Dobór układów mieszających w technologii oczyszczania ścieków Design of mixing systems for wastewater treatment technologies Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz* Czeski Uniwersytet Techniczny w Pradze, Wydział Mechaniczny *Politechnika Łódzka, Wydział Inżynierii Procesowej i Ochrony Środowiska Abstrakt Prezentowana praca dotyczy zagadnień mieszania stężonych ścieków, ich flokulacji, homogenizacji i utrzymania w formie zawiesiny podczas transportu oraz mieszania w trakcie procesów anaerobowych i aerobowych. Specjalna uwagę poświęcono problemom powiększania skali omawiając różne kryteria stosowanych procedur obliczeniowych zbiorników wielkogabarytowych. W ostatniej części pracy poddano krytycznej analizie wykorzystywaną często niedopracowaną metodę Campa i Steina,1943 do projektowania urządzeń mieszających stosowanych w oczyszczalniach ścieków. Abstract This contribution is dealing with mixing of concentrated slurries created at wastewater treatment by flocculation, homogenization and keeping slurries in the state of full suspension, all related to aerobic and anaerobic processes. Special attention is devoted to scale-up. It is shown that commonly used concept of mixing design based on method published by Camp and Stein 1943 is not correct and it might be misleading. Important practical recommendations for proper design are summarized. Krótka charakterystyka zagęszczonych ścieków Podczas aerobowego oczyszczania ścieków lub na etapie ich chemicznego oczyszczania mamy do czynienia z trzema typami zagęszczonych ścieków: zagęszczone ścieki otrzymywane w bioreaktorze, aktywowane otrzymywane w drugim etapie oczyszczania podczas ich napowietrzania oraz ścieki zagęszczone otrzymywane przed lub po chemicznych obróbkach. Głównym celem pracy jest zaprezentowanie problematyki związanej z mieszaniem suspensji i zagęszczonych ścieków oraz krytyczna ocena kryteriów powszechnie stosowanych w projektowaniu układów mieszających. Jednym z najważniejszych parametrów zagęszczonych ścieków jest zawartość w nich ciała stałego. Najbardziej typowe zawartości fazy stałej w osadach można znaleźć np. w pracy
[1]. Najczęściej spotykanym zakresem stężeń jest zakres 1 16% wagowych ciała stałego. Mniejsze stężenia rzędu 1,5 2,5% posiadają ścieki aktywowane natomiast ścieki po etapie obróbki chemicznej mogą mieć stężenia do 10%, ale najczęściej ok. 5% wagowych. Pod względem właściwości fizycznych i chemicznych aktywowane ścieki nie wykazują zbyt dużych zmian w poszczególnych partiach natomiast zagęszczone ścieki pierwotne od czasu do czasu wykazują właściwości zależne od składu zanieczyszczonych wód. Jednak już w pierwszych zbiornikach ciągu technologicznego oczyszczalni następuje ich znaczne ujednolicenie. W otrzymanych zatężonych ściekach po chemicznej obróbce zawarte są wytrącone już składniki oraz naturalne sorbenty jak np. bentonit. Właściwości otrzymanych ścieków zależą od ich początkowego składu oraz od dodanych chemikaliów, które z kolei zależą od planowanych dalszych etapów obróbki (produkcja biopłynu, kompostowanie osadu lub ich rolnicze wykorzystanie itp.). W celu intensyfikacji procesu flokulacji dozujemy odpowiednie flokulanty zapewniające dobrą seperatowalność osadów. Miarą ilościową tych zabiegów jest wartość filtrowalności ścieków lub przebieg krzywej sedymentacji. Nowsze rozwiązania zalecają dozować chemikalia oraz flokulanty do rur z mieszadłami statycznymi łączących poszczególne zbiorniki. Mieszadła te są w stanie wymieszać cały układ na skalę molekularną. Po etapie sedymentacji flokul otrzymujemy osad o steżeniu ok. 16-18% masowych, a po filtrach lub wirówkach nawet do 40% stężenia ciała stałego i może on już być transportowany transportem odkrytym. W przypadku stosowania procesów anaerobowych w oczyszczaniu ścieków cały