穿孔旋流反應池改造為網格反應池的運行優化

劉 倩，董志鋒

(橫崗自來水有限公司，廣東深圳 518055)

穿孔旋流反應池作為小型給水處理系統中常用構筑物之一，具有結構簡單、施工方便、造價低的特點，其缺點是水量變化較大時絮凝效果得不到保證[1]。為提高其絮凝效果，很多學者進行了研究，如張先斌等[2]在穿孔旋流絮凝池內增設擾流構件，發現可有效提高絮凝效果。深圳某自來水廠一期反應池末端絮凝易破碎，礬花細小，沉淀池礬花上浮，導致沉淀出水效果不佳。基于上述研究基礎和前期累計的實踐經驗[3-4]，深圳某自來水廠考慮在豎井中加入網格板增強擾流作用，從而提高反應池的絮凝效果，進一步保障出水水質。本文總結了該水廠在網格反應池的實踐經驗和成效，以期為存在類似問題的水廠提供技術借鑒。

1 改造背景

深圳某自來水廠共有4期工藝，由于早期建設規劃不合理，布局混亂，生產流程距離相差較大，4期工藝共用同一配水井，導致配水井配水不均勻，進水流量難以控制。同時，深圳某自來水廠原水水質逐漸惡化，尤其夏季藻類頻發，淡水甲殼類滋生，原水經過配水井到達穿孔旋流反應池停留時間短，得不到充分反應，導致一期工藝經常受水流層面產生擾動，絮凝體破碎，反應池末端礬花細小，沉淀池出水渾濁度明顯增大，礬花上浮，濾池超負荷運行，甚至會影響到整個供水系統的水質標準。同時，由于旋流開孔位置及開孔做法不規范，影響水力旋流的旋流效果，從而影響水中交替及細小懸浮物脫穩及凝聚。本項目加裝水力旋流網格為專門提供水流紊動條件的絮凝裝置，提供供絮體集聚的微動力條件從而增加了顆粒接觸碰撞的幾率，使礬花盡快形成理想的尺度，又不致使已形成的絮粒破碎。采用多層次緩阻方式，控制速度梯度由大到小平穩而均勻地變化，進而控制礬花顆粒的合理成長速度，礬花逐步成長的同時，又能夠受到適度的揉搓變得更加均勻和密實。

深圳某自來水廠一期穿孔旋流反應池，設計供水量為1.2萬m3/d，分為2座，每座供水量為0.6萬m3/d，并于1986年建成并投入使用，供水工藝采用常規的穿孔旋流反應池-斜管沉淀池-虹吸濾池-清水池，結構如圖1所示。由圖1可知，每座分為2組，每組由6個方格組成，各格之間隔墻上沿池壁開孔，孔口上、下交錯布置，水流沿池壁切線方向進入后形成旋流。該反應池自1986年建成并投入運行，出廠水渾濁度為3 NTU 以下，基本能夠滿足原設計出水水質標準GB 5749—1985的要求。

圖1 穿孔旋流反應池Fig.1 Perforated Cyclone Reactor

但隨著國家《生活飲用水衛生標準》(GB 5749—2006)水質標準和深圳市飲用水新地標(DB4403/T 60—2020)的全面實施，同時進水負荷較建設初期提高后，反應池絮凝效果不佳，出廠水水質安全風險進一步提高，亟需對水廠處理工藝做進一步提升改造，以滿足水廠出水水質要求。水廠經考慮技術、經濟、工期等各項因素后，通過現場情況及相應的技術設計，改造穿孔旋流反應池，通過速度梯度(G值)逐級減小以適應絮凝體的形成[5]，以此來提高絮凝效果，從而降低沉淀池出水渾濁度，減輕濾池負荷。為保障用水，深圳某自來水廠未對兩座同時開工，僅對一期一座進行改造。

2 改造措施

基于對現狀穿孔旋流反應池的問題分析，在盡量不改變原有土建結構的情況下，將其改造為網格反應池。

2.1 池體改造

(1)合并進水管，原有的兩側進水改為單側進水。將原有一座2組改為一座1組運行，合并原來的進水管道，進水提升至高位，新增DN300管道進水。

(2)增加PP隔板和水力旋流網格，改變池內紊流狀態以改變絮凝效果。在原有的絮凝池增加PP隔板，將穿孔旋流工藝改造為豎井加水力旋流網格工藝。水力旋流網格絮凝反應池中絮凝裝置為多組六邊形(圖2)，水流通過六邊形時，斜楞板上的斜板對水流轉向擾動，改善絮凝條件，使絮體更快形成。

圖2 水力旋流網格絮凝裝置Fig.2 Hydrocyclone Grid Flocculation Device

(3)新增過墻孔洞。為了盡量降低施工難度以及改造成本，將原有穿孔旋流反應池中的混凝土隔墻大部分保留，根據工藝設計要求對原有絮凝段過墻段孔封堵或修砌，按重新計算空洞尺寸新增過墻孔洞，如表 1所示，其中數據為對應井編號的出水穿墻空洞尺寸。網格板放置在角鋼支架上，不銹鋼膨脹螺栓將角鋼支架與池壁連接。

表1 網格反應池孔洞尺寸Tab.1 Hole Size of Grid Reactor

孔洞水頭損失如式(1)。

(1)

其中：h孔i——孔洞水頭損失，m，i為分格編號；

V孔i——各格構筑物過水孔洞流速，m/s；

ξ——過孔局部損失系數，取3；

g——重力加速度，m/s2，g=9.81 m/s2。

過水孔洞流速如式(2)。

(2)

其中：Q——流量，m3/d，Q=6 000 m3/d；

Si——孔洞面積，m2。

2.2 網格絮凝

根據鄭州某公司的工程經驗，結合水廠一期現狀情況，為保證反應效果，將網格反應池分為3個階段。第1階段：8格(1#～8 #)，1#～4#放置9層，5#～6#放置8層，7#～8#放置7層，共66層；第2階段：8格(9#～16#)，9#～12#放置7層，13#～14#放置6層，15#～16#放置5層，共50層；第3階段：8格(17#～24#)，17#～18#放置4層，19#放置3層，20#放置2層，21#～24#靠近出水端，不放置絮凝裝置，共13層，網格反應池分格如圖3所示。具體計算參照《給水廠處理設施設計計算》[6]，計算結果如下。

圖3 網格反應池Fig.3 Grid Reactor

網格設計參數如表2所示，網格板面積為每格池的面積，開孔比廠家設計經驗值，網格板過水面積公式：網格板過水面積=網格板面積×開孔比；網格過水流速=設計流量÷網格板過水面積。

表2 網格設計參數Tab.2 Design Parameters of Grid

各級單層設備水損如式(3)。

(3)

其中：Hi級——第一級單層設備水頭損失，m，i為分級數；

Vi級——網格過水流速，m/s；

ξ——過孔局部損失系數，取1。

由式(3)可知，第1級單層設備水損H1級=0.007 1 m；第2級單層設備水損H2級=0.004 9 m；第3級單層設備水損H3級=0.003 5 m。

各級總水損如式(4)。

(4)

其中：Gi——各級速度梯度設計值,s-1；

ρ——水密度，kg/m3，ρ=1 000 kg/m3；

hi——各級總設計水損，m；

μ——黏度系數，kg/(m2·s)，當水溫t=16 ℃時，μ=1.162×104kg/(m2·s)；

ti——各級停留時間，s。

由式(4)可知，當第1階段G1設計值為52 s-1，h1=0.139 6 m；第2階段G2設計值為37 s-1，h2=0.067 2 m；第3階段G3設計值為18 s-1，h3=0.015 3 m。

各級構筑物水損：由表1可知，第1級構筑物水損H1=h孔1+h孔2+h孔3+h孔4+h孔5+h孔6+h孔7+h孔8=0.081 6 m，同理第2級構筑物水損H2=0.038 2 m，第3級構筑物水損H3=0.009 1 m。

各級設備總水損：第1級設備總水損H1設備=h1-H1=0.058 0 m，第2級設備總水損=H2設備=h2-H2=0.029 0 m，第3級設備總水損H3設備=h3-H3=0.006 2 m。

各級中設備放置層數如式(5)。

(5)

其中：N——設備層數；

Hi設備——各設備水損，m；

Hi級——各級水損，m。

由式(5)可知，第1級設備層數=0.058 0÷0.007 1×8=65.35，取66，第2級設備層數=0.029 0÷0.004 9×8=47.35，取48，第3級設備層數=0.006 2÷0.003 5×8=14.17，取15。

根據廠家工程實踐經驗，在設備總層數不變的情況下，同級之間數量遞減才可以達到速度梯度遞減的目的。因此，最終布置時第1級設置66層，第2級設置50層，第3級設置13層。經驗證總反應絮凝階段總水頭損失為0.22 m，此時總停留時間T為21.21 min，GT值為52 647.7，在104～105，絮凝段G值符合規范要求。

3 運行調試

反應池改造后首先需對反應池進行調試，根據混凝攪拌試驗確定各段工藝實際停留時間，使反應池運行效果達到最優值。網格反應池絮凝反應條件設計值如表3所示。

表3 試驗條件設計值Tab.3 Design Values of Experimental Conditions

取水為反應池第1格進水，已經完全混合。其中，沉淀時間根據沉淀池出水渾濁度確定，取混凝攪拌試驗沉淀后測定的渾濁度與沉淀池出水渾濁度相同時的時間。

3.1 1級G值對混凝效果的影響

通過預試驗，選定6組不同的1級G值，同時2級G值、3級G值保持設計值不變，每個階段的攪拌時間按照實際運行時間設定，測定1級G值對混凝攪拌沉淀10 min后出水渾濁度的影響，結果如表4所示。

表4 不同攪拌轉速的絮凝效果Tab.4 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表4可知，1級G值的變化，對沉淀出水渾濁度無明顯影響，沉淀出水渾濁度在1.48 NTU上下波動，這說明在設計范圍內，網格反應池第1階段網格層數的改變對沉淀池出水渾濁度無明顯影響。

3.2 2級G值對混凝效果的影響

1級G值、3級G值保持設計值，改變2級G值進行混凝攪拌試驗，每個階段混凝攪拌時間按照實際運行時間設定，測定2級G值改變對混凝攪拌沉淀10 min 后出水渾濁度的影響，結果如表5所示。

表5 不同攪拌轉速的絮凝效果Tab.5 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表5可知，2級G值的變化，對沉淀出水渾濁度無明顯影響，沉淀出水渾濁度在 1.50 NTU上下波動，這說明在設計范圍內，網格反應池第2階段網格層數的改變對沉淀池出水渾濁度無明顯影響。

3.3 3級G值對混凝效果的影響

1級G值、2級G值保持設計值，改變3級G值進行混凝攪拌試驗，每個階段混凝攪拌時間按照實際運行時間設定，測定3級G值改變對混凝攪拌沉淀10 min 后出水渾濁度的影響，結果如表6所示。

表6 不同攪拌轉速的絮凝效果Tab.6 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表6可知，隨著3級G值逐漸減小，沉淀出水渾濁度逐漸減小。根據絮凝理論可知，在絮凝池前面部分，水流湍動劇烈能夠為膠粒碰撞提供動力，提高顆粒的碰撞速率，促進絮體的形成[7-8]，隨著絮體的形成和不斷增大，劇烈的湍動作用不利于絮體的進一步成長。因此，沉淀池未優化前出水渾濁度達不到內控標準(≤1 NTU)，可能是網格反應池第3階段網格層數過多，渦流速度大，導致前段形成的絮凝體發生不可逆的破壞[9]。

依據上述試驗結果，判定網格反應池第1階段設置網格數66層 ，第2階段設置網格數50層 ，第3階段不設置網格，反應池末端礬花大而密實，沉淀池出水渾濁度可達到內控標準。此時，第3級開孔比為1，水損只有構筑物水損，優化后絮凝階段GT值為51 773.85，在104～105，因此，絮凝段G值符合規范要求。

4 改造成效

在試驗期間，同一水源，通過控制進水閥門控制兩座池的進水量，改造后的稱為改造組，改造優化后的稱為優化后，未進行改造的稱為未改造組，對兩座池分別連續取樣，結果如下。

4.1 沉淀池出水渾濁度

初期，因調試尚未完成，沉淀池出現礬花上浮，感官效果相對較差，改造效果尚未明顯，但根據混凝攪拌試驗結果，對反應池第3階段網格數做出新的調整，將第3階段的絮凝裝置全部取出，改造調試，對改造組、優化后、未改造組沉淀池出水渾濁度測定，結果如圖4所示。

圖4 沉后出水渾濁度Fig.4 Outflow Turbidity after Sedimentation

由圖4可知：未改造組沉后出水渾濁度在0.43～1.09 NTU，沉后出水平均渾濁度為0.73 NTU，沉后出水渾濁度有超內控風險；改造組沉后出水渾濁度在1.50 NTU上下波動，對網格反應池第3階段優化后，沉后出水渾濁度在0.40～0.9 NTU；優化后沉后出水平均渾濁度為0.63 NTU，出水渾濁度平均下降了13.70%。優化后沉淀池出水渾濁度小于1 NTU，達到內控標準，觀察反應池末端發現，反應池末端出水礬花多而密實，結果表明，優化改進后的網格絮凝池水力條件變化有利于提高絮凝效果。

4.2 濾后出水渾濁度

改造調試后，對改造前以及優化后濾后出水渾濁度連續28 d測定，結果如圖5所示。

圖5 濾后出水渾濁度Fig.5 Turbidity of Filtered Water

由圖5可知，反應池未改造組濾后出水渾濁度在0.11～0.24 NTU，濾后平均出水渾濁度為0.16 NTU，反應池改造優化后濾后出水渾濁度在0.09～0.18 NTU，濾后平均出水渾濁度為0.13 NTU，濾后出水渾濁度降低了18.75%。

5 結論

根據絮凝理論，將穿孔旋流反應池改造為網格反應池，采用合理的設計參數，取得一定的成效，與改造前相比，得出以下結論。

(1)改造后沉淀池沉后出水渾濁度下降了13.70%，沉后出水渾濁度穩定在1 NTU以下，反應池末端礬花多而密實，濾后出水渾濁度降低了18.75%。

(2)探討絮凝反應的不同階段G值改變對沉淀池出水渾濁度的影響，發現絮凝反應第3階段G值的改變對沉淀池出水渾濁度影響較大，隨著絮體的形成和不斷增大，劇烈的湍動作用不利于絮體的進一步成長。

(3)將穿孔旋流反應池改造為網格反應池，可改變整個流場的流態，同時，合理布置網格可以改變池內紊流狀態以改變絮凝效果，為存在類似問題的水廠提供技術借鑒。