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 na gramorównoważniki

$$N - NH_{4}^{+}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{8\frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,57\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$N - NO_{3}^{-}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{6\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,43\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$PO_{4}^{3 -}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{12\ \frac{g}{m^{3}}}{32\frac{g}{\text{val}}} = 0,37\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Suma kationów

$$\sum_{}^{}\text{Kt} = 0,57 + 0,1 + 0,1 + 5,2 + 2,6 = 8,57\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ \ $$

• Suma anionów

$$\sum_{}^{}\text{An} = 0,43 + 0,37 + 1,8 + 1,6 + 4,4 = 8,6\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

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

Układ technologiczny zakładu odnowy wody

WARIANT I

WARIANT II

1. Koagulacja wapnem

   1. Odczyn niezbędny do strącenia fosforanów

Dawkę CaO ustala się ze względu na strącanie PO₄³⁻ oraz dekarbonizacje. Końcowe stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji wapnem zależy od odczynu ścieków:

[PO₄³⁻]_k^r = f(pH)

Rys. 2. Zależność [PO₄³⁻]_k^r = f(pH)

Na podstawie wymaganego stężenia końcowego PO₄³⁻  wynoszącego 0,1 $\frac{g\ PO_{4}^{3 -}}{m^{3}}$ i na podstawie rys. 1 dobrano niezbędny odczyn w procesie koagulacji.

Podsumowanie:

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = 0,1\frac{g\ PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} \rightarrow 11,5\ \text{pH}$$

3.2 Dawka wapna w procesie dekarbonizacji

Niezbędną dawkę wapna w procesie koagulacji obliczono na podstawie wartości twardości węglanowej ścieków biologicznie oczyszczonych oraz stężenia wolnego CO₂.

D_CaO^D = 28 • (T_ww+CO_2w),  gCaO/m³

$$\text{Tw}_{w} - \ \text{twardo}sc\ we\text{glanowa}\ \left( \text{zasadowo}sc \right)\ s\text{ciek}ow\ \text{biologicznie}\ \text{oczyszczonych},\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$CO_{2_{w}} - \ \text{st}ez\text{enie}\ \text{wolnego}\ CO_{2}\ w\ \text{wodzie},\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

W celu obliczenia wolnego CO₂ skorzystano z następującego wzoru:

pH = 6, 37 + log[M]₀ − log[CO_2w]

pH − odczyn w sciekach oczyszczonych biologicznie

[M]₀ −  zasadowosc w doplywie (scieki biologicznie oczyszczone), $\frac{\text{val}}{m^{3}}$

log[CO_2w]=6, 37 + log[M]₀ − pH

log[CO_2w]=6, 37 + log4, 4 − 7, 0 = −0, 08

[CO_2w]=10^−0, 08 = 0, 82 val/m³

$${D_{\text{CaO}}}^{D} = 28 \bullet \left( 4,4 + 0,82 \right) = 146,14\ \ \frac{\text{gCaO}}{m^{3}}$$

3.3 Ustalenie dawki wapna

D_CaO^D = Max_{→DCaO^D(warunek 2)}^{→D_{CaOP = f(pHp) (warunek 1)}} 

Warunek 1:

Na podstawie założonego odczynu pH_p = 11,5 oraz zasadowości zasadowości ścieków biologicznie oczyszczonych 4,4 val/m³ = 220 gCaCO₃/m³ odczytano niezbędną dawkę wapna ze względu na fosforany.

D_CaO^P = f(pH_p; M₀)

Rys. 2 Dawka wapna niezbędna do uzyskania wymaganego odczynu

D_CaO^P=395 g CaO/m³

Warunek 2:

$$D_{\text{CaO}}^{D} = 28 \bullet \left( Tw_{w} + CO_{2} \right),\ \ \ \frac{g\ \text{CaO}}{m^{3}}$$

$$\mathbf{D}_{\mathbf{\text{CaO}}}^{\mathbf{D}}\mathbf{=}\mathbf{28 \bullet}\left( \mathbf{4}\mathbf{,}\mathbf{4}\mathbf{+}\mathbf{0}\mathbf{,}\mathbf{82} \right)\mathbf{=}\mathbf{146}\mathbf{,}\mathbf{14}\mathbf{\text{\ \ }}\frac{\mathbf{g}\mathbf{\ }\mathbf{\text{CaO}}}{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}$$

Przyjęta dawka CaO = 395 g CaO/m³

4. 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)

Ponieważ dawka wapna jest równa dawce wapna ze względu na strącenie fosforanów stężenie PO₄³⁻ w formie rozpuszczonej po koagulacji jest równe stężeniu dopuszczalnemu PO₄³⁻

D_CaO = D_CaO^P → [PO₄³⁻]_k^r = C_dop

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{c} = 0,1 + \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 12 - 0,1 \right) = 2,48\ \frac{g}{m^{3}} = \frac{2,48}{32} = 0,07\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

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

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

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

Gdzie:

η_h −  sprawność hydrolizy NH₄⁺ dla pH_max ,

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

Rys. 4 Wpływ temperatury i pH na hydrolizę amoniaku

pH_max = f(η_h)

Na podstawie rys. 4 odczytano dla pH_max = 11, 5 wartość sprawności hydrolizy wynoszącą: η_h = 0, 96.

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{k} = \ \left( 1 - 0,96 \right) \bullet 8 = 0,32\ \ \frac{g\ N}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{3} \right\rbrack_{k} = 0,96 \bullet \left( 1 - \ 0,3 \right) \bullet 8 = 5,37\ \ \frac{g\ N}{m^{3}}$$

• Po rekarbonizacji

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

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = 0,32 + 5,37 = 5,69\text{\ \ }\frac{g\ N}{m^{3}}$$

Skład ścieków po koagulacji wapnem

Dane do obliczeń:

• [NH₄⁺]₀ = 8,0 gN/m³

• Dawka CaO do koagulacji,D_CaO

$$\ D_{\text{CaO}} = \ 395\ \frac{\text{gCaO}}{m^{3}} = \frac{395}{\frac{40 + 16}{2}} = 14,11\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Twardość magnezowa w ściekach,$\ \left\lbrack Tw_{\text{Mg}} \right\rbrack_{0} = 2,6\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• Stężenie jonów Ca²⁺w ściekach,$\ \left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{0} = 5,2\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

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

[NH₄⁺] = [NH₄⁺]₀ − [NH₄⁺]_r

[NH₄⁺]_r = [NH₄⁺]_k + [NH₃]_k

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack_{r} = 0,32 + 5,37 = 5,69\text{\ \ }\frac{g\ N}{m^{3}}$$

$$\left\lbrack NH_{4}^{+} \right\rbrack = 8 - 5,69 = 2,31\ \frac{g\ N}{m^{3}} = \frac{2,31}{14} = 0,17\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Zmiana stężenia PO₄³⁻po koagulacji:

[PO₄³⁻] = [PO₄³⁻]₀^r − [PO₄³⁻]_k^r

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack = 12 - 0,1 = 11,9\ \frac{g}{m^{3}} = \frac{11,9}{32} = 0,37\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

Zmiana zasadowości

• Zasadowość w formie rozpuszczonej:

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

$$\left\lbrack OH^{-} \right\rbrack_{k}^{r} = \ 14,11 - 4,4 - 2,6 - 0,17 = 6,94\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

• Zasadowość w formie nierozpuszczonej:

[M]_k^nr = (1−η_s) • ([M]₀+[Tw_Mg]₀)

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 4,4 + 2,6 \right) = 1,4\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

• Zasadowość całkowita po koagulacji:

[M] = [OH⁻]_k^r + [M]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack = 6,94 + 1,4 = 8,34\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Zmiany stężenia magnezu

• Magnez w formie rozpuszczonej:

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

• Magnez w formie nierozpuszczonej:

[Mg(OH)₂]_k^nr = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀

$$\left\lbrack \text{Mg}\left( \text{OH} \right)_{2} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2,6 = 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Magnez całkowity po koagulacji:

[Mg]_k = [Mg²⁺]_k^r + [Mg(OH)₂]_k^nr

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

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

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{r} = 6,94\ + (\left( 2,6 + 5,2 \right) - 4,4) - 0,37 + 0,17 = 10,14\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Wapń w formie nierozpuszczonej:

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

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 4,4 + 0,37 \right) = 0,95\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• Wapń całkowity po koagulacji:

[Ca²⁺]_k = [Ca²⁺]_k^r + [Ca²⁺]_k^nr

$$\left\lbrack Ca^{2 +} \right\rbrack_{k} = 10,14 + 0,95 = 11,09\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Na wapń całkowity składają się:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

[Ca²⁺]_k^r (rozp)

[CaCl₂] = [Ca²⁺]_k^r − [Ca(OH)₂]

[Ca²⁺]_k

[CaCO₃] = (1−η_s) • [M]₀

[Ca²⁺]_k^nr (nierozp)

[Ca₃(PO₄)₂] = (1−η_s) • [PO₄³⁻]

