化工废水

摘要： 以静电纺丝制多孔二氧化硅纤维(Epsf)为催化剂载体,以Co、Zn作为双金属活性组分,采用等体积浸渍法制备Co-Zn/Epsf双金属负载型催化剂,并对其进行SEM、XRF等技术表征,探究该催化剂催化臭氧降解化工废水的效果。结果表明,当催化剂中Zn、Co双金属组分质量比为1∶1时,其协同臭氧对废水具有较好的处理效果,100 min后,废水COD降解率为97.1%;且催化剂重复使用7次后,废水COD降解率仍可达79.1%。

摘要： 随着工业园区产业布局的调整和发展,化工废水所占比例不断增加,原园区污水处理厂不满足排放要求。将园区化工废水与生活污水收集管道分开,采用“调节池(事故池)+厌氧水解+AO+二沉池+滤布滤池+臭氧催化氧化”的组合工艺将化工废水预处理后,再与生活污水合并进入原园区污水处理厂。项目改造完成后,化工废水预处理系统在进水满足《污水排入城镇下水道水质标准》(GB/T 31962-2015)B级的情况下,化工废水COD、NH_(3)-N和TN去除率分别达到43.58%、6.1%和76.14%,B/C比由0.11提升至0.30。该组合工艺年吨水直接运行成本为4.55元。经预处理后的化工废水生化性得到改善,与生活污水合并进入原园区污水处理厂,最终出水稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)一级A排放标准。

摘要： 煤化工废水处理零排放系统的反渗透膜单元运行出现问题,装置的保安过滤器滤芯更换周期缩短,反渗透膜清洗周期缩短,严重影响了整个装置的运行。通过工艺参数调研,进行水质分析,对污染物进行电镜扫描,进行污染物成分分析;对预处理装置排查,调整药剂的种类及添加量,反渗透膜离线清洗通量恢复到了98%以上,保安过滤器滤芯的使用周期恢复到1.5~2个月,反渗透装置的清洗周期也恢复到了设计值达到较好的效果。

摘要： 我国化工废水排放量巨大,其中含有的无机磷会导致淡水富营养化。选用来源广泛且环境友好的海藻酸钠为载体,微波一步热解活化法制得的高比表面积甘蔗渣生物炭为添加剂,氯化铁溶液为交联剂,通过溶胶凝胶法和包埋法制备了SA-Fe、SA-C-Fe和SA-C-Fe(C)三种吸附材料,并用其进行了无机磷的去除实验。研究发现三种材料的吸附过程均符合准二级动力学模型,其中SA-Fe和SA-C-Fe的吸附过程符合Langmuir等温模型,其对无机磷的最大吸附量分别为53.79 mg/g和78.75 mg/g;SA-C-Fe(C)对无机磷的吸附过程符合Langmuir-Freundlich等温吸附模型。SA-C-Fe材料吸附无机磷过程存在配体交换、静电吸引和表面沉积三种吸附机制,吸附容量最高;SA-C-Fe(C)微球经过碳化后,羟基官能团数量减少,配体交换作用减弱,且形成了铁氧化物沉积层,吸附容量最低。

摘要： 本文分析了化工废水通常的处理方法,并介绍了臭氧催化氧化技术的氧化机理及分析了在化工废水处理中的应用。

摘要： 综述了生物处理技术去除难降解有机物的研究进展,简要介绍了化工废水中难降解有机物的处理技术现状,阐述了近年来生物处理技术的研究进展,包括高效降解菌技术、基因工程处理技术、生物絮凝处理技术、曝气生物滤池(BAF)处理技术、共代谢技术等生物处理技术的研究情况。提出了今后的发展方向及应用前景。

摘要： 化工废水具有成分复杂、污染物浓度高、处理难度大的特点,因此科学处理化工废水是保护环境、充分利用水资源的重要措施。本文论述了化工废水处理现状,分析了其常用处理工艺和新型处理技术。

摘要： 某化工废水处理装置为日处理4800 m^(3)污水工程,设计将生化系统改造为A/O+MBR工艺,出水满足《辽宁省污水综合排放标准》(DB 21/1627-2008)要求水质标准,投产运行后出水满足排放水循环利用的要求。该处理系统中,膜生物反应器容积负荷高,污染物去除率高;系统污泥产量少,具有高效的固液分离作用;反应器内污泥浓度高,抗冲击负荷能力强,出水效果稳定,处理后的出水能够直接循环利用。