proces przebiega w zbiornikach o dużych objętościach zaopatrzonych w mieszadła wolnoobrotowe zapobiegającym osadzaniu się osadu na dnie zbiornika i zapewniających jednocześnie dobry kontakt cieczy z cząstkami osadu i dobrą wymianę masy pomiędzy nimi. Średnie stężenie osadu mokrego na dnie zbiornika wynosi w tym przypadku ok. 10% i jest on niższy niż w poprzednim przypadku. Więcej na temat projektowania wspomnianych wcześniej aparatów można znaleźć w pracach [1] i [2]. Flokulacja Celem flokulacji jest łączenie małych cząstek o wielkościach koloidalnych w większe aglomeraty zwane flokułami bardziej podatne na dalsze procesy sedymentacji, filtracji, wirowania itp. Podczas tego procesu może mieć również miejsce adsorpcja jonów na utworzonych flokułach lub chemicznie aktywowanym bentonicie. Na szybkość i wielkość otrzymywanych flokul mają wpływ parametry chemiczne (ph, ilość flokulanta, jego skład)
oraz parametry procesowe (temperatura, czas flokulacji, hydrodynamika przepływu itp.). Generalnie proces flokulacji można podzielić na dwie główne fazy: faza perykinetyczna, którą nazywamy koagulacją, gdzie następuje destabilizacja cząstek oraz tworzenie mniejszych agregatów nazywanych mikroflokulami. Ten etap ma stosunkowo mały wpływ na efekt końcowy flokulacji, o którym decyduje przede wszystkim następna jej faza, faza ortokinetyczna, którą nazywamy flokulacją, gdzie mikroflokule o wielkościach rzędu 10-6 m łączą się w większe agregaty zwane flokułami. Wpływ mieszania na proces flokulacji Wraz ze wzrostem intensywności mieszania dochodzi do zwiększenia liczby zderzeń cząstek lub mikroflokul oraz do szybszego ich łączenia się i wzrostu. Z drugiej strony zbyt intensywne mieszanie generujące duże naprężenia styczne, które może powodować rozbijanie już powstałych flokul zaniżając tym samym efektywność całego procesu. Zmniejszona efektywność wymagać będzie zwiększenia ilości dodawanego flokulanta, zwiększając tym samym koszty. W miarę możliwości należy zatem stosować umiarkowane czyli optymalne intensywności mieszania. Faza perykinetyczna wymaga intensywnego mieszania, gdzie gradienty prędkości (szybkości ścinania) są rzędu 1000 [s -1 ] i trwa ona zazwyczaj kilka minut. Etap ten prowadzi się albo w małych zbiornikach z szybkobieżnymi mieszadłami, albo w rurach zaopatrzonych w mieszadła statyczne. Faza ortokinetyczna, czyli faza wzrostu wielkości flokul wymaga małej intensywności mieszania (szybkość ścinania rzędu 40 60[s -1 ]) i trwa dziesiątki minut do godziny. Wpływ czasu flokulacji t F, dawki flokulantu D F oraz intensywności mieszania mierzonej wartością mocy jednostkowej P/V na szybkość flokulacji mierzony był eksperymentalnie [3-7]. Mierzona była przezroczystość (transmitancja) ścieków po procesie flokulacji Z e ( t F ), gdzie tf był czasem flokulacji. Na rys. 1 przedstawiono zależność Rys. 1 bezwymiarowej przeźroczystości Z * * e ( tf ) = Z e ( tf ) / Z 0 w funkcji bezwymiarowego czasu flokulacji t * F = n t F dla różnej intensywności mieszania. Im wartość bezwymiarowej przeźroczystości jest większa tym proces flokulacji przebiegał bardziej prawidłowo. Jak wynika z rys. 1 najlepszą wartością bezwymiarowego czasu flokulacji jest wartośćt * F 800 1000. Jeśli intensywność mieszania charakteryzowana wartością P/V jest
