2O（3）
NH4OH+CO2=NH4HCO3（4）
NH4HS+NH4HCO3+（X-1）S=（NH4）2Sx+CO2+H2O（5）
从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封槽至富油槽，一同用富液泵抽送至喷射氧化再生槽，每个再生槽顶部设有喷嘴同时自吸空气并流再生，再生后的脱硫清液分别进入贫液槽，再用贫液泵分两路送至脱硫塔顶喷淋。
入席循环使用。
在喷射氧化再生槽内发生的主要反应如下：
NH4HS+1/2O2=S↓+NH4OH
（1）
（NH4）2SSx+1/2O2=S↓+2NH4OH
（2）
产身的硫泡沫则由喷射氧化再生槽上部扩大部分排至流泡沫中间槽，不定期由压缩空气加压后送硫泡沫槽经一条总管进入硫泡沫泵，可选择进入连续融硫釜，生产硫磺。
从连续融硫釜内排出的脱硫清液选择进入事故槽静置、冷却，不定期加入到脱硫贫液中。
催化剂的配置：
在生产过程中需要及时补充催化剂，催化剂一天配制一次，配料容器为催化剂贮槽。
先加入软水再加入复合催化剂搅拌使其溶解，在24小时内分别均匀递加到贫液槽脱硫液内。
当系统需要检修时，将其脱硫液排至事故槽。
当富液的温度过低或过高时，由富液泵送至喷射氧化再生槽的溶液需经溶液换热器用蒸汽或制冷水加热或冷却后，再入喷射氧化再生槽。
由冷鼓来的剩余氨水进土原料氨水过滤器进行过滤，过滤剩余氨水中的焦油等杂质，然后进入氨水换热气与从蒸氨塔底来的蒸氨废水换热，剩余氨水由～70℃加热至～98℃进入蒸氨塔，一开一备。
在蒸氨塔中被0.5Mpa（G）蒸汽直接气提，蒸出的氨气入氨分缩器用32℃的循环水冷却，冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含NH3～10%的氨气进入冷凝冷却器用16℃的制冷水冷却，冷凝冷却成约30℃浓氨水送至富液槽作为脱硫补充液。
塔底排出的蒸氨废水在氨水换热器中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由～103℃降至～60℃进入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32℃的循环水冷却至40℃后至生化处理装置。
蒸氨塔塔底排出焦油渣进入焦油桶，人工清理外运。
由原料产品库区来的NaOH（42%）溶液送入碱液贮槽，然后由碱液输送泵加压后送入剩余氨水蒸氨管线。
假如的碱量根据检测的PH值调节。
B、采用塔式再生工艺
1概述
1.1工段概况：
本装置分为煤气脱硫脱氰、脱硫液再生、硫回收、剩余氨水蒸氨四部分。
1.2生产方法及流程特点：
本工段采用湿法脱硫，将煤气中的H2S含量脱至工业用气标准≤300mg/Nm3,并挥手硫磺，剩余氨水采用直接氨气气提蒸氨，生产浓氨水作脱硫的补充液。
蒸鞍废水送生化处理。
本工段采用焦炉煤气中自含有的氨为碱源，以PDS+栲胶为复合催化剂的湿式氧化法前脱硫工艺，该法脱硫效率高，不必外家碱源，循环液中副产物积累慢，可不用设提盐装置，产生的废液不多且可回兑炼焦煤中，因此不仅具有投资省，操作费用低，运行稳定的特点，而且具有良好的环保效果。
脱硫采用新型轻瓷填料塔。
轻瓷填料在传质过程中，填料表面始终保持一层液膜，形成了好的气液接触，比其他填料具有更高的传质效率。
回收采用连续融硫釜，操作环境佳，硫磺质量好。
本工段的布置原则是：
满足流程顺、结构紧凑、占地少、便于维修和组织生产的要求，并符合有关防火防爆、安全卫生等规范的规定。
1.3三废排放及治理：