摘要： 高浓度废水具有一定污染性,给予科学合理的处理在排放的环境中具有重要的环保意义。为了有效处理高浓度废水,文章以某新材料科技股份有限公司二期污水处理工程为例,深入探讨了高浓度污水的处理工艺。项目规划中,如何进行三元废水的处理是亟待解决的问题,该废水具有污染物浓度高、水量大等特点,因此要达到标准的处理质量要求具有一定难度。对此,结合企业一期工程项目,进行了该工艺基础上的优化、创新等,最终完成了二期工程的建设,取得了良好的高浓度废水处理效果,以供参考。

摘要： 近年来,随着我国经济社会的不断发展,化工方面的发展也呈现出了突飞猛进的效果,化工企业的规模以及数量也越来越多,随之而来增加的不只有经济效益,工业废水的排放也在随之增多,并且大多数工厂的废水排放都存在着超标的情况,对于环境造成了严重的污染。随着当前对于环境的保护力度的逐渐加大,对于工业废水的处理方式也在不断的进步。主要针对于当前综合化工废水的来源和特点进行分析,并且对于化工废水处理技术的研究进展进行不断深入探讨。

摘要： 针对不同类型的煤质活性炭,采用静态吸附实验研究了活性炭粒度、吸附时间、投加量对化工废水中有机污染物去除效果的影响,在此基础上,结合动态吸附穿透实验,评价了不同类型煤质活性炭吸附性能及其对过滤速度的影响.结果表明:煤质活性炭对化工废水处理的最佳吸附时间为2h;最佳投加量为300ppm;对有机污染物的吸附容量依次为:压块破碎炭>柱状破碎炭>原煤破碎炭.压块破碎炭孔隙结构发达且含氧官能团数量较多,柱状破碎炭次之.

摘要： 本文从废水氧化处理法出发,结合即将颁布的《石油化学工业污染物排放标准》,对比分析化工污水处理装置目前存在的处理瓶颈问题.通过对化工污水装置二沉池出水臭氧接触氧化+生物滤池试验期间数据分析,探讨了臭氧接触氧化最佳时间、臭氧投加量及对CODcr去除情况.证明了臭氧接触氧化+生物滤池技术对化工废水处理效果显著.

摘要： 阐述了我国综合化工废水的来源和特点,对国内外目前主要综合化工废水处理技术及存在的问题进行了综述,并提出今后综合化工废水处理的发展趋势.rn 各种处理手段都有其优点和不足。物理化学方法常用于综合化工废水的预处理或深度处理，然而这些方法均存在各自的弊端。例如，物理处理方法操作性强、对难降解污染物处理效率高，但是如混凝沉淀、活性炭吸附、膜过滤等方法只是污染物相的转移，并没有实现污染物的彻底降解，其中膜分离技术还存在着造价高、寿命短以及膜污染和膜阻塞等诸多问题;高级氧化法处理效率高、反应快，在处理难降解废水时效果显著，但该类技术反应器制造和运行成本高、反应条件要求严格，比较不适合用于升级改造已有的污水处理工艺。同样的，其他多数物理化学方法均存在能源消耗大、投资运行成本高的缺点，制约了其在化工废水处理中的大规模应用。rn 随着社会和经济的发展，综合化工废水水量日趋增大，污染物组成更加复杂，处理难度不断增加。当前单一的废水处理手段均存在一定的局限性，不能满足处理需求。要实现综合化工废水的综合治理，在今后的发展中，下述四个方向将起到重要作用:(1>重视发展多种处理技术的联用;(2)针对综合化工废水成分复杂的特点，发展具有高效能的小型化设备和便于组合的处理装置;(3)根据难降解废水自身的水质特征甄选经济、高效的处理工艺;(4)从污染物源头入手，通过工艺的优化改进、开发新型能源和原材料、清洁生产等手段从根本上减少和控制化工废水的产生和排放。

摘要： 多效蒸发结晶器的整套工艺为多效真空蒸发，温度相对较低，蒸发速度快，蒸发耗能低，蒸发浓度高，使粘度较大的料液容易流动蒸发，不易结垢，是目前国际上最先进的蒸发与结晶相结合的蒸发设备之一。将有机磷废水氧化成无机磷以后先经过脱氨工段除去氨氮，得到的脱硫塔母液再进入到结晶工段，结晶工段采用两级OSLO降温结晶，得到带结晶水的磷酸氢二钠，作为产品销售，结晶母液再到后面的多效蒸发工段得到氯化钠，作为工业盐回收。