Bilans jonów po koagulacji

Tab.1 Bilans jonów po koagulacji

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie po koagulacji
		Forma rozpuszczona
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+	0,57
	Ca^2+	5,2
	Mg^2+	2,6
	Na^+	0,1
	K^+	0,1
Suma	8,57	10,74
An:	PO4^3−	0,37
	NO^3−	0,43
	Cl^−	1,8
	SO4^2−	1,6
	M	4,4
Suma	8,6	10,77
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,03	-0,03

1. Rekarbonizacja

   1. Rekarbonizacja jednostopniowa

Jest to proces przywracania równowagi węglanowo – wapniowej w wodzie lub ściekach poddawanych koagulacji wapnem. Proces ten stosuje się, aby zapobiec wytracaniu 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

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

2 val          44 g

[Ca(OH)₂]      x

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

Gdzie:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

x = D_CO2(OH)

$$D_{CO_{2}\left( \text{OH} \right)} = \frac{44\ g \bullet 6,94\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = 152,68\ \frac{g}{m^{3}}$$

1. Dawka CO₂ ze względu na zawartość magnezu

Mg(OH)₂ ↓ +CO₂ → MgCO₃ + H₂O

2 val          44 g

[Mg²⁺]      x

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

Gdzie:

[Mg²⁺]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D_CO2(Mg)

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

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

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

6 val          3 • 44 g

[Ca₃(PO₄)₂]      x

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

Gdzie:

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

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = C_{\text{dop}} = 0,1\ \frac{g\ PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} = \frac{0,1}{32} = 0,003\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

x = D_CO2(PO4)

$$\left\lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2} \right\rbrack = 0,07 - 0,003 = 0,067\ \ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$D_{CO_{2}(PO_{4})} = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet 0,067\frac{\text{val}}{m^{3}}}{6\ \text{val}} = 1,474\ \frac{g}{m^{3}}$$

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

D_CO2(1) = D_CO2(OH) + D_CO2(Mg) + D_CO2(PO4)

$$D_{CO_{2(1)}} = 152,68 + 11,44 + 1,474 = 165,594\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Po 1. fazie rekarbonizacji w ściekach znajdują się:

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs) • [M]0	0,88	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	6,94
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1 − ηs)•[PO4^3−]	0,064
$$\sum_{}^{}{\lbrack\text{CaC}O_{3}\rbrack}$$	7,884
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                 (pH ↓ 7 ÷ 7, 5 − druga faza)

2 val          44 g

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

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

Gdzie:

x = D_CO2(CaCO3)

$$D_{CO_{2}(\text{CaC}O_{3})} = \frac{44\ g \bullet 7,884\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ \text{val}} = 173,448\ \frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val          44 g

(1−η_s) • [Tw_Mg]₀ x

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

Gdzie:

(1−η_s) • [Tw_Mg]₀ = [Mg(OH)₂]_k^nr

x = D_CO2(MgCO3)

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

Dawka CO₂ w 2. fazie rekarbonizacji jednostopniowej

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

$$D_{CO_{2(2)}} = 173,448 + 11,44 = 184,888\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Całkowita dawka CO₂ po rekarbonizacji jednostopniowej

D_CO2 = D_CO2(1) + D_CO2(2)

$$D_{CO_{2}} = 165,594 + 184,888 = 350,482\frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista ( zwiększona o 20 %):

D_CO2r = 1, 2 • D_CO2 

$$D_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 350,482 = 420,578\frac{g}{m^{3}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji jednostopniowej

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

Gdzie:

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

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

[Mg(HCO₃)₂] = [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{rek\ I} = 7,884 + 0,52 - 0,064 = 8,34\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

Składnik	Stężenie przed koagulacją	Stężenie po koagulacji
		Forma rozpuszczona
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+	0,57
	Ca^2+	5,2
	Mg^2+	2,6
	Na^+	0,1
	K^+	0,1
Suma	8,57	10,74
An:	PO4^3−	0,37
	NO^3−	0,43
	Cl^−	1,8
	SO4^2−	1,6
	M	4,4
Suma	8,6	10,77
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,03	-0,03

Tabela 2. Bilans jonów po rekarbonizacji jednostopniowej

Bilans jonów nie zmienia się i pozostaje taki sam jak po koagulacji, gdyż zmieniła się forma związków ale nie doszło do ich eliminacji.

1. Rekarbonizacja dwustopniowa

   1. 1° rekarbonizacji (pH↓9, 5)

      1. Dawka CO₂ ze względu na zasadowość

Ca(OH)₂ + CO₂ → CaCO₃ ↓ +H₂O

2 val                    44 g

[Ca(OH)₂]               x

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

Gdzie:

[Ca(OH)₂] = [OH⁻]_k^r

x = D¹_CO2(OH)

$${D^{1}}_{CO_{2}(OH)} = \frac{44\ g \bullet 8,34\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 183,48\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na związki magnezu

Mg(OH)₂ ↓ +CO₂ → MgCO₃ + H₂O

2 val                    44 g

[Mg²⁺]               x

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

Gdzie:

[Mg²⁺]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D¹_CO2(Mg)

$${D^{1}}_{CO_{2}(Mg)} = \frac{44\ g \bullet 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 11,44\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ ze względu na fosforany

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

6 val                    3 • 44 g

[Ca₃(PO₄)₂]               x

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

Gdzie:

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

$$\left\lbrack PO_{4}^{3 -} \right\rbrack_{k}^{r} = C_{\text{dop}} = 0,1\ \frac{\text{g\ }PO_{4}^{3 -}}{m^{3}} = \frac{0,1}{32} = 0,003\frac{\text{val}}{m^{3}}\ $$

x = D¹_CO2(PO4)

$$\left\lbrack Ca_{3}\left( PO_{4} \right)_{2} \right\rbrack = 0,07 - 0,003 = 0,067\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$${D^{1}}_{CO_{2}(PO_{4})} = \frac{3 \bullet 44\ g \bullet 0,067\frac{\text{val}}{m^{3}}}{6\ val} = 1,474\frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ w 1° rekarbonizacji

D¹_CO2 = D¹_CO2(OH) + D¹_CO2(Mg) + D¹_CO2(PO4)

$${D^{1}}_{CO_{2}} = 152,68 + 11,44 + 1,474 = 165,594\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Po 1° rekarbonizacji w ściekach znajdują się:

CaCO3 wytrącony w koagulacji z zasadowości początkowej →(1−ηs) • [M]0	0,88	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca(OH)2 → [OH^−]k^r	6,94
CaCO3 wytrącony w rekarbonizacji z Ca3(PO4)2 → (1 − ηs)•[PO4^3−]	0,064
$\sum_{}^{}{\lbrack CaCO_{3}\rbrack} \rightarrow \ $osad	7,884
MgCO3 rozpuszczony w rekarbonizacji z Mg(OH)2 →(1−ηs) • [TwMg]0 →  związki rozpuszczone	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

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

[MgCO₃] = (1−η_s) • [Tw_Mg]₀ = [Mg(OH)₂]_k^nr

$\left\lbrack \text{CaC}O_{3} \right\rbrack = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet \left( 7,884 - 0,198 \right) + 0,198 = 1,58\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

$$\left\lbrack \text{Mg}\left( \text{OH} \right)_{2} \right\rbrack_{k}^{\text{nr}} = \left( 1 - 0,8 \right) \bullet 2,6 = 0,52\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

1. 2° rekarbonizacji (pH ↓ 7 ÷ 7, 5)

   1. Dawka CO₂ ze względu na CaCO₃

CaCO₃ + CO₂ + H₂O → Ca(HCO₃)₂ 

val                    44 g

[CaCO₃]               x

$$x = \frac{44\ g \bullet \lbrack CaCO_{3}\rbrack}{2\ val}$$

Gdzie:

[CaCO₃] = [CaCO₃]_s

x = D²_CO2(CaCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}(CaCO_{3})} = \frac{44\ g \bullet 1,58\ \frac{\text{val}}{m^{3}}}{2\ val} = 34,76\ \frac{g}{m^{3}}$$

Dawka CO₂ze względu na MgCO₃

MgCO₃ + CO₂ + H₂O → Mg(HCO₃)₂

                2 val                         44 g

[MgCO₃]            x

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

Gdzie:

[MgCO₃]=[Mg(OH)₂]_k^nr

x = D²_CO2(MgCO3)

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

Dawka CO₂ w 2° rekarbonizacji

D²_CO2 = D²_CO2(CaCO3) + D²_CO2(MgCO3)

$${D^{2}}_{CO_{2}} = 34,76 + 11,44 = 46,2\ \frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Całkowita dawka CO₂ w rekarbonizacji dwustopniowej

D^1 + 2_CO2 = D¹_CO2 + D²_CO2

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}} = 165,594 + 46,2 = 211,794\frac{g}{m^{3}}\text{\ \ }$$

Dawka rzeczywista ( zwiększona o 20 %):

D^1 + 2_CO2r = 1, 2 • D^1 + 2_CO2 

$${D^{1 + 2}}_{CO_{2}r} = 1,2 \bullet 211,794 = 254,153\frac{g}{m^{3}}\ $$

Zasadowość po rekarbonizacji dwustopniowej

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

Gdzie:

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

[Ca(HCO₃)₂] = [CaCO₃]_s

[Mg(HCO₃)₂] = [Mg(OH)₂]_k^nr

$$\left\lbrack M \right\rbrack_{rek\ 1 + 2} = 1,58 + 0,52 - 0,067 = 2,033\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$$

Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

Tabela 3. Bilans jonów po rekarbonizacji dwustopniowej

Składnik	Stężenie
	przed rekarbonizacją i po rekarbonizacji jednostopniowej
	$$\frac{\text{val}}{m^{3}}$$
Kt:	NH4^+
	Ca^2+
	Mg^2+
	Na^+
	K^+
Suma	12,21
An:	PO4^3−
	NO^3−
	Cl^−
	SO4^2−
	M
Suma	12,25
$$\sum_{}^{}\mathbf{\text{Kt}}\mathbf{-}\sum_{}^{}\mathbf{\text{An}}$$	-0,04

*Ca(HCO₃)₂+CaCl₂

Wybór i uzasadnienie sposobu rekarbonizacji

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

• Jeśli: [M]_rek II (2,03) < 0, 5 • [M]_rek I (4, 17)→ rekarobonizacja dwustopniowa

• Jeśli: D^II_CO2r (254, 153)<0, 7 • D^I_CO2r(420, 578)→ rekarobonizacja dwustopniowa

2, 03 < 0, 5 • 8, 34

2, 03 < 4, 17

Warunek ze względu na zasadowość został spełniony.

254, 153 < 0, 7 • 420, 578

254, 153 < 294, 40

Drugi warunek ze względu na dawkę wapna również został spełniony, zatem wybrano dekarbonizację dwustopniową.

Urządzenia do rekarbonizacji

• Komora saturacji CO₂

  • Objętość zbiornika

V = Q • t,   m³

Gdzie:

Q – wydajność zakładu,

$$Q\ = 4380\ \frac{m^{3}}{d} = 182,5\ \frac{m^{3}}{h}$$

t – czas zatrzymania, przyjęto t  =  15 min  =  0, 25 h

V = 182, 5 • 0, 25 = 45, 63 m³

• Powierzchnia zbiornika

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

Gdzie:

V – objętość zbiornika,

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

$$F = \frac{45,63}{2} = 22,81\ m^{2} \approx 23\ m^{2}$$

Przyjęto komorę o powierzchni F = 17 m² i wymiarach:

H  =  2, 0 m

B = 2, 0 m

L = 11, 5 m

• Osadnik pośredni

Założenia:

• Szerokość osadnika B = 2, 0 m (równa szerokości komory saturacji)

• Wysokość osadnika H  =  2, 0 m (równa wysokości komory saturacji)

• Czas zatrzymania w osadniku: t = 30 min

  • Objętość osadnika

V = Q • t,   m³

Gdzie:

$$Q\ = 4380\ \frac{m^{3}}{d} = 182,5\frac{m^{3}}{h}$$

t – czas zatrzymania, przyjęto t  =  30 min  =  0, 5 h

V = 182, 5 • 0, 5 = 91, 25 m³

• Powierzchnia osadnika

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

Gdzie:

V – objętość zbiornika,

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

$$F = \frac{91,25}{2} = 45,63\ m^{2}$$

• Długość osadnika

$$L = \frac{F}{B},\ \ m$$

$$L = \frac{45,63}{2} = 22,81\ m$$

• Sprawdzenie warunków stabilności

$$\frac{L}{H} = \frac{22,81}{2} = 11,4 > 10$$

$$\frac{L}{B} = \frac{22,81}{2} = 11,4 > 3$$

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

• Obliczenie niezbędnej długości krawędzi przelewowych

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

Gdzie:

Q_hp− obciążenie hydrauliczne przelewu , $Q_{\text{hp}} < 20\frac{m^{3}}{m \bullet h}$, przyjęto $Q_{\text{hp}} = 15\ \frac{m^{3}}{m \bullet h}$ .

$$L_{p} = \frac{182,5}{15} = 12,18\ \ m$$

• Długość części przelewowej

L_prz = B + 2 • (B−2•b_p) + 2 • x,   m

$$x = \frac{L_{p} - B - 2 \bullet \left( B - 2 \bullet b_{p} \right)}{2},\ \ m$$

Gdzie:

b_p – szerokość przelewu z zakresu 0, 3 − 0, 5 m.

Przyjęto b_p = 0, 5 m.

$$x = \frac{12,18 - 2 - 2 \bullet \left( 2 - 2 \bullet 0,5 \right)}{2} = 4\ m$$

L_prz = 2 + 2 • (2−2•0,5) + 2 • 4 = 12 m

• Długość osadnika zajmowana przez przelewy

L₀ = x + 2 • b_p,   m

L₀ = 4 + 2 • 0, 5 = 5 m

• Całkowita długość osadnika

L_c = L + L₀,   m

L_c = 22, 81 + 5 = 27, 81 m

• Całkowita długość urządzeń do dekarbonizacji

L_d = 2 • L_z + L_c,   m

Gdzie:

L_z –długość zbiornika saturacji, m,

L_c – Całkowita długość osadnika, m.

L_d = 2 • 11, 5 + 27, 81 = 50, 8 m

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 $Q_{h} = \ 7,5\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$.

$$F = \frac{182,5}{7,5} = 24,3\ m^{2}$$

• średnica i liczba filtrów

  • Średnica filtra

D = 1, 2 ÷ 3, 4 m

Przyjęto średnicę równą D = 2, 7 m

• Powierzchnia jednego filtra

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

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {2,7}^{2}}{4} = 5,7 \approx 6\ m$$

• Liczba filtrów

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

$$n = \frac{24,3}{6} = 4$$

Przyjęto cztery filtry ciśnieniowe płaskie pionowe.

• prędkość filtracji

  • przy wszystkich działających filtrach

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

$$v = \frac{182,5}{4 \bullet 6} = 7,6\ \frac{m}{h}$$

• przy jednym filtrze wyłączonym

Prędkość filtracji przy jednym filtrze wyłączonym: $v < 15\frac{m}{h}$

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

Gdzie:

F₁ powierzchnia jednego filtra, m²,

n  liczba filtrów.

$$v_{3 - 1} = \frac{182,5}{\left( 4 - 1 \right) \bullet 5,7} = 9,8\ \frac{m}{h} < 10\frac{m}{h}$$

Warunek został spełniony.

• Ilość popłuczyn

Rys. 5 Nomogram do wyznaczania intensywności płukania uwzględniający gęstość materiału filtracyjnego.

$$\ V_{p} = \ q_{pl} \bullet F_{1} \bullet n,\ \frac{m^{3}}{d}$$

Gdzie:

q_pl intenywność płukania,

Na podstawie rysunku numer 5 przy znajomości temperatury oczyszczanej wody wynoszącej T  =  10 oraz gęstości materiału filtracyjnego wynoszącego $\rho\ = \ 2,65\frac{g}{cm^{3}}$ a także przyjęciu uziarnienia d₁₀  =  0, 4 mm z zakresu d₁₀  =  0, 35  ÷  0, 5 mm wyznaczono intensywność płukania.

$$q_{pl} = 48\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

$$V_{p} = \ 48 \bullet 6 \bullet 4 = 1152\frac{m^{3}}{h} = 48\frac{m^{3}}{d}$$

• dobór filtra

H_zl = 1, 5 ÷ 2 m

Przyjęto wysokość złoża H_zl = 1, 5 m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o wymiarach:

D_nom =  2400 mm

H = 2252 mm

Sprawdzenie warunku dla wysokości części cylindrycznej zbiornika (H = H_zb):

H_zb ≥ (1+E) • H_zl

Gdzie:

E  ekspansja przyjęto E = 40%,

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

2, 252 ≥ (1+0,4) • 1, 5

2, 252 ≥ 2, 1

Warunek został spełniony.

Sorpcja na węglu aktywnym

Dane do obliczeń:

• Wydajność zakładu, $Q = 182,5\ \frac{m^{3}}{h}$

• ChZT w ściekach oczyszczonych$\ C_{0}^{\text{ChZT}} = 38\ \frac{\text{g\ }O_{2}}{m^{3}}$

• ChZT po koagulacji i filtracji

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

Gdzie:

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

Przyjęto η_ChZT = 0, 62

$$C_{k}^{\text{ChZT}} = \left( 1 - 0,62 \right) \bullet 38 = 14,44\ \frac{gO_{2}}{m^{3}}$$

• ChZT w wodzie po odnowie$\ C_{e}^{\text{ChZT}} = 3\frac{gO_{2}}{m^{3}}$

• Stosunek stężeń

$$\frac{C_{e}^{Ch\text{ZT}}}{C_{k}^{Ch\text{ZT}}} = \frac{3}{14,44} = 0,2$$

Wyznaczenie czasu pracy kolumny sorpcyjnej

Izoplany dla procesu adsorpcji (Rys. 5)

Rys. 6 Izoplany

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 = 7, 0 d

H = 5, 0 m  →  T_p2 = 11, 0 d

H = 7, 5 m  →  T_p3 = 17, 5 d

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

Rys. 7 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 = 5, 40 m ≈ 5 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 przy czym zalecane wysokości to H_k1 =  (1÷1,5)m.

$$H_{k_{1}} = \frac{5}{5} = 1\ m$$

Przyjęto: 5 kolumn połączonych 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 $O_{h} = 7\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

$$A = \frac{182,5}{7} = 26\ m^{2}$$

Dobór zbiornika

H_min =  (1+E) • H_k1,   m

Gdzie:

E− ekspansja złoża, E = 80%.

H_min =  (1+0,8) • 1 = 1, 8  m

Przyjęto zbiornik o oznaczeniu DZF 24-225-S, zatem jest to zbiornik z obu dnami przypawanymi i czterema nogami podporowymi, bez wykładziny chemoodpornej oraz o wymiarach:

D_nom =  2400 mm,

H = 2252 mm,

h₁ = H_c = 4438 mm,

Powierzchnia zbiornika:

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

$$F_{1} = \frac{\pi \bullet {2,4}^{2}}{4} = 4,52\ m^{2}$$

Liczba szeregów kolumn i obciążenie hydrauliczne

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

$$n = \frac{4 \bullet 26}{\pi \bullet {2,4}^{2}} = 5,75 \approx 6$$

Przyjęto: 6 szeregów kolumn sorpcyjnych

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

$$O_{h_{\text{rz}}} = \frac{4 \bullet 182,5}{6 \bullet \pi \bullet {2,4}^{2}} = 6,73\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$$

Całkowita liczba jednostek filtracyjnych

N_c = (k+1) • n

gdzie:

k − liczba kolumn w szeregu

n − liczba szeregow

N_c = (5+1) • 6 = 36 sztuk

Liczba jednostek pracujących

N_p = k • n

N_p = 5 • 6 = 30 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 • 36 • 4, 52 • 1 = 73 224 kg = 73, 22 Mg

Regeneracja węgla

• Wydajność urządzeń do regeneracji

$$R = \frac{\frac{N_{p}}{N_{c}} \bullet W}{T_{p}},\ \ \frac{\text{kg}}{d}$$

R – wydajność urządzeń do regeneracji, kg/d

N_p – całkowita liczba jednostek pracujących

N_c – całkowita liczba jednostek filtracyjnych

W – wymagana ilość węgla, kg

T_p – czas pracy kolumny, do dalszych obliczeń założono 12 d

$$R = \frac{\frac{30}{36} \bullet 73224}{12} = 5085\ \ \frac{\text{kg}}{d}$$

• Wymagany zapas węgla

$$W = 0,05 \bullet R,\ \ \frac{\text{kg}}{d}$$

Gdzie:

0, 05  =  5 % − strata węgla w czasie pracy i regeneracji (3 ÷ 8 %)

$$W = 0,05 \bullet 5085 = 254,25\ \frac{\text{kg}}{d}$$

• Zużycie wody na transport hydrauliczny

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

Gdzie:

α − jednostkowe zużycie wody na transport hydrauliczny;

$$\alpha\ = \ 6\frac{dm^{3}}{\text{kg\ w}e\text{gla}} = 6 \bullet 10^{- 3}\frac{m^{3}}{\text{kg\ w}e\text{gla}}.$$

$$V = \frac{73\ 224}{36} \bullet 6 \bullet 10^{- 3} = 12,2\ \frac{m^{3}}{kolumne}$$

• Czas napełniania jednej kolumny

$$t = \frac{4 \bullet V}{\pi \bullet d_{r}^{2} \bullet \vartheta_{r}},\ \ s$$

Gdzie:

d_r− średnica rurociągu do transportu węgla (ϕ 200),

ϑ_r− prędkość przepływu w rurociągu $(\vartheta_{r} = 1 \div 1,5\frac{m}{s}$).

Przyjęto $\vartheta_{r} = 1,08\frac{m}{s}$.

$$t = \frac{4 \bullet 12,2}{\pi \bullet {0,2}^{2} \bullet 1} = 388,53\ s \approx 6\ min$$

• Całkowita ilość wody potrzebna do transportu hydraulicznego węgla

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

$$V_{T} = 12,2 \bullet \frac{30}{12} = 30,5\ \frac{m^{3}}{d}$$

Wymiana jonowa

Dane projektowe:

• Wydajność zakładu, $Q = 182,5\ \frac{m^{3}}{h}$

• Stężenie kationów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{Kt}} = 5,9\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• stężenie anionów w wodzie po rekarbonizacji, $C_{0}^{\text{An}} = 5,86\ \frac{\text{val}}{m^{3}}$

• wymagania stawiane wodzie po odnowie:

  • suma kationów:

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

$$C_{k}^{\text{Kt}} = 0,2 + 0,1 + 0,1 + 0,4 + 0,2 = 1,0\ \frac{\text{val}}{m^{3}}\ \ $$

• suma anionów:

• Zamiana jednostek na gramorównoważniki

• $N - NH_{4}^{+}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{0,2\frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,014\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• $N - NO_{3}^{-}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{2\ \frac{g}{m^{3}}}{14\frac{g}{\text{val}}} = 0,14\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• $PO_{4}^{3 -}\left\lbrack \frac{\text{val}}{m^{3}} \right\rbrack = \frac{0,1\ \frac{g}{m^{3}}}{32\frac{g}{\text{val}}} = 0,003\frac{\text{val}}{m^{3}}$

• suma anionów

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

$$C_{k}^{\text{An}} = 0,014 + 0,003 + 0,4 + 0,2 + 0,3 = 0,917\ \frac{\text{val}}{m^{3}} \approx 0,92\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

• 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:

$$C_{0} = \max\left( C_{0}^{\text{Kt}},\ C_{0}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{0} = 5,9\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

$$C_{k} = \min\left( C_{k}^{\text{Kt}},\ C_{k}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{k} = 1,0\frac{\text{val}}{m^{3}}$$

1. Obliczanie kationitów

   1. Przepływ wody przez jonit, ładunek usuwanych kationitów

• Przepływ wody przez jonit

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

Gdzie:

Q− wydajność zakładu, $\frac{m^{3}}{h}$,

C₀− stężenie po rekarbonizacji, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

$$C_{0} = \max\left( C_{0}^{\text{Kt}},\ C_{0}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{0} = 5,9\frac{\text{val}}{m^{3}},$$

C_k− stężenie po odnowie wody, $\frac{\text{val}}{m^{3}}$,

$$C_{k} = \min\left( C_{k}^{\text{Kt}},\ C_{k}^{\text{An}} \right) \rightarrow \ C_{k} = 1,0\frac{\text{val}}{m^{3}}.$$

$$Q_{1} = \frac{182,5 \bullet \left( 5,9 - 1,0 \right)}{5,9} = 151,6\frac{m^{3}}{h}$$

• Ładunek usuwanych kationów

L_Kt =  Q₁ • C₀ • 24,   val

Gdzie:

Q₁− przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$,

C₀− stężenie po rekarbonizacji, $\frac{\text{val}}{m^{3}}.$

L_Kt =  151, 6 • 5, 9 • 24 = 21466, 56 val

Dobór kationitów

Dobrano kationit typu LEWATIT S100H o następujących parametrach eksploatacyjnych :

• Zakres pH 0 ÷ 14

• Wysokość warstwy jonitu min.800mm

• Woda do spulchniania złoża min.2 • V₁

• Zalecana ekspansja złoża E =  60% $\text{wymagane\ }O_{h_{s}} = 12\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h}$

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

• Stężenie roztworu regenerującego 5 ÷ 10 %

• Czas regeneracji min. 30 min

• Woda do płukania (4÷8) • V₁

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

• 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$,\frac{\text{val}}{m^{3}},$

$Z_{w}\ = 1 \div 1,6\frac{\text{val}}{dm^{3}\text{kationitu}}\ $ przy czym Z_w > min,

przyjęto $Z_{w} = \ 1,4\frac{\text{val}}{dm^{3}} = \ 1400\frac{\text{val}}{m^{3}},$

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

$$V = \frac{21466,56}{1400} = 15,33\frac{m^{3}}{d}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących 2 oraz 1 rezerwowy o jednostkowej objętości złoża obliczonej ze wzoru:

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

Liczba wymienników rezerwowych:

n_r=0,3 ÷0,5•n, przyjęto 0,5

n_r = 0, 5 • n = 0, 5 • 2 = 1

V – wymagana objętość złoża jonitu, m³

n – liczba pracujących wymienników

$$V_{1} = \frac{15,33}{2} = 7,66\ \ m^{3}$$

Wyznaczenie średnicy wymiennika D i wysokości złoża H₁

Przyjęto stosunek $X = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2$), przyjęto 1,4

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

D – średnica wymiennika, m

V₁-jednostkowa objętość złoża, m³

x-przyjęty stosunek

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x} = \sqrt[3]{\frac{7,66}{\pi} \bullet 4 \bullet 1,4} = 2,39\ m$$

Przyjęto D=2,4 m

$$H_{1rz} = \frac{D}{x} = \frac{2,4}{1,4} = \mathbf{1,7\ m}$$

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

$$\mathbf{V}_{\mathbf{1}\mathbf{\text{rz}}} = \frac{\pi \bullet {2,4}^{2}}{4} \bullet 1,7\ \mathbf{= 7,68\ m}^{\mathbf{3}}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • 7, 66 > 7, 68 > 7, 66

Warunek został spełniony.

Sprawdzenie obciążenia hydraulicznego złoża

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

Q₁- przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$

n - liczba pracujących wymienników

D_rz−średnica rzeczywista, m

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet 151,6}{2 \bullet \pi \bullet {2,4}^{2}} = 16,76\ \frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h} < Q_{\text{hmax}}$$

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, 7 = 1, 38 m 

Przyjęto zbiornik DZF 8-375-S o parametrach

D_rz=1200 mm

H = 3754

H_c = h₁ = 5520 mm

h₂ = 5430 mm

h₃ = 1521 mm

h₄ = 412 mm

d₁ = 1085 mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{3754}{5800} = \ 0,7$$

Spulchnianie złoża jonitowego wodą surową

Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,  m³

V_1rz- jednostkowa objętość złoża rzeczywista, m³

V_1s = 2 • 7, 68 = 15, 36 m³

Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,  m³

V_1s- Jednostkowa objętość wody do spulchniania, m³

n-liczba pracujących wymienników,

V_s = 2 • 15, 36 = 30, 72 m³

Czas spulchniania złoża

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

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

$$t_{s} = \frac{4 \bullet 15,36}{12 \pi {2,4}^{2}} = 0,28\ h = 16,98\ min$$

Regeneracja złoża jonitowego

Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto: C_HCL=8%

Jednostkowe zużycie kwasu, przyjęto $q_{1HCl} = 125\ g\frac{\text{HCl}}{\text{dm}^{3}} = 3,4\ val/\text{dm}^{3}$ kationitu

Nadmiar środka regenerującego

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

Z_w– zdolność jonowymienna, do dalszych obliczeń przyjęto 1,4 val/dm³= 1 400 val/m³

$$N_{\text{HCl}} = \frac{3,4 - 1,4}{1,4} = 1,43 = 143\ \%$$

Zużycie 100% kwasu na regenerację jednego złoża

Z_1HCl = V_1rz • q_1HCl,  kg HCl

$$Z_{1HCl} = 7,68\ \bullet \frac{125 \bullet 1000}{1000} = 960\ kg\ HCl$$

Całkowite zużycie 100% kwasu na regenerację złóż

Z_HCl = n • Z_1HCl,  kg HCl

Z_HCl = 2 • 960 = 1920 kg HCl 

Zużycie kwasu technicznego 35% na regenerację złóż

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

$$Z_{\text{HCl}}^{35\%} = \frac{1920}{0,35} = 5485,71\ kg\ HCl$$

Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

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

C_HCl- stężenie roztworu do regeneracji, 8%

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

$$V_{1r} = \frac{960}{0,08 \bullet 1060} = 11,32\ m^{3}$$

Całkowita objętość roztworu do regeneracji złoża

V_r^kt = n • V_1r ,  m³

V_r^kt = 2 • 11, 32 = 22, 64 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 • 22, 64 = 22, 64m³

Zaprojektowano zbiornik:

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

$$H = \frac{4 \bullet 11,32}{\pi \bullet {2,4}^{2}} = 2,5m$$

Średnica zbiornika D=2,4 m

Wysokość zbiornika H= 1,9 m

Płukanie jonitu po regeneracji

Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 6 • V_1rz,  m³

V_1p = 6 • 7, 68 = 46, 08 m³

Całkowita objętość wody płuczącej

V_p = n • V_1p, m³

n- liczba pracujących wymienników

V_p = 2 • 46, 08  = 92, 16 m³

Czas płukania

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

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

$$t_{p} = \frac{4 \bullet 46,08}{12 \bullet \pi \bullet {1,2}^{2}} = 2,49\ h = 149,7min$$

8.1.10 Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny t_d

t = t_s + t_r + t_p,  h

t_s- czas spulchniania, min

t_r- czas regeneracji, min

t_p- czas płukania, min

t = 16, 98 + 45 + 149, 7 = 211, 68 min = 3, 52 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

3, 52 ≪ 12

1. Obliczenie anionitów

   1. Ładunek usuwanych anionów

L_kt = L_An = 151, 6 • 5, 9 • 24 = 21466, 56 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%

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

Wymagana objętość anionitu

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

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

$$V = \frac{21466,56\ }{500} = 42,9\ m^{3}$$

Przyjęto liczbę wymienników pracujących 4 oraz 2 rezerwowe o jednostkowej objętości złoża obliczonej ze wzoru:

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

Liczba wymienników rezerwowych:

n_r=0,3 ÷0,5•n, przyjęto 0,5

n_r = 0, 5 • n = 0, 5 • 4 = 2

V – wymagana objętość złoża jonitu, m³

n – liczba pracujących wymienników

$$V_{1} = \frac{42,9}{4} = 10,7\ m^{3}$$

Wyznaczenie średnicy wymiennika D i wysokości złoża H₁

Przyjęto stosunek $X = \frac{D}{H_{1}} = (1 \div 2$), przyjęto 1,6

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

D – średnica wymiennika, m

V₁-jednostkowa objętość złoża, m³

x-przyjęty stosunek

$$D = \sqrt[3]{\frac{V_{1}}{\pi} \bullet 4 \bullet x} = \sqrt[3]{\frac{10,7}{\pi} \bullet 4 \bullet 1,6} = 2,8\ m$$

Przyjęto średnice Drz=2,8 m

$$H_{1rz} = \frac{D}{x} = \frac{2,8}{1,6} = \mathbf{1,75}\mathbf{m}$$

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

$$V_{1rz} = \frac{\pi \bullet {2,8}^{2}}{4} \bullet 1,75\mathbf{= 10,77\ m}^{\mathbf{3}}$$

1, 1 • V₁ > V_1rz > V₁

1, 1 • 10, 7 > 10, 77 > 10, 7

Warunek został spełniony.

Sprawdzenie obciążenia hydraulicznego złoża

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

Q₁- przepływ wody przez jonit, $\frac{m^{3}}{h}$

n-liczba pracujących wymienników

D_rz−średnica rzeczywista, m

$$Q_{h} = \frac{4 \bullet 151,1}{4 \bullet \pi \bullet {2,8}^{2}} = 6,14\frac{m^{3}}{m^{2} \bullet h} < Q_{\text{hmax}}$$

Dobór zbiornika

Ze względu na wymaganą ekspansję E=70%

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

H_1rz-wysokość złoża, m

H_min = (1+0,7) • 2, 4 = 4, 08 m 

Przyjęto zbiornik DZF 8-375-S o parametrach

D_rz=1200 mm

H = 3754

H_c = h₁ = 5520 mm

h₂ = 5430 mm

h₃ = 1521 mm

h₄ = 412 mm

d₁ = 1085 mm

$$\frac{H}{H_{1_{\text{rz}}}} = \frac{3754}{4800} = \ 0,8$$

Spulchnianie złoża jonitowego wodą zdekationizowaną

Jednostkowa objętość wody do spulchniania

V_1s = 2 • V_1rz,  m³

V_1rz- jednostkowa objętość złoża rzeczywista, m³

V_1s = 2 • 10, 77 = 21, 54 m³

Całkowita objętość wody do spulchniania

V_s = n • V_1s,  m³

V_1s- Jednostkowa objętość wody do spulchniania, m³

n-liczba pracujących wymienników,

V_s = 4 • 21, 54 = 86, 16 m³

Czas spulchniania złoża

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

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

$$t_{s} = \frac{4 \bullet 21,54}{5 \pi {2,8}^{2}} = 0,7\ h = 42\ min$$

Regeneracja złoża jonitowego

Stężenie roztworu do regeneracji, przyjęto: C_NaOH=5%

Jednostkowe zużycie zasady, przyjęto $q_{1NaOH} = 125\ g\frac{\text{NaOH}}{\text{dm}^{3}} = 3,4\ val/\text{dm}^{3}$anionitu

Nadmiar środka regenerującego

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

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

$$N_{\text{NaOH}} = \frac{3,4 - 0,5}{0,5} = 2,9 = 290\ \%$$

Zużycie 100% NaOH na regenerację jednego złoża

Z_1NaOH = V_1rz • q_1NaOH,  kg NaOH

$$Z_{1NaOH} = 10,77 \bullet \frac{60 \bullet 1000}{1000} = 646,2\ kg\ NaOH$$

Całkowite zużycie 100% NaOH na regenerację złóż

Z_NaOH = n • Z_1NaOH,  kg NaOH

Z_NaOH = 4 • 646, 2 = 2584, 8  kg NaOH 

Zużycie NaOH technicznego na regenerację złóż

Z_NaOH^t = Z_NaOH • 1, 05,   kg NaOH

Z_NaOH^t = 2584, 8 • 1, 05 = 2714, 04 kg NaOH

Objętość roztworu do regeneracji jednego złoża

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

C_NaOH−stężenie roztworu do regeneracji, 5%

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

$$V_{1r} = \frac{646,2}{0,05 \bullet 1050} = 12,31m^{3}$$

Całkowita objętość roztworu do regeneracji złoża

V_r^An = n • V_1r ,  m³

V_r^An = 4 • 12, 31 = 49, 23  m³

Czas regeneracji

przyjęto t_r=50 min

Zbiornik do przygotowania roztworu regeneracyjnego

V_zr = n_r • V_1r,  m³

n_r- liczba wymienników rezerwowych

V_zr = 2 • 12, 31 = 24, 62 m³

Zaprojektowano zbiornik:

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

$$H = \frac{4 \bullet 24,62}{\pi \bullet {2,8}^{2}} = 4\ m$$

Średnica zbiornika D=2,8 m

Wysokość zbiornika H= 4 m

Płukanie jonitu po regeneracji

Jednostkowa objętość wody płuczącej

V_1p = 10 • V_1rz,  m³

V_1p = 10 • 10, 77 = 107, 7 m³

Całkowita objętość wody płuczącej

V_p = n • V_1p, m³

n- liczba pracujących wymienników

V_p = 4 • 107, 7 = 430, 8 m³

Czas płukania

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

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

$$t_{p} = \frac{4 \bullet 107,7}{12 \bullet \pi \bullet {2,8}^{2}} = 1,46\ h = 87,5\ min$$

Łączny czas przygotowania złoża do pracy i czas dyspozycyjny t_d

t = t_s + t_r + t_p,  h

t_s- czas spulchniania, min

t_r- czas regeneracji, min

t_p- czas płukania, min

t = 42 + 50 + 87, 5 = 179, 5 min = 2, 99 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, 99 ≪ 12 warunek spelniony

Zużycie wody zdejonizowanej na potrzeby własne zakładu

Przygotowanie roztworu HCl

V_r^Kt = 22, 64 m³

Przygotowanie roztworu NaOH

V_r^An = 49, 23 m³

Płukanie kationitów

V_p^Kt = 92, 16 m³

Płukanie anionitów

V_p^An = 430, 8  m³

Całkowite zużycie wody zdejonizowanej

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

$$\sum_{}^{}{V_{r,p} = 22,64 + 49,23 + 92,16 + 430,8 = 594,83\ m^{3}}$$

Rzeczywista wydajność zakładu

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

$\sum_{}^{}V_{s}$- całkowite zużycie wody na spulchnianie,m³

$$\sum_{}^{}V_{s} = 30,72 + \ 86,16 = 116,88\ m^{3}$$

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

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

$$Q_{\text{rz}} = 4380 - 531,98 - 116,88 = 3731,14\ \frac{m^{3}}{d} = 155,46\ \frac{m^{3}}{h} = 0,40\frac{m^{3}}{\min}$$

9. Dezynfekcja

Wyznaczenie dawki chloru

D_Cl2 = D_dez + D_N

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

$$\ do\ punktu\ przelamania\ z\ przedzialu\ (8 - 11\ \frac{g}{m^{3}},\ przyjeto\ 10\frac{g}{m^{3}})$$

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

Przebieg chlorowania do punktu przełamania został przedstawiony na rysunku 7.

Rys. 7. Przebieg chlorowania do punktu przełamania

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

$${\lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po\ w.j}} = \frac{L_{\text{NH}_{4}}}{Q_{\text{rz}}} = \frac{0,14 \bullet (182,5 - 151,6)}{155,46} = 0,0278\frac{\text{val}}{m^{3}} \bullet 14 = 0,39\ \frac{g}{m^{3}}$$

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

Q_rz – rzeczywista wydajność zakładu, m³/d

Q – wydajność zakładu, m³/d

Q₁ – wydajność jonitu, m³/d

$$D_{N} = {10 \bullet \lbrack{\text{NH}_{4}}^{+}\rbrack}_{\text{po\ w.j}} = 10 \bullet 0,39 = 3,9\frac{g}{m^{3}}$$

Stąd całkowita dawka chloru:

$$D_{\text{Cl}_{2}} = D_{\text{dez}} + D_{N} = 1,2 + 3,9 = 5,1\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$$

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). Z tabeli 6.1 (skrypt) odczytano parametry wody chlorowej- procentowy udział poszczególnych form chloru w zależności od stężenia i odczynu.

• chlor gazowy – 13,57 % Cl₂

• kwas podchlorawy – 86,28 % Cl₂

Postacie chloru w wodzie w zależności od pH zostały przedstawione na rysunku nr 8.

Rys. 8. Postacie chloru w wodzie w zależności od pH

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=7,0.

Udział poszczególnych form chloru po zobojętnienia wody do pH 7(tab. 6.2. skrypt) odczytano z tabeli poniżej – (Cl₂ gazowy przechodzi w HOCl, z części którego powstaje jon OCl-):

• kwas podchlorawy – 79,10 % Cl₂

• jon podchlorynowy – 20,89 % Cl₂

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

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

• jon podchlorynowy – 20,89 % 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:${\ D}_{\text{Cl}_{2}} = 5,1\ \frac{g\text{Cl}_{2}}{m^{3}}$

$$x = \frac{0,1357 \bullet 5,1 \bullet 40}{71} = 0,39\ g$$

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

35,5g - 40g

$\frac{0,2089 \bullet D_{Cl_{2}}}{2}$ - y

Podzielono przez 2, bo w reakcji uczestniczy 1 gramoatom chloru, a Cl₂ to 2 gramoatomy

$$y = \frac{\left( \frac{0,2089 \bullet 5,1}{2} \right) \bullet 40}{35,5} = 0,60\ g$$

D_NaOH = x + y = 0, 39g + 0, 60g = 0, 99g

Wzrost zasolenia na skutek zobojętniania

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

$$\left\lbrack {\text{NH}_{4}}^{+} \right\rbrack_{\text{po\ w.j.}} \bullet 15 = 0,39 \bullet 15 = 5,85\frac{g}{m^{3}}$$

Komora reakcji

Wymaganą objętość komory reakcji (skrypt rys. 6.24) obliczono ze wzoru:

V_kom = Q_rz∙t_p

V_kom – objętość komory, m³

Q_rz –rzeczywista wydajność zakładu, Q_rz=$155,46\ \frac{m^{3}}{h} = 2,6\frac{m^{3}}{\min}$

t_p – czas przetrzymania, do dalszych obliczeń przyjęto 30 minut

V_kom = 2,6∙30 = 78 m³

Przyjęto (kierując się zasadami wymiarowania osadnika pionowego) następujące gabaryty komory reakcji:

Średnica D = 3,0 m

Wysokość części cylindrycznej $\mathbf{H} = \frac{4 \bullet V}{\pi \bullet D^{2}} = \frac{4 \bullet 12}{\pi \bullet {3,0}^{2}} = \mathbf{1,7\ m}$

Objętość osadów i gospodarka osadowa

10.1 Osady z koagulacji wapnem

Suchą masę osadu określamy na podstawie danych w punkcie 4 „Skład ścieków po koagulacji wapnem”

Sucha masa Mg(OH)₂

sm_Mg = η_s • [Tw_Mg]₀ • Q • 10⁻³

$$\text{sm}_{\text{Mg}} = 0,8 \bullet 2,6 \bullet 4380 \bullet 10^{- 3} = 9,11\ \frac{\text{kval}}{d}$$

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

$$\text{sm}_{\text{Mg}} = 9,11 \bullet 29 = 264,2\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

Sucha masa CaCO₃

sm_CaCO3 = η_s • M₀ • Q • 10⁻³

$$\text{sm}_{\text{CaCO}_{3}} = 0,8 \bullet 2,6 \bullet 4380 \bullet 10^{- 3} = 9,11\ \frac{\text{kval}}{d}$$

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

$$\text{sm}_{\text{CaCO}_{3}} = 9,11 \bullet 50 = 455,52\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

Sucha masa Ca₃(PO₄)₂

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

$$\text{sm}_{\text{Ca}_{3}{{(PO}_{4})}_{2}} = 0,8 \bullet 0,37 \bullet 4380 \bullet 10^{- 3} = 1,30\ \frac{\text{kval}}{d}$$

$$R_{\text{Ca}_{3}{{(PO}_{4})}_{2}} = 32\ \frac{\text{kg}}{\text{kval}}$$

$$\text{sm}_{\text{Ca}_{3}{{(PO}_{4})}_{2}} = 1,30 \bullet 32 = 41,6\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

Całkowita sucha masa osadu po koagulacji CaO

sm_Ca = sm_Mg + sm_CaCO3 + sm_Ca3(PO4)2

$$\text{sm}_{\text{Ca}} = 264,2 + 455,2 + 41,6 = 761,0\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

Objętość osadów po koagulacji CaO

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

uwodnienie osadow W_Ca = 99, 6%

$$gestosc - \rho_{\text{Ca}} = 1010\ \frac{\text{kg}}{m^{3}}$$

$$V_{\text{Ca}} = 761 \bullet \frac{100}{\left( 100 - 99,6 \right) \bullet 1010} = 188,37\ \frac{m^{3}}{d}$$

Objętość osadów po zagęszczeniu w odstojniku

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

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

W′_Ca = 98, 8 %

$${V'}_{\text{Ca}} = \frac{188,37 \bullet (100 - 99,6)}{100 - 98,8} = 62,8\ \frac{m^{3}}{d}$$

Osad z odstojnika można odwadniać mechanicznie i składować. Osad ma charakter mineralny, nie jest niebezpieczny, zatem można go składować.

Odstojniki projektuje się na V_Ca i czas przetrzymania 0,5 – 1 doby. Przyjęto trzy odstojniki pracujące na zmianę w cyklu napełnianie-zagęszczanie-opróżnianie.

Ciecz nadosadowa do kanalizacji

10.2. Osady z rekarbonizacji dwustopniowej

Sucha masa osadu CaCO₃ po sedymentacji międzystrefowej

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

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

$$\text{sm}_{r} = 0,8 \bullet \left( 7,884 - 0,198 \right) \bullet 4380 \bullet 10^{- 3} = 26,93\ \frac{\text{kval}}{d}$$

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

$$\text{sm}_{r} = 26,93 \bullet 50 = 1346,6\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

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%

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

$$V_{r} = 1346,6 \bullet \frac{100}{\left( 100 - 99,6 \right) \bullet 1010} = 333,31\ \frac{m^{3}}{d}$$

Objętość osadów po zagęszczeniu w odstojniku

Objętość osadów zmniejsza się poprzez jedno dobowe 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 %

$${V'}_{r} = \frac{333,31 \bullet (100 - 99,6)}{100 - 98,8} = 111,10\ \frac{m^{3}}{d}$$

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     −             D_CO2r^1 + 2 • Q

$$D_{\text{CO}_{2\ r}}^{1^{o} + 2^{o}} = 254,153\ \frac{g}{m^{3}} \bullet 4380\frac{m^{3}}{d} = 1113190\ \frac{g}{d} = 1113,19\frac{\text{kg}}{d}$$

$$X = \frac{1113,19 \bullet 100}{44} = 2529,997\ \ \text{kg}_{\text{Ca}\text{CO}_{3}}$$

$$2529,997\ \text{kg}_{\text{Ca}\text{CO}_{3}}\mathbf{= x \gg sm}_{\mathbf{r}} = 1346,6\ \frac{\text{kg}_{\text{sm}}}{d}$$

Nie jest wskazane odzyskiwanie CaO oraz CO₂. Osad po sedymentacji międzystrefowej będzie składowany wspólnie z innymi osadami.

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.

Objętość popłuczyn obliczono wcześniej w pkt 6, a mianowicie: V_p  = 48  m³

Objętość popłuczyn po zagęszczeniu:

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

V_p – objętość popłuczyn, m³/d

W₀ – uwodnienie początkowe, do dalszych obliczeń przyjęto 99,9%

W – uwodnienie końcowe, do dalszych obliczeń przyjęto 96%

$${V}_{p} = 48 \bullet \frac{100 - 99,9}{\left( 100 - 96 \right)} = 1,2\ m^{3}$$

Odstojnik zaprojektowano na objętość osadów po koagulacji i sedymentacji międzystrefowej oraz popłuczyn i czas przetrzymania 1 dobę. Zaprojektowano 3 odstojniki pracujące naprzemiennie w cyklach: napełnianie, zagęszczanie, opróżnianie.

V = (V_Ca+V_r+V_p) • t,  m³

V_Ca −  objętość osadów po koagulacji CaO

V_r −  objętość osadów po sedymentacji międzystrefowej

V_p −  objetosc popluczyn

V = (188,37+331,31+48) • 1 = 567, 68 m³

Wymiary odstojnika

F = V/H

F – powierzchnia odstojnika, m²

V – objętość odstojnika, m³

H – wysokość odstojnika z zakresu 2-3 m,

F = 567,68/3 = 189,22 m²

Przyjęto odstojnik o wymiarach 7 x 9 x 3 m

Roztwory z regeneracji kationitów i anionitów:

można gromadzić w osobnych zbiornikach (t = 3 ÷ 7 d) i wysyłać do zakładów chemicznych w celu odzyskania HCl i NaOH

można gromadzić w jednym zbiorniku (autoneutralizacja z korektą odczynu; t  =  1 d) , następnie odprowadzać do kanalizacji.

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

Wody ze spulchniania jonitów trafiają do kanalizacji.

Neutralizacja roztworów poregeneracyjnych

NaOH  +  HCl  =  NaCl  +  H₂O

Całkowite zużycie HCl czystego (100%)

$$Z_{\text{HCl}} = 2 \bullet 960 = 1920\frac{\frac{\text{kg\ HCl}}{d}}{}36,5 = \mathbf{52,60\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Całkowite zużycie czystego NaOH

$$Z_{\text{NaOH}} = 4 \bullet 646,2 = 2584,8\frac{\frac{\text{kg\ NaOH}}{d}}{40} = \mathbf{64,62}\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Ładunek usuwanych kationów lub anionów

L_Kt = L_An = 151, 6 • 5, 9 • 24 = 21466, 56 val = 21, 467 kval

Ilość kwasu w ściekach po regeneracji kationitu

a = Z_HCl  − L_Kt

$$a = 52,60 - 21,467 = \mathbf{31,13\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

Ilość zasady w ściekach po regeneracji anionitu

b = Z_NaOH − L_An

$$b = 64,62 - 21,467 = \mathbf{43,153\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

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|

$$L_{\text{HCl}}^{N} = \left| 31,13 - 43,153 \right| = \mathbf{12,02\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}$$

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

$$L_{\text{HCl}}^{N} = 12,02 \bullet 36,5 = \mathbf{438,73\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}}{\mathbf{d}}\mathbf{\text{HCl}}$$

Zużycie technicznego HCl (33%)

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

$$L_{\text{HCl\ tech}}^{N} = \frac{\left| 31,13 - 43,153 \right|}{0,33} = \mathbf{36,43\ }\frac{\mathbf{\text{kval}}}{\mathbf{d}}\mathbf{= 1328,04\ }\frac{\mathbf{\text{kg}}}{\mathbf{d}}$$

Objętość roztworu HCl do neutralizacji

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

Założono użycie roztworu c_HCl = 8 %

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

$$Q_{\text{HCl}}^{N} = \frac{1328,04\ }{0,08 \bullet 1038} = \mathbf{15,99\ }\frac{\mathbf{m}^{\mathbf{3}}}{\mathbf{d}}$$

Zużycie wody do rozcieńczenia 33% HCl do 8% (zużyte zostaną do tego ścieki z końcowej fazy płukania kationitów)

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

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

$$Q_{W}^{N} = \frac{36,43}{0,08 \bullet 1038} - \frac{36,43}{0,33 \bullet 1164} = 0,43 - 0,09 = 0,34\ \frac{m^{3}}{d}$$

Zbiornik do neutralizacji z czasem przetrzymania 1 doba

V_N = V_r^Kt + V_r^An + Q_HCl^N

V_N = 22, 64 + 49, 23 + 15, 99 = 87, 86 m³

Zaprojektowano zbiornik:

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

$$H = \frac{4 \bullet 87,86}{\pi \bullet 5^{2}} = 4,47\ m$$

Średnica zbiornika D=5,0 m

Wysokość zbiornika H= 4 m

Rysunki

11.1. 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 2 pompownie:

• P 1^o – do urządzeń przed koagulacji,

• P 2^o – do urządzeń cisnieniowych,

wyposażone w komory czerpalne, których objętość obliczono ze wzoru:

V_z = ⅓∙Q_{h śr}

V_z – objętość komory czerpalnej, m³

Q_{h śr} – przepływ średnio godzinowy, 4380 m³/d = 182,5 m³/h

V_z = ⅓∙182,5 = 60,83 m³

• Urządzenia w budynkach:

• Obiekty do koagulacji,

• Obiekty do rekarbonizacji,

• Urządzenia ciśnieniowe (filtry piaskowe, węglowe, jonity),

• Komora dezynfekcji.

3. 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

∆h_g – geometryczna różnica rzędnych, m

H_g – rzędna górna, m n.p.m.

H_d­ – rzędna dolna, m n.p.m.

Strata ciśnienia na długości rurociągu

∆h_L = L_c∙i

∆h_L – starta ciśnienia na długości rurociągu, m

L_c – długość rurociągu, m

i – do obliczeń przyjęto 0,002

Pompownia 1^o – urządzenia do koagulacji:

L_c = 3,5 m,

∆h_L = 3,5∙0,002 = 0,007 m

Urządzenia do koagulacji - urządzenia do rekarbonizacji:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Urządzenia do rekarbonizacji – pompownia 2^o:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Pompownia 2^o – hala filtrów:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Hala filtrów – hala sorpcji:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Hala sorpcji – hala kolumn jonowymiennych:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Kationity – anionity:

L_c = 1 m,

∆h_L = 1∙0,002 = 0,002 m

Hala kolumn jonowymiennych – komora dezynfekcji:

L_c = 4 m,

∆h_L = 4∙0,002 = 0,008 m

Strta ciśnienia na wylocie do rurociągu

∆h_w = 0,2 m

∆h_w – starta ciśnienia na wlocie do rurociągu, m

Na wylocie z:

• Pompowni 1^o1,

• Urządzeń do koagulacji,

• Urządzeń do rekarbonizacji,

• Pompowni 2^o1,

• Hali filtrów,

• Hali sorpcji,

• Kationitów,

• Anionitów,

• Komory dezynfekcji.