脱硫再生塔尾气～1100Nm3/h含有NH3、CO2、N2等，其他含NH3约为2.5g/Nm3（～7.1Kg/h）,由45m的高度排放，，满足恶臭污染物排放标准GB4554-93的要求（45米高时氨允许排放量<45Kg/h）。
剩余氨水蒸氨后的蒸氨废水含氨≤300mg/l,硫化物≤50mg/l,送生化处理；
脱硫残液主要含NH4CNS及（NH4）2S2O3，总量≤300g/l，配入精煤中炼焦。
1.4生产制度：
除硫回收外年操作日均为365天，按五班三运转连续运行；硫回收系统为两班工作制。
2原料、产品的规格及数量
2.1原料的规格及耗量：
（1）干煤气同冷鼓电捕工段送出的干煤气组成及出量。
（2）剩余氨水同冷鼓电捕工段送出的剩余氨水组成及数量。
（3）PDS+栲胶复合催化剂：
用量：
2t/a
（4）碱液：
用量：
700t/aNaOH（40%）
2.2产品的规格及产量：
（1）煤气：
煤气量：
Nm3/h（干）
温度：
-36℃
压力：
-0.014Mpa（表）
杂质含量（g/Nm3）
NH3
H2S
HCN
苯
萘
焦油
6.74
0.3
0.25
33.88
0.4
微量
（2）硫磺：
纯度：
≥96%
数量：
575t/a
（3）蒸氨废水：
水量：
10m3/h
温度：
-40℃
压力：
-0.4Mpa（表）
（4）浓氨水：
-283kg/h,其中含氨-10%。
3工段内危险性物料主要物性表
序号
命名
分子量
熔点
℃
沸点
℃
闪点
℃
燃点
℃
在空气中爆炸极限
（V%）
国家卫生标准最大
允许浓度
备注
1
煤
气
10.1
640-
650
30.0
5.50
CO：
30mg/m3
H2S:
10mg/m3
2
硫磺
32
112.8
444.6
363
3
氨
17
-77.7
-33.5
651
27.4
15.7
30mg/m3
4工艺流程简述
来自冷鼓工段的粗煤气串联进入填料脱硫塔下部与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触洗涤后（脱硫液与煤气完全逆流），使煤气中的H2S含量降至≤0.3g/Nm3,煤气经捕雾段除去雾滴后全部送至硫铵工段。
在脱硫塔内发生的主要反应如下：
NH3+H2O=NH4OH
（1）
H2S+NH4OH=NH4HS+H2O
（2）
NH4OH+HCN=NH4CN+H2O（3）
NH4OH+CO2=NH4HCO（4）
NH4HS+NH4HCO+（X-1）S=（NH4）2Sx+CO2+H20（5）
从脱硫塔中吸收了H2S和HCN的脱硫液经脱硫塔液封至溶液循环槽，补充剩余氨水蒸氨后的浓氨水和催化剂贮槽均匀加入的催化剂溶液后用溶液循环泵抽送至溶液换热器加热后再送至再生塔经溶液与空压站送来的压缩空气并流再生后从再生塔上部返回脱硫塔顶喷洒脱硫，如此循环使用。
在再生塔内发生的主要反应如下：
NH4+1/2O2=S↓+NH4OH
（1）
（NH4）Sx+1/2O2=Sx↓+2NH4OH
（2）
内产生的硫泡沫则由再生塔顶部扩大部分自流入硫泡沫槽，再由硫泡沫泵加压后送入连续熔硫釜，用0.5Mpa（G）的蒸汽见解加热连续熔硫，生产硫磺外售。
熔硫釜排除的清液进入缓冲槽，降温后经溶液缓冲槽泵加压送回溶液循环槽。
催化剂的配置：
在生产过程中需要及时补充催化剂，催化剂一天配置一次，配料容器为催化剂贮槽。
先加入软水在假如复合催化剂搅拌使其溶解，均匀加入溶液循环槽中。
由冷鼓来的剩余氨水进入原料氨水过滤器进行过滤，过滤剩余氨水中的焦油等杂志，然后进入氨水换热器与从蒸氨塔底来的蒸氨废水换热，剩余氨水由-70℃加热至-98℃进土蒸氨塔。