摘要： 地下连续墙作为一项成熟的技术广泛应用于各项地基处理及基础工程技术中.本文基于其防渗性能用于地下水污染治理的研究,通过实际的水文地质测量和勘探,联系到国内外相似的成功案例,以及结合其它地下水污染治理方案,最终确定地下连续墙的科学合理性.结果表明治理技术的选取对治理效果起到关键的作用,并且对于方案的成本控制和可行性有一定的影响.地下连续墙以其效果的特殊性和优越性可作为在地下水污染治理中的优选方案,并推广至土壤污染治理、土壤修复等其它环境问题当中.

摘要： 微氧强化硫酸盐还原-反硝化脱硫(SR-DSR)工艺因具有同步处理废水中COD-NO-3、SO24-生成S0且运行成本低、流程短的优势而受到关注.但因不同曝气方式而在反应器中形成的不同微氧区的位置对反应器运行效能、S0转化率和群落结构的影响尚不明确.因此,本文以5mL·min-1·L-1曝气速率、10.4mmol·L-1硫酸钠、31mmol·L-1乳酸钠和8mmol·L-1硝酸钾连续运行膨胀颗粒污泥床(EGSB)反应器,对比研究了回流槽中(底部)曝气(微氧区位于反应器下部)和反应区上部曝气(微氧区分别位于反应器上部和下部但DO更低)运行稳定后,反应器的运行效能、S0转化率和功能微生物的演替规律.结果表明,上部曝气时乳酸盐去除率为100%,出水中乙酸盐浓度为9.1mmol·L-1,丙酸盐浓度为3.7mmol·L-1,NO-3去除率为100%,出水中NO-2浓度为0.35mmol·L-1,SO24-去除率为84%,出水中S2-浓度为2.6mmol·L-1,S0转化率为59%.与底部曝气相比,上部曝气时出水中乙酸盐和丙酸盐浓度分别升高2.2和1.9mmol·L-1,NO-2浓度下降0.15mmol·L-1,S2-浓度降低0.5mmol·L-1,SO24-去除率和S0转化率分别下降6%和1%.上部曝气时,反应器下部和上部均存在相对减弱的微氧环境,使得反应器中硫酸盐还原菌(SRB)Desulfomicrobium和Desulfobulbus的总丰度分别增加9%和5%,硫氧化反硝化菌(soNRB)Halothiobacillaceae和Sulfurovum的丰度均减小3.1%,异养反硝化菌(hNRB)Comamonas的丰度升高0.2%,互营菌Synergistaceae的丰度减少37%.其中,反应器下部的SRB和soNRB总丰度分别升高28%和3%,为SO24-还原和S0转化提供了充分条件,而反应器上部的微氧环境又减弱了SO24-还原过程,从而降低了反应器出水中的S2-.因此,在碳源充足的条件下,可以采取反应器上部曝气的方式创造微氧环境,既可以保证较高的S0转化率,又可以减少出水中S2-和NO-2的浓度.

摘要： 微氧强化硫酸盐还原-反硝化脱硫(SR-DSR)工艺因具有同步处理废水中COD-NO-3、SO24-生成S0且运行成本低、流程短的优势而受到关注.但因不同曝气方式而在反应器中形成的不同微氧区的位置对反应器运行效能、S0转化率和群落结构的影响尚不明确.因此,本文以5mL·min-1·L-1曝气速率、10.4mmol·L-1硫酸钠、31mmol·L-1乳酸钠和8mmol·L-1硝酸钾连续运行膨胀颗粒污泥床(EGSB)反应器,对比研究了回流槽中(底部)曝气(微氧区位于反应器下部)和反应区上部曝气(微氧区分别位于反应器上部和下部但DO更低)运行稳定后,反应器的运行效能、S0转化率和功能微生物的演替规律.结果表明,上部曝气时乳酸盐去除率为100%,出水中乙酸盐浓度为9.1mmol·L-1,丙酸盐浓度为3.7mmol·L-1,NO-3去除率为100%,出水中NO-2浓度为0.35mmol·L-1,SO24-去除率为84%,出水中S2-浓度为2.6mmol·L-1,S0转化率为59%.与底部曝气相比,上部曝气时出水中乙酸盐和丙酸盐浓度分别升高2.2和1.9mmol·L-1,NO-2浓度下降0.15mmol·L-1,S2-浓度降低0.5mmol·L-1,SO24-去除率和S0转化率分别下降6%和1%.上部曝气时,反应器下部和上部均存在相对减弱的微氧环境,使得反应器中硫酸盐还原菌(SRB)Desulfomicrobium和Desulfobulbus的总丰度分别增加9%和5%,硫氧化反硝化菌(soNRB)Halothiobacillaceae和Sulfurovum的丰度均减小3.1%,异养反硝化菌(hNRB)Comamonas的丰度升高0.2%,互营菌Synergistaceae的丰度减少37%.其中,反应器下部的SRB和soNRB总丰度分别升高28%和3%,为SO24-还原和S0转化提供了充分条件,而反应器上部的微氧环境又减弱了SO24-还原过程,从而降低了反应器出水中的S2-.因此,在碳源充足的条件下,可以采取反应器上部曝气的方式创造微氧环境,既可以保证较高的S0转化率,又可以减少出水中S2-和NO-2的浓度.