powyżej 14 W/m 3, to zbyt długie mieszanie powoduje rozbicie flokul i pogorszenie przezroczystości ścieków. Zatem zbyt długi czas wymaga nie tylko dostarczenia dodatkowej energii, ale jeszcze dodatkowo pogarsza efekt końcowy. Negatywny wpływ wysokiej intensywności mieszania może być wyeliminowany wyższą dawką flokulantu, jednak zwiększa to koszty procesu i może dodatkowo spowodować trudności w dalszym przetwarzaniu osadu. Wytyczne dotyczące dodawania substancji chemicznych i flokulanta można sformułować w następujący sposób: chemikalia należy mieszać intensywnie, aby reakcje przebiegały w każdym miejscu równocześnie. Stężenie środków chemicznych powinno być dostatecznie niskie, aby przeciwdziałać lokalnym szybkim zmianom ich stężenia. Można to łatwo osiągnąć w rozcieńczonych roztworach. Flokulant powinien być przygotowywany o stężeniu około 0,1% wag. i nie wcześniej niż 24 godzin przed jego użyciem, w przeciwnym razie jego aktywność jest wyraźnie mniejsza. Roztwór powinien być dozowany w mieszalniku z mieszadłem szybkoobrotowym wytwarzającym wysokie naprężenia ścinające, na przykład mieszadło zębate. Flokulant należy dodawać stopniowo aby zapobiegać powstawaniu trudno rozpuszczalnych aglomeratów. Zamiast stosowania mieszania mechanicznego alternatywnie można stosować mieszadła statyczne pracujące w zakresie wysokiej burzliwości. Miejsca gdzie można zastosować tego typu rozwiązania pokazane jest na rys.2. Doświadczalnie, badane było jedynie działanie flokulantów organicznych i najnowsze prace [8,9] wskazują, że wysoka intensywność mieszania ma pozytywny wpływ na jakość flokul oraz na ich szybkość sedymentacji w osadnikach. Rys.2 Reologia suspensji Zawiesiny ciała stałego o małych stężeniach wykazują właściwości cieczy niutonowskich, w których zależność pomiędzy naprężeniem stycznym i szybkością ścinania wyraża się równaniem τ = µγ& (1) gdzie współczynnik lepkości dynamicznej µ rośnie wraz ze wzrostem zawartości fazy stałej. Szybkość tego wzrostu opisują równania empiryczne lub półempiryczne. Najbardziej znanym równaniem jest równanie Einsteina
( 1+ 2, ) l µ = 5c µ (2) ważne dla stężeń objętościowych c mniejszych niż 4%. Inną zależność proponuje Quemada [10] 2,5cm ( 1 / cm ) l µ = c µ, (3) gdzie c m jest największym dopuszczalnym stężeniem ciała stałego w zawiesinie a µ l jest lepkością fazy ciekłej. Jeszcze inną zależność proponuje Chong [11] z identycznym parametrem c m jak w przypadku pracy [10] 2 3 c µ = 1+ µ l 4 c m c. (4) Jednak bardzo często zawiesiny wykazują właściwości nieniutonowskie, które można opisać znanym równaniem potęgowym m τ = Kγ&, (5) Parametr K jest nazywany współczynnikiem konsystencji a m to indeks płynięcia. Jeśli zawiesina jest bardzo stężona, wtedy może ona wykazywać właściwości płynu Binghama. W tym przypadku jej właściwości reologiczne opisują dwa równania & γ = 0 dla τ τ 0, (6a) τ = µ dla & p γ + τ 0 τ τ, (6b) 0 gdzie τ 0 jest naprężeniem granicznym, a parametr µ p nazywany jest plastycznością. Zależności graficzne pomiędzy naprężeniem stycznym a szybkością ścinania określane jako krzywe płynięcia przedstawione są na rys. 3. Miarą zmiennej lepkości cieczy nienioutonowskich jest lepkość pozorna µ z, która przez analogię do cieczy niutonowskiej definiowana jest równaniem
µ z = τ / & γ. (7) Podstawiając równanie (5) do równania (7) otrzymamy m 1 µ = Kγ&. (8) z Ponieważ większość zawiesin wykazuje właściwości pseudoplastyczne z indeksem płynięcia m<1, co oznacza że ich lepkość pozorna µ z zmniejsza się wraz ze wzrostem szybkości ścinania. Przy opisie właściwości reologicznych zawiesin w szerokim zakresie zmienności szybkości ścinania lepiej posługiwać się rozszerzonym modelem potęgowym Rys. 3 m1 K1 & γ τ = b K 1 ( m1 m2 ) 1+ & γ K 2 lub rozszerzonym modelem płynu Binghama [12] 1 b (9) τ = τ τ 1 + τ 01 01 02 + µ + µ + µ p1 p1 p2 & γ & γ & γ b 1/ b, (10) gdzie indeksy 1 i 2 oznaczają odpowiednie parametry reologiczne przy małych i dużych szybkościach ścinania a współczynnik b charakteryzuje ostrość przejścia pomiędzy oboma obszarami. Graficzna zależność między wartościami τ i γ& wyrażona równaniem (10) przedstawiona jest na rys. 4. Rys. 4 Właściwości reologiczne osadów ściekowych są ważnym parametrem przy projektowaniu aparatów do ich utylizacji i dlatego badania nad właściwościami osadów ściekowych są nadal prowadzone [13].