在蒸氨塔中被0.5Mpa（G）蒸汽直接气提，蒸出的氨气入氨分缩器用32℃的循环水冷却，冷凝下来的液体直接返回蒸氨塔顶作回流，未冷凝的含NH—10%的氨气进入冷凝冷却器用16℃的制冷水冷却，冷凝冷却成30℃浓氨水送至氨水溶液循环槽作为脱硫补充液，塔底排除的蒸氨废水在氨水换热器中与剩余氨水换热后，蒸氨废水由—103℃降至—60℃进入废水槽，然后由蒸氨废水泵送入废水冷却器被32℃的循环冷却至40℃后至生化处理装置。
蒸氨塔塔底排除焦油渣进入焦油桶，人工清理外运。
外购来的NaOH（40%）溶液送入卸碱槽，然后由卸碱槽液下泵加压后送入碱液贮槽中贮存，碱液贮槽中的碱液再由碱液输送泵送入剩余氨水蒸氨管线。
加入的碱量根据检测的PH值调节。
5三废排放量：
序号
排放物名称
排放点
排放物性状
排放情况
排放量
组成及含量
连续
间断
单位
正常
1
蒸氨
废水
蒸氨
塔底
液
√
M3/h
10
含氨≤
300mg/l
硫化物≤50mg/l
2
再生塔尾气
再生塔顶
气
√
M3/h
--1100
含NH3-2.5g/Nm3
3
脱硫残渣
低位位置槽液下泵
液
√
M3/d
-4.5
含NH4CNS及（NH4）2S202≤300g/l
（二）、硫铵
1概述
1.1工段概述
本工段的主要任务是用硫酸作吸收剂，脱除煤气中的氨，生成硫氨并将其干燥后得到的硫氨产品。
采用喷淋饱和器，集酸洗与结晶为一体，煤气系统阻力小，流程简单，工艺先进，技术可靠，干燥采用传统的沸腾干燥剂，技术成熟，操作稳定。
1.2本工段分为煤气中氨的脱除及硫铵的干燥两部分。
1.3生产制度
年操作日为365天，按五班三运转编制。
2原料、产品的数量及规格
2.1原料
（1）煤气同脱硫工段送出的煤气组成及数量。
（2）硫酸用量：
2125t/a（92.5%）
2.2产品：
（1）煤气：
流量：
Nm3/h（干）
温度：
-5℃
压力：
-0.0113Mpa
杂质含量（g/Nm3）:
NH3
H2S
HCN
苯
萘
焦油
0.03
0.3
0.25
33.88
0.4
微量
（2）硫铵：
产量：
2637.5t/a
硫铵质量指标：
名称
指标
一级品
二级品
氮气%≥
21
20.8
水份%≤
0.1
1.0
游离酸%≤
0.05
0.2
3工艺流程简述
来自脱硫工段的粗煤气经煤气预热器加热，进入硫铵饱和器上段的喷淋室，在次煤气与母液充分接触，使其中的氨被母液中的硫酸所吸收，生成硫酸铵结晶。
然后煤气进入饱和器的除酸器，分离煤气中夹带的酸雾后被送往洗脱苯工段。
在硫铵饱和器内发生的主要反应如下：
H2SO+NH3=NH4HSO4
（1）
H2SO4+2NH3=（NH4）2SO4
（2）
NH4HSO4+NH3=（NH4）2SO4（3）
在饱和器下部的母液，用母液循环泵连续抽出送至上段进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫氨的结晶过程。
饱和器母液中不断有硫铵结晶生成，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶槽，硫铵洁净排放到离心机内进行离心分离，滤除母液。
离心分离出的母液与结晶槽溢流出来的母液一同自流回饱和器。
从离心机卸出的硫铵洁净，由螺旋输送机送至沸腾干燥器，经热空气干燥后进入硫铵贮斗，然后称量包装送入成品库。
沸腾干燥器用的热空气是由送风机吸入，经热风器加热后送入。
沸腾干燥器排除的热空气经旋风除尘器扑集夹带的细粒硫铵洁净后，由排风机抽送至雾膜水浴除尘器进行湿式在除尘，最后排入大气。
外购来的硫铵先卸至卸酸槽，经卸酸槽液下泵送至硫酸贮槽子，由硫酸泵送至硫酸高位槽，经控制自流入满流槽，调节饱和器内溶液的酸度。