摘要： 微氧强化硫酸盐还原-反硝化脱硫(SR-DSR)工艺因具有同步处理废水中COD-NO-3、SO24-生成S0且运行成本低、流程短的优势而受到关注.但因不同曝气方式而在反应器中形成的不同微氧区的位置对反应器运行效能、S0转化率和群落结构的影响尚不明确.因此,本文以5mL·min-1·L-1曝气速率、10.4mmol·L-1硫酸钠、31mmol·L-1乳酸钠和8mmol·L-1硝酸钾连续运行膨胀颗粒污泥床(EGSB)反应器,对比研究了回流槽中(底部)曝气(微氧区位于反应器下部)和反应区上部曝气(微氧区分别位于反应器上部和下部但DO更低)运行稳定后,反应器的运行效能、S0转化率和功能微生物的演替规律.结果表明,上部曝气时乳酸盐去除率为100%,出水中乙酸盐浓度为9.1mmol·L-1,丙酸盐浓度为3.7mmol·L-1,NO-3去除率为100%,出水中NO-2浓度为0.35mmol·L-1,SO24-去除率为84%,出水中S2-浓度为2.6mmol·L-1,S0转化率为59%.与底部曝气相比,上部曝气时出水中乙酸盐和丙酸盐浓度分别升高2.2和1.9mmol·L-1,NO-2浓度下降0.15mmol·L-1,S2-浓度降低0.5mmol·L-1,SO24-去除率和S0转化率分别下降6%和1%.上部曝气时,反应器下部和上部均存在相对减弱的微氧环境,使得反应器中硫酸盐还原菌(SRB)Desulfomicrobium和Desulfobulbus的总丰度分别增加9%和5%,硫氧化反硝化菌(soNRB)Halothiobacillaceae和Sulfurovum的丰度均减小3.1%,异养反硝化菌(hNRB)Comamonas的丰度升高0.2%,互营菌Synergistaceae的丰度减少37%.其中,反应器下部的SRB和soNRB总丰度分别升高28%和3%,为SO24-还原和S0转化提供了充分条件,而反应器上部的微氧环境又减弱了SO24-还原过程,从而降低了反应器出水中的S2-.因此,在碳源充足的条件下,可以采取反应器上部曝气的方式创造微氧环境,既可以保证较高的S0转化率,又可以减少出水中S2-和NO-2的浓度.

