Wrocław,

Ćwiczenie projektowe

Odnowa wody

Prowadzący:
dr hab. inż. Jacek Wiśniewski, prof. PWr

Opis techniczny

Zaprojektowano zakład odnowy wody o wydajności 2380 m³/d (99,17 m³/h) . Z uwagi na zużycie wody na potrzeby własne zakładu wydajność rzeczywista wynosi 80,97 m³/h. Powierzchnia przeznaczona na budowę projektowanego zakładu odnowy wody położona jest na terenie płaskim, znajdującym się na wysokości 100 m n.p.m.

Zastosowany w zakładzie układ technologiczny przedstawiono poniżej:

Rys.1. Układ technologiczny

Do zakładu dopływają ścieki biologicznie oczyszczone z oczyszczalni ścieków o składzie przedstawionym w tabeli:

Tab.1. Skład ścieków oczyszczonych biologicznie.

Wskaźnik	Jednostka	Wartość
pH	-	7,4
Barwa	gPt/m^3	26
Mętność	NTU	30
ChZT	gO2/m^3	44
BZT5	gO2/m^3	20
Azot azotanowy	gN/m^3	10
Azot amonowy	gN/m^3	4
Azot organiczny	gN/m^3	2
Fosforany	gPO4^3-/m^3	4
Chlorki	val/m^3	2,2
Siarczany	val/m^3	2
Sód	val/m^3	0,1
Potas	val/m^3	0,1
Wapń	val/m^3	4,9
Magnez	val/m^3	2,6
Zasadowość	val/m^3	3
Ciała rozpuszczone	g/m^3	660

Wymogi stawiane wodzie po odnowie przedstawiono w tabeli:

Tab.2. Dopuszczalne stężenia zanieczyszczeń w ściekach oczyszczonych.

Wskaźnik	Jednostka	Wartość
pH	-	7,2
Barwa	gPt/m^3	15
Mętność	NTU	4
ChZT	gO2/m^3	5
BZT5	gO2/m^3	3
Azot azotanowy	gN/m^3	3
Azot amonowy	gN/m^3	0,5
Azot organiczny	gN/m^3	0,5
Fosforany	gPO4^3-/m^3	0,2
Chlorki	val/m^3	1,0
Siarczany	val/m^3	0,5
Sód	val/m^3	0,1
Potas	val/m^3	0,1
Wapń	val/m^3	1,0
Magnez	val/m^3	0,5
Zasadowość	val/m^3	0,8
Ciała rozpuszczone	g/m^3	150

Ścieki oczyszczone biologicznie doprowadzane są do zakładu odnowy wody trafiając do pompowni I stopnia, której zadaniem jest przepompowanie ich do pierwszego obiektu – budynku chemicznego. W tym budynku zachodzi koagulacja wapnem. Przyjęta dawka wapna wynosi 350 g CaO/m³. W budynku chemicznym znajduje się komora szybkiego mieszania mechaniczna z mieszadłem łopatkowym o wysokości 2,00 m i średnicy 1,80 m. Proces sedymentacji przeprowadza się w osadniku pionowym o wysokości 3,20 m i średnicy 9,00 m, który jest zespolony z wodoskrętną komorą wolnego mieszania (wysokość 3,20 m i średnicy 3,20 m). Objętość leja osadowego wynosi 95,25 m³. W tym samym budynku znajduje się także laboratorium, pomieszczenia socjalne i administracja oraz magazyn wapna.

Bilans jonów po przeprowadzonej koagulacji wapnem przedstawiono w tabeli:

Tab.3. Bilans jonów po koagulacji

	Forma rozpuszczona	Ogółem
	val/m^3	val/m^3
Azot amonowy	0,20	0,20
Wapń	11,28	11,9
Magnez	0	0,52
Sód	0,10	0,10
Potas	0,10	0,10
Fosforany	0,01	0,03
Azot azotanowy	0,71	0,71
Chlorki	2,20	2,20
Siarczany	2,00	2,00
Zasadowość	6,82	7,94

Kolejny proces, któremu poddawane są ścieki biologicznie oczyszczone to rekarbonizacja. Proces ten ma na celu przywrócenie równowagi węglanowo – wapniowej po koagulacji wapnem. Rekarbonizacja ma zapobiec wytrącaniu CaCO₃ w urządzeniach. Proces polega na dawkowaniu CO₂ do roztworu po koagulacji wapnem, co powoduje przejście wodorotlenków i węglanów do wodorowęglanów. W projektowanym zakładzie odnowy wody zastosowano rekarbonizację dwustopniową. Całkowita dawka dwutlenku węgla użytego w procesie wynosi 251,60 g/m³.  Rekarbonizacja prowadzona jest w budynku rekabonizacji, w którym znajduje się komora saturacji (w której przebiega 1 stopień rekarbonizacji), osadnik poziomy (w którym zachodzi sedymentacja międzystrefowa) oraz druga komora saturacji (w której przebiega 2 stopień rekarbonizacji). Wymiary komory saturacji wynoszą: wysokość 2m, szerokość 3 m, długość 4,20 m. Całkowita długość osadnika poziomego wynosi 22 m, jego szerokość 3 m, wysokość 2 m. Objętość leja osadowego w osadniku poziomym wynosi 13,77 m³.

Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej przedstawiono w tabeli:

Tab.4. Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

	Forma rozpuszczona
	val/m^3
Azot amonowy	0,20
Wapń	6,11
Magnez	0,52
Sód	0,10
Potas	0,10
Fosforany	0,03
Azot azotanowy	0,71
Chlorki	2,20
Siarczany	2,00
Zasadowość	2,15

Kolejnym budynkiem w zakładzie odnowy wody jest budynek filtrów piaskowych i węglowych. Proces filtracji prowadzony jest w 5 filtrach ciśnieniowych. Dobrano filtry typu D (DZF 18-300-S) o średnicy 1,80 m i wysokości 4,87 m. Filtry piaskowe połączone są równolegle. Do płukania filtrów przeznaczona jest woda pochodząca z sieci wodociągowej. W budynku znajdują się także filtry węglowe, na których jest prowadzony proces adsorpcji na węglu aktywnym. Filtry te są ustawione w 4 szeregach, w każdym znajdują się 3 filtry pracujące i 1 zapasowy. Wysokość złoża w każdej kolumnie wynosi 1,5 m. Filtry węglowe połączone są szeregowo. Przyjęto zbiorniki typu CZF 14-300-S o średnicy 1,40 m oraz wysokości całkowitej 4,67 m. Po omówionych procesach można mówić już o wodzie odnowionej.

Woda odnowiona trafia do pompowni 2 stopnia, która kieruje ją do następnych obiektów. Kolejny budynek, do którego trafia woda to budynek jonitów, gdzie prowadzony jest proces wymiany jonowej. W zakładzie zastosowano kationit silnie kwasowy typu WOFATIT KPS. Przyjęto 2 kationity pracujące oraz 1 rezerwowy. Są to zbiorniki typu DZF 18-300-S o średnicy 1,80 m oaz wysokości całkowitej 4,87 m. Wymiana jonowa przeprowadzana jest na anionicie silnie zasadowym typu WOFATIT SBW. Przyjęto 4 anionity pracujące oraz 2 rezerwowe. Są to zbiorniki typu DZF 24-300-S o średnicy 2,40 m oaz wysokości całkowitej 5,20 m. W zakładzie zaprojektowano dodatkowe zbiorniki do przygotowania roztworów regenerujących: 8% roztworu HCl do regeneracji kationitów oraz 5% roztworu NaOH do regeneracji anionitów. Średnica zbiornika do przygotowywania roztworu HCl wynosi 1,80 m, a jego wysokość 2,70 m. Średnica zbiornika do przygotowywania roztworu NaOH wynosi 2,40 m, a jego wysokość 3,90 m. Woda zdejonizowana potrzebna do płukania jonitów jest magazynowana w zbiorniku o wysokości 4 m i średnicy 8 m.

Ostatni proces, jaki jest prowadzony w zakładzie odnowy wody to dezynfekcja prowadzona chlorem. Stosowana dawka chloru wynosi 9,60 gCl₂/m³. Zaprojektowano dodatkowy budynek, w którym znajduje się będzie magazyn chloru. Zaprojektowano komorę reakcji. Przyjęto jej parametry: średnica 5 m oraz wysokość 2,10 m. Zdezynfekowana woda pompowana jest przez pompownię 3 stopnia do sieci.

Na terenie zakładu odnowy wody znajdują się dwa odstojniki: 1 pracujący i 1 rezerwowy. Do odstojników trafiają osady z koagulacji wapnem, osady z procesu rekarbonizacji dwustopniowej oraz popłuczyny z płukania filtrów piaskowych. Zaprojektowano osadniki o objętości 400 m³ każdy i wymiarach: długość 13,5 m, szerokość 10 m i wysokość 3 m. Osady ulegają zagęszczeniu w odstojniku. Zagęszczone osady można poddać odwadnianiu mechanicznemu i składować lub stosować je do wapnowania osadów ściekowych. Pozostałe odpady, tj. wody z regeneracji kationitów i anionitów trafiają do zbiornika neutralizacji. Zaprojektowano zbiornik o średnicy 10 m i wysokości 4,70 m. Ciecz nadosadowa z odstojników, woda z regeneracji jonitów po neutralizacji oraz woda ze spulchniania jonitów trafiają do kanalizacji.

Na terenie zakładu znajduje się budynek administracyjny, parking oraz portiernia. Na terenie oczyszczalni poprowadzono sieć wodociągową oraz kanalizacyjną. Zaprojektowano drogi dojazdowe do wszystkich budynków. Teren oczyszczalni ścieków jest w całości ogrodzony. Wjazd na teren oczyszczalni ścieków zapewnia brama wjazdowa.

Bilans jonowy ścieków oczyszczonych biologicznie.

Kationy (Kt): N-NH₄⁺, Na⁺, K⁺, Ca²⁺, Mg²⁺, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$

Aniony (An): N-NO₃^-, PO₄^3-, Cl^-, SO₄^2-, HCO₃^-, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$

$$\sum_{}^{}\text{Kt} = \sum_{}^{}\text{An}\ \ ( \pm 0,1\ \frac{\text{val}}{m^{3}})$$

• Zamiana jednostek

Przeliczenie wykonano dzieląc wartość danego wskaźnika wyrażoną w g/m³ przez wartość gramorównoważnika (R).

$$R = \frac{M}{w},\ g/\text{val}$$

gdzie: M – masa cząsteczkowa, g

w – wartościowość

Dla azotu R_N=14.

Dla fosforanów: $R_{\text{PO}_{4}^{3 -}} = \frac{96}{3} = 32\ g/\text{val}$

$$N - NH_{4}^{+} = \frac{4\frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,29\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$N - NO_{3}^{-} = \frac{10\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,71\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$PO_{4}^{3 -} = \frac{4\ \frac{g}{m^{3}}}{32\frac{g}{\text{val}}} = 0,13\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Tab.5. Skład jonowy ścieków oczyszczonych biologicznie.

Kationy	Aniony
val/m^3	N-NH4^+
	Na^+
	K^+
	Ca^2+
	Mg^2+
Suma:	-

• Suma kationów

$$\sum_{}^{}\text{Kt} = 0,29 + 0,10 + 0,10 + 4,90 + 2,60 = 7,99\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ \ $$

• Suma anionów

$$\sum_{}^{}\text{An} = 0,71 + 0,13 + 2,20 + 2,00 + 3,00 = 8,04\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Sprawdzenie warunku poprawności:

$$\sum_{}^{}\text{An} - \sum_{}^{}{\text{Kt} = 8,04 - 7,99 = 0,05\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ }$$

Warunek$\ \sum_{}^{}\text{Kt} = \sum_{}^{}\text{An}\ \left( \pm 0,1\frac{\text{val}}{m^{3}} \right)\ $został spełniony.

Układ technologiczny zakładu odnowy wody

Wariant I

Wariant II

1. Koagulacja wapnem

   1. Odczyn niezbędny do strącania fosforanów

Dawkę CaO ustalono ze względu na strącanie PO₄³⁻ oraz dekarbonizację.

Końcowe stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji wapnem zależy od odczynu ścieków:

[PO₄³⁻]_k^r = f(pH)

Pozostałe stężenie fosforanów po koagulacji jest równe stężeniu fosforanów określonym w wymaganiach stawianych wodzie po odnowie. Wartość tego stężenia wynosi 0,20 gPO₄^3-/m³.

Rys.2. Wykres pozostałego stężenia fosforanów w funkcji odczynu ścieków biologicznie oczyszczonych.

Na podstawie wymaganego stężenia końcowego fosforanów dobrano niezbędny odczyn w procesie koagulacji. Wartość odczynu wynosi pH=11,3.

Podsumowanie:

$$\left\lbrack \mathbf{P}\mathbf{O}_{\mathbf{4}}^{\mathbf{3}\mathbf{-}} \right\rbrack_{\mathbf{k}}^{\mathbf{r}}\mathbf{= 0,20}\frac{\mathbf{g}\mathbf{P}\mathbf{O}_{\mathbf{4}}^{\mathbf{3}\mathbf{-}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\mathbf{\rightarrow}\mathbf{p}\mathbf{H}_{\mathbf{p}}\mathbf{= 11,3\ }$$

Dawka wapna w procesie dekarbonizacji

D_CaO^D = 28 • (T_ww+CO₂),  gCaO/m³

gdzie: Tw_w – twardość węglanowa ścieków biologicznie oczyszczonych, val/m³

CO₂ – stężenie wolnego CO₂ w wodzie, val/m³

28 – gramorównoważnik chemiczny CaO, g/val

Twardość węglanowa ścieków oczyszczonych biologicznie jest równa ich zasadowości. Stężenie wolnego CO₂ odczytano z nomogramu równowagi węglanowo-wapniowej.

Dana potrzebne do odczytania stężenia wolnego CO₂ z nomogramu równowagi węglanowo-wapniowej:

pH = 7,4

Tw_w = M₀ = 3, 00 val/m³

Twardość węglanową przeliczono z val/m³ na g/m³.

$$R_{\text{CaCO}_{3}} = \frac{100}{2} = 50\ g/val$$

$$\text{Tw}_{w} = 3,0\frac{\text{val}}{m^{3}} \bullet 50\ \frac{g}{\text{val}} = 150\ \frac{g}{m^{3}}$$

Rys.3. Nomogram równowagi węglanowo-wapniowej.

Z nomogramu odczytano wartość wolnego CO_2.

CO₂=13 gCO₂/m³

Stężenie wolnego CO przeliczono z g/m³ na val/m³.

R_CO2 = 44 g/val

$$\text{CO}_{2} = \frac{13\ g/m^{3}}{44\ g/val} = 0,30\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

D_CaO^D = 28 • (3,00+0,30) = 92, 40 gCaO/m³

Ustalenie dawki wapna

Warunek 1:

D_CaO^P = f(pH_p;M₀),  g/m³

Biorąc pod uwagę odczyn pH_p = 11,3 oraz zasadowość ścieków biologicznie oczyszczonych M₀=3,0 val/m³ = 150 gCaCO₃/m³ odczytano z wykresu niezbędną dawkę wapna.

Rys.4. Wykres zależności niezbędnej dawki wapna od założonego odczynu.

D_CaO^P = 350 g CaO/m³

Warunek 2:

D_CaO^D = 92, 4 gCaO/m³

Przyjęta dawka CaO = 350 g CaO/m³.

Obliczenie powierzchni magazynu wapna:

Maksymalne dobowe zużycie reagenta jest miarodajne do wyznaczenia wielkości magazynu.

$$M_{\text{dmax}} = Q_{\text{dmax}} \bullet D_{\max} \bullet f,\frac{\text{kg}}{d}$$

gdzie: Q_{d max}- maksymalna dobowa wydajność stacji uzdatniania wody, m³/d,

D_max - maksymalna dawka reagenta w postaci czystej i ewentualnie bezwodnej, kg/m³

f- współczynnik przeliczeniowy masy reagenta w postaci chemicznie czystej i bezwodnej na masę produktu technicznego (f=1,2 dla wapna)

• Maksymalne dobowe zużycie wapna

$$M_{\text{dmax}} = 2380 \bullet (350 \bullet 10^{- 3}) \bullet 1,2 = 999,6\frac{\text{kg}}{d}$$

• Wyznaczono wielkość zapasu wapna

Z = M_dmax • T_m,  kg

gdzie: T_m- wymagany czas składowania (Tm = 60d)

Z = 999, 6 • 60 = 59976 kg

• Powierzchnię magazynów koagulantu i wapna obliczono według wzoru:

$$F = \alpha\frac{Z}{\rho_{n} \bullet h_{s}},\ m^{2}$$

gdzie: F – powierzchnia magazynu (łącznie z powierzchnią niezbędną do wewnętrznego transportu), m²,

α – współczynnik zwiększający ze względu na transport wewnętrzny (α=1,20),

Z – wymagany zapas reagenta, kg

𝜌_n – gęstość nasypowa reagenta przy magazynowaniu luzem, kg/m³

h_s- dopuszczalna wysokość składowania, m

Wartości gęstości nasypowej i dopuszczalnej wysokości składowania dla wapna odczytano z tabeli¹

• Powierzchnia magazynu wapna:

$$F = 1,20 \bullet \frac{59976}{1000 \bullet 1,5} = \ 47,98\ m^{2}$$

1. Końcowe stężenie PO₄³⁻ i NH₄⁺ po koagulacji i rekarbonizacji

   1. Stężenie PO₄³⁻ po koagulacji

[PO₄³⁻]_k^c = [PO₄³⁻]_k^r + [PO₄³⁻]_k^nr = [PO₄³⁻]_k^r + (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

gdzie: [PO₄³⁻]_k^c− całkowite stężenie PO₄³⁻ (rozpuszczonych i w zawiesinie) po koagulacji, $\frac{g}{m^{3}}$,

[PO₄³⁻]_k^r− stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji dla pH_max

Jeżeli D_CaO = D_CaO^P → [PO₄³⁻]_k^r = C_dop

Jeżeli D_CaO = D_CaO^D→ z wykresu 2 należy odczytać pH_max i następnie z wykresu 1 skorygowane [PO₄³⁻]_k^r

[PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]₀^r − [PO₄³⁻]_k^r− zmiana stężenia PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej w procesie koagulacji,$\ \frac{g}{m^{3}}$,

[PO₄³⁻]₀^r− stężenie PO₄³⁻ w dopływie (ścieki biologicznie oczyszczone), $\frac{g}{m^{3}}$,

η_s− sprawność sedymentacji, (η_s ≈ 0, 8)

Dawka wapna jest równa dawce wapna ze względu na strącenie fosforanów. Z tego względu stężenie [PO₄³⁻] w formie rozpuszczonej po koagulacji jest równe stężeniu [PO₄³⁻] zalecanemu w wodzie po odnowie.

D_CaO = D_CaO^P → [PO₄³⁻]_k^r = C_dop = 0, 20 g/m³

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{c} = 0,2 + \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 4,0 - 0,2 \right) = \mathbf{0,96}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Wykonano przeliczenie z g/m³ na val/m³.

R_PO4³⁻ = 32 g/val

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = \frac{0,20\ g/m^{3}}{32\ g/val} = 0,01\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{c} = \frac{0,96\ g/m^{3}}{32\ g/val} = 0,03\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

4.4.2. Stężenie NH₄⁺ po koagulacji i rekarbonizacji

W trakcie koagulacji wapnem zachodzi hydroliza NH₄⁺ do NH₃:

NH₄⁺ → NH₃ ↑ +H⁺

i część powstałego NH₃ (ok. 30%) ulega desorpcji do atmosfery.

• Stężenie po koagulacji

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} = \ \left( 1 - \eta_{h} \right) \bullet \left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{0},\ \frac{\text{gN}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k} = \eta_{h} \bullet \left( 1 - \ \eta_{o} \right){\bullet \left\lbrack NH_{4}^{+}\ \right\rbrack}_{0},\ \frac{\text{gN}}{m^{3}}$$

gdzie: η_h −  sprawność hydrolizy NH₄⁺ dla pH_max ,

η_o −  sprawność desorpcji NH₃ (η_o≈0,30).

Sprawność hydrolizy NH₄⁺ odczytano z wykresu na podstawie pH_max=11,3 oraz założonej temperatury ścieków T=10°C = 283 K.

pH_max = f(η_h)

Rys.5. Wykres wpływu temperatury i pH na hydrolizę amoniaku.

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} = \ \left( 1 - 0,97 \right) \bullet 4,00 = \mathbf{0,12\ }\frac{\mathbf{g}\mathbf{\ }\mathbf{N}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

$$\left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k} = 0,97 \bullet \left( 1 - \ 0,30 \right) \bullet 4,00 = \mathbf{2,72\ }\frac{\mathbf{g}\mathbf{\ }\mathbf{N}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• po rekarbonizacji

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = \left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} + \left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k},\ \text{\ \ }\frac{\text{gN}}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = 0,12 + 2,72 = \mathbf{2,84}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{gN}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Wykonano przeliczenie z g/m³ na val/m³.

R_{N − NH4⁺}=14.

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = \frac{2,84\ g/m^{3}}{14\ g/val} = \mathbf{0,20}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Skład ścieków po koagulacji wapnem

Dane do obliczeń:

• Zasadowość w ściekach oczyszczonych biologicznie,

[M]₀=3,00 val/m³

• Dawka CaO do koagulacji

$$\ D_{\text{CaO}} = \ \mathbf{350}\frac{\mathbf{\text{gCaO}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawkę wapno przeliczono z g/m³ na val/m³.

R_CaO=$\frac{56}{2} = 28$ g/val

$$D_{\text{CaO}} = \ \frac{350}{28} = \mathbf{12,50}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Twardość magnezowa w ściekach

$$\ \left\lbrack Tw_{\text{Mg}} \right\rbrack_{0} = \mathbf{2,6}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Stężenie jonów Ca²⁺w ściekach

$$\ \left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{0} = \mathbf{4,9\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Zmiana stężenia NH₄⁺ po koagulacji (w wyniku desorpcji części NH₃ do atmosfery):

[NH₄⁺] = [NH₄⁺]₀ − [NH₄⁺]_r

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack = 4,00 - 2,84 = \mathbf{1,16\ }\frac{\mathbf{g}\mathbf{\ }\mathbf{N}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Wykonano przeliczenie z g/m³ na val/m³.

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack = \frac{1,16}{14} = \mathbf{0,08\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Zmiana stężenia PO₄³⁻po koagulacji:

[PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]₀^r − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack = 4,0\ - 0,2\ = \mathbf{3,8}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Wykonano przeliczenie z g/m³ na val/m³.

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack = \frac{3,8}{32} = \mathbf{0,12}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Zmiana zasadowości

• Zasadowość w formie rozpuszczonej:

[OH⁻]_k^r =  D_CaO − [M]₀ − [Tw_Mg]₀ − [NH₄⁺]

$$\left\lbrack OH^{-} \right\rbrack_{k}^{r} = \ 12,50 - 3,00 - 2,60 - 0,08 = \mathbf{6,82\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

• Zasadowość w formie nierozpuszczonej:

[M]_k^nr = (1−η_s) • ([M]₀+[Tw_Mg]₀)

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 3,00 + 2,60 \right) = \mathbf{1,12}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

• Zasadowość całkowita po koagulacji:

[M] = [OH⁻]_k^r + [M]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack = 6,82 + 1,12 = \mathbf{7,94}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Zmiany stężenia magnezu

• Magnez w formie rozpuszczonej:

$$\left\lbrack Mg^{2 +} \right\rbrack_{k}^{r} = \mathbf{0\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

• Magnez w formie nierozpuszczonej:

[Mg(OH)₂]_k^nr = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀

$$\left\lbrack \text{Mg}\left( \text{OH} \right)_{2} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2,60 = \mathbf{0,52}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Magnez całkowity po koagulacji:

[Mg]_k = [Mg²⁺]_k^r + [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack \text{Mg} \right\rbrack_{k} = 0 + 0,52 = \mathbf{0,52}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Zmiany stężenia wapnia

• Wapń w formie rozpuszczonej:

[Ca²⁺]_k^r = [OH⁻]_k^r + ([Tw_og]₀ − [M]₀)−[PO₄³⁻] + [NH₄⁺]

gdzie: [Tw_nw]₀ = [Tw_og]₀ − [M]₀

[Tw_nw]₀ → [Tw_nw^Ca], gdyż Tw_nw^Mg → Tw_nw^Ca

[Tw_og]₀ = [Tw_Mg]₀ + [Tw_Ca]₀

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{r} = 6,82\ + \left( \left( 4,9 + 2,6 \right) - 3,0 \right) - 0,12 + 0,08 = \mathbf{11,28}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Wapń w formie nierozpuszczonej:

[Ca²⁺]_k^nr = [CaCO₃]_k^nr + [Ca₃(PO₄)₂]_k^nr = (1−η_s) • ([M]₀+[PO₄³⁻])

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 3,0 + 0,12 \right) = \mathbf{0,62\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Wapń całkowity po koagulacji:

[Ca²⁺]_k = [Ca²⁺]_k^r + [Ca²⁺]_k^nr

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k} = 11,28 + 0,62 = \mathbf{11,90\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Na wapń całkowity składają się:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r = 6,82 val/m³

[Ca²⁺]_k^r (rozp)

[CaCl₂] = [Ca²⁺]_k^r − [Ca(OH)₂] =4,46 val/m³

[Ca²⁺]_k

[CaCO₃] = (1−η_s) • [M]₀= 0,6 val/m³

[Ca²⁺]_k^nr (nierozp)

[Ca₃(PO₄)₂] = (1−η_s) • [PO₄³⁻] =0,02 val/m³

Bilans jonów po koagulacji

Tab.6. Bilans jonowy po koagulacji wapnem

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie po koagulacji
		Forma rozpuszczona
	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$
Kationy:	NH4^+	0,29
	Ca^2+	4,90
	Mg^2+	2,60
	Na^+	0,10
	K^+	0,10
	Suma	7,99
Aniony:	PO4^3−	0,13
	NO^3−	0,71
	Cl^−	2,20
	SO4^2−	2,00
	M	3,00
	Suma	8,04
	$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,05

Wybór urządzenia do koagulacji

Urządzenia do koagulacji

• Komora szybkiego mieszania

Jako komorę szybkiego mieszania przyjęto komorę mechaniczną z mieszadłem łopatkowym o osi pionowej.

• Obliczenie mieszacza mechanicznego:

• Objętość komory mieszacza

V = Q • t,  m³

gdzie: Q – natężenie przepływu wody, m³/s, Q=0,0275 m³/s

t – czas przetrzymania (założono t = 180s)

V = 0, 0275 • 180 = 5 m³

Przyjęto wysokość mieszacza H = 2 m, stąd jego powierzchnia $A = \frac{5}{2} = 2,5\ m^{2}.$ Przyjęto mieszacz cylindryczny o średnicy D=1,8 m.

• Projektowanie mieszadeł:

• Średnica mieszadła:

Założono stosunek $\frac{d}{D}$ = 0,8

Średnica mieszadła d= 0,8∙1,8 = 1,44 m

• Szerokość łopatki mieszadła

Założono stosunek $\frac{b}{d} = 0,1$

Szerokość łopatki mieszadła b=0,1∙1,44= 0,14 m

• Wysokość zawieszenia mieszadła od dna mieszacza

Założono stosunek $\frac{h}{d} = 0,2$

Wysokość zawieszenia mieszadła od dna mieszacza h=0,2∙1,44= 0,29 m

• Sumaryczna powierzchnia łopatek

fo = D • b • d,  m²

fo = 1, 8 • 0, 14 • 1, 44 = 0, 36 m²

F_l = 0, 1(H•D),  m²

F_l = 0, 1(2•1,8) =  0, 36 m²

• Liczba łopatek:

$$n = \frac{F_{l}}{b \bullet d}$$

$$n = \frac{0,36}{0,14 \bullet 1,44} \approx \mathbf{2}$$

Rys. 6. Komora szybkiego mieszania mechaniczna z mieszadłem łopatkowym.

• Komora wolnego mieszania

Przyjęto komorę wolnego mieszania wodoskrętną sprzężoną z osadnikiem o przepływie pionowym. Przyjęta liczba osadników n=1. Założono czas przetrzymania t=900s.

• Objętość komory

V = Q • t,  m³

V = 0, 0275 • 900 = 24, 75 m³ ≈ 25 m³

• Powierzchnia komory

$$F = \frac{V}{H},\ m^{2}$$

gdzie: V- objętość komory, m³,

H – wysokość komory flokulacji (0,8 wysokości części sedymentacyjnej osadnika o przepływie pionowym), m.

$$F = \frac{25}{\left( 0,8 \bullet 4 \right)} = \ \mathbf{8\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

• Średnica komory

Średnicę komory obliczono znając powierzchnię komory.

$$D = \sqrt{\frac{4F}{\pi}},\ m$$

$$D = \sqrt{\frac{4 \bullet 8}{3,14}} \approx \mathbf{3,20\ }\mathbf{m}$$

• Średnica przewodu doprowadzającego

Woda doprowadzana jest przewodem kołowym, który jest zakończony dyszą umieszczoną mimośrodowo. Przyjęto średnicę przewodu d=150 mm.

• Średnica dyszy przewodu doprowadzającego

$$d_{d} = \sqrt{\frac{4Q}{3600 \bullet \pi \bullet u \bullet v_{d}}},\ m$$

gdzie: µ=0,908 dla dyszy o kącie rozwarcia β=25°

v_d- prędkość wypływu wody z przewodu doprowadzającego (przyjęto v_d=2 m/s)

$$d_{d} = \sqrt{\frac{4 \bullet 99,17}{3600 \bullet 3,14 \bullet 0,908 \bullet 2}} = 0,139\ m \approx \mathbf{0,14\ }\mathbf{m}$$

• Długość dyszy

$$\text{ld} = 0,5 \bullet d_{d} \bullet \text{ctg}\left( \frac{\beta}{2} \right),m$$

$$\text{ld} = 0,5 \bullet 0,14 \bullet ctg\left( \frac{25}{2} \right) = 0,5 \bullet 0,14 \bullet 4,51 = \mathbf{0,32\ }\mathbf{m}\ $$

• Odległość dyszy od ściany komory:

L = 0, 2 • D

L = 0, 2 • 3, 20 = 0, 64 m

Rys.7. Komora wolnego mieszania zespolona z osadnikiem o przepływie pionowym.

Urządzenia do sedymentacji

• Osadnik o przepływie pionowym

• Powierzchnia osadnika

$$F_{\text{os}} = \frac{Q}{v_{p} \bullet n},m^{2}$$

gdzie: Q – natężenie przepływu wody, m³/h

v_p- prędkość przepływu pionowego (założono 0,5 mm/s)

n- liczba osadników (założono n=1)

$$F_{1} = \frac{99,17}{3,6 \bullet 0,5 \bullet 1} \approx \mathbf{55\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}\ $$

• Średnica osadnika netto

$$D = \sqrt{\frac{4F_{1}}{\pi},m}$$

$$D = \sqrt{\frac{4 \bullet 55}{3,14} =}8,37\ m \approx \mathbf{8,40\ }\mathbf{m}$$

• Średnica rury centralnej

Przyjęto średnicę rury centralnej d=0,1∙D.

d = 0, 84 m = 0, 80 m

• Powierzchnia rury centralnej

$$f_{r} = \frac{d^{2} \bullet \pi}{n},\ m^{2}$$

$$f_{r} = \frac{{0,8}^{2} \bullet 3,14}{1} = \mathbf{2\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

• Całkowita powierzchnia osadnika

F_os = F₁ + f_r, m²

F_os = 55 + 2 = 57 m²

• Rzeczywista średnica osadnika

$$D = \sqrt{\frac{4F_{\text{os}}}{\pi},m}$$

$$D = \sqrt{\frac{4 \bullet 57}{3,14} =}8,52\ m \approx \mathbf{9,00\ }\mathbf{m}$$

• Rzeczywista powierzchnia osadnika:

$$V = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ m^{2}$$

$$V = \frac{\pi \bullet 9^{2}}{4} \approx \mathbf{64\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

• Objętość osadnika

$$V = \frac{Q \bullet T}{n},\ m^{3}$$

gdzie: T – czas przepływu wody przez osadnik (T=2h)

$$V = \frac{99,17 \bullet 2}{1} = 198,34\ m^{3} \approx 2\mathbf{00\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

• Wysokość osadnika

$$H = \frac{V}{F},\ m$$

$$H = \frac{200}{64} = 3,13\ m \approx \mathbf{3,20\ }\mathbf{m}$$

• Wysokość rury centralnej

H_r = 0, 8 • H,  m

H_r = 0, 8 • 3, 20 ≈ 2, 60 m

Rys.8. Osadnik o przepływie pionowym.

• Krawędzie przelewowe i lej osadowy

• Promień osadnika wraz z krawędziami przelewowymi: R= 4,50 m

• Szerokość krawędzi przelewowych

b_p = 0, 40 m

• Promień osadnika

r = R − b_p, m

r = 4, 50 − 0, 40 = 4, 10 m

Rys.9. Schemat osadnika z krawędziami przelewowymi.

• Długość krawędzi przelewowych

$$\text{Lp} = \frac{Q}{\left( n \bullet Oh \right)},\ m$$

gdzie: Q- ilość oczyszczanej wody, m3/h

Oh- obciążenie hydrauliczne przelewów (Oh=5)

n – liczba osadników (n=1)

$$\text{Lp} = \frac{99,17}{\left( 1 \bullet 5 \right)} = \mathbf{19,83\ }\mathbf{m}$$

• Rzeczywista długość krawędzi przelewowych

L_prz = 2πr,  m

gdzie: Lp_rz – rzeczywista długość krawędzi przelewowych, m

r- promień osadnika, m

L_prz = 2 • 3, 14 • 4, 10 = 25, 75 m

L_prz > Lp

• Lej osadowy

α=45°

d = 1,00 m

D = 9,00 m

$$\text{tgα} = \frac{\frac{1}{2}d}{h}$$

$$h = \frac{\frac{1}{2}d}{\text{tgα}},\ m$$

$$h = \frac{\frac{1}{2} \bullet 1}{\text{tg}45} = \frac{\frac{1}{2} \bullet 1}{1} = 0,5\ m$$

$$V_{h} = \frac{1}{3}h \bullet \frac{\pi \bullet d^{2}}{4},\ m^{3}$$

$$V_{h} = \frac{1}{3} \bullet 0,5 \bullet \frac{3,14 \bullet 1^{2}}{4} = \mathbf{0,131\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

$$\text{tgα} = \frac{\frac{1}{2}D}{H}$$

$$H = \frac{\frac{1}{2}D}{\text{tgα}},\ m$$

$$H = \frac{\frac{1}{2} \bullet 9,0}{\text{tg}45} = \frac{\frac{1}{2} \bullet 9,0}{1} = 4,50\ m$$

Rys.10. Schemat leja osadowego

$$V_{H} = \frac{1}{3}H \bullet \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ m^{3}$$

$$V_{H} = \frac{1}{3} \bullet 4,50 \bullet \frac{3,14 \bullet {9,0}^{2}}{4} = \mathbf{95,38\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Objętość leja osadowego:

V_L = V_H − V_h, m³

V_L = 95, 38 − 0, 131 = 95, 25 m³

• Objętość osadów

Odczytano z punktu 11.1.

$$V_{0} = \mathbf{109,19\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

• Krotność usuwania osadów:

$$K = \frac{V_{0}}{\frac{2}{3} \bullet V_{l}},\ d^{- 1}$$

gdzie: V_l- objętość leja osadowego, m³

V₀- Objętość osadnika przeznaczona na osad magazynowany w okresie eksploatacji, m³

$$K = \frac{109,19}{\frac{2}{3} \bullet 95,25} = 1,72\ d^{- 1} \rightarrow \text{przyj}e\text{to}\ \text{usuwanie}\ \text{osadu}\ 3\ \text{razy}\ \text{na}\ \text{dob}e\ (\text{co}\ 8\ h)$$

1. Rekarbonizacja

   1. Rekarbonizacja jednostopniowa

Rekarbonizacja to proces mający na celu przywracanie równowagi węglanowo – wapniowej w wodzie lub ściekach poddawanych koagulacji wapnem. Proces ten stosuje się, aby zapobiec wytrącaniu CaCO₃ w urządzeniach. Polega on na dawkowaniu CO₂ do wody (ścieków) po koagulacji wapnem, co powoduje przejście wodorotlenków i węglanów do wodorowęglanów.

Dawka CO₂ ze względu na zasadowość

Proces przebiega zgodnie z równaniem:

Ca(OH)₂ + CO₂ → CaCO₃ ↓ +H₂O    (obizenie pH do 9, 5 − pierwsza faza)

2 val          44 g

[Ca(OH)₂]      x

x = D_CO2(OH)

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack\text{Ca}\left( \text{OH} \right)_{2}\rbrack}{2\ \text{val}}$$

gdzie: [Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

$$D_{CO_{2}\left( \text{OH} \right)} = \frac{44\ g \bullet 6,82\ \frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{150,04\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na związki magnezu

Proces przebiega zgodnie z równaniem:

Mg(OH)₂ ↓ +CO₂ → MgCO₃ + H₂O

2 val          44 g

[Mg²⁺]      x

x = D_CO2(Mg)

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack Mg^{2 +}\rbrack}{2\ \text{val}}$$

gdzie: [Mg²⁺]=[Mg(OH)₂]_k^nr

$$D_{CO_{2}(\text{Mg})} = \frac{44\ g \bullet 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{11,44\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

Ca₃(PO₄)₂ ↓ +3CO₂ + 3H₂O → 3CaCO₃ ↓ +6H⁺ + 2PO₄³⁻

6 val          3 • 44 g

[Ca₃(PO₄)₂]      x

x = D_CO2(PO4)

$$x = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet \lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2}\rbrack}{6\ \text{val}}$$

gdzie: [Ca₃(PO₄)₂] = [PO₄³⁻]_k^nr = [PO₄³⁻]_k^c − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2} \right\rbrack = 0,03 - 0,01 = 0,02\ \ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$D_{CO_{2}(PO_{4})} = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet 0,02\frac{\text{val}}{m^{3}}}{6\ \text{val}} = \mathbf{0,44}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ w 1. fazie rekarbonizacji jednostopniowej (pH↓9,5)

D_CO2(1) = D_{CO2(OH − )} + D_CO2(Mg) + D_CO2(PO4)

$$D_{CO_{2(1)}} = 150,04 + 11,44 + 0,44 = \mathbf{161,92\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\text{\ \ }$$

Tab.7. Skład ścieków po 1 fazie rekarbonizacji

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs)•[M]0	0,60	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	6,82
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1−ηs)•[PO4^3−] =(1-0,8) •0,12 = 0,02	0,02
$$\sum_{}^{}{\mathbf{\lbrack}\mathbf{\text{CaC}}\mathbf{O}_{\mathbf{3}}\mathbf{\rbrack}}$$	7,44
MgCO3 rozpuszczony w rekarbonizacji z Mg(OH)2 →(1−ηs)•[TwMg]0	0,52

Dawka CO₂ ze względu na CaCO₃

CaCO₃ + CO₂ + H₂O → Ca(HCO₃)₂                 (obnizanie pH do 7 ÷ 7, 5 − druga faza)

2 val          44 g

$$\sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}\text{\ \ \ \ \ }\text{\ \ \ \ \ \ \ \ \ \ }x$$

$$x = \frac{44\ g \bullet \sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}}{2\ \text{val}}$$

x = D_CO2(CaCO3)

$$D_{CO_{2}(\text{CaC}O_{3})} = \frac{44\ g \bullet 7,44\ \frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{163,68\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val          44 g

(1−η_s) • [Tw_Mg]₀ x

$$x = \frac{44\ g \bullet \left( 1 - \eta_{s} \right) \bullet \left\lbrack Tw_{\text{Mg}} \right\rbrack_{0}}{2\ \text{val}}$$

x = D_CO2(MgCO3)

$$D_{CO_{2}(\text{MgC}O_{3})} = \frac{44\ g \bullet 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{11,44}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ w 2. fazie rekarbonizacji jednostopniowej

D_CO2(2) = D_CO2(CaCO3) + D_CO2(MgCO3)

$$D_{CO_{2(2)}} = 163,68 + 11,44 = \mathbf{175,12\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\text{\ \ }$$

Całkowita dawka CO₂ po rekarbonizacji jednostopniowej

D_CO2 = D_CO2(1) + D_CO2(2)

$$D_{CO_{2}} = 161,92 + 175,12 = \mathbf{337,04}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista ( zwiększona o 20 %):

D_CO2r = 1, 2 • D_CO2 

$$D_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 337,04 = \mathbf{404,45}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji jednostopniowej

[M]_rek I = [Ca(HCO₃)₂] + [Mg(HCO₃)₂] − (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

gdzie: (1−η_s) • [PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]_k^nr

$\left\lbrack \text{Ca}\left( \text{HC}O_{3} \right)_{2} \right\rbrack = \sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}$

[Mg(HCO₃)₂]= [Mg(OH)₂]

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{\text{rek}\ I} = 7,44 + 0,52 - 0,02 = \mathbf{7,94\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

Bilans jonów po rekarbonizacji jednostopniowej

Bilans jonów po rekarbonizacji jednostopniowej nie zmienia w porównaniu do bilansu po koagulacji (związki zmieniają tylko swą formę).

Rekarbonizacja dwustopniowa

Pomiędzy pierwszym a drugim stopniem procesu wprowadza się sedymentację.

1. 1° rekarbonizacji (obnizenie pH do 9,5)

   1. Dawka CO₂ ze względu na zasadowość

Dawka jest równa dawce obliczonej w 1 etapie rekarbonizacji jednostopniowej (punkt 6.1.1.).

$$D_{CO_{2}\left( \text{OH} - \right)} = \mathbf{150,04\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na związki magnezu

Dawka jest równa dawce obliczonej w 1 etapie rekarbonizacji jednostopniowej (punkt 6.1.2.).

$$D_{CO_{2}(\text{Mg})} = \mathbf{11,44\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

Dawka jest równa dawce obliczonej w 1 etapie rekarbonizacji jednostopniowej (punkt 6.1.3.).

$$D_{CO_{2}(PO_{4})} = \mathbf{0,44}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ w 1° rekarbonizacji

Dawka jest równa dawce obliczonej w 1 etapie rekarbonizacji jednostopniowej (punkt 6.1.4.).

$$D_{CO_{2(1)}} = \mathbf{161,92\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\mathbf{\ }\ $$

Tab.8. Skład ścieków po 1 stopniu rekarbonizacji

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs)•[M]0	0,60	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	6,82
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1−ηs)•[PO4^3−]	0,02
$$\sum_{}^{}{\mathbf{\lbrack}\mathbf{\text{CaC}}\mathbf{O}_{\mathbf{3}}\mathbf{\rbrack}}$$	7,44
MgCO3 rozpuszczony w rekarbonizacji z Mg(OH)2 →(1−ηs)•[TwMg]0	0,52

Sedymentacja międzystrefowa. Stężenie CaCO₃ i MgCO₃ po sedymentacji

$$\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - \eta_{s} \right) \bullet \left( \sum_{}^{}\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack - R_{\text{CaC}O_{3}} \right) + R_{\text{CaC}O_{3}},\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

gdzie: R_CaCO3− rozpuszczalność CaCO₃ w 15°C przy pH 9,5

$$R_{\text{CaC}O_{3}} = 0,198\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

$$\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 7,44 - 0,198 \right) + 0,198 = \mathbf{1,65\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

[MgCO₃] = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀

$$\left\lbrack \text{MgC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2,6 = \mathbf{0,52}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

1. 2° rekarbonizacji (obnizenie pH do 7÷7,5)

   1. Dawka CO₂ ze względu na CaCO₃

CaCO₃ + CO₂ + H₂O → Ca(HCO₃)₂ 

2 val          44 g

[CaCO₃]      x

x = D²_CO2(CaCO3)

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}{2\ \text{val}}$$

gdzie: [CaCO₃] = [CaCO₃]_s

$${D^{2}}_{CO_{2}(\text{CaC}O_{3})} = \frac{44\ g \bullet 1,65\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{36,30}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Dawka CO₂ ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val          44 g

[MgCO₃]   x

x = D²_CO2(MgCO3)

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack\text{MgC}O_{3}\rbrack}{2\ \text{val}}$$

$${D^{2}}_{CO_{2}(\text{MgC}O_{3})} = \frac{44\ g \bullet 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = \mathbf{11}\mathbf{,}\mathbf{44}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

1. Dawka CO₂ w 2° rekarbonizacji

D²_CO2 = D²_CO2(CaCO3) + D²_CO2(MgCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}} = 36,30 + 11,44 = \mathbf{47}\mathbf{,}\mathbf{74}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\text{\ \ }$$

6.2.4. Całkowita dawka CO₂ w rekarbonizacji dwustopniowej

D^1 + 2_CO2 = D¹_CO2 + D²_CO2

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}} = 161,92 + 47,74 = \mathbf{209}\mathbf{,}\mathbf{66}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista (zwiększona o 20 %):

D^1 + 2_CO2r = 1, 2 • D^1 + 2_CO2 

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 209,66 = \mathbf{251}\mathbf{,}\mathbf{60}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji dwustopniowej

[M]_{rek 1 + 2} = [Ca(HCO₃)₂] + [Mg(HCO₃)₂] − (1 − η_s)•[PO₄³⁻]

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{\text{rek}\ 1 + 2} = 1,65 + 0,52 - (1 - 0,8) \bullet 0,12 = \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{15}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

Tab. 9. Bilans jonowy po rekarbonizacji dwustopniowej

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie
		Przed rekarbonizacją i po rekarbonizacji jednostopniowej
	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$	$$\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$
Kationy:	NH4^+	0,29
	Ca^2+	4,90
	Mg^2+	2,60
	Na^+	0,10
	K^+	0,10
	Suma	7,99
Aniony:	PO4^3−	0,13
	NO^3−	0,71
	Cl^−	2,20
	SO4^2−	2,00
	M	3,00
	Suma	8,04
	$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,05

Wybór i uzasadnienie sposobu rekarbonizacji

Przy dokonywaniu wyboru sposobu rekarbonizacji pod uwagę wzięto zasadowość oraz dawkę CO₂ po rekarbonizacji jednostopniowej i dwustopniowej:

Warunki:

• Jeśli: [M]_rek II  < 0, 5 • [M]_rek I → rekarobonizacja dwustopniowa

lub

• Jeśli: D^II_CO2r  < 0, 7 • D^I_CO2r→ rekarobonizacja dwustopniowa

2, 15 < 0, 5 • 7, 94

2, 03 < 3, 97

251, 60 < 0, 7 • 404, 45

251, 60 < 283, 12

Oba warunki zostały spełnione, dlatego wybrano zastosowanie rekarbonizacji dwustopniowej.

Zdecydowano się na tę metodę rekarbonizacji z 2 powodów:

1. Do rekarbonizacji dwustopniowej wymagana jest mniejsza dawka CO₂, co ma wpływ na zmniejszenie kosztów

2. Zasadowość ma wpływ na późniejszy proces, mianowicie dejonizację. Im niższa wartość zasadowości, tym mniejsze jonity będą konieczne. Ponownie ma to wpływ na koszty (obniża koszty eksploatacyjne).

   1. Urządzenia do rekarbonizacji

      1. Komora saturacji

• Objętość zbiornika

V = Q • t,  m³

gdzie: Q – wydajność zakładu, m³/s

t – czas przetrzymania, przyjęto t = 15 min =  900 s

Q  = 2380 m3/d  = 0, 0275 m3/s

V = 0, 0275 • 900 = 24, 75 m³ ≈ 25 m³ 

• Powierzchnia zbiornika

$$F = \frac{V}{H},\ m^{2}$$

gdzie: V – objętość zbiornika, m³

H – wysokość zbiornika, przyjęto H = 2, 0 m

$$F = \frac{25}{2} = \mathbf{12,5\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

Przyjęto komorę o wymiarach:

H  =  2, 0 m

B=3, 0 m

L=4, 20 m.

Rzeczywista powierzchnia zbiornika wynosi 12,6 m².

Osadnik pośredni

• H  = 2, 0 m

• B = 3, 0 m

Przyjęto głębokość osadnika H=2,0 , dla stosunku L/H=10 długość osadnika wynosi:

L=20 m

• Objętość osadnika:

V = B • H • L,  m³

V = 3 • 2, 0 • 20 = 120 m³

• Sprawdzenie warunków stabilności

$$\frac{L}{H} = \frac{20}{2} = 10 > 10$$

$$\frac{L}{B} = \frac{20}{3} = 6,67 > 3$$

Warunki $\frac{L}{H}$ oraz $\frac{L}{B}$ zostały spełnione.

Rzeczywisty czas przetrzymania:

$$\tau_{p} = \frac{V}{Q},\ h$$

$$\tau_{p} = \frac{120}{99,17} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{21}\mathbf{\ }\mathbf{h}$$

Pozioma prędkość przepływu

$$v_{p}^{\max} = \frac{Q}{3,6 \bullet B \bullet H},\ \text{mm}/s$$

$$v_{p}^{\max} = \frac{99,17}{3,6 \bullet 3 \bullet 2} = \mathbf{4}\mathbf{,}\mathbf{59}\mathbf{\ }\mathbf{\text{mm}}\mathbf{/}\mathbf{s}$$

4, 59 mm/s ≤ 10 mm/s

Obliczenie niezbędnej długości krawędzi przelewowych

$$L_{p} = \frac{Q}{O_{hp}},\ \ m$$

Gdzie: O_hp− obciążenie hydrauliczne przelewu , $O_{hp} < 20\frac{m^{3}}{m \bullet h}$, przyjęto $O_{hp} = 12\ \frac{m^{3}}{m \bullet h}$ .

$$L_{p} = \frac{99,17}{12} = \mathbf{8}\mathbf{,}\mathbf{26}\mathbf{\text{\ \ }}\mathbf{m}$$

Długość części przelewowej

Rys. 11. Schemat osadnika poziomego.

L_p = B + 2 • x + 2 • y,   m

x=(B−2•b_p)

b_p – szerokość przelewu z zakresu przyjęto bp= 0, 5 m.

x = (3,0−2•0,5) = 2, 0 m

$$y = \frac{\text{Lp} - B - 2 \bullet x}{2},\ m$$

$$y = \frac{8,26 - 3,0 - 2 \bullet 2,0}{2} = 0,63\ m \rightarrow \mathbf{\text{przyj}}\mathbf{e}\mathbf{\text{to}}\mathbf{\ }\mathbf{y}\mathbf{=}\mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{0}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Rzeczywista długość krawędzi przelewowej:

L_rz = B + 2 • x + 2 • y,  m

L_rz = 3 + 2 • 2 + 2 • 1, 0 =  9,00 m

Rzeczywiste obciążenie hydrauliczne

$$O_{h\text{rz}} = \frac{Q}{L_{\text{rz}}},\ \frac{m^{3}}{m \bullet h}$$

$$O_{h\text{rz}} = \frac{99,17}{9} = \mathbf{11}\mathbf{,}\mathbf{02}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{m}\mathbf{\bullet}\mathbf{h}}$$

Długość osadnika zajmowana przez przelewy

L₀ = y + 2 • b_p,  m

L₀ = 1, 0 + 2 • 0, 5 = 2,00 m

Całkowita długość osadnika

L_c = L + L₀,   m

L_c = 20 + 1, 50 = 22,00 m

• Lej osadowy

Przyjęto, że podstawa leja będzie miała wymiary 3 m x 4 m. Część spustowa leja będzie miała wymiary 0,5 m x 0,7 m. Obliczenia wykonano zakładając, że kąt nachylenia do dłuższego boku podstawy wynosi 60°

α= 60°

b = 0,70 m

B = 4,00 m

$$\text{tgα} = \frac{\frac{1}{2}b}{h}$$

$$h = \frac{\frac{1}{2}b}{\text{tgα}},\ m$$

$$h = \frac{\frac{1}{2} \bullet b}{\text{tg}30} = \frac{\frac{1}{2} \bullet 0,7}{0,5774} = 0,61\ m$$

$$V_{h} = \frac{1}{3}h \bullet Pp = \ \frac{1}{3}0,61 \bullet 0,7 \bullet 0,5 = {\mathbf{0,07\ }\mathbf{m}}^{\mathbf{3}}$$

$$\text{tgα} = \frac{\frac{1}{2}B}{H}$$

$$H = \frac{\frac{1}{2}B}{\text{tgα}},\ m$$

$$H = \frac{\frac{1}{2} \bullet 4,00}{\text{tg}30} = \frac{\frac{1}{2} \bullet 4,0}{0,5774} = 3,46\ m$$

$$V_{H} = \frac{1}{3}H \bullet Pp = \frac{1}{3} \bullet 3,46 \bullet 4 \bullet 3 = \mathbf{13,84\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Objętość leja osadowego:

V_L = V_H − V_h, m³

V_L = 13, 84 − 0, 07 = 13, 77 m³

Objętość osadów

Odczytano z punktu 11.1.

$$V_{0} = \mathbf{170,67}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

Krotność usuwania osadów:

$$K = \frac{V_{0}}{\frac{2}{3} \bullet V_{l}},\ d^{- 1}$$

gdzie: V_l- objętość leja osadowego, m³

V₀- Objętość osadnika przeznaczona na osad magazynowany w okresie eksploatacji, m³

$$K = \frac{170,67}{\frac{2}{3} \bullet 13,77} = 18,66\ d^{- 1} \rightarrow \text{przyj}e\text{to}\ \text{usuwanie}\ \text{osadu}\ \text{co}\ 1\ h$$

Filtracja

• powierzchnia filtrów

$$F = \frac{Q}{Q_{h}},\ m^{2}$$

gdzie: F  powierzchnia wszystkich filtrów, m²

Q_h obciżenie hydrauliczne$\ Q_{h} = \ 7,5 \div 10\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

Przyjęto obciążenie hydrauliczne wynoszące $Q_{h} = \ 8,5\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$.

$$F = \frac{99,17}{8,5} = \mathbf{11}\mathbf{,}\mathbf{7}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

• średnica i liczba filtrów

  • Średnica filtra

Przyjęto średnicę równą D=1,8 m.

• Powierzchnia jednego filtra

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ m^{2}$$

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {1,8}^{2}}{4} = \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{54}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

• Liczba filtrów

$$n = \frac{F}{F_{1}}$$

$$n = \frac{11,7}{2,54} = 4,61 \approx \mathbf{5}$$

Przyjęto 5 filtrów ciśnieniowych płaskich pionowych.

• prędkość filtracji

  • przy wszystkich działających filtrach

$$v = \frac{Q}{n \bullet F_{1}},\ \ \frac{m}{h}$$

$$v = \frac{99,17}{5 \bullet 2,54} = \mathbf{7}\mathbf{,}\mathbf{81}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{m}}{\mathbf{h}}$$

• przy jednym filtrze wyłączonym

Prędkość filtracji przy jednym filtrze wyłączonym: $(\text{warunek}:\ v < 10\frac{m}{h})$

$$v_{n - 1} = \frac{Q}{\left( n - 1 \right) \bullet F_{1}},\ \ \frac{m}{h}$$

$$v_{n - 1} = \frac{99,17}{\left( 5 - 1 \right) \bullet 2,54} = \mathbf{9}\mathbf{,}\mathbf{76}\frac{\mathbf{m}}{\mathbf{h}}$$

Warunek został spełniony.

• dobór filtra

Przyjęto² średnicę filtru D= 1800 mm = 1,8 m. Filtr rodzaju D (DZF 18-300-S).

H_zb= 3002 mm.

Hc=4868 mm

Sprawdzenie warunku:

H_zb ≥ (1+E)H_zl

gdzie: E  ekspansja przyjęto E = 35 %,

H_zl  −  wysokość złoża, przyjęto wysokość złoża wynoszącą H_zl = 1, 5 m.

3, 002 ≥ (1+0,35) • 1, 5

3, 002 ≥ 2, 025

Warunek został spełniony.

Sorpcja na węglu aktywnym

Dane do obliczeń:

• Wydajność zakładu, $Q = 99,17\ \frac{m^{3}}{h}$

• ChZT w ściekach oczyszczonych$\ C_{0}^{Ch\text{ZT}} = 44\ \frac{g\ O_{2}}{m^{3}}$

• ChZT po koagulacji i filtracji

$$C_{k}^{Ch\text{ZT}} = \left( 1 - \eta_{Ch\text{ZT}} \right) \bullet C_{0}^{Ch\text{ZT}},\ \ \frac{gO_{2}}{m^{3}}$$

gdzie: η_ChZT  −  sprawność usuwania ChZT,  η_ChZT = 0, 6 ÷ 0, 7

Przyjęto η_ChZT = 0, 65

$$C_{k}^{Ch\text{ZT}} = \left( 1 - 0,65 \right) \bullet 44 = \mathbf{15}\mathbf{,}\mathbf{4}\frac{\mathbf{g}\mathbf{O}_{\mathbf{2}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• ChZT w wodzie po odnowie$\ C_{e}^{Ch\text{ZT}} = \mathbf{5}\frac{\mathbf{g}\mathbf{O}_{\mathbf{2}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$

• Stosunek stężeń

$$\frac{C_{e}^{Ch\text{ZT}}}{C_{k}^{Ch\text{ZT}}} = \frac{5}{15,40} = \mathbf{0}\mathbf{,}\mathbf{32}$$

Wyznaczenie czasu pracy kolumny sorpcyjnej

Rys. 12. Izoplany dla procesu adsorpcji

Na podstawie rysunku numer 5 oraz dla stosunku $\frac{C_{e}^{Ch\text{ZT}}}{C_{k}^{Ch\text{ZT}}}$ odczytano czas pracy T_p dla różnych wysokości złoża.

H = 2, 5 m  →  T_p1 = 9, 0 d

H = 5, 0 m  →  T_p2 = 13, 0 d

H = 7, 5 m  →  T_p3 = 19, 0 d

Dla tych punktów sporządzono wykres; T_p = f(H_k)

Wyk.1. Czas pracy kolumny w funkcji wymaganej wysokości złoża

Przyjęto czas pracy kolumny T_p=12 d.

Dla przyjętego czasu pracy kolumny (T_p) wynoszącego T_p = 12 d odczytano wymaganą wysokość złoża:

T_p = 12 d → H_k=4,40 m (jest to szereg kolumn o łącznej wysokości H_k)

Liczba kolumn i wysokość złoża w kolumnie

$$H_{k_{1}} = \frac{H_{k}}{k},\ \ m$$

gdzie: k  liczba kolumn w szeregu,

H_k1− wysokość pojedynczej kolumny, H_k1 =  (0,5÷2) m , przyjęto 1,5 m 

$$H_{k_{1}} = \frac{4,4}{3} \approx \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{5}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Przyjęto: 3 kolumny połączone szeregowo (plus 1 kolumnę zapasową).

Wymagana powierzchnia filtracyjna

$$A = \frac{Q}{O_{h}},\ \ m^{2}$$

gdzie: Q – wydajność zakładu,

O_h− obciążenie hydrauliczne, $O_{h} = \left( 5 \div 30 \right)\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}.$

Przyjęto obciążenie hydrauliczne $O_{h} = 15\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$A = \frac{99,17}{15} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{61}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

Dobór zbiornika

H_min =  (1+E) • H_k1,   m

gdzie: E− ekspansja złoża, E = 80%.

H_min =  (1+0,8) • 1, 5 = 2,70 m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu CZF 14-300-S:

D_nom= 1400 mm,

H=3002 mm,

h₁=H_c=4668 mm,

Powierzchnia zbiornika:

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4},\ \ m^{2}$$

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {1,4}^{2}}{4} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{54}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{2}}$$

Liczba szeregów kolumn i obciążenie hydrauliczne

$$n = \frac{A}{F_{1}} = \frac{4 \bullet A}{\pi \bullet D^{2}}$$

$$n = \frac{4 \bullet 6,61}{\pi \bullet {1,4}^{2}} = 4,29 \approx \mathbf{4}\mathbf{\ }$$

Przyjęto: 4 szeregi kolumn sorpcyjnych

$$O_{h_{\text{rz}}} = \frac{Q}{n} \bullet F_{1} = \frac{4 \bullet Q}{n \bullet \pi \bullet D^{2}},\ \ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$O_{h_{\text{rz}}} = \frac{4 \bullet 99,17}{4 \bullet \pi \bullet {1,4}^{2}} = \mathbf{16}\mathbf{,}\mathbf{11}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{2}}\mathbf{\bullet}\mathbf{h}}$$

Całkowita liczba jednostek filtracyjnych

N_c = (k+1) • n

gdzie: k − liczba kolumn w szeregu

n − liczba szeregow

N_c = (3+1) • 4 = 16 sztuk

Liczba jednostek pracujących

N_p = k • n

N_p = 3 • 4 = 12 sztuk

Wymagana ilość węgla

W = ρ_w • N_c • F₁ • H_k1,   kg

gdzie: ρ_w− gęstość węgla, $\rho_{w} = 450\frac{\text{kg}}{m^{3}}$

W = 450 • 16 • 1, 54 • 1, 5 = 16632 kg=16,63 t

Regeneracja węgla

• Zużycie wody na transport hydrauliczny

$$V = \frac{W}{N_{c}} \bullet \alpha,\ \ \frac{m^{3}}{\text{kolumn}e}$$

gdzie: α − jednostkowe zużycie wody na transport hydrauliczny;

$$\alpha\ = \ 6\frac{dm^{3}}{\text{kg}\ we\text{gla}}.$$

$$V = \frac{16632}{16} \bullet 6 = 6237\ \frac{\text{dm}^{3}}{\text{kolumn}e} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{2}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{\text{kolumn}}\mathbf{e}}$$

• Całkowita ilość wody potrzebna do transportu hydraulicznego węgla

$$V_{T} = V \bullet \frac{N_{p}}{T_{p}},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

$$V_{T} = 6,2 \bullet \frac{12}{12} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{2}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

Wymiana jonowa (dla wariantu 2)

Dane projektowe:

• Wydajność zakładu, $Q = 99,17\ \frac{m^{3}}{h}$

• Stężenie kationów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{Kt}} = 7,03\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• stężenie anionów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{An}} = 7,09\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• wymagania stawiane wodzie po odnowie:

• Zamiana jednostek

Dla azotu R_N=14.

$$N - NH_{4}^{+} = \frac{0,5\frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,04\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• suma kationów:

$$C_{k}^{\text{Kt}} = N - NH^{4 +} + Na^{+} + K^{+} + Ca^{2 +} + Mg^{2 +},\ \ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k}^{\text{Kt}} = 0,04 + 0,1 + 0,1 + 1,0 + 0,5 = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{74}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}\ \ $$

• Zamiana jednostek

• Dla azotu R_N=14.

$$N - NO_{3}^{-}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{3\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,21\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Dla fosforanów: $R_{\text{PO}_{4}^{3 -}} = \frac{96}{3} = 32\ g/\text{val}$

$$PO_{4}^{3 -}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{0,2\ \frac{g}{m^{3}}}{32\frac{g}{\text{val}}} = 0,006\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• suma anionów:

$$C_{k}^{\text{An}} = N - NO^{3 -} + PO_{4}^{3 -} + Cl^{-} + SO_{4}^{2 -} + \text{HC}O_{3}^{-},\text{\ \ }\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k}^{\text{An}} = 0,21 + 0,006 + 1,0 + 0,5 + 0,8 = \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{52}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• zakłada się 100 % skuteczność usuwania jonów.

Schemat blokowy przepływów:

(Q − Q₁), C₀

L₂

 Q,  C₀ Q₁,  C₀ Q₁,  C_e = 0 Q, C_k

L₀  L₁   L_e = 0  L_k

L₀ =  L₁ +  L₂

L_k =  L₂ +  L_e

L_e = 0

L_k =  L₂

L₀ =  L₁ +  L_k

Q • C₀ =  Q₁ • C₀ +  Q • C_k

$$Q_{1} = \frac{Q \bullet \left( C_{0} - C_{k} \right)}{C_{0}},\ \ \frac{m^{3}}{h}$$

gdzie:

$$C_{0} = \max\left( C_{0}^{\text{Kt}},\ C_{0}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{0} = \mathbf{7}\mathbf{,}\mathbf{09}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

$$C_{k} = \min\left( C_{k}^{\text{Kt}},\ C_{k}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{k} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{74}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

1. Obliczanie kationitów

   1. Przepływ wody przez jonit, ładunek usuwanych kationitów

$$Q_{1} = \frac{Q \bullet \left( C_{0} - C_{k} \right)}{C_{0}},\ \ \frac{m^{3}}{h}$$

$$Q_{1} = \frac{99,17 \bullet \left( 7,09 - 1,74 \right)}{7,09} = \mathbf{74}\mathbf{,}\mathbf{83}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{h}}$$

L_Kt =  Q₁ • C₀ • 24,  val

L_Kt =  74, 83 • 7, 09 • 24 = 12733,07 val

Dobór kationitów

Dobrano kationit silnie kwasowy typu WOFATIT KPS o następujących parametrach eksploatacyjnych:

• Zakres pH 2 ÷ 14

• Wysokość warstwy jonitu 600÷800mm

• Woda do spulchniania złoża min.2 • V₁

• Zalecana ekspansja złoża E =  60%

• Regeneracja jonitu $q_{1_{\text{HCl}}} = 50 \div 150\frac{g\ \text{HCl}}{dm^{3}\text{kationu}}$

• Stężenie roztworu regenerującego 5 ÷ 10 %

• Czas regeneracji min. 30 min

• Woda do płukania (4÷8) • V₁

• Prędkość w czasie płukania $\text{do}\ 15\frac{m}{h}$

• Prędkość w czasie pracy $2 \div 60\frac{m}{h}$

• Użytkowa zdolność jonowymienna $1 \div 1,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{kationitu}}$

  1. Wymagana objętość złoża jonitu

$$V = \frac{L_{\text{Kt}}}{Z_{w}},\ \ \frac{m^{3}}{d}$$

gdzie: Z_w zdolność jonowymienna$,\frac{\text{val}}{m^{3}},$ przyjęto $Z_{w} = \ 1,4\frac{\text{val}}{dm^{3}} = \ 1400\frac{\text{val}}{m^{3}},$

L_Kt− ładunek usuwanych kationów$,\frac{\text{val}}{d}.$

$$V = \frac{12733,07}{1400} = \mathbf{9}\mathbf{,}\mathbf{10}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących 2 oraz 1 rezerwowy

Liczba wymienników rezerwowych:

n_r=0,3 ÷0,5•n, przyjęto 0,3

n_r = 0, 5 • n = 0, 5 • 2 ≈ 1

Wymienniki o jednostkowej objętości złoża obliczonej ze wzoru:

$$V_{1} = \frac{V}{n},\ m^{3}$$

$$V_{1} = \frac{9,10}{2} = 4,55\ \ m^{3}$$

Wyznaczenie średnicy wymiennika D i wysokości złoża H₁

Przyjęto stosunek $X = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2$), przyjęto 1,0

D=$\sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x}$, m

D – średnica wymiennika, m

V₁-jednostkowa objętość złoża, m³

x-przyjęty stosunek

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x} = \sqrt[3]{\frac{4,55}{\pi} \bullet 4 \bullet 1,0} = 1,796\ m \approx 1,80\ m$$

Przyjęto D=1,8 m

$$H_{1\text{rz}} = \frac{D}{x} = \frac{1,8}{1,0} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{8}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

$$V_{1\text{rz}} = \frac{\pi \bullet D}{4} \bullet H_{1\text{rz}}{,\ \ m}^{3}$$

$$\mathbf{V}_{\mathbf{1}\mathbf{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet {1,8}^{2}}{4} \bullet 1,8\ {\mathbf{=}\mathbf{4}\mathbf{,}\mathbf{58}\mathbf{\ }\mathbf{m}}^{\mathbf{3}}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • 4, 55 > 4, 58 > 4, 55

5, 01 > 4, 58 > 4, 55

Warunek został spełniony.

Sprawdzenie obciążenia hydraulicznego złoża

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet Q_{1}}{n \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h} < Q_{h\max} = 60\ m^{3}/m^{2} \bullet h\ $$

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet 99,17}{2 \bullet \pi \bullet {1,8}^{2}} = 19,50\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h} < Q_{h\max}$$

Dobór zbiornika

Ze względu na wymaganą ekspansję E=60%

Minimalna wysokość zbiornika H_min = (1+E) • H_1rz,  m

H_min = (1+0,6) • 1, 8 = 2,88 m 

Przyjęto zbiornik DZF 18-300-S o parametrach

D_rz=1800 mm

H = 3002 mm

H_c = h₁ = 4868 mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{3002}{1800} = \ 1,67\ $$

Spulchnianie złoża jonitowego wodą surową

Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,  m³

V_1s = 2 • 4, 58 = 9,16 m³

Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,  m³

V_s = 2 • 9, 16 = 18,32 m³

Czas spulchniania złoża

$$t_{s} = \frac{4 \bullet V_{1S}}{O_{hs} \pi D_{\text{rz}}^{2}},\ h$$

O_hs- obciążenie hydrauliczne podczas spulchniania złoża, przyjęto$\ 12\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet 9,16}{12 \pi {1,8}^{2}} = 0,3\ h = 18\ \min$$

Regeneracja złoża jonitowego

• Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto: C_HCL=8%

• Jednostkowe zużycie kwasu, przyjęto $q_{1\text{HCl}} = 125\ g\frac{\text{HCl}}{\text{dm}^{3}}$

Przeliczenie jednostki

$$R = \frac{M}{w},\ g/\text{val}$$

gdzie: M – masa cząsteczkowa, g

w – wartościowość

$$R_{\text{HCl}} = \frac{36,5}{1 \bullet 1}, = 36,5\ g/\text{val}l$$

$$\text{HCl} = \frac{125\frac{g}{m^{3}}}{36,5\frac{g}{\text{val}}} = \mathbf{3,42}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Nadmiar środka regenerującego

$$N_{\text{HCl}} = \frac{q_{1\text{HCl}} - Z_{w}}{Z_{w}},\ \%$$

Z_w– zdolność jonowymienna, przyjęto 1,4 val/dm³

$$N_{\text{HCl}} = \frac{3,42 - 1,4}{1,4} = 1,44 = \mathbf{144}\mathbf{\ \%}$$

• Zużycie 100% kwasu na regenerację jednego złoża

Z_1HCl = V_1rz • q_1HCl,  kg HCl

Z_1HCl = 4, 58  • 125 = 572,5 kg HCl

• Całkowite zużycie 100% kwasu na regenerację złóż

Z_HCl = n • Z_1HCl,  kg HCl

Z_HCl = 2 • 572, 5 = 1145 kg HCl 

• Zużycie kwasu technicznego 35% na regenerację złóż

$$Z_{\text{HCl}}^{35\%} = \frac{Z_{\text{HCl}}}{0,35},\ \text{kg}\ \text{HCl}$$

$$Z_{\text{HCl}}^{35\%} = \frac{1145}{0,35} = \mathbf{3271}\mathbf{,}\mathbf{4}\mathbf{\ }\mathbf{\text{kg}}\mathbf{\ }\mathbf{\text{HCl}}$$

• Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

$$V_{1r} = \frac{Z_{1\text{HCl}}}{C_{\text{HCl}} \bullet \rho_{r}},\ m^{3}$$

ρ_r- gęstość 8% roztworu HCl, ρ_r = 1060 kg/m³

$$V_{1r} = \frac{572,5}{0,08 \bullet 1060} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{75}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}\mathbf{/}\mathbf{d}$$

• Całkowita objętość roztworu do regeneracji złoża

V_r^H+ = n • V_1r ,  m³

V_r^H+ = 2 • 6, 75 = 13,50 m³

• Czas regeneracji

przyjęto t_r=45 min

• Zbiornik do przygotowania roztworu regeneracyjnego

V_zr = n_r • V_1r,  m³

n_r- liczba wymienników rezerwowych

V_zr = 1 • 6, 75 = 6,75 m³

Zaprojektowano zbiornik:

$$H = \frac{4 \bullet V}{\pi \bullet D^{2}},\ m$$

$$H = \frac{4 \bullet 6,75}{\pi \bullet {1,8}^{2}} = \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{65}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Średnica zbiornika D=1,8 m

Wysokość zbiornika H= 2,70 m

Płukanie jonitu po regeneracji

• Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 6 • V_1rz,  m³

V_1p = 6 • 4, 58 = 27,48 m³/d

• Całkowita objętość wody płuczącej

V_p^Kt = n • V_1p, m³

V_p^Kt = 2 • 27, 48  = 54,96 m³

• Czas płukania

$$t_{p} = \frac{4 \bullet V_{1p}}{Q_{hp} \bullet \pi \bullet D^{2}},\ h$$

Q_hp- obciążenie hydrauliczne podczas płukania złoża, przyjęto 12 $\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$t_{p} = \frac{4 \bullet 27,48}{12 \bullet \pi \bullet {1,8}^{2}} = \mathbf{0}\mathbf{,}\mathbf{9}\mathbf{h}\mathbf{=}\mathbf{54}\mathbf{\ }\mathbf{\min}$$

8.1.10 Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny t_d

t = t_s + t_r + t_p,  h

t = 18 + 45 + 54 = 117 min=1,95 h

czas dyspozycyjny t_d

$$t_{d} = \frac{24}{n_{s}},\ $$

n_s-liczba sekcji, $n_{s} = \frac{n}{n_{r}} = \frac{2}{1} = 2$

$$t_{d} = \frac{24}{2} = 12\ $$

t ≪ t_d

1, 95 ≪ 12

1. Obliczenie anionitów

   1. Ładunek usuwanych anionów

L_An = L_kt = 12733, 07 val

Dobór anionitów

Dobrano anionit silnie zasadowy typu WOFATIT SBW o następujących parametrach eksploatacyjnych:

• Zakres pH <11

• Wysokość warstwy jonitu 600 ÷1500 mm

• Woda do spulchniania złoża min 2V₁(V₁ – jednostkowa objętość złoża)

• Zalecana ekspansja złoża E = 70% Q=5,5 m³/m²∙h

• Regeneracja jonitu q_1HCL=20 ÷120 g HCl/dm³anionitu

• Stężenie roztworu regenerującego 2÷6 %

• Czas regeneracji 45÷60 min

• Woda do płukania (8÷ 12)V₁

• Prędkość w czasie płukania do 15 m/h

• Prędkość w czasie pracy 5÷ 50 m/h

• Użytkowa zdolność jonowymienna 0,3÷ 0,6 val/dm³ anionitu

  1. Wymagana objętość anionitu

$$V = \frac{L_{\text{An}}}{Z_{w}},\ m^{3}$$

Z_w– zdolność jonowymienna, przyjęto 0,5 val/dm³= 500 val/m³

$$V = \frac{12733,07\ }{500} = \mathbf{25}\mathbf{,}\mathbf{47}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących 4 oraz 2 rezerwowe

Liczba wymienników rezerwowych:

n_r=0,3 ÷0,5•n, przyjęto 0,5

n_r = 0, 5 • n = 0, 5 • 4 = 2

Wymienniki o jednostkowej objętości złoża obliczonej ze wzoru:

$$V_{1} = \frac{V}{n},\ m^{3}$$

V – wymagana objętość złoża jonitu, m³

n – liczba pracujących wymienników

$$V_{1} = \frac{25,47}{4} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{37}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Wyznaczenie średnicy wymiennika D i wysokości złoża H₁

Przyjęto stosunek $X = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2$), przyjęto 1,7

D=$\sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x}$, m

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x} = \sqrt[3]{\frac{6,37}{\pi} \bullet 4 \bullet 1,7} = 2,398\ m \approx \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{40}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Przyjęto D=2,4 m

$$H_{1\text{rz}} = \frac{D}{x} = \frac{2,4}{1,7} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{41}\mathbf{\ }\mathbf{m}\mathbf{\rightarrow}\mathbf{\text{przyj}}\mathbf{e}\mathbf{\text{to}}\mathbf{\ }\mathbf{H}\mathbf{=}\mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{45}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

$$V_{1\text{rz}} = \frac{\pi \bullet D^{2}}{4} \bullet H_{1\text{rz}}{,\ \ m}^{3}$$

$$\mathbf{V}_{\mathbf{1}\mathbf{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet {2,4}^{2}}{4} \bullet 1,45\ {\mathbf{=}\mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{56}\mathbf{\ }\mathbf{m}}^{\mathbf{3}}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • 6, 37 > 6, 38 > 6, 37

7, 01 > 6, 56 > 6, 37

Warunek został spełniony.

Sprawdzenie obciążenia hydraulicznego złoża

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet Q_{1}}{n \bullet \pi \bullet D_{\text{rz}}^{2}},\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h} < Q_{h\max} = 50$$

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet 99,17}{4 \bullet \pi \bullet {2,4}^{2}} = \mathbf{5}\mathbf{,}\mathbf{48}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{2}}\mathbf{\bullet}\mathbf{h}} < Q_{h\max}$$

Dobór zbiornika

Ze względu na wymaganą ekspansję E=60%

Minimalna wysokość zbiornika H_min = (1+E) • H_1rz,  m

H_1rz- wysokość złoża, m

H_min = (1+0,6) • 1, 45 = 2,32 m 

Przyjęto zbiornik DZF 24-300-S o parametrach

D_rz=2400 mm

H=3002 mm

H_c=h₁=5188 mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{3002}{1410} = \ \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{13}$$

Spulchnianie złoża jonitowego wodą zdekationizowaną

• Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,  m³

V_1s = 2 • 6, 56 = 13,12 m³

• Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,  m³

V_s = 4 • 13, 12 = 52,48 m³

• Czas spulchniania złoża

$$t_{s} = \frac{4 \bullet V_{1S}}{O_{hs} \pi D_{\text{rz}}^{2}},\ h$$

O_hs- obciążenie hydrauliczne podczas spulchniania złoża, przyjęto$\ 5,5\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$t_{s} = \frac{4 \bullet 13,12}{5,5 \pi {2,4}^{2}} = \mathbf{0}\mathbf{,}\mathbf{53}\mathbf{\ }\mathbf{h}\mathbf{\approx}\mathbf{32}\mathbf{\ }\mathbf{\min}$$

Regeneracja złoża jonitowego

• Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto: C_NaOH=5%

• Jednostkowe zużycie zasady, przyjęto $q_{1\text{NaOH}} = 70\ g\frac{\text{NaOH}}{\text{dm}^{3}}$

Przeliczenie jednostki

$$R = \frac{M}{w},\ g/\text{val}$$

gdzie: M – masa cząsteczkowa, g

w – wartościowość

$$R_{\text{NaOH}} = \frac{40}{1} = 40\ g/\text{va}l$$

$$\text{NaOH} = \frac{70\frac{g}{m^{3}}}{40\frac{g}{\text{val}}} = \mathbf{1,75}\frac{\mathbf{\text{val}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

• Nadmiar środka regenerującego

$$N_{\text{NaOH}} = \frac{q_{1\text{NaOH}} - Z_{w}}{Z_{w}},\ \%$$

Z_w– zdolność jonowymienna, przyjęto 0,5val/dm³= 500 val/m³

$$N_{\text{NaOH}} = \frac{1,75 - 0,5}{0,5} = 2,5 = \mathbf{250}\mathbf{\ \%}$$

• Zużycie 100% NaOH na regenerację jednego złoża

Z_1NaOH = V_1rz • q_1NaOH,  kg NaOH

Z_1NaOH = 6, 56 • 70 = 459,2 kg NaOH

• Całkowite zużycie 100% NaOH na regenerację złóż

Z_NaOH = n • Z_1NaOH,  kg NaOH

Z_NaOH = 4 • 459, 2 = 1836,8 kg NaOH 

• Zużycie NaOH technicznego na regenerację złóż

Z_NaOH^t = Z_NaOH • 1, 05,   kg NaOH

Z_NaOH^t = 1836, 8 • 1, 05 = 1928,64 kg NaOH

• Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

$$V_{1r} = \frac{Z_{1\text{NaOH}}}{C_{\text{NaOH}} \bullet \rho_{r}},\ m^{3}$$

ρ_r- gęstość 5% roztworu HCl, ρ_r = 1050 kg/m³

$$V_{1r} = \frac{459,2}{0,05 \bullet 1050} = \mathbf{8}\mathbf{,}\mathbf{75}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

• Całkowita objętość roztworu do regeneracji złoża

V_r^OH− = n • V_1r ,  m³

V_r^OH− = 4 • 8, 75 = 35,00 m³

• Czas regeneracji

przyjęto t_r=50 min

• Zbiornik do przygotowania roztworu regeneracyjnego

V_zr = n_r • V_1r,  m³

V_zr = 2 • 8, 75 = 17,50 m³

Zaprojektowano zbiornik:

$$H = \frac{4 \bullet V}{\pi \bullet D^{2}},\ m$$

$$H = \frac{4 \bullet 17,50}{\pi \bullet {2,4}^{2}} = \mathbf{3}\mathbf{,}\mathbf{87}\mathbf{\ }\mathbf{m}\mathbf{\approx}\mathbf{3}\mathbf{,}\mathbf{90}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Średnica zbiornika D=2,40 m

Wysokość zbiornika H= 3,90 m

Płukanie jonitu po regeneracji

• Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 10 • V_1rz,  m³

V_1p = 10 • 6, 56 = 65,60 m³

• Całkowita objętość wody płuczącej

V_p^An = n • V_1p, m³

V_p^An = 4 • 65, 60 = 262,40 m³

• Czas płukania

$$t_{p} = \frac{4 \bullet V_{1p}}{Q_{hp} \bullet \pi \bullet D^{2}},\ h$$

Q_hp- obciążenie hydrauliczne podczas płukania złoża, przyjęto 12 $\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$t_{p} = \frac{4 \bullet 65,60}{12 \bullet \pi \bullet {2,4}^{2}} = \mathbf{1}\mathbf{,}\mathbf{21}\mathbf{\ }\mathbf{h}\mathbf{\approx}\mathbf{73}\mathbf{\ }\mathbf{\min}$$

Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny t_d

t = t_s + t_r + t_p,  h

t = 32 + 50 + 73 = 155 min=2,58 h

czas dyspozycyjny t_d

$$t_{d} = \frac{24}{n_{s}},\ $$

n_s- liczba sekcji, $n_{s} = \frac{n}{n_{r}} = \frac{4}{2} = 2$

$$t_{d} = \frac{24}{2} = 12\ $$

t ≪ t_d

2, 58 ≪ 12

 warunek spelniony

Zużycie wody zdejonizowanej na potrzeby własne zakładu

Przygotowanie roztworu HCl

V_r^Kt=13,50 m³

Przygotowanie roztworu NaOH

V_r^An=35,00 m³

Płukanie kationitów

V_p^Kt=54,96 m³

Płukanie anionitów

V_p^An=262,40 m³

Całkowite zużycie wody zdejonizowanej

$$\sum_{}^{}{V_{r,p} = V_{r}^{\text{Kt}} +}V_{r}^{\text{An}} + V_{p}^{\text{Kt}} + V_{p}^{\text{An}},\ m^{3}$$

$$\sum_{}^{}{V_{r,p} = 13,50 + 35,00 + 54,96 + 262,40 = \mathbf{365}\mathbf{,}\mathbf{86}\mathbf{\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Obliczono zbiornik magazynowania wody zdejonizowanej.

Objętość zbiornika to suma wynikająca z kationitów i anionitów:

V_k = V_1r + V_1p = 6, 75 + 27, 48 = 34, 23 m³

V_a = 2V_1r + 2V_1p = 2 • 8, 75 + 2 • 65, 60 = 148, 70 m³

V_c = V_k + V_a = 34, 23 + 148, 70 = 182, 93 m³

Przyjęto wysokość zbiornika H= 4 m (3 m pod poziomem terenu, 1 m nad teren)

$$D = \sqrt{\frac{4V}{H \bullet \pi},}m$$

$$D = \sqrt{\frac{4 \bullet 182,93}{4 \bullet \pi}} \approx 8\ m$$

Rzeczywista wydajność zakładu

$$Q_{\text{rz}} = Q - \sum_{}^{}{V_{r,p} - \sum_{}^{}V_{s}\ ,\ \frac{m^{3}}{h}}$$

gdzie: $\sum_{}^{}V_{r,p}$- całkowite zużycie wody na regenerację i płukanie jonitów, m³

$\sum_{}^{}V_{r,p}$ - woda zużyta na spulchnianie, m³

Q- wydajność zakładu, $\frac{m^{3}}{d}$

$$\sum_{}^{}V_{s} = 18,32 + 52,48 = 70,80\ m^{3}$$

$$Q_{\text{rz}} = 2380 - 365,86 - 70,80 = 1943,34\ \frac{m^{3}}{d} = \mathbf{80}\mathbf{,}\mathbf{97}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{h}}$$

1. Dezynfekcja

   1. Wyznaczenie dawki chloru

$$D_{\text{Cl}_{2}} = D_{\text{dez}} + D_{N},\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$$

gdzie: D_dez - dawka chloru przyjęta ze względu na dezynfekcję, $D_{\text{dez}} = \left( 1 \div 1,5\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}} \right),$ przyjęto $1,\ 2\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$

D_N − dawka chloru ze wzgledu na utlenianie azotu amonowego przy chlorowaniu

do punktu przelamania

$$D_{N} = {10 \bullet \lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po}\ w.j},\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$$

Przebieg chlorowania do punktu przełamania przedstawiono na rysunku:

Rys.13. Przebieg chlorowania do punktu przełamania

Ilość N-NH₄⁺ w strumieniu zmieszanym po wymianie jonowej:

$${\lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po}\ w.j} = \frac{L_{\text{NH}_{4}}}{Q_{\text{rz}}} = \frac{{\lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po}\ \text{rekar}.} \bullet (Q - Q_{1})}{Q_{\text{rz}}},\ \text{gN}/m^{3}$$

Q_rz – rzeczywista wydajność zakładu, m³/d

Q – wydajność zakładu, m³/d

Q₁ – wydajność jonitu, m³/d

Q_rz −  Przy założeniu, że woda na potrzeby własne zakładu pobierana jest przed wymieszaniem strumieni: obiegowego i zdejonizowanego

$${\lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po}\ w.j} = \frac{0,20 \bullet (99,17 - 74,83)}{80,97} = 0,060\frac{\text{val}}{m^{3}} \bullet 14 = \mathbf{0,84\ }\frac{\mathbf{\text{gN}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

$$D_{N} = 10 \bullet 0,84 = \mathbf{8,40}\frac{\mathbf{g}\mathbf{\text{Cl}}_{\mathbf{2}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Całkowita dawka chloru:

$$D_{\text{Cl}_{2}} = 1,20 + 8,40 = \mathbf{9,60\ }\frac{\mathbf{g}\mathbf{\text{Cl}}_{\mathbf{2}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Przygotowanie wody chlorowej

Założono stężenie Cl₂ w wodzie chlorowej 3500g Cl₂/m³ i odczyn wody chlorowej pH=3 (przy w.w stężeniu Cl₂ w wodzie chlorowej-> dla wody wodociągowej o typowej zasadowości pH=3). Odczytano parametry wody chlorowej - procentowy udział poszczególnych form chloru w zależności od stężenia i odczynu.

Tab. 10. Procentowa zawartość chloru i kwasu podchlorawego w wodzie chlorowej

• chlor gazowy – 13,57 % Cl₂

• kwas podchlorawy – 86,28 % Cl₂

Postacie chloru w wodzie w zależności od pH zostały przedstawiono na rysunku:

Rys.14. Postacie chloru w wodzie w zależności od odczynu

Dawkowanie wody chlorowej

Wodę chlorową należy dawkować wielopunktowo (z mieszaniem) i neutralizować wodorotlenkiem sodu. Brak mieszania i neutralizacji powoduje spadek odczynu, tworzenie NCl₃ (który powstaje w kwaśnym odczynie) i przesuniecie punktu przełamania w prawo → spada skuteczność utleniania NH₄⁺). Neutralizację należy prowadzić do pH=7,4.

Udział poszczególnych form chloru po zobojętnieniu wody do pH 7,4 obliczono na podstawie tabeli (poniżej) – (Cl₂ gazowy przechodzi w HOCl, z części którego powstaje jon OCl-):

Tab.11. Procentowa zawartość poszczególnych form chloru w wodzie chlorowej

Obliczone wartości:

• kwas podchlorawy – 59,69 % Cl₂

• jon podchlorynowy –40,59 % Cl₂

Wymagana dawka NaOH zapewniająca zmianę składu wody chlorowej i zmiany proporcji:

• kwas podchlorawy – 13,57 % Cl₂ (powstaje z chloru gazowego)

• jon podchlorynowy – 40,59 % Cl₂ (powstaje z kwasu podchlorawego)

Podczas neutralizacji wody chlorowej zachodzą reakcje zobojętniania:

1) Cl₂ +  NaOH → HOCl + NaCl (przejście chloru gazowego w kwas podchlorawy)

71g - 40g

0,1357•D_Cl2 − x gdzie:${\ D}_{\text{Cl}_{2}} = 9,60\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$

$$x = \frac{0,1357 \bullet 9,6 \bullet 40}{71} = \mathbf{0,73\ }\mathbf{g}$$

2) HOCl + NaOH → NaOCl + H₂O (przejście części kwasu podchlorawego w jon podchlorynowy)

35,5g - 40g

$\frac{0,4059 \bullet D_{Cl_{2}}}{2}$ - y (Podzielono przez 2, bo w reakcji uczestniczy 1 gramoatom chloru, a Cl₂ to 2 gramoatomy)

$$y = \frac{\left( \frac{0,4059 \bullet 9,60}{2} \right) \bullet 40}{35,5} = \mathbf{2,20\ }\mathbf{g}$$

D_NaOH = x + y = 0, 73 + 2, 20 = 2, 93 g

Wzrost zasolenia na skutek zobojętniania

W wyniku utlenienia 1 g azotu amonowego przyrost zasolenia wynosi 15 g. Stąd:

$$\left\lbrack {\text{NH}_{4}}^{+} \right\rbrack_{\text{po}\ w.j.} \bullet 15 = 0,84 \bullet 15 = \mathbf{12,60}\frac{\mathbf{g}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Komora reakcji

Dobór chloratora

Godzinowe zużycie chloru:

Cl₂ = D_Cl2 • Q_rz,  gCl₂/h

Cl₂ = 9, 60 • 80, 97 = 777, 31 gCl₂/h

Czas przetrzymania t_p= 30 min

Wymagana objętość komory:

V_kom = Q_rz • t_p,  m³ 

V_kom = 80, 97 • 0, 5 = 40, 50 m³

Przyjęto następujące gabaryty komory reakcji:

D = 5 m

Wysokość komory reakcji:

$$H = \frac{4 \bullet V}{D^{2} \bullet \pi},\ m$$

$$H = \frac{4 \bullet 40,50}{5^{2} \bullet 3,14} = 2,06\ m \approx \mathbf{2}\mathbf{,}\mathbf{10}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

Rys.15. Schemat chloratora.

Obliczenie powierzchni magazynu chloru:

Maksymalne dobowe zużycie reagenta jest miarodajne do wyznaczenia wielkości magazynu.

$$M_{\text{dmax}} = Q_{\text{dmax}} \bullet D_{\max} \bullet f,\frac{\text{kg}}{d}$$

gdzie: Q_{d max}- maksymalna dobowa wydajność stacji uzdatniania wody, m³/d,

D_max - maksymalna dawka reagenta w postaci czystej i ewentualnie bezwodnej, kg/m³

f- współczynnik przeliczeniowy masy reagenta w postaci chemicznie czystej i bezwodnej na masę produktu technicznego (f=1,0 dla chloru)

• Maksymalne dobowe zużycie chloru

$$M_{\text{dmax}} = 2380 \bullet (9,6 \bullet 10^{- 3}) \bullet 1,0 = 22,85\frac{\text{kg}}{d}$$

• Wyznaczono wielkość zapasu chloru

Z = M_dmax • T_m,  kg

gdzie: T_m- wymagany czas składowania (Tm = 60d)

Z = 22, 85 • 60 = 1370, 9 kg

• Powierzchnia magazynu chloru według wzoru:

F = 1, 5 • n + 20%(1,5•n),  m²

gdzie: n – liczba butli, szt

20% (1,5∙n) – powierzchnia przeznaczona na transport wewnętrzny

• Liczba butli:

$$n = \frac{Z}{45},\ \text{szt}$$

gdzie: Z – wymagany zapas reagenta, kg

45 – ciężar butli

$$n = \frac{1370,9\ }{45} = 30,46\ \text{szt}\ \approx 31\ \text{szt}$$

• Powierzchnia magazynu:

F = 1, 5 • 31 + 0, 2 • (1,5•31) = 56 m² 

Objętość osadów i gospodarka osadowa

11.1 Osady z koagulacji wapnem

Suchą masę osadu określamy na podstawie danych w punkcie 5 „Skład ścieków po koagulacji wapnem”

• Sucha masa Mg(OH)₂

sm_Mg = η_s • [Tw_Mg]₀ • Q • 10⁻³

$$\text{sm}_{\text{Mg}} = 0,8 \bullet 2,6 \bullet 2380 \bullet 10^{- 3} = \mathbf{4,95\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Przeliczenie jednostek:

$${\ R}_{\text{Mg}{(\text{OH})}_{2}} = 29\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$\text{sm}_{\text{Mg}} = 4,95 \bullet 29 = \mathbf{143,55\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

• Sucha masa CaCO₃

sm_CaCO3 = η_s • M₀ • Q • 10⁻³

$$\text{sm}_{\text{CaCO}_{3}} = 0,8 \bullet 3,0 \bullet 2380 \bullet 10^{- 3} = \mathbf{5,71\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{Ca}\text{CO}_{3}} = 50\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$\text{sm}_{\text{CaCO}_{3}} = 5,71 \bullet 50 = \mathbf{285,60\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

• Sucha masa Ca₃(PO₄)₂

sm_Ca3(PO4)2 = η_s • [PO₄³⁻] • Q • 10⁻³

$$\text{sm}_{\text{Ca}_{3}{{(\text{PO}}_{4})}_{2}} = 0,8 \bullet 0,12 \bullet 2380 \bullet 10^{- 3} = \mathbf{0,23\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{Ca}_{3}{{(\text{PO}}_{4})}_{2}} = 52\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$\text{sm}_{\text{Ca}_{3}{{(\text{PO}}_{4})}_{2}} = 0,23 \bullet 52 = \mathbf{11,96}\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

• Całkowita sucha masa osadu po koagulacji CaO

sm_Ca = sm_Mg + sm_CaCO3 + sm_Ca3(PO4)2

$$\text{sm}_{\text{Ca}} = 143,55 + 285,60 + 11,96 = \mathbf{441,11\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

• Objętość osadów po koagulacji CaO

uwodnienie osadow W_Ca = 99, 6%

$$ge\text{sto}sc - \rho_{\text{Ca}} = 1010\ \frac{\text{kg}}{m^{3}}$$

$$V_{\text{Ca}} = \text{sm}_{\text{Ca}} \bullet \frac{100}{\left( 100 - W_{\text{Ca}} \right) \bullet \rho_{\text{Ca}}}$$

$$V_{\text{Ca}} = 441,11 \bullet \frac{100}{\left( 100 - 99,6 \right) \bullet 1010} = \mathbf{109,19\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

• Objętość osadów po zagęszczeniu w odstojniku

Objętość osadów zmniejsza się poprzez jednodobowe zagęszczanie w odstojniku, wtedy uwodnienie zmniejsza się do 98,8 %.

W′_Ca = 98, 8 %

$${V'}_{\text{Ca}} = \frac{V_{\text{Ca}} \bullet (100 - W_{\text{Ca}})}{100 - {W'}_{\text{Ca}}}$$

$${V'}_{\text{Ca}} = \frac{109,19 \bullet (100 - 99,6)}{100 - 98,8} = \mathbf{36,40\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

11.2. Osady z rekarbonizacji dwustopniowej

• Sucha masa osadu CaCO₃ po sedymentacji międzystrefowej

$$\text{sm}_{r} = \eta_{s} \bullet \left( \sum_{}^{}{\left\lbrack \text{CaCO}_{3} \right\rbrack - R_{\text{CaCO}_{3}}} \right) \bullet Q \bullet 10^{- 3}$$

$${R_{\text{CaCO}_{3}} - \ \text{rozpuszczalno}sc\ \text{CaCO}_{3}\ w\ \text{temp}.15^{o}C,\ \text{pH} = 9,5\ \rightarrow R}_{\text{CaCO}_{3}} = 0,198\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$\text{sm}_{r} = 0,8 \bullet \left( 7,44 - 0,198 \right) \bullet 2380 \bullet 10^{- 3} = \mathbf{13,79\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{Ca}\text{CO}_{3}} = 50\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$\text{sm}_{r} = 13,79 \bullet 50 = \mathbf{689,50\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

• Objętość osadów po sedymentacji międzystrefowej

$$V_{r} = \text{sm}_{r} \bullet \frac{100}{\left( 100 - W_{r} \right) \bullet \rho_{r}}$$

W_r = 99, 6%

$$\rho_{r} = 1010\ \frac{\text{kg}}{m^{3}}$$

$$V_{r} = 689,50 \bullet \frac{100}{\left( 100 - 99,6 \right) \bullet 1010} = \mathbf{170,67}\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

• Objętość osadów po zagęszczeniu w odstojniku

Objętość osadów zmniejsza się poprzez jednodobowe zagęszczanie w odstojniku, wtedy uwodnienie zmniejszy się do 98,8 %.

$${V'}_{r} = \frac{V_{r} \bullet (100 - W_{r})}{100 - {W'}_{r}}$$

W′_r = 98, 8 %

$${V'}_{r} = \frac{170,67 \bullet (100 - 99,6)}{100 - 98,8} = \mathbf{56,89\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

Osad z odstojnika można odwadniać mechanicznie i składować. Może też być wykorzystany do wapnowania osadów ściekowych lub odzyskiwania CaO.

Odzyskiwanie CaO i CO₂ prowadzi się poprzez termiczną rekalcynację. Warunkiem stosowania tej metody (związane to jest z budową oddzielnych odstojników na osady po sedymentacji międzystrefowej) jest 100% pokrycie przez wytworzony CO₂ całkowitego zapotrzebowania na CO₂ stosowanego do dwustopniowej dekarbonizacji.

CaCO₃ → CaO + CO₂

100 g_CaCO3  −          44 g_CO2

X g_CaCO3  −  dobowe zapotrzebowanie na dwutlenek wegla do rekarbonizacji 2 − stopniowej

$$D_{\text{CO}_{2\ r}}^{1^{o} + 2^{o}} = 251,60\ \frac{g}{m^{3}} \bullet 2380\frac{m^{3}}{d} = 598808\ \frac{g}{d} = 598,81\frac{\text{kg}}{d}$$

$$X = \frac{598,81 \bullet 100}{44} = 1360,93\ \ \text{kg}_{\text{Ca}\text{CO}_{3}}$$

$$\mathbf{1360,93\ }\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{Ca}}\mathbf{\text{CO}}_{\mathbf{3}}}{\mathbf{=}\mathbf{x}\mathbf{>}\mathbf{\text{sm}}}_{\mathbf{r}}\mathbf{=}\mathbf{689,50}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}_{\mathbf{\text{sm}}}}{\mathbf{d}}$$

Osad po sedymentacji międzystrefowej będzie składowany wspólnie z innymi osadami. Odzyskiwanie CaO i CO₂ nie jest uzasadnione.

11.3. Pozostałe odpady z Zakładu Odnowy Wody

• Popłuczyny po filtrach piaskowych i węglowych oraz wody z transportu węgla odprowadzane będą do odstojników osadów pokoagulacyjnych (W₀ = 99, 9%).

Objętość popłuczyn po filtrze piaskowym obliczono jak dla zakładu oczyszczania wody

(przyjęto średnie wartości intensywności płukania i czasu płukania). Nie uwzględniono w obliczeniach popłuczyn z filtrów węglowych.

• Ilość popłuczyn

Przyjęto 5 filtrów pionowych płukanych raz dziennie wodą i powietrzem. Intensywność płukania wodą q_pł = 15 dm³/(m²∙s), a czas płukania 10 min = 0,17h.

Objętość popłuczyn:

V_p = q • n_pl • F₁ • n • t_pl

gdzie: q – intensywność płukania, m³/m²s

n_pł – liczba płukań w dobie

F₁ – powierzchnia jednego filtra, m²

n – liczba filtrów

t_pł – czas płukania (założono 10 min = 600 s)

V_p = 0, 015 • 1 • 2, 54 • 5 • 600 = 114, 30 m³/d

• Objętość popłuczyn po zagęszczeniu:

$${V}_{p} = V_{p} \bullet \frac{100 - W_{0}}{\left( 100 - W \right)},\ m^{3}$$

W₀ = 99,9%

W = 96%

$${V}_{p} = 114,30 \bullet \frac{100 - 99,9}{\left( 100 - 96 \right)} = \mathbf{2,86\ }\mathbf{m}^{\mathbf{3}}$$

Odstojnik zaprojektowano na objętość osadów po koagulacji i sedymentacji międzystrefowej oraz popłuczyn. Osad z odstojnika można odwadniać mechanicznie i składować. Przyjęto dwa odstojniki (jeden pracujący, drugi rezerwowy). Ciecz nadosadowa trafia do kanalizacji.

Suma objętości osadów:

V_o = V_Ca + V_r + V_p,  m³/d 

V_o = 109, 19 + 170, 67 + 114, 30 = 394, 16 m³/d 

Objętość odstojników: każdy 400 m³

Przyjęto następujące gabaryty komory reakcji:

H = 3 m

B = 10 m

L = 13,5 m

Czas przetrzymania: 1 d

V_od = V_o • t_p,  m³ 

V_od = 394, 16 • 1 = 394, 16 m³ 

Inne odpady:

• Roztwory z regeneracji kationitów i anionitów, które będą gromadzone w jednym zbiorniku (autoneutralizacja z korektą odczynu; t  =  1 d) , następnie odprowadzane do kanalizacji.

• Wody z płukania po regeneracji jonitów – po autoneutralizacji z korektą
  odczynu odprowadzane do kanalizacji.

• Wody ze spulchniania jonitów trafiają do kanalizacji.

11.4. Neutralizacja roztworów poregeneracyjnych

NaOH  +  HCl  =  NaCl  +  H₂O

• Całkowite zużycie HCl czystego (100%)

Z_HCl = 2 • 572, 5 = 1145 kg HCl/d 

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{HCl}} = 36,5\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

Z_HCl = 1145 : 36, 5 = 31,37 kval/d 

• Całkowite zużycie czystego NaOH 

Z_NaOH = 1836,8 kg NaOH/d 

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{NaOH}} = 40\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

Z_NaoH = 1836, 8 : 40 = 45,92 kval/d 

• Ładunek usuwanych kationów lub anionów

$${L_{\text{An}} = L}_{\text{kt}} = 12733,07\frac{\text{val}}{d} = \mathbf{12}\mathbf{,}\mathbf{73}\mathbf{\ }\mathbf{\text{kval}}\mathbf{/}\mathbf{d}$$

• Ilość kwasu w ściekach po regeneracji kationitu

a = Z_HCl  − L_Kt

$$a = 31,37 - 12,73 = \mathbf{18}\mathbf{,}\mathbf{64}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

• Ilość zasady w ściekach po regeneracji anionitu

b = Z_NaOH − L_An

$$b = 45,92 - 12,73 = \mathbf{33}\mathbf{,}\mathbf{19}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Nadmiar NaOH w ilości $a - b\ \frac{\text{kval}}{d}$ trzeba neutralizować kwasem w ilości równowagowej.

• Ładunek HCl do neutralizacji NaOH

L_HCl^N = |a−b|

$$L_{\text{HCl}}^{N} = \left| 18,64 - 33,19 \right| = \mathbf{14}\mathbf{,}\mathbf{55}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Przeliczenie jednostek:

$$R_{\text{HCl}} = 36,5\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$L_{\text{HCl}}^{N} = 14,55 \bullet 36,5 = \mathbf{531}\mathbf{,}\mathbf{10}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}}{\mathbf{d}}\mathbf{\text{HCl}}$$

• Zużycie technicznego HCl (33%)

$$L_{\text{HCl}\ \text{tec}h}^{N} = \frac{\left| a - b \right|}{0,33}$$

$$L_{\text{HCl}\ \text{tec}h}^{N} = \frac{\left| 18,64 - 33,19 \right|}{0,33} = \mathbf{44}\mathbf{,}\mathbf{09}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

• Objętość roztworu HCl do neutralizacji

$$Q_{\text{HCl}}^{N} = \frac{L_{\text{HCl}}^{N}}{c_{\text{HCl}} \bullet \rho_{\text{HCl}\ 8\%}}$$

Założono użycie roztworu c_HCl = 8 %

$$\rho_{\text{HCl}\ 8\%} = 1038\ \frac{\text{kg}}{m^{3}}$$

$$Q_{\text{HCl}}^{N} = \frac{531,10\ }{0,08 \bullet 1038} = \mathbf{6}\mathbf{,}\mathbf{40}\mathbf{\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

• Zużycie wody do rozcieńczenia 35% HCl do 8% (zużyte zostaną do tego ścieki z końcowej fazy płukania kationitów)

$$Q_{W}^{N} = \frac{L_{\text{HCl}}^{N}}{0,08 \bullet \rho_{\text{HCl}\ 8\%}} - \frac{L_{\text{HCl}}^{N}}{0,33 \bullet \rho_{\text{HCl}\ 33\%}}$$

$$\rho_{\text{HCl}\ 33\%} = 1164\ \frac{\text{kg}}{m^{3}}$$

$$Q_{W}^{N} = \frac{531,10}{0,08 \bullet 1038} - \frac{531,10}{0,35 \bullet 1038} = 6,39 - 1,46 = 4,93\frac{m^{3}}{d}$$

Zbiornik do neutralizacji z czasem przetrzymania 1 doba

• Objętość zbiornika do neutralizacji:

V_N=Całkowita objętość roztworu do regeneracji kationitów + całkowita objętość wody płuczącej kationity + Całkowita objętość roztworu do regeneracji anionitów + całkowita objętość wody płuczącej anionity + objętość roztworu HCl do neutralizacji – zużycie wody do rozcieńczenia 35% HCl

V_N = 13, 50 + 54, 96 + 35, 00 + 262, 40 + 6, 40 − 4, 93 = 367, 33 m³

V_z = V_N • t_p,  m³ 

V_z = 367, 33 • 1 = 367, 33 m³

Przyjęto następujące gabaryty zbiornika:

Średnica: D = 10 m

Wysokość komory reakcji:

$$H = \frac{4 \bullet V}{D^{2} \bullet \pi},\ m$$

$$H = \frac{4 \bullet 367,33}{10^{2} \bullet 3,14} = 4,68\ m \approx \mathbf{4}\mathbf{,}\mathbf{70}\mathbf{\ }\mathbf{m}$$

1. Rysunki

   1. Plan sytuacyjny

• Dopływ ścieków oczyszczonych do Zakładu Odnowy Wody – pod ciśnieniem hydrostatycznym w korycie przelewowym osadnika wtórnego (w oczyszczalni ścieków komunalnych),

• Na terenie Zakładu Odnowy wody znajdują się 3 pompownie:

P 1^o – do urządzeń przed koagulacji,

P 2^o – do urządzeń ciśnieniowych,

P 3^o – do sieci

wyposażone w komory czerpalne, których objętość obliczono ze wzoru:

$$V_{z} = \frac{1}{3}Q_{hsr},\ m^{3}$$

$$V_{z} = \frac{1}{3} \bullet 99,17 \approx 33\ m^{3}$$

Przyjęto komorę czerpalną o wymiarach:

H = 2 m

B = 4 m

L = 5 m

• Urządzenia w budynkach:

Obiekty do koagulacji,

Obiekty do rekarbonizacji,

Urządzenia ciśnieniowe (filtry piaskowe, węglowe, jonity),

Komora reakcji

Zbiornik neutralizacji

1. Przekrój przez urządzenia układu technologicznego Zakładu Odnowy Wody

   1. Geometryczna różnica rzędnych

Geometryczna różnica rzędnych: osi rurociągu tłocznego (lub zwierciadła w zbiorniku górnym) i osi pompy (lub zwierciadła wody w zbiorniku dolnym):

∆h_g = H_g - H_d, m

gdzie: H_g – rzędna górna, m n.p.m.

H_d­ – rzędna dolna, m n.p.m.

Rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 1^o

H_p = H_d + ∆h_l + ∆h_w + ∆h_wyl + ∆h_przelew

H_p – rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 1^o, m n.p.m.

H_d – rzędna zwierciadła wody w komorze czerpnej pompowni P 2^o, m

∆h_l – strata ciśnienia na długości rurociągu, m

∆h_w – strata ciśnienia na wlocie do rurociągu, m

∆h_wyl – starta ciśnienia na wylocie z rurociągu,

∆h_przelew – strata ciśnienia na dwóch przelewach

H_d = 99,8 m n.p.m.

Straty liniowe:

∆h_L = L_c∙i, m

gdzie i=0,002

• Pompownia P 1^o – Komora szybkiego mieszania ∆h_L = 24,98 m ∙ 0,002 = 0,05 m

• Komora szybkiego mieszania – Komora wolnego mieszania ∆h_L = 8,1 m ∙ 0,002 = 0,02 m

• Komora wolnego mieszania - Komora saturacji 1 ∆h_L = 22,86 m ∙ 0,002 = 0,05 m

• Komora saturacji 2- Pompownia P 2^o ∆h_L = 11,36 m ∙ 0,002 = 0,02 m

Suma: 0,14 m

Straty ciśnienia na wlocie do rurociągu

• Wlot do komory szybkiego mieszania = 0,2 m

• Wlot do komory wolnego mieszania (rura centralna) = 0,2 m

• Wlot do komory saturacji 1 = 0,2 m

Suma: 0,6 m

Straty ciśnienia na wylocie z rurociągu

• Wylot z komory wolnego mieszania = 0,2 m

• Wylot z komory saturacji 2 = 0,2 m

Suma: 0,4 m

Straty ciśnienia na przelewach

• komora wolnego mieszania = 0,2 m

• komora wolnego mieszania przelew – rura centralna = 0,2 m

• rura centralna – osadnik = 0,2 m

• osadnik – przelew = 0,2 m

• Komora saturacji 1 – osadnik = 0,2 m

• Osadnik – przelew = 0,2 m

• Przelew – komora saturacji 2 = 0,2 m

Suma: 1,4 m

H_p = 99,8 + 0,14 + 0,6 + 0,4 + 1,4 = 102,34 m n.p.m.

(jest to rzędna na wylocie z Pompowni1)

Rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 2^o

H_p = H_d + ∆h_l + ∆h_w + ∆h_wyl + ∆h_przelew

H_p – rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym anionitów, m n.p.m.

H_d – rzędna zwierciadła wody w komorze czerpnej pompowni P 2^o, m

∆h_l – strata ciśnienia na długości rurociągu, m

∆h_w – strata ciśnienia na wlocie do rurociągu, m

∆h_wyl – starta ciśnienia na wylocie z rurociągu,

∆h_przelew – strata ciśnienia na dwóch przelewach

H_d = 105,44 m n.p.m.

Straty liniowe:

∆h_L = L_c∙i, m

gdzie i=0,002

• Pompownia P 2^o – Budynek filtrów piaskowych i węglowych ∆h_L = 17 m ∙ 0,002 = 0,03 m

• Budynek filtrów – budynek jonitów ∆h_L = 18,25 m ∙ 0,002 = 0,04 m

Suma: 0,07 m

Straty ciśnienia w urządzeniach ciśnieniowych

• filtry piaskowe ciśnieniowe

Vf = 5 ÷ 7,5 m/h → Δhf1 = 3,0 m H₂O/ m złoża

strata w armaturze → Δharm ≈ 1,5 m H₂O

Wysokość złoża wynosi: 1,5 m

Δhf = 3∙1,5 = 4,5 m

Δharm = 1,5 m H₂O

Suma: 6 m

• filtry węglowe

Vf = 10 m/h → Δhabs1 = 3,0 m H2O/ m złoża

strata w armaturze → Δharm1 ≈ 1,5 m H2O/ zbiornik

W szeregu znajdują się trzy kolumny pracujące o łącznej wysokości złoża: 4,5 m

Δhabs = 3,0 ∙ 4,5 = 13,5 m

Δharm = 1,5 ∙3= 4,5 m

Suma: 18 m

• kationity

Vf = 5 m/h → Δhkat1 = 1 m H2O/ m złoża

Vf = 20 m/h → Δhkat1 = 3 m H2O/ m złoża

strata w armaturze → Δharm ≈ 1,5 m H2O

Wartość V_f wynosi 19,5 m/h,przyjęto Δhkat1 ≈ 3 m H2O/ m złoża

Wysokość złoża wynosi: 1,8 m

Δhkat = 3∙1,8 = 5,4 m

Δharm = 1,5 m

Suma: 6,9 m

H_p = 105,44 + 0,07 + (6+18+6,9) = 136,41 m n.p.m.

(jest to rzędna na wylocie z Pompowni 2)

Dodatkowo:

• anionity

Vf = 5 m/h → Δhanion1 = 0,8 m H2O/ m złoża

Vf = 20 m/h → Δhanion1 = 3 m H2O/ m złoża

strata w armaturze → Δharm ≈ 1,5 m H2O

Wartość V_f wynosi 5,48 m/h,przyjęto Δhanion1 ≈ 0,8 m H2O/ m złoża

Wysokość złoża wynosi: 1,5 m

Δhanion = 3∙1,5 = 4,5 m

Δharm = 1,5 m

Suma: 6,0 m

Komora reakcji:

Wlot do komory = 0,2 m

Komora – przelew = 0,2 m

Przelew – wylot z komory = 0,2 m

---

1. Apolinary L. Kowal, J. Maćkiewicz, M. Świderska-Bróż „Podstawy projektowe systemów oczyszczania wód” Wydanie III, tab. 6.2., str. 39↩

2. Apolinary L. Kowal, J. Maćkiewicz, M. Świderska-Bróż „Podstawy projektowe systemów oczyszczania wód” Wydanie III, tab. 8.16., str. 118↩