穿孔旋流反应池改造为网格反应池的运行优化

刘 倩，董志锋

(横岗自来水有限公司，广东深圳 518055)

穿孔旋流反应池作为小型给水处理系统中常用构筑物之一，具有结构简单、施工方便、造价低的特点，其缺点是水量变化较大时絮凝效果得不到保证[1]。为提高其絮凝效果，很多学者进行了研究，如张先斌等[2]在穿孔旋流絮凝池内增设扰流构件，发现可有效提高絮凝效果。深圳某自来水厂一期反应池末端絮凝易破碎，矾花细小，沉淀池矾花上浮，导致沉淀出水效果不佳。基于上述研究基础和前期累计的实践经验[3-4]，深圳某自来水厂考虑在竖井中加入网格板增强扰流作用，从而提高反应池的絮凝效果，进一步保障出水水质。本文总结了该水厂在网格反应池的实践经验和成效，以期为存在类似问题的水厂提供技术借鉴。

1 改造背景

深圳某自来水厂共有4期工艺，由于早期建设规划不合理，布局混乱，生产流程距离相差较大，4期工艺共用同一配水井，导致配水井配水不均匀，进水流量难以控制。同时，深圳某自来水厂原水水质逐渐恶化，尤其夏季藻类频发，淡水甲壳类滋生，原水经过配水井到达穿孔旋流反应池停留时间短，得不到充分反应，导致一期工艺经常受水流层面产生扰动，絮凝体破碎，反应池末端矾花细小，沉淀池出水浑浊度明显增大，矾花上浮，滤池超负荷运行，甚至会影响到整个供水系统的水质标准。同时，由于旋流开孔位置及开孔做法不规范，影响水力旋流的旋流效果，从而影响水中交替及细小悬浮物脱稳及凝聚。本项目加装水力旋流网格为专门提供水流紊动条件的絮凝装置，提供供絮体集聚的微动力条件从而增加了颗粒接触碰撞的几率，使矾花尽快形成理想的尺度，又不致使已形成的絮粒破碎。采用多层次缓阻方式，控制速度梯度由大到小平稳而均匀地变化，进而控制矾花颗粒的合理成长速度，矾花逐步成长的同时，又能够受到适度的揉搓变得更加均匀和密实。

深圳某自来水厂一期穿孔旋流反应池，设计供水量为1.2万m3/d，分为2座，每座供水量为0.6万m3/d，并于1986年建成并投入使用，供水工艺采用常规的穿孔旋流反应池-斜管沉淀池-虹吸滤池-清水池，结构如图1所示。由图1可知，每座分为2组，每组由6个方格组成，各格之间隔墙上沿池壁开孔，孔口上、下交错布置，水流沿池壁切线方向进入后形成旋流。该反应池自1986年建成并投入运行，出厂水浑浊度为3 NTU 以下，基本能够满足原设计出水水质标准GB 5749—1985的要求。

图1 穿孔旋流反应池Fig.1 Perforated Cyclone Reactor

但随着国家《生活饮用水卫生标准》(GB 5749—2006)水质标准和深圳市饮用水新地标(DB4403/T 60—2020)的全面实施，同时进水负荷较建设初期提高后，反应池絮凝效果不佳，出厂水水质安全风险进一步提高，亟需对水厂处理工艺做进一步提升改造，以满足水厂出水水质要求。水厂经考虑技术、经济、工期等各项因素后，通过现场情况及相应的技术设计，改造穿孔旋流反应池，通过速度梯度(G值)逐级减小以适应絮凝体的形成[5]，以此来提高絮凝效果，从而降低沉淀池出水浑浊度，减轻滤池负荷。为保障用水，深圳某自来水厂未对两座同时开工，仅对一期一座进行改造。

2 改造措施

基于对现状穿孔旋流反应池的问题分析，在尽量不改变原有土建结构的情况下，将其改造为网格反应池。

2.1 池体改造

(1)合并进水管，原有的两侧进水改为单侧进水。将原有一座2组改为一座1组运行，合并原来的进水管道，进水提升至高位，新增DN300管道进水。

(2)增加PP隔板和水力旋流网格，改变池内紊流状态以改变絮凝效果。在原有的絮凝池增加PP隔板，将穿孔旋流工艺改造为竖井加水力旋流网格工艺。水力旋流网格絮凝反应池中絮凝装置为多组六边形(图2)，水流通过六边形时，斜楞板上的斜板对水流转向扰动，改善絮凝条件，使絮体更快形成。

图2 水力旋流网格絮凝装置Fig.2 Hydrocyclone Grid Flocculation Device

(3)新增过墙孔洞。为了尽量降低施工难度以及改造成本，将原有穿孔旋流反应池中的混凝土隔墙大部分保留，根据工艺设计要求对原有絮凝段过墙段孔封堵或修砌，按重新计算空洞尺寸新增过墙孔洞，如表 1所示，其中数据为对应井编号的出水穿墙空洞尺寸。网格板放置在角钢支架上，不锈钢膨胀螺栓将角钢支架与池壁连接。