摘要： 微氧强化硫酸盐还原-反硝化脱硫(SR-DSR)工艺因具有同步处理废水中COD-NO-3、SO24-生成S0且运行成本低、流程短的优势而受到关注.但因不同曝气方式而在反应器中形成的不同微氧区的位置对反应器运行效能、S0转化率和群落结构的影响尚不明确.因此,本文以5mL·min-1·L-1曝气速率、10.4mmol·L-1硫酸钠、31mmol·L-1乳酸钠和8mmol·L-1硝酸钾连续运行膨胀颗粒污泥床(EGSB)反应器,对比研究了回流槽中(底部)曝气(微氧区位于反应器下部)和反应区上部曝气(微氧区分别位于反应器上部和下部但DO更低)运行稳定后,反应器的运行效能、S0转化率和功能微生物的演替规律.结果表明,上部曝气时乳酸盐去除率为100%,出水中乙酸盐浓度为9.1mmol·L-1,丙酸盐浓度为3.7mmol·L-1,NO-3去除率为100%,出水中NO-2浓度为0.35mmol·L-1,SO24-去除率为84%,出水中S2-浓度为2.6mmol·L-1,S0转化率为59%.与底部曝气相比,上部曝气时出水中乙酸盐和丙酸盐浓度分别升高2.2和1.9mmol·L-1,NO-2浓度下降0.15mmol·L-1,S2-浓度降低0.5mmol·L-1,SO24-去除率和S0转化率分别下降6%和1%.上部曝气时,反应器下部和上部均存在相对减弱的微氧环境,使得反应器中硫酸盐还原菌(SRB)Desulfomicrobium和Desulfobulbus的总丰度分别增加9%和5%,硫氧化反硝化菌(soNRB)Halothiobacillaceae和Sulfurovum的丰度均减小3.1%,异养反硝化菌(hNRB)Comamonas的丰度升高0.2%,互营菌Synergistaceae的丰度减少37%.其中,反应器下部的SRB和soNRB总丰度分别升高28%和3%,为SO24-还原和S0转化提供了充分条件,而反应器上部的微氧环境又减弱了SO24-还原过程,从而降低了反应器出水中的S2-.因此,在碳源充足的条件下,可以采取反应器上部曝气的方式创造微氧环境,既可以保证较高的S0转化率,又可以减少出水中S2-和NO-2的浓度.

摘要： 微氧强化硫酸盐还原-反硝化脱硫(SR-DSR)工艺因具有同步处理废水中COD-NO-3、SO24-生成S0且运行成本低、流程短的优势而受到关注.但因不同曝气方式而在反应器中形成的不同微氧区的位置对反应器运行效能、S0转化率和群落结构的影响尚不明确.因此,本文以5mL·min-1·L-1曝气速率、10.4mmol·L-1硫酸钠、31mmol·L-1乳酸钠和8mmol·L-1硝酸钾连续运行膨胀颗粒污泥床(EGSB)反应器,对比研究了回流槽中(底部)曝气(微氧区位于反应器下部)和反应区上部曝气(微氧区分别位于反应器上部和下部但DO更低)运行稳定后,反应器的运行效能、S0转化率和功能微生物的演替规律.结果表明,上部曝气时乳酸盐去除率为100%,出水中乙酸盐浓度为9.1mmol·L-1,丙酸盐浓度为3.7mmol·L-1,NO-3去除率为100%,出水中NO-2浓度为0.35mmol·L-1,SO24-去除率为84%,出水中S2-浓度为2.6mmol·L-1,S0转化率为59%.与底部曝气相比,上部曝气时出水中乙酸盐和丙酸盐浓度分别升高2.2和1.9mmol·L-1,NO-2浓度下降0.15mmol·L-1,S2-浓度降低0.5mmol·L-1,SO24-去除率和S0转化率分别下降6%和1%.上部曝气时,反应器下部和上部均存在相对减弱的微氧环境,使得反应器中硫酸盐还原菌(SRB)Desulfomicrobium和Desulfobulbus的总丰度分别增加9%和5%,硫氧化反硝化菌(soNRB)Halothiobacillaceae和Sulfurovum的丰度均减小3.1%,异养反硝化菌(hNRB)Comamonas的丰度升高0.2%,互营菌Synergistaceae的丰度减少37%.其中,反应器下部的SRB和soNRB总丰度分别升高28%和3%,为SO24-还原和S0转化提供了充分条件,而反应器上部的微氧环境又减弱了SO24-还原过程,从而降低了反应器出水中的S2-.因此,在碳源充足的条件下,可以采取反应器上部曝气的方式创造微氧环境,既可以保证较高的S0转化率,又可以减少出水中S2-和NO-2的浓度.

摘要： 本发明公开一种同时处理工业酸洗废水、洗涤废水和化工有机废水的方法，分析酸洗除锈废水中的Fe2+和Fe3+离子的浓度，并通过加入其他三价金属盐和二价金属盐来调节，使得二价离子的摩尔浓度是三价离子的摩尔浓度的2~4倍；将酸洗除锈废水和洗涤废水按体积比3：1~6：1混合，向混合废水中滴加50%~70%的NaOH溶液，直至pH值至8~10为止，滴加时在300~400rpