1 引言(Introduction)

焦化废水作为钢铁行业的副产物, 属于剧毒性有机废水, 按1 t焦炭产生约0.6 t废水, 2015年我国焦化废水产量达2.93亿吨, 占全国废水总量的1.32%.其中, 由于废水中高浓度的酚类、氰化物和硫氰化物等对生物反应的抑制作用, 使焦化废水的处理比生活污水要困难很多, 需要较长的水力停留时间降解难降解有机物(Chakraborty and Veeramani, 2006; 韦朝海等, 2007；Kim et al., 2008), 从而造成了焦化废水的处理表现出高能耗和高费耗的现象.其中, 以OAO工艺为核心的武汉某焦化废水处理厂处理焦化废水吨水费用高达约43 CNY·m^-3(Wu et al., 2016), 是以2007年价格水平下我国污水处理费用1.0~2.0 CNY·m^-3的10倍以上(於方等, 2011), 是2008年用传统活性污泥法处理生活污水并达到国际回用标准费用的5~8倍(Pearce, 2008), 表明废水处理工程运行中的能量消耗与水量和水质相关(Venkatesh and Brattebø, 2011).能耗在未来污水处理厂运行费用中所占的比重会越来越大, 逐渐成为新建污水处理厂工艺选择的主要考虑因素.

水处理技术的发展由关注处理效率模式逐渐转向追求能效以实现节能减排(Aymerich et al., 2015; Panepinto et al., 2016; Singh et al., 2012).现有的污、废水处理工程能耗研究主要有两种类型：其一是通过对大量的废水处理工程进行调研, 得到实际读表数据, 然后进行数据统计分析(Mizuta and Shimada, 2010; Trapote et al., 2014; Soda et al., 2010; Wang et al., 2010; 梁锐, 2014)；其二是通过统计现场安装设备的总装机功率, 结合设备利用率, 获得能耗估算值(Singh et al., 2012; 楼少华, 2004; 蔚洋, 2009; 李为, 2010).这两种类型虽然能粗略得到能耗数据, 但难以准确评估工艺各个部分的能耗水平, 缺乏与废水水质、运行操作等因素的结合.目前为止, 针对焦化废水处理工程能耗的研究仍处于空白阶段, 非常不利于了解焦化废水处理耗能原因与整个行业的节能减排.

本研究拟建立基于国内外实际焦化废水处理工程通式(预处理+生物处理+深度处理)下的不同耗能单元模型加权的总运行能耗模型, 该模型能够提供与水质、水量相关联, 能反映当前工艺流程、设备水平、管理能力的废水处理能耗的响应数据.主要内容包括：(1) 以OHO流化床工艺为核心的实际焦化废水处理工程为案例, 根据耗能设备、处理目标和单元功能不同将整个处理工程进行耗能单元系统分解, 通过分析各单元系统耗能原理, 用实际工程参数优化, 得到各单元系统能耗估算模型；(2) 将各个单元系统模型加权得出工程系统总运行能耗模型, 然后分别采用HRT法和24 h法模型对实际工程运行数据计算能耗值与实际工程24 h读表电耗值比较评价模型预测的准确性, 得到两种计算方法下各单元系统的能耗值、能耗分布规律以及水质、水量对吨水电耗和能耗分布的影响.研究目标为单元系统和工程系统之间的耗能建立数学描述关系, 有助于考察能耗构成及其对归一化的能耗指标的贡献, 为废水处理工程寻找节能降耗控制节点提供依据.

2 水质特性、工艺特点及研究方法(Characteristicsofwastewaterquality,technologicalprocessandresearchmethods) 2.1 水质特性

焦化废水来源于炼焦过程, 废水中含有丰富的无机物和有机物, 如氨氮、氰化物、硫氰化物、硫化物和酚类化合物和苯类化合物、吡啶、咔唑、联苯、三联苯等(韦朝海等, 2011a；韦朝海, 2012).黄源凯等(2015)统计分析了国内外74家焦化企业的焦化废水水质, 结果显示不同企业因原煤性质、碳化温度、炼焦工艺选择的差异, 使废水水质差别较大, COD、TN浓度分别在946~7200、233~1499.53 mg·L^-1范围内波动, 其余指标分布也不均匀, 浓度相差数倍至10倍；目前普遍认为, 焦化废水BOD/COD均值约为0.30, 属可生化处理废水, 但由于首段厌氧对焦化废水COD去除有限, 而好氧能够去除废水中大部分有机物的性质(Li et al., 2003；侯红娟等, 2010；汤清泉, 2014)决定了焦化废水处理过程的高耗能.

2.2 工艺特点

焦化废水处理普遍采用以生化处理为核心, 物化与生化处理相结合的工艺, 关键在于生化处理工艺的不同.本课题组经过对焦化废水水质及处理工艺十余年的研究, 提出OHO流化床生物处理工艺(韦朝海等, 2011b；张涛, 2012；朱家亮等, 2012；麦礼杰等, 2014).该工艺的反应器核心是基于污泥原位分离的内循环好氧生物三相流化床(丁逸宁等, 2016)；O₁作为除碳和氨化单元, 去除水中绝大部分的有机污染物并且转化含氮化合物为氨分子；部分剩余难降解大分子有机物进入水解池H, 通过水解酸化作用提高残余有机污染物的可生化性, 为O₂进一步降解有机污染物创造条件；HO组合成一个高效的生物脱氮单元, 通过强制硝化反硝化, 实现高效脱氮.工艺优点有：①运行模式多样化.根据原水水质和操作条件的不同, 概括为氨化-反硝化-全程硝化, 全程硝化-反硝化-全程硝化, 短程硝化-反硝化-全程硝化, 短程硝化-厌氧氨氧化-全程硝化等；②节省占地面积.OHO流化床工艺省去二沉池, 在工程的前期投资、占地面积和运行费用上都比传统的AAO和OAO工艺有优势.OHO系统水量平衡如图 1所示.系统水量大小会影响物质流和能量流, 最终影响处理能耗.

2.3 研究方法

以当前国内外焦化废水处理工程通用模式为系统, 基于污染物种类、性质及目标的不同而选择的工艺以及HRT下, 以耗电设备为依据对废水处理工程能耗结构进行分解, 将相同耗能单元合并归类, 构成单元系统, 通过分析耗能原因, 用经验法、当量法、理论分析法获得各单元能耗计算公式并对其进行修正和简化, 分别得到各单元系统能耗模型, 进而加权得到整个工程系统综合能耗模型.利用实际OHO流化床工艺为核心的工程工况参数和水质统计数据确定模型参数, 进行实际读表电耗与模型计算值校核, 采用Microsoft Excel作为计算工具, 输入相关参数及水质指标, 最终可以获得对应条件下各单元系统的能耗值、总能耗、吨水电耗等.

模型及参数计算说明：①整个系统能耗除特殊说明外都指电耗；②假设两次取样间水质均匀(夏季)；③整个研究系统在相同排放标准下；④文中M_i、C_i为能耗系数, k_i、K_i为i=1, 2, …, 常数；⑤实际停留时间算法(HRT法)：根据废水在池中实际停留的时间计算能耗；⑥ 24 h算法：以废水24 h的停留时间计算能耗；⑦由于O₁、H、O₂池污泥龄长并不需要每天排泥, 所以在连续运行的能耗计算中, 不考虑Q_w2、Q_w3、Q_w4；⑧由于带式压滤机运行过程中反冲洗水量与处理湿污泥的比例接近1:1, 因此有Q_c+ Q_q+ Q_y≈ 1.2Q_w, 其中Q_w=Q_w1+ Q_w2+ Q_w3+ Q_w4+ Q_w5；⑨对焦化污泥含水量取99.2%, 浓缩污泥含水量取97.0%, 因此经浓缩池后的污泥体积减少到Q_w.式中, A为系统外来水量(m³·d^-1)；Q_w、Q_w1、Q_w2、Q_w3、Q_w4、Q_w5分别为总湿污泥量、气浮池、O₁、H、O₂池、后混凝池的湿污泥量(m³·d^-1)；Q_c、Q_q、Q_y分别为反冲洗水量、上清液水量、压滤机出水水量(m³·d^-1).

3 模型构建和参数确定(Modelbuildingandparameterdetermination)

曾有报道, 污水处理工程的能耗组成可主要分解为污水和污泥的提升和运输、生物处理供氧、反应池推动混合、污泥脱水、其它专用机械设备耗能、附属建筑和厂区照明等不同的部分(Plappally and Lienhard, 2012).根据实际焦化废水处理工程系统中组成部分功能目标不同将整个工程分成气浮系统、废水输送、泥渣输送、鼓风曝气、混合、脱水、加药系统、公用系统共8个单元系统.具体分解如图 2所示, 并分别解析单元系统耗能计算模型.

3.1 气浮系统

焦化废水含有一定的油份, 会对生物处理造成影响, 进入生物系统前需经气浮强化去油.目前焦化废水处理工程中除油常用的回流式压力溶气气浮主要包括溶气、释气、分离、排渣单元操作.耗能因子主要为：空压机、回流泵、搅拌机、刮渣机.气浮系统的耗电量与所选设备配用方式相关, 气浮形式确定后, 系统能耗主要取决于处理规模.因此, 根据经验公式并简化参数得到气浮系统能耗估算模型为：

(1)

式中, W_f指气浮系统耗电量(kWh)；x₁为气浮装置处理吨水的电耗(kWh·m^-3), Q₁为原水水量(m³·d^-1).

赵艳霞(2008)研究了传统压力溶气气浮处理2000 m³·d^-1造纸废水, 其平均吨水耗电量为0.3 kWh, 徐晓然(2014)对20000 m³·d^-1规模珠海某水厂的气浮单元进行能耗分析, 得到平均吨水耗电约为0.24 kWh.根据对本课题组实施的宝钢-韶钢一、二期工程现场调研, 统计分析电耗数据, 针对处理量约为1500 m³·d^-1的焦化废水处理工程, x₁定为0.32 kWh·m^-3.因此, 方程(1) 可以确定为：

(2)

3.2 废水输送系统

废水输送是指废水的提升和运输, 系统主要包括预处理过程的废水原水提升、硝化液回流、调节池到生物处理过程的综合废水输送等.由于回流污泥含水量高达99.5%~99.9%, 所以将污泥回流归为废水输送系统.该单元系统的能耗主要由泵耗产生, 能耗估算可由泵能耗的计算得出, 其计算式如下：

(3)

式中, η=η₁·η₂·η₃；W_p指泵耗电量(kWh)；η、η₁、η₂、η₃分别为水泵总效率、运行效率、传动效率、电机效率；ρ为液体密度(g·cm^-3), 通常取值为1；Q为水泵输水量(m³·d^-1)；k为电动机安全系数, 电动机功率与安全系数关系见表 1(赵岐华, 2014)；H为水泵总水头损失(m)；g为重力加速度(N·m^-2), 取值为9.81；N为电机功率(W)；t为工作时间(h).

k、η由设备确定, 且变动不大, 可视为常数.因此, 泵耗电量公式可以简化为：

(4)

式中, K为定为安全系数, .

废水输送系统中常用泵根据功能分类有：提升泵、硝化液回流泵、污泥回流泵, 在工程中需要常开, t取24, 因此, 废水输送系统的能耗模型可以用如下方程式计算得出：

(5)

式中, W_w为废水输送系统能耗(kWh)；Q₂、Q₃分别为调节池、二沉池水量；K₁、K₂、K₃与H₁、H₂、H₃分别为原水提升泵或综合废水提升泵、硝化液回流泵、污泥回流泵的安全系数(, )和水头损失(m), R、r分别为硝化液和污泥回流比.