  1. ciśnienie na wylocie z rurociągu

∆h_wyl = 0,4 m

∆h_wyl – starta ciśnienia na wylocie z rurociągu, m

Na wlocie do:

• Pompowni 1^o,

• Urządzeń do koagulacji,

• Urządzeń do rekarbonizacji,

• Pompowni 2^o,

• Hali filtrów,

• Hali sorpcji,

• Kationitów,

• Anionitów

• Komory dezynfekcji.

  1. Starty ciśnienia w urządzeniach ciśnieniowych

Filtry piaskowe ciśnieniowe – połączone równolegle

∆h_f1 = 3,0 (m H₂O/ m złoża)∙h

∆h_f1 – starta ciśnienia na filtrze piaskowym, m

h - wysokość jednego złoża, m

∆h_f1 = 3,0∙1,5 = 4,5 m

starta w armaturze:

∆h_arm = 1,5 m H₂O

Razem: 6,0 m

Filtry węglowe – połączone szeregowo

∆h_abs1 = 3,0 (m H₂O/ m złoża)∙h

∆h_abs1 – starta ciśnienia na filtrze węglowym, m

h - wysokość złoża we wszystkich pracujących filtrach, m

∆h_abs1 = 3,0∙4∙1,0 = 12 m

starta w armaturze:

∆h_arm = 1,5 (m H₂O/zbiornik)∙n

∆h_arm – strta w armaturze, m

n – liczba zbiorników pracujących

∆h_arm = 1,5∙2 = 3,0 m

Razem: 15 m

Dla obciążenia hydraulicznego 6,65 m³/(m²∙h ) strata wynosi 1,0 m H2O/m złoża

∆h_kat1 = 1,7 (m H₂O/ m złoża)∙h

∆h_kat1 – starta ciśnienia na kationicie, m

h - wysokość jednego złoża, m

∆h_kat1 = 1,0∙2,4= 2,4 m

starta w armaturze:

∆h_arm = 1,5 m H₂O

Razem: 3,9 m

Dla obciążenia hydraulicznego 4,66 m³/(m²∙h ) strata wynosi 0,8 m H2O/m złoża

∆h_anion1 = 0,8 (m H₂O/ m złoża)∙h

∆h_anion1 – starta ciśnienia na anionicie, m

h - wysokość jednego złoża, m

∆h_anion1 = 0,8∙2,4 = 1,92 m

starta w armaturze:

∆h_arm = 1,5 m H₂O

Razem: 3,42 m

11.1.6. Rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 1^o

H_p = H_g+∆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_g – rzędna zwierciadła wody w komorze saturacji, do dalszych obliczeń przyjęto 106 m n.p.m.

∆h_l – strata ciśnienia na długości rurociągu, odległość pomiędzy komorą saturacji – urządzeniami do koagulacji - pompownią P 1^o – 7,5 m → 0,015 m= 0,01 m

∆h_w – starta ciśnienia na wlocie do rurociągu, czyli na wylocie z pompowni, na wylocie z urządzeń do koagulacji - 2∙0,2=0,4 m

∆h_wyl – starta ciśnienia na wylocie z rurociągu, czyli na wlocie do urządzeń do koagulacji, na wlocie do komory saturacji - 2∙0,4 = 0,8 m

∆h_przelew – strata ciśnienia na dwóch przelewach: z komory saturacji do osadnika i z osadnika do komory saturacji, czyli 2∙0,2=0,4 m

H_p = 106+0,01+0,4+0,8+0,4 = 107,61 m n.p.m.

11.1.7. Rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 2^o

H_p = H_g+∆h_l+∆h_w+∆h_wyl+∑∆h_f+∑∆h_abs+∑∆h_j

H_p – rzędna linii ciśnień w przewodzie tłocznym pompowni P 2^o, m n.p.m.

H_g – rzędna zwierciadła wody w komorze dezynfekcji, do dalszych obliczeń przyjęto 105,31 m n.p.m.

∆h_l – strata ciśnienia na długości rurociągu, odległość pomiędzy komorą dezynfekcji – halą kolumn jonowymiennych – hala sorpcji – halą filtrów - pompownią P 2^o - 21 m → 0,042 m

∆h_w – starta ciśnienia na wlocie do rurociągu, czyli na wylocie z pompowni, hali filtrów, hali sorpcji, kationitów, anionitów - 5∙0,2 = 1,0 m

∆h_wyl – starta ciśnienia na wylocie z rurociągu, czyli na wlocie do hali filtrów, hali sorpcji, kationitów, anionitów, komory dezynfekcji - 5∙0,4 = 2,0 m

∆h_f – starta ciśnienia na filtrze piaskowym, 6,0 m

∆h_abs – starta ciśnienia na filtrze węglowym, 15,0 m

∆h_j – starta ciśnienia na jonicie, 3,9+3,42 = 7,32 m

H_p = 105,31+0,042+1,0+2,0+6,0+15,0+7,32 =136,672m n.p.m.

Opis techniczny

Zakład Odnowy Wody zaprojektowano na wydajność 4100 m³/d, przy czym rzeczywista wydajność wynosi 2725, 1  m³/d.

Ścieki oczyszczane będą w ciągu technologicznym składającym się z koagulacji, rekarbonizacji dwustopniowej, filtracji na filtrze piaskowym ciśnieniowym, sorpcji na filtrze węglowym, wymiany jonowej na kationitach i anionitach, dezynfekcji.

Koagulacja będzie prowadzona wapnem, niezbędny odczyn wody w tym procesie będzie wynosił 11,3.

Następnie będzie prowadzony proces rekarbonizacji dwustopniowej, w celu zapobiegania wytrącania się z wody CaCO₃ w urządzeniach. Proces ten polega na dawkowaniu CO₂ do ścieków. Powoduje to przejście wodorotlenków i węglanów do wodorowęglanów.
W rekarbonizacji dwustopniowej pomiędzy pierwszą i drugą fazą procesu, wprowadzona zostanie dodatkowo sedymentacja, która umożliwi usunięcie ok. 80% osadu CaCO₃, co spowoduje, że zmniejszeniu ulegnie dawka CO₂ w drugim stopniu rekarbonizacji oraz zasadowość po procesie. Rekarbonizacja będzie prowadzona w urządzeniu składającym się z dwóch komór saturacji oraz osadnika.

Kolejnym etapem procesu będzie filtracja. Będzie ona prowadzona w piaskowych filtrach ciśnieniowych. W zakładzie będą pracować 4 filtry typu DZF 24-225-S.

Kolejnym etapem odnowy wody będzie sorpcja na węglu aktywnym. W zakładzie będą pracować 5 filtrów oraz 1 filtr zapasowy, umieszczone w 1 szeregu, typu DZF 24-225-S.

Następnie prowadzona będzie wymiana jonowa na kationicie silnie kwasowym typu WOFATIT KPS. Wymiana kationów będzie prowadzona w 2 wymiennikach pracujących i 1 rezerwowym typu DZF 8-375-S. W procesie tym wymagany jest dodatkowo zbiornik do przygotowania roztworu regenerującego kationit - 8% roztwór HCl.

W zakładzie będzie także prowadzona wymiana jonowa na anionice silnie zasadowym typu WOFATIT SBW. Proces będzie prowadzony w 2 wymiennikach pracujących i 2 rezerwowych typu DZF 8-375-S. W procesie tym wymagany jest dodatkowo zbiornik do przygotowania roztworu regenerującego anionit - 5% roztwór NaOH.

Proces wymiany jonowej wymaga płukania złoża wodą zdejonizowaną, która będzie magazynowana w zbiorniku o objętości odpowiadającej jedno dobowemu zapotrzebowaniu.

Ostatnim etapem odnowy wody będzie dezynfekcja prowadzona chlorem.

W Zakładzie Odnowy Wody powstawać będą osady z rekarbonizacji dwustopniowej, a także popłuczyny, które będą kierowane do odstojnika. W zakładzie będą pracować 3 odstojniki w cyklu napełnianie, zagęszczanie, opróżnianie. Kolejnym odpadem będą roztwory z regeneracji kationitów i anionitów, które będą gromadzone w jednym zbiorniku i po neutralizacji będą kierowane do kanalizacji.

---

1. Założono, że zastosowane pompownie nie uwzględniają strat ciśnienia na pompowni, stąd też w projekcie przyjęto, że na wyjściu z pompowni następuje strata ciśnienia równa 0,2 m↩