Mieszanie suspensji i zagęszczonych ścieków Dlaczego mieszamy ścieki zagęszczone? Mieszanie zagęszczonych ścieków w ciągach technologicznych oczyszczalni ścieków wynika przynajmniej z jednego z następujących powodów: homogenizacja poszczególnych partii osadu np. w osadnikach przed filtrami i wirówkami, zwiększenie szybkości wymiany masy (kontakt międzyfazowy) pomiędzy osadem a cieczą w procesach anaerobowych, podczas wstępnej chemicznej obróbki (wytracanie osadu, absorpcja na bentonicie itp.) lub podczas flokulacji, przeciwdziałanie odkładaniu się a następnie gniciu osadu ściekowego w wyniki czego powstaje siarkowodór z siarki zawartej w białkach, homogenizacja zawiesin np. przy dozowaniu flokulanta lub innych środków chemicznych do osadu ściekowego, zapewnienie dobrej cyrkulacji pęcherzyków powietrza w ściekach podczas napowietrzania. Wybór układu mieszającego Do mieszania zawiesin wybieramy najczęściej mieszadła o działaniu osiowym. Ich wielkość uzależniona jest przede wszystkim od stężenia osadu oraz od wielkości cząstek, z których osad się składa. Dla bardzo drobnych zawiesin, ale stężonych, należy stosować mieszadła o stosunkowo dużych średnicach lub układ kilku mieszadeł umieszczonych na wspólnym wale. Obroty mieszadła Mieszanie zawiesin musi przebiegać w całej objętości zbiornika. Przy mieszaniu zawiesin gruboziarnistych obszarem krytycznym jest z zasady dno zbiornika, gdzie duże cząstki zalegają i nie są podrywane do góry. Częstość obrotowa mieszadła, przy której dochodzi do uniesienia wszystkich cząstek zawiesiny nazywamy prędkością krytyczną. Można ją określić z zależności pomiędzy zmodyfikowaną liczba Frouda a względną wielkością cząstki d p
Fr = 2 n dρ d p = C g ρ D γ, (15) Gdzie współczynniki C oraz γ można określić w zależności od objętościowego stężenia ciała stałego w zawiesinie c, z równań zaproponowanych w pracy [14] ( Bc) C = A exp (16) γ = α + βc (17) Graficzny obraz równań (16) i (17) dla mieszadła sześciołopatkowego [15] z łopatkami pochylonymi pod kątem 45 (rys. 5) o dwóch względnych średnicach D/d=3 oraz D/d=4,5 umieszczonych w zbiorniku z dnem wyoblonym, przedstawiono na rys. 6 i rys.7, a wartości poszczególnych stałych występujących w równaniach (16) i (17) przedstawiono w tabeli 1. Ścieki bardzo stężone często wykazują właściwości płynów plastycznych, które można opisać modelem płynu Binghama. Ze względu na duże szybkości ścinania w bezpośrednim sąsiedztwie mieszadła lepkość plastycznego układu jest niska i obserwuje się w tym rejonie dobre wymieszania, z jednoczesnym słabym wymieszaniem (obszary martwe) przy dnie i ściankach zbiornika. Aby doprowadzić do wymieszania w całej objętości zbiornika należy stosować określone wartości bezwymiarowego kryterium n 2 d 2 ρ/τ 0 będącego stosunkiem ciśnienia dynamicznego do naprężenia granicznego [16]. Przykładowo, dla mieszadła sześciołopatkowego o średnicy D/d=3 wartość tego kryterium musi być nie mniejsza niż 97,5, a dla mieszadła D/d=2 nie mniejsza niż 38,1. Rys. 5 Rys. 6 Rys. 7 Tab. 1 Moc mieszania Mieszanie w zbiornikach o wielkościach przemysłowych przebiega zazwyczaj w obszarze ruchu burzliwego, dla którego liczba mocy P Po = (18) ρn 3 d 5 jest wartością stałą niezależną od liczby Reynoldsa. Wartość liczbowa kryterium Po dla mieszadeł z łopatkami pochylonymi można obliczyć z zależności podanej w pracy [17]. Jeśli mieszanie przebiega w ruchu laminarnym, w którym liczba mocy jest funkcja liczby Reynoldsa Re = nd 2 ρ/µ, wtedy zamiast lepkości płynu niutonowskiego µ wstawiamy lepkość