4定员表
序号
名称
每班定员
操作
班次
合计
备注
生产工人
辅助工人
1
硫铵
3
2
3
15
按五班配备定员
（三）、洗苯、脱苯
1概述
1.1装置规模及组成
本工段的主要任务是用焦油洗油洗去煤气中所含有的苯，再脱除含苯富油中的苯，生产出粗苯出售。
本工段包括终冷、洗苯、脱苯三部分。
1.2生产方法及工艺特点
终冷采用横管间接终冷塔冷却焦炉煤气，即将硫铵来的煤气在此冷却至洗苯所需的温度。
该工艺较直接终冷工艺相比具有流程短、设备少、废水量小等优点。
洗苯即为用焦油洗油吸收终冷后煤气中的苯，然后将净煤气送往各用户使用，洗苯后煤气含苯量为2—5g/Nm3;脱苯即将洗苯后的含苯富油脱苯，所得粗苯入粗苯贮槽然后由粗苯输送泵送往罐区装车外售，脱苯后的贫油返回洗苯塔循环使用。
本工段的布置原则是：
流程顺、结构紧凑、占地少、便于维修和组织生产，并符合有关防火防爆、安全卫生等规范规定。
1.3装置三废排放及治理
管式炉尾气：
废气量为2702m3/h,SO2含量为254g/h,符合废气排放标准。
1.4生产制度
年操作日为365天，按五班三运转编制。
2、原料、产品的规格及数量
1、原料：
煤气：
同硫铵工段送出的煤气组成及数量
焦油洗油：
用量：
265t/a
技术规格：
GB3064—82
2、产品：
粗苯：
产量：
3300t/a
技术规格：
YB/T5022—93
煤气：
流量：
Nm3/h
温度：
-27℃
压力：
-0.008Mpa（表）
含杂质量（g/Nm3）
焦油
氨
H2S
HCN
苯
微量
0.05
0.3
0.25
2.0—5.0
3工段内危险性物料主要物性表
序
号
名
称
分
子
量
熔
点
℃
沸
点
℃
闪
点
℃
燃
点
℃
在空气中爆炸
极限（V%）
备
注
1
煤气
-1
0.1
640
-
650
-30
-5.5
CO：
30mg/m3
H2S:
10mg/m3
2
苯
-78
.1
12
580
6.75
1.4
4工艺流程说明
来自硫铵工段的粗煤气，进入终冷塔，在终冷塔上段用32℃循环水将煤气由55℃降至35℃，循环水温度升至40℃，然后进入终冷塔下段，在下段经16℃制冷水冷却，煤气温度由35℃降至27℃并从塔底流出，制冷水温度上升至23℃。
经冷却后的煤气从洗苯塔底部入塔，自下而上与塔顶喷淋的循环洗油逆流接触，煤气中的苯被循环洗油吸收，苯含量降至-2-5g/Nm3,再经过塔的捕雾段脱除雾滴后离开洗苯塔，煤气进入外管网。
一部分煤气送往焦炉做回炉煤气，一部分送粗苯管式炉作燃料，剩余部分送往气柜。
洗苯塔底富油由富油泵加压后送至粗苯冷凝冷却器，与脱苯塔塔顶出来的粗苯汽换热，将富油预热至60℃，然后至油油换热器与脱苯塔塔底出来的贫穷油换热，由60℃升到110℃，最后进入粗苯管式加热至180℃左右，进入脱苯塔，从脱苯塔塔顶蒸出的粗苯油水混合汽进入粗苯冷凝冷却器，被从洗苯塔底来的富油和16℃制冷水冷却至30℃左右，入粗苯油水分离器，分离的粗苯入粗苯回流槽，部分粗苯经粗苯回流泵送至脱苯塔塔顶作回流，其余部分入粗苯贮槽，经粗苯贮输送坌送往槽车出售。
分离出的油水混合物入控制分离器，在此分离出的洗油至地下放空槽，并由地下放空槽液下泵送入贫油槽。
终冷冷凝液入冷凝贮槽再由冷凝液输送泵送冷鼓、电捕工段前冷却荒煤气。
并定期用冷凝液输送泵送终冷塔中部喷淋。
脱苯后的热贫油从脱苯塔底部流出，自流入油油换热器与富油换热，使其温度降至120℃左右入贫油槽，并由贫油泵加压送至贫油冷却器，分别被32℃循环水和16℃制冷水冷却至30℃，送洗苯塔循环喷淋洗涤煤气。