三相流化床反应器具有良好的泥水分离效果, 与传统的混合床比较, 其出水含污泥量低, 使得整个工艺不需要二沉池, 无需污泥回流, 硝化液直接从二级好氧池出口泵进水解池.由于实际工程水泵功率一般都超过5 kW, 因而k取值为1.15, η取值为0.5(牛住元等, 2009), 因而, 废水输送系统能耗模型优化为：

(6)

式中, Q₇为二级好氧流化床的水量(m³·d^-1).

3.3 曝气系统

曝气系统是指采用风机为微生物提供氧, 实现好氧微生物对有机物和含氮化合物的去除和转化, 过程中消耗的能量即曝气系统的能耗, 决定于风机的风量.

3.3.1 理论需氧量

考虑到出水的安全性, 出水中不能存在亚硝酸根, 以亚硝酸根不存在作为假设, 根据好氧池去除有机污染物和氨氮为主的功能差异, 可对现有焦化废水生化处理工艺中好氧段能量需求分解为氨化碳氧化、亚硝化碳氧化、硝化碳氧化3种形式进行组合.其计算如下：

(1) 氨化碳氧化

(7)

(2) 亚硝化碳氧化

(8)

(3) 硝化碳氧化

(9)

式中, K_d为反硝化率, ；Q为生物系统水量(m³·d^-1)；a、b、c分别为氧化COD、氨氮到亚硝氮、氨氮到硝态氮的有关的耗氧系数, 取值分别为1.2~1.5、3.43、4.57；O_s为好氧池理论需氧量(kg·h^-1)；C_COD为生化处理水中COD的浓度(mg·L^-1)；C_DO为好氧池溶解氧浓度(mg·L^-1)；K_COD为COD去除率；R_s、R_d分别为活性污泥和硝化液回流比；C_N, C_CN, C_SCN分别为以脱氮为目的的好氧池中含氨氮、总氰化物、硫氰化物的量(mg·L^-1)；TN_i, TN_o分别为脱氮系统进、出水总氮浓度(mg·L^-1).

根据式(7)~(9)可归纳总结出, 影响焦化废水生化处理过程中理论需氧量的因素为水量、好氧池COD去除量、好氧池氨氮及其贡献物的去除量、氨氮转化成氮氧化物的形式、硝化液回流比、污泥回流比、溶解氧确定.

3.3.2 风机功率

风机功率计算式为：

(10)

式中, N_b为风机功率(W), P_t扬程(m), k为安全系数, 同表 1, 取1.15.

3.3.3 扬程

扬程计算式为：

(11)

式中, P_t为扬程(m)；P_t1供风管道沿程水头损失(m)；P_t2为供风管道局部水头损失, 一般P_t1+ P_t2=0.2 m；P_t3为曝气器空气释放点以上水静压, 即曝气器淹没水头；P_t4为曝气器水头损失, P_t4≤0.4~0.5 m, 通常取值0.4 m；ΔP_t为富余水头, 一般为0.3~0.5 m, 取值0.4 m.

3.3.4 风机总供风量

风机总供风量计算式为：

(12)

式中, G为标准状态(0.1 MPa, 20 ℃)下风机总供风量(m³·h^-1)；O_s总为生化处理总需氧量(kg·h^-1)；E为空气扩散装置的氧利用率；0.28为标准状态下空气中的含氧量(kg·m^-3).

曝气系统的能耗模型分别按HRT法和24 h法计算, 具体如下：

(1) HRT法：

(13)

式中, W_b为曝气系统能耗(kWh)；E由反应器和曝气设备决定, 通常为常数；HRT为废水在池内的停留时间.

OHO实际工程中, O₁和O₂的功能分别为氨化碳氧化与硝化碳氧化.其原因是O₁池微生物优先降解挥发酚、氰化物和硫氰化物等, 而不发生硝化作用, 且处理出水氰化物浓度低, 硫氰化物的去除率高(潘霞霞等, 2009; 易欣怡等, 2014).经过水解池水解酸化, O₂池的入水氰化物和硫氰化物浓度较低, 平均浓度值小于0.3 mg·L^-1.Vázquez等(2006)设计实验考察了焦化废水在好氧反应器中硫氰化物的降解, 硫氰化物去除率达到90%以上；Kim等(2008)在实验室缺氧好氧系统中处理焦化废水其自由氰、硫氰化物的去除率接近100%.基于此, 好氧池理论需氧量计算模式为：

(14)

(15)

式中, Q₆为一级好氧流化床的水量(m³·d^-1).

此外, 国内污水处理厂供风设备一般选用罗茨鼓风机, 其总效率约为0.6.两个好氧池平均氧利用率定为26%.因此上式可优化为：

(16)

(2) 24 h算法

(17)

式中, t为时间, 取值为24, 得到优化后的计算式为：

(18)

3.4 加药系统

焦化废水处理工程中主要用到的药剂包括气浮混凝池中的混凝剂、生物处理阶段的碱和磷盐、后处理的混凝剂、污泥脱水药剂等.能耗主要指溶解药剂系统的搅拌动力和药剂输送加药泵的能耗(不考虑进药的螺旋输送机和电磁阀).溶解罐个数由药剂种类确定, 加药泵台数则根据接纳药剂反应池确定.因此, 加药系统能耗模型为：

(19)

式中, W_c为加药系统能耗(kWh)；N_p、N_j分别为加药泵、搅拌机输出功率(W), n₁、n₂分别为药剂种数和接纳池个数.

通常的加药泵需要24 h工作, 而药剂所需的溶解时间和1 d配药次数则由搅拌机的工作时间长短来决定, 因此加药系统电耗估算模型与流量无关, 可视为常量, 即W_c=C₁.

实际工程中所需药剂种类为：阴离子聚丙烯酰胺(APAM)、阳离子聚丙烯酰胺(CPAM)、硫酸亚铁、复合碱、磷盐、聚铁, 所需加药泵6台.CPAM和磷盐每天配1次, 其它药剂每天配药两次, 高分子聚合物PAM溶解时间长, 约2 h, 其它约10 min.即搅拌机工作时间为7.17 h·d^-1.废水处理工程中加药泵的功率一般为0.75 kW, 搅拌机功率为1.5 kW, 因而对应的k分别取1.4和1.3.W_c经过进一步参数计算得出：

(20)

3.5 混合系统

该系统是指大型构筑物以及反应池中起混合(推动、搅拌)作用的搅拌机, 包括调节池、厌氧或缺氧池中的推动以及混凝气浮池和后混凝池废水与药剂的混合.对于主要起混合推动作用的调节池和缺氧池, 其耗电估算值通过能量密度经验公式获得；对于主要起混合搅拌作用的药剂反应池, 由于其停留时间短, 其电耗估算值以池体个数和单台搅拌机功率核算获得.

(1) HRT法

a．混合推动池能耗

(21)

式中：W_m为搅拌机能耗(kWh)；u为搅拌机能量密度(W·m^-3)；竖向搅拌器一般为12~16 W·m^-3；水平向搅拌器一般为8 W·m^-3；V有效容积V=(m³).由于水处理工程中所有设备都处于常开状态, 因此搅拌机能耗为：

(22)

b.混合搅拌池能耗

(23)

式中, n₃为药剂反应池个数, N₃为药剂反应池中搅拌机功率(kW).

综上, 混合系统能耗模型：

(24)

式中, W_h为混合系统能耗, u₂、u₃和HRT₂、HRT₃分别为调节池、缺氧池中能量密度和水力停留时间, 常量; Q₄为缺氧池废水流量(m³·d^-1).

废水处理系统中, 废水分别与无机、有机絮凝剂药剂混合、再反应, 约需15 min, 达到混凝反应的效果, 通常系统包括气浮混凝和后混凝, 反应池搅拌机功率一般设为1.5 kW, 系统所用混合推动搅拌机为水平式.此外, 为了保证缺氧池的缺氧环境以及调节池均质而不缺氧的环境, 调节池所需的搅拌动力要比缺氧池大, 因而能量密度分别取8 W·m^-3和5 W·m^-3.模型优化后的计算式为：

(25)

(2) 24 h算法

a．混合推动池能耗

(26)

b.混合搅拌池能耗计算模式与上相同.

因此, 混合系统能耗模型为：

(27)

根据实际工程进行参数优化, 得到的计算式为：

(28)

3.6 污泥处理系统

污泥作为废水处理后的副产品, 产量大, 处理费用高.焦化废水常规曝气条件下, 剩余污泥排放量占后处理水量的2.0%~3.0%, 生物脱氮系统占0.5%~1.0%, 絮凝沉淀产生的污泥占1.0%~6.0%(中华人民共和国环境保护部科技标准司, 2013), 因此, 污泥处理部分耗能也不容忽视.本研究中, 污泥分为生物污泥和非生物污泥, 且污泥处理系统包括泥渣输送系统和污泥脱水系统.

3.6.1 生物污泥量

生物污泥主要指生物系统微生物增殖的剩余污泥.通常用污泥龄来计算每天产生的污泥量(张辰和朱广汉, 2006).其计算通式为：

(29)

式中, ΔX_s为生物池中每天排除的总固体量(kgVSS·d^-1), θ为污泥泥龄(d), X为生物池混合液污泥MLSS浓度(gVSS·m^-3).

3.6.2 非生物污泥量

非生物污泥主要指预处理阶段物化过程通过化学沉淀产生的污泥和前后混凝以及污泥处理外加药剂转化而成的化学污泥和惰性悬浮物两部分.化学污泥的产量与絮凝剂中的金属含量成正比, 非生物污泥量计算通式为(陈中颖等, 2008；刘永等, 2013)：

(30)

式中, ΔX′为非生物污泥量(kg·d^-1), C_i为无机絮凝剂用量(以Fe或Al计, 铁盐污泥产率系数均值4.35(陈中颖等, 2008), kg·d^-1, K_ci为化学污泥产率系数(kg·kg^-1(絮凝剂)), Q为处理水量(m³·d^-1), f为二沉池出水SS中VSS所占比例, 取0.75, f_e为进水VSS中的可生化部分比例, 取0.8(李春杰等, 2002), C_i, C_o为系统进出水SS(mg·L^-1).

3.6.3 湿污泥总量

(31)

式中, Q_w为湿污泥量(m³·d^-1), ΔX为干污泥量(kg·d^-1), ΔX=ΔX_s+ΔX′.

通常, 在实际废水处理工程中, 生物污泥含水率P取99.2%, 非生物污泥取99%(管红亮等, 2014；宋涛, 2003；樊华, 2007).

(1) 生物污泥量确定

实际OHO工艺的相关运行参数如表 2所示, 其中污泥浓度为3000~3500 g·m^-3, 取值3500.

根据计算得到生物污泥量：

(32)

(2) 非生物污泥量确定

目前, 国内焦化废水混凝过程的药剂一般都用聚合硫酸亚铁(PFS)和聚丙烯酰胺(PAM).系统中金属絮凝剂主要来自于气浮和后混凝过程投加的混凝剂.混凝沉淀过程中影响药剂投加的水质因素主要为SS(王银川, 2005), 而实际工程中进水SS浓度相差并不大, COD进水为3000~5000 mg·L^-1时, 预处理亚铁投加浓度约300 mg·L^-1(Yu et al., 2016；陈新丽, 2005), 生物出水COD为200 mg·L^-1左右时, 聚铁投加浓度约400 mg·L^-1(潘碌亭和束玉保, 2009).通常聚铁混凝剂铁含量一般为20%左右, 配制浓度一般为10%.因此, 无机絮凝剂用量为：

(33)

式中, Q₅为混凝沉淀池废水量(m³·d^-1).

因此计算得到非生物污泥产量为：

(34)

在实际工程运行中, 生物段无需每天排泥, 因此湿污泥量可分为两种情况计算：

生物段都排泥：

(35)

生物段都不排泥：

(36)

综上, 本系统只考虑生物段不排泥时段运行总能耗模型.

3.7 泥渣输送系统

污泥输送是指污泥、油渣、浮渣的转移和运输过程, 该系统的动力消耗主要包括泵系统和泥渣转移系统两部分, 其中泵主要有污泥池到浓缩池、浓缩池到压滤机的污泥泵以及生物池的排泥泵, 泥渣转移部分包括隔油池刮渣机、油渣泵, 混凝池刮渣机及吸泥机等.

污泥泵能耗消耗原理与污水输送、提升过程的水泵相似.而泥渣转移系统, 根据工况和耗能因子得到经验公式.实际工程中, 泥渣系统工作时间短, 功率小, 通常设为常数.因此, 泥渣输送系统能耗模型：

(37)

式中, W_s为污泥输送系统能耗(kWh)；K₄、K₅、K₆、K₇、K₈和H₄、H₅、H₆、H₇、H₈分别为浓缩池泵、压滤机泵, O₁、H、O₂池排泥泵的安全系数和水头损失, C₃为泥渣转移系统能耗值.

实际过程中泥渣系统1 d运行两次, 每次约10 min, 油渣输送泵功率为2.2 kW, 刮渣机、吸泥机的行走功率为0.55 kW, 吸泥泵功率为2.2 kW, 即C₃=1.583.浓缩池泵和压滤机泵功率都大于5.0 kW, k取1.3.模型经参数优化后为：

(38)

3.8 污泥脱水系统

污泥脱水设备主要有箱式压滤机、带式压滤机及离心脱水机, 目前没有相应能耗计算公式.本研究采用经验系数的方法得到污泥脱水系统能耗模型, 计算式为：

(39)

式中, x₂为处理每吨湿污泥能耗值(kWh·m^-3).

通常由于带式压滤机管理控制相对简单, 因此在国内焦化废水处理工程中被普遍应用.带式压滤机吨湿污泥能耗值为0.8 kWh·m^-3(高廷耀等, 2007), 参数优化得到：

(40)

3.9 公用系统

公用系统的能耗是指厂区正常运行和管理设施所消耗的能量, 范围涉及化验室、办公室等附属建筑, 具体包括场地内的照明, 办公楼的照明、冬季取暖、夏季乘凉等各种设施的耗能.公用系统能耗通常受厂区的管理水平、经济水平等影响, 因此, 该单元耗能使用相关系数方法获得, 其计算式为：

(41)

式中, x₃为公用系统的耗能系数, 参照城镇污水处理厂设计值, x₃取0.007(蔚洋, 2009；白天喜, 2012).因此, 优化计算式得出：

(42)

3.10 总能耗模型

焦化废水处理厂的总能耗为8个系统能耗之和：

(43)

从式(43) 可以看出, 焦化废水处理系统总运行能耗为废水量、污泥排放量、好氧池总需氧量的函数.其中总需氧量是由系统水量、好氧池COD去除量、好氧池氨氮及其贡献物的去除量、氨氮转化的氮氧化物形式、硝化液回流比、污泥回流比、溶解氧确定, 水头损失和淹没水头则为固定值.因此模型优化为：

(44)

根据上式得出, 影响焦化废水处理工程能耗的主要因素是水量、污泥量、水质、溶解氧、硝化液回流比.此外, 易欣怡等(2014)指出焦化废水中氨氮占总氮比例较大, 约为27.7%, 且废水同时存在大量的硫氰化物、氰化物等含氮无机化合物, 它们在O₁池中氨化, 从而影响到氨氮、总氮去除率, 影响水质达标, 进而影响到水处理能耗.因此, 总结得出进水COD和总氮浓度是影响水处理工程能耗的关键水质指标.上述推论结果与Panepinto et al.(2016)对意大利污水处理厂能效分析考虑因素相似, 也与黄源凯等(2015)对焦化废水污染指标进行相关性分析得到的影响废水处理达标的水质指标主要是COD类、TN和色度的结果相符.

4 模型评价与工程验证(Modelevaluationandpracticalprojectverification)

为了检验上述模型的准确性和可靠性, 以实际OHO流化床为核心工艺的焦化废水处理工程运行中的水质、水量及相关参数进行工程总能耗模型的评价, 将计算结果与实际读表电耗进行比较.按表 3估算该实际工程中固定的水头损失.在工程稳定运行阶段, 固定在每天8点采集工程中水质、水量及工艺参数(在硝化液3倍回流, C_DO1约3.0 mg·L^-1、C_DO2约5.0 mg·L^-1条件下), 连续操作10 d, 同时读取每天的总电耗值；根据上述研究方法和确定参数后的模型分别按HRT法和24 h计算法来计算出各天的总能耗值；将三者进行比较, 得到的结果如图 3所示.

从图 3中可以看出, 经过10次核算, HRT法与24 h法得到的能耗值与实际24 h读表能耗值均呈显著线性关系, R²分别为0.93和0.97, 模型验证结果显示相对误差分别为4.28%~19.18%和3.45%~8.94%, 表明模型准确度较高.但是由于24 h算法与实际读表数据都只能反映全厂24 h内的能量消耗值, 并不能体现由于废水在反应池中不同的实际停留时间；然而, 实际水力停留时间直接反映系统中微生物对污染物的降解时间, 为了有效去除废水中的含氮化合物和有机化合物等(Li et al., 2003), 焦化废水处理过程一般需要较长的水力停留时间, 即24 h并不能真实的反映废水在系统中的实际停留时间, 不能反映不同工艺的能耗水平, 因此, 本研究推荐使用HRT法.

通过模型以HRT法计算COD约为5000 mg·L^-1, TN浓度约300 mg·L^-1的焦化废水假设水质条件下, 预测水量变化(50、100、150、200 m³·h^-1)对全厂各单元能耗比例的影响, 结果如图 4所示.结果显示, 相同水质条件下, 焦化废水处理工程规模对全厂各单元能耗比例影响不大, 在设定水质条件下, 吨水运行电耗5.5~6.5 kW·h·m^-3, 曝气能耗约占总能耗的56%, 泥渣输送和混合系统能耗比例均大于10%, 而加药、污泥脱水、公共系统能耗比例小于1%；通过单元系统的能耗占比分析发现, 工艺、设备与管理的耗能权重明显下降；因此, 可以通过对曝气系统、泥渣输送系统、混合系统等耗能占比大的系统进行深入研究, 寻找能耗控制节点, 可以有效节能.

5 结论(Conclusions)

1) 系统性地分析了以OHO流化床为核心工艺的实际工程, 得到了基于能耗设备、处理目标和单元功能分类下各单元系统的能耗模型和工程系统总运行综合能耗模型, 用实际读表数据和水质监测数据验证了HRT算法和24 h算法的可靠性, 将工程系统分解为气浮、废水输送、泥渣输送、鼓风曝气、混合、脱水、加药以及公用的8个耗能单元系统, 然后通过8个单元系统能耗加权计算求得工程系统总运行能耗.

2) 焦化废水处理工程的运行能耗主要影响因素为水量、污泥量、水质、溶解氧、硝化液回流比, 而水质因素可以归一化为进水COD和总氮浓度, 据此, 可以用较少的参数快速核算已建、估算未建焦化废水处理工程的能耗；在24 h算法和HRT法模型法当中, 推荐使用HRT算法作为焦化废水处理工程不同工艺能耗比较的统一衡量标准；通过单元系统的能耗占比分析发现, 工艺、设备与管理的耗能权重明显下降, 指明了节能的方向和控制点主要为适合于水质特征的工艺, 即优化的工艺是节能的根本.