pozorną µ z obliczoną z równania (7) dla szybkości ścinania γ& = kn. Dla mieszadeł szybkobieżnych wartość stałej proporcjonalności k 10. Minimalna energia konieczna do mieszania zawiesin Dla zawiesin gruboziarnistych jest to ilość energii potrzebna do utrzymania cząstki w stanie zawieszonym. Ilościowo, opisane jest to bezwymiarowym kryterium π s, w którym m.in. zawarta jest liczba mocy Po 3 7 π s = Po Fr ( d / D) (19) Zależność kryterium π s od objętościowego stężenia c dla wielkości cząstek d p /D=0,000833 przerdstawiona jest na rys. 8. Z rysunku wynika, że dla mniejszych stężeń zawiesiny wymagany jest mniejszy nakład energetyczny (mniejsze mieszadło) i odwrotnie. Szczególnie jest to uwidocznione dla mieszadeł mniejszych. Dla zawiesin drobnoziarnistych moc potrzebna do napędu mieszadła dla zapewnieniu mieszania w całej objętości zbiornika można określić [10] na podstawie innego bezwymiarowego kryterium P 2 ρ/(τ 3 0 D 4 ). Dla mieszadła sześciołopatkowego o średnicy D/d=3 wartość tego kryterium wynosi 3,5 10 4 a dla średnicy D/d=2 wynosi 1,3 10 4 [10]. Zatem w przypadku bardziej stężonych zawiesin należy stosować większe mieszadła. Rys. 8 Warunki wytwarzania suspensji Można wyprowadzić równania kryterialne pozwalające na powiększanie skali aparatów, w których następuję całkowite zawieszenie ciała stałego. δ nd = const. (20) δ 2 / 3 lub εv = const. (21) Wartość wykładnika δ np. dla piasku przyjmuje się jako równy 0,8 natomiast dla zawiesin drobnoziarnistych i osadów ściekowych wartość δ zawiera się w granicach 0,89 1,0. Jeśli wartość δ=1, to kryterium powiększania skali aparatu jest warunek jednakowej prędkości końca łopatki mieszadła, jeśli δ=2/3 to powiększanie skali prowadzimy przy zachowaniu jednakowej energii na jednostkę objętości zawiesiny ε [W/m 3 ]. Z równania (21) można
zauważyć, że przy mieszania zagęszczonych ścieków im większa jest skala aparatu, tym mniejsza jest jednostkowa energia ε, chociaż nawet dla dużych mieszalników energia jednostkowa może osiągać nawet wartość 5 [W/m 3 ]. Krytyczna ocena projektowania układów mieszających metodą Campa i Steina [18] Do projektowania układów mieszających stosowanych w oczyszczalniach ścieków stosuje się często metodę zaproponowaną w połowie ubiegłego wieku przez Campa i Steina [18]. Metodyka ta opiera się na stosowaniu różnych wartości kryterium G dla różnych warunków mieszania. P G =, (22) µ V gdzie moc mieszania P podzielona przez objętość mieszanego układu V jest miernikiem średniej wielkości dyssypacji energii. Kryterium G zapewnia jedynie przybliżone modelowanie takich procesów jak dyspersja, wymiana ciepła, złożone reakcje chemiczne i stosowanie go do modelowania wielkogabarytowych zbiorników służących do oczyszczania ścieków prowadziłoby do ich błędnych obliczeń. Przykładowo, dla wytwarzania zawiesiny i mieszadeł szybkoobrotowych wartość G=1500 1/s co odpowiada 2250 W/m 3. Jest to wartość kilkakrotnie za duża w stosunku do wartości doświadczalnych. Z kolei dla procesu flokulacji G=20-80 co oznacza bardzo niską moc jednostkową z zakresu 0,4 0,64 W/m 3 i jest ona kilkakrotnie zaniżona w porównaniu z wartościami doświadczalnymi [4-7]. Wartość G posiada wymiar [1/s] czyli jest szybkością deformacji i jeśli pomnożymy równanie (22) przez średni czas przebywania ścieków w zbiorniku V/Q otrzymamy bezwymiarową liczbę Ca. Wartości parametru G oraz czasy przebywania ścieków w zbiorniku można znaleźć w monografii Wastewater Engineering [1]. Dla typowych procesów flokulacji G = 20 80, natomiast dla wytwarzania zawiesiny i mieszadeł szybkoobrotowych G = 250 1500. 2 Pt 1 PV Ca = Gt = =. (23) µ V Q µ
Uzyskaną liczbę Ca określa się mianem liczby Campa, która jest odpowiednikiem kryterium energetycznego, gdzie za czas t podstawia się średni czas przebywania ścieków z osadnikach. Z kolei dla procesów homogenizacji podobnym kryterium energetycznym jest zależność bezwymiarowej wielkości Pt 2 /µd 3 od bezwymiarowego kryterium D 2 ρ/µt, które zawiera jedynie właściwości fizykochemiczne oraz średnicę zbiornika. Na rys.9 pokazana jest wyżej wymieniona zależność i na tej podstawie można określić [17] konieczną moc mieszania dla dowolnie wybranego czasu homogenizacji t dla określonej średnicy zbiornika D i określonej lepkości i gęstości cieczy Jak jednak wynika z rys. 9 wartość tego kryterium jest stała tylko dla bardzo niskich liczb Reynoldsa (ruch pełzający) i dla wybranego typu mieszadła, natomiast dla dużych liczb Reynoldsa, z którymi mamy do czynienia w osadnikach, linie na rys. 9 nie są niestety liniami poziomymi. Oznacza to, że metoda Campa i Steina posługująca się stałym kryterium energetycznym przy powiększaniu skali aparatu oparta jest na fałszywym założeniu o stałości kryterium energetycznego. Usprawiedliwieniem tej metody może być tylko fakt, że w czasie kiedy była ona opracowywana (i niestety jeszcze często stosowana) nie były dostępne badania doświadczalne dotyczące kryteriów energetycznych. Rys. 9 Wnioski Na podstawie zgromadzonego materiału można sformułować następujące wnioski: Na etapie projektowania należy się zdecydować co jest głównym celem mieszania (ujednolicenie mieszaniny, właściwe warunki do flokulacji, dobra wymiana ciepła itp.) a przy powiększaniu skali należy zadbać o to aby główny cel mieszania spełniony był również w dużej skali. Przy powiększaniu skali aparatu zwiększa się zwykle wartość liczby Reynoldsa. Może to spowodować przejście w inny zakres przepływu, a tym samym całkowitą zmianę równań, według których należy powiększać skalę aparatu. Im większy jest zbiornik tym mniejsza jednostkowa energia [W/m 3 ] jest potrzebna do podniesienia cząstek ciała stałego z dna zbiornika (równanie (21)). Przy projektowaniu osadników nie należy stosować metody Campa i Steina, gdyż jej użyteczność ogranicza się tylko do niektórych przypadków.
Używane symbole A, B - stałe w równaniu (16) [-] b - stała w równaniu (10) [-] c - stężenie objętościowe ciała stałego [%] C - współczynnik w równaniu (15) [-] Ca - liczba Campa zdefiniowana równaniem (23) [-] d - średnica mieszadła [m] d p - średnica cząstek [m] D - średnica zbiornika [m] D F - dawka flokulanta [ml/l] Fr - zmodyfikowana liczba Frouda zdefiniowana równaniem (15) [-] G - kryterium zdefiniowane równaniem (22) [1/s] g - przyspieszenie ziemskie [m/s 2 ] K - współczynnik konsystencji n - częstość obrotowa mieszadła [1/s] m - wskaźnik płynięcia [-] P - moc mieszania [W] Po - liczba mocy zdefiniowana równaniem (18) [-] Q - objętościowe natężenie przepływu [m 3 /s] t - czas [s] t m - czas mieszania [s] t F - czas flokulacji [s] * t F - bezwymiarowy czas flokulacji = n t F [-] V - objętość [m 3 ] Z 0 Z e * Z e początkowa przezroczystość ścieków - końcowa przezroczystość ścieków - bezwymiarowa, końcowa przeźroczystość ścieków α, β - stałe w równaniu (17) [-] γ - wykładnik w równaniu (15) [-] δ - wykładnik w równaniu (20) [-] p z - spadek ciśnienia [Pa] γ - wykładnik w równaniu (15) [-]
γ& - szybkość ścinania [1/s] µ - lepkość dynamiczna [Pas] µ p - lepkość plastyczna [Pas] µ z - lepkość zastępcza [Pas] ρ - gęstość [kg/m 3 ] ρ - różnica gęstości ciała stałego i cieczy [kg/m 3 ] π s - bezwymiarowe kryterium zdefiniowane równaniem (19) [-] τ - naprężenie styczne [N/m 2 ] τ 0 - naprężenie graniczne [N/m 2 ] Literatura 1. G. Tchobanoglous, Watewater Engineering, Mc Graw Hill, New York 1991. 2. A. Cumiskey, M. Dawson, M. Tillotson, Materialy Konferencji Residuals and Biosolids, Baltimore, 19-22 February 2003 (paper available on request). 3. R.Šulc, P.Ditl, The effect of process conditions on the flocculation process occurring in an agitated vessel, Brazilian Journal of Chemical Engineering. (przyjęte do publikacji). 4. R Šulc, Inżynieria i Aparatura Chemiczna, 2009, 48, No. 4, 126. 5. R.Šulc, P.Ditl, Proceedings of 14 th International Congress CHISA 2000, Prague, 27-31 August 2000 (CD ROM). 6. R.Šulc, P.Ditl., Proceedings of 34 th International Conference SSCHE 2007, Tatranské Matliare, 21-25 May 2007 (CD ROM). 7. R.Šulc, P.Ditl, Mechanika, 2008, 105, No. 2, 341. 8. R.Šulc, P.Ditl, Inzynieria chemiczna i procesowa, 2009, 30, No. 3, 443. 9. Z. Hanhui,, Z. Xiaoqi, Z. Xuchui,. Eight International Water Technology Conference, IWTC8, Alexandria, 27-30 May 2008, 771. 10. D. J. Quemada, Journal de mecanique theorique et appliquee, 1985, Issue Suppl, 267. 11. J.S. Chong et al, J., Applied Polymer Science, 1971, 115, 2007. 12. F. Rieger, J. Moravec, 2007, Novel Trends in Rhelogy II, UTB, Zlín 2007, 184. 13. I. Seyssiecq, J-H. Ferasse, N. Roche, Biochemical Engineering Journal, 2003, 16, No.1, 14. F. Rieger, Chemical Engineering Journal, 2000, 79, 171.
15. D. Ceres, J. Moravec, T.Jirout, F. Rieger, Inżynieria i Aparatura Chemiczna, 2010, 49, No.1, 25 16. J. Moravec, D. Ceres, F. Rieger, Inżynieria i Aparatura Chemiczna, 2010, 49, No.3, 77. 17. J. Medek, Sborník z konference o míchání, Dům techniky, Brno1982,127. 18. T.R Camp, P.C. Stein, Journal of Boston Society of Civil Engineering, 1943, 30, 209. 19. F. Rieger, V. Novák, D.Havelková, Chemical Engineering Journal, 1986, 33,143. Podziękowanie. Praca została wykonana w ramach projektu MSM6840770035 finansowanego przez Ministerstwo Edukacji Republiki Czeskiej.
Rys. 1. Wpływ parametrów flokulacji na jej końcowy wynik dla D F =const. mieszadło 6- lopatkowe o łopatkach ukośnych Fig. 1. Influence of flocculation parameters on the final outcome for D F = const. - 6-paddle stirrer with pitched blades Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
ścieki do oczyszczania kontrola ph bentonit mieszalnik - - reaktor flokulacja osadnik ścieki częściowo oczyszczone kwas lub zasada chemikalia destabilizacja flokulant zagęszczacz osadów sklarowana woda flokulant wirowanie mieszalnik statyczny kondyc jonowanie osadów flokulant ścieki oczyszczone Rys. 2. Schemat linii do oczyszczania ścieków z destabilizacją, flokulacją i zagęszczaniem osadów Fig. 2. Diagram of wastewater purification with destabilization, flocculation and thickening of sludge Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
τ ciecz niutonowska płyn Binghama τ 0 β tg β = µ p ciecz pseudolpastyczna α tg α = µ z γ. Rys. 3. Typowe ciecze nieniutonowskie według zależności naprężenia stycznego od szybkości ścinania γ& Fig. 3. Typical non-newtonian liquids according to the relationship τ=f( γ& ) Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
70 60 50 a] τ [P 40 30 20 b=10 b=100 10 0 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 γ [s -1 ] Rys. 4. Krzywa płynięcia dla płynu Binghama w szerokim zakresie zmienności parametru γ& Fig. 4. Flow curve for a Bingham fluid in a wide range of variation of parameter γ& Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
Rys. 5. Mieszadło łopatkowe o łopatkach ukośnych Fig. 5. Pitched blade impeller Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
100000 10000 C[ -] 1000 100 D/d=4.5 D/d=3 10 1 0 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45 c [-] Rys. 6. Zależność współczynnika C od objętościowego stężenia zawiesiny Fig. 6. Dependence of the coefficient C from the volumetric suspension concentration Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
1,6 1,4 1,2 γ [ ] 1 0,8 0,6 D/d=4.5 D/d=3 0,4 0,2 0 0 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45 c [-] Rys. 7. Zależność wykładnika potęgi γ od objętościowego stężenia zawiesiny Fig. 7. Dependence of the exponent γ from volumetric suspension concentration Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
d p /D=0,000833 0,025 0,02 πs 0,015 0,01 D/d=3 D/d=4, 5 0,005 0 0 10 20 30 40 c, % Rys. 8. Zależność wymaganej bezwymiarowej mocy mieszania od stężenia zawiesiny Fig. 8. Dependence of dimensionless mixing power from the concentration of suspension Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
Rys. 9. Zależność kryterium energetycznego dla procesów homogenizacji od bezwymiarowego kryterium zawierającego średnicę zbiornika i właściwości fizykochemiczne zawiesiny 1 mieszadło ślimakowe w dyfuzorze, 2 mieszadło ślimakowe umieszczone nie centrycznie, 3 mieszadło wstęgowe, 4 cztery mieszadła dwułopatkowe o łopatkach ukośnych umieszczone mimośrodowo, 5 mieszadło kotwicowe, 6 mieszadło turbinowe, 7 mieszadło sześciołopatkowe, 8 mieszadło trójłopatkowe Fig. 9. Dependence of the energy criterion for the processes of homogenization from dimensionless diameter of the tank and physicochemical properties of the suspension 1 - screw agitator in the draft tube, 2 - screw agitator located off central, 3 - ribbon, 4 - four two paddle impellers with pitched blades eccentrically located, 5 - anchor agitator, 6 - turbine, 7 six paddle stirrer, 8 - three paddle stirrer Pavel Ditl, František Rieger, Radek Šulc, Czesław Kuncewicz, Mieszanie i flokulacja zagęszczonych ścieków
Tabela 1. Wartości stałych r równaniach (16) i (17) Table 1. Values of constants in equations (16) and (17) Mieszadło A B α γ D/d=4,5 27,3 18,4 0,584 1,94 D/d=3 3,98 19,9 0,397 2,55