外购来的新洗油卸入洗油地下槽，然后由新洗油地下槽液下泵送入新洗油槽，做循环洗油的补充。
0.5Mpa（表）蒸汽被管式加热器至400℃左右，部分作为洗油再生器的热源，另一部分直接进脱苯塔底做为其热源。
管式加热炉所需燃料油洗苯后的煤气经煤气过滤器过滤后共给。
在洗苯脱苯的操作过程中，循环洗油的质量逐渐恶化，为保证洗油的质量，由洗油再生器将部分洗油再生，用过热整齐加热，蒸出的油汽进入脱苯塔，残渣排入残油池定期送往煤场配煤炼焦或外售作燃料。
焦炉煤气由终冷塔冷凝所得的煤气冷凝液，溢流至冷凝液贮槽。
来自冷鼓工段的热氨水作为终冷塔冲洗用，冲洗后的氨水也进入冷凝液贮槽，一并由冷凝液输送泵送至冷鼓工段。
为了降低洗油中的含萘量，脱苯塔中部设置了侧线菜萘，萘油入萘扬液槽，后送至冷鼓工段机械化氨水澄清槽。
本工段的低点排油排至地下放空槽，由地下放空槽液下泵送至贫油泵。
本工段的低点排油至地下放空槽，由地下放空槽液下泵送至贫油槽。
5定员表
序号
名称
每班定员
操作
班次
合计
备注
生产工人
辅助工人
1
洗脱苯
2
3
10
五班编制定员
6三废排放表
序号
名称
排放点、排放物性
排放量m
备注
1
废气
管式炉
气
1365m3/h
含SO2136.5g/h连续
2
废渣
洗油再生器
液
21.55kg/h
高沸点物洗油、连续
（四）、污水处理
1、污水处理水量及水质
结合生产实际，考虑一定的余量，生化处理规模采取40m3/h.
进水水质量（混合水）：
COD：
1500～3000mg/lBOD5:
600～1300mg/l
NH3-N:
150～250mg/l酚：
500～650mg/l
硫化物：
20～50mg/lHCN:
8～20mg/l
油：
200～300mg/lSS:
100～350mg/l
2、污水处理流程：
由于本工程污水中含COD、氨、氮较高，且所含污染物多为高度有害物质，设计生化处理流程采用对焦化污水处理较为有效的“预处理+厌氧+前置反硝化-硝化+生物接触氧化+深度处理“工艺，也就是通常所讲的”预处理+A2/O2+深度处理“工艺流程。
流程简述如下：
整个污水处理流程分为三段：
第一是预处理段：
包括隔油池、气浮池；
污水首先进入隔油池，除去轻油及重油。
收集到的轻油及重油送冷鼓工段回收利用。
除去轻油及重油后的污水进入气浮池，去除乳化油及胶状油。
第二段是生物处理段：
包括厌氧池、缺氧池、好氧池、接触氧化池；
污水经调节后进入厌氧池，在厌氧池利用厌氧生物对多环类化合物的变构或解链作用，把好氧和兼氧生物难降解的某些物质转化为易的物质，把大分子有机物酸性发酵，降解成小分子有机物，进一步提高污水的可在生化性；在缺氧池无O2的条件下，由兼氧反硝化细菌以进入缺氧的焦化污水中所含的某些物质为碳源，利用回流硝化液中NO3-、NO2-的[O]进行厌氧呼吸，分解污水中COD物质，同时将污水中的NO3-、NO2-离子还原为N2等气体，实现NO3-、NO2-反硝化；在好氧池中鼓入充足的空气，并加入微生物所需的各种营养，利用所培养的好氧生物去除污水中的残留COD等污染物，同时在好氧池中利用硝化细菌及亚硝酸化细菌的作用将污水中的NH3-N氧化成NO3-、NO2-离子；出水经沉淀池沉淀后进入接触氧化池进一步处理，去除水中的有害杂质。
第三步是深度处理段：
混凝沉淀、提升进入过滤器，进一步去除水中的有机物和浊度，过滤后的污水全部送至熄焦工段复用，不外排。
剩余淤泥进入淤泥浓缩区进行浓缩，在进入压滤机房压滤，泥饼掺入煤中炼焦。
为保证生化处理系统的正常运行，保证出水水质，运行过程中需由中控化验室对有
升级会员 