表1 网格反应池孔洞尺寸Tab.1 Hole Size of Grid Reactor

孔洞水头损失如式(1)。

(1)

其中：h孔i——孔洞水头损失，m，i为分格编号；

V孔i——各格构筑物过水孔洞流速，m/s；

ξ——过孔局部损失系数，取3；

g——重力加速度，m/s2，g=9.81 m/s2。

过水孔洞流速如式(2)。

(2)

其中：Q——流量，m3/d，Q=6 000 m3/d；

Si——孔洞面积，m2。

2.2 网格絮凝

根据郑州某公司的工程经验，结合水厂一期现状情况，为保证反应效果，将网格反应池分为3个阶段。第1阶段：8格(1#～8 #)，1#～4#放置9层，5#～6#放置8层，7#～8#放置7层，共66层；第2阶段：8格(9#～16#)，9#～12#放置7层，13#～14#放置6层，15#～16#放置5层，共50层；第3阶段：8格(17#～24#)，17#～18#放置4层，19#放置3层，20#放置2层，21#～24#靠近出水端，不放置絮凝装置，共13层，网格反应池分格如图3所示。具体计算参照《给水厂处理设施设计计算》[6]，计算结果如下。

图3 网格反应池Fig.3 Grid Reactor

网格设计参数如表2所示，网格板面积为每格池的面积，开孔比厂家设计经验值，网格板过水面积公式：网格板过水面积=网格板面积×开孔比；网格过水流速=设计流量÷网格板过水面积。

表2 网格设计参数Tab.2 Design Parameters of Grid

各级单层设备水损如式(3)。

(3)

其中：Hi级——第一级单层设备水头损失，m，i为分级数；

Vi级——网格过水流速，m/s；

ξ——过孔局部损失系数，取1。

由式(3)可知，第1级单层设备水损H1级=0.007 1 m；第2级单层设备水损H2级=0.004 9 m；第3级单层设备水损H3级=0.003 5 m。

各级总水损如式(4)。

(4)

其中：Gi——各级速度梯度设计值,s-1；

ρ——水密度，kg/m3，ρ=1 000 kg/m3；

hi——各级总设计水损，m；

μ——黏度系数，kg/(m2·s)，当水温t=16 ℃时，μ=1.162×104kg/(m2·s)；

ti——各级停留时间，s。

由式(4)可知，当第1阶段G1设计值为52 s-1，h1=0.139 6 m；第2阶段G2设计值为37 s-1，h2=0.067 2 m；第3阶段G3设计值为18 s-1，h3=0.015 3 m。

各级构筑物水损：由表1可知，第1级构筑物水损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级构筑物水损H2=0.038 2 m，第3级构筑物水损H3=0.009 1 m。

各级设备总水损：第1级设备总水损H1设备=h1-H1=0.058 0 m，第2级设备总水损=H2设备=h2-H2=0.029 0 m，第3级设备总水损H3设备=h3-H3=0.006 2 m。

各级中设备放置层数如式(5)。

(5)

其中：N——设备层数；

Hi设备——各设备水损，m；

Hi级——各级水损，m。

由式(5)可知，第1级设备层数=0.058 0÷0.007 1×8=65.35，取66，第2级设备层数=0.029 0÷0.004 9×8=47.35，取48，第3级设备层数=0.006 2÷0.003 5×8=14.17，取15。

根据厂家工程实践经验，在设备总层数不变的情况下，同级之间数量递减才可以达到速度梯度递减的目的。因此，最终布置时第1级设置66层，第2级设置50层，第3级设置13层。经验证总反应絮凝阶段总水头损失为0.22 m，此时总停留时间T为21.21 min，GT值为52 647.7，在104～105，絮凝段G值符合规范要求。

3 运行调试

反应池改造后首先需对反应池进行调试，根据混凝搅拌试验确定各段工艺实际停留时间，使反应池运行效果达到最优值。网格反应池絮凝反应条件设计值如表3所示。

表3 试验条件设计值Tab.3 Design Values of Experimental Conditions

取水为反应池第1格进水，已经完全混合。其中，沉淀时间根据沉淀池出水浑浊度确定，取混凝搅拌试验沉淀后测定的浑浊度与沉淀池出水浑浊度相同时的时间。

3.1 1级G值对混凝效果的影响

通过预试验，选定6组不同的1级G值，同时2级G值、3级G值保持设计值不变，每个阶段的搅拌时间按照实际运行时间设定，测定1级G值对混凝搅拌沉淀10 min后出水浑浊度的影响，结果如表4所示。

表4 不同搅拌转速的絮凝效果Tab.4 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表4可知，1级G值的变化，对沉淀出水浑浊度无明显影响，沉淀出水浑浊度在1.48 NTU上下波动，这说明在设计范围内，网格反应池第1阶段网格层数的改变对沉淀池出水浑浊度无明显影响。

3.2 2级G值对混凝效果的影响

1级G值、3级G值保持设计值，改变2级G值进行混凝搅拌试验，每个阶段混凝搅拌时间按照实际运行时间设定，测定2级G值改变对混凝搅拌沉淀10 min 后出水浑浊度的影响，结果如表5所示。

表5 不同搅拌转速的絮凝效果Tab.5 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表5可知，2级G值的变化，对沉淀出水浑浊度无明显影响，沉淀出水浑浊度在 1.50 NTU上下波动，这说明在设计范围内，网格反应池第2阶段网格层数的改变对沉淀池出水浑浊度无明显影响。

3.3 3级G值对混凝效果的影响

1级G值、2级G值保持设计值，改变3级G值进行混凝搅拌试验，每个阶段混凝搅拌时间按照实际运行时间设定，测定3级G值改变对混凝搅拌沉淀10 min 后出水浑浊度的影响，结果如表6所示。

表6 不同搅拌转速的絮凝效果Tab.6 Flocculation Effect of Different Stirring Speeds

由表6可知，随着3级G值逐渐减小，沉淀出水浑浊度逐渐减小。根据絮凝理论可知，在絮凝池前面部分，水流湍动剧烈能够为胶粒碰撞提供动力，提高颗粒的碰撞速率，促进絮体的形成[7-8]，随着絮体的形成和不断增大，剧烈的湍动作用不利于絮体的进一步成长。因此，沉淀池未优化前出水浑浊度达不到内控标准(≤1 NTU)，可能是网格反应池第3阶段网格层数过多，涡流速度大，导致前段形成的絮凝体发生不可逆的破坏[9]。

依据上述试验结果，判定网格反应池第1阶段设置网格数66层 ，第2阶段设置网格数50层 ，第3阶段不设置网格，反应池末端矾花大而密实，沉淀池出水浑浊度可达到内控标准。此时，第3级开孔比为1，水损只有构筑物水损，优化后絮凝阶段GT值为51 773.85，在104～105，因此，絮凝段G值符合规范要求。

4 改造成效

在试验期间，同一水源，通过控制进水阀门控制两座池的进水量，改造后的称为改造组，改造优化后的称为优化后，未进行改造的称为未改造组，对两座池分别连续取样，结果如下。

4.1 沉淀池出水浑浊度

初期，因调试尚未完成，沉淀池出现矾花上浮，感官效果相对较差，改造效果尚未明显，但根据混凝搅拌试验结果，对反应池第3阶段网格数做出新的调整，将第3阶段的絮凝装置全部取出，改造调试，对改造组、优化后、未改造组沉淀池出水浑浊度测定，结果如图4所示。

图4 沉后出水浑浊度Fig.4 Outflow Turbidity after Sedimentation

由图4可知：未改造组沉后出水浑浊度在0.43～1.09 NTU，沉后出水平均浑浊度为0.73 NTU，沉后出水浑浊度有超内控风险；改造组沉后出水浑浊度在1.50 NTU上下波动，对网格反应池第3阶段优化后，沉后出水浑浊度在0.40～0.9 NTU；优化后沉后出水平均浑浊度为0.63 NTU，出水浑浊度平均下降了13.70%。优化后沉淀池出水浑浊度小于1 NTU，达到内控标准，观察反应池末端发现，反应池末端出水矾花多而密实，结果表明，优化改进后的网格絮凝池水力条件变化有利于提高絮凝效果。

4.2 滤后出水浑浊度

改造调试后，对改造前以及优化后滤后出水浑浊度连续28 d测定，结果如图5所示。

图5 滤后出水浑浊度Fig.5 Turbidity of Filtered Water

由图5可知，反应池未改造组滤后出水浑浊度在0.11～0.24 NTU，滤后平均出水浑浊度为0.16 NTU，反应池改造优化后滤后出水浑浊度在0.09～0.18 NTU，滤后平均出水浑浊度为0.13 NTU，滤后出水浑浊度降低了18.75%。

5 结论

根据絮凝理论，将穿孔旋流反应池改造为网格反应池，采用合理的设计参数，取得一定的成效，与改造前相比，得出以下结论。

(1)改造后沉淀池沉后出水浑浊度下降了13.70%，沉后出水浑浊度稳定在1 NTU以下，反应池末端矾花多而密实，滤后出水浑浊度降低了18.75%。

(2)探讨絮凝反应的不同阶段G值改变对沉淀池出水浑浊度的影响，发现絮凝反应第3阶段G值的改变对沉淀池出水浑浊度影响较大，随着絮体的形成和不断增大，剧烈的湍动作用不利于絮体的进一步成长。

(3)将穿孔旋流反应池改造为网格反应池，可改变整个流场的流态，同时，合理布置网格可以改变池内紊流状态以改变絮凝效果，为存在类似问题的水厂提供技术借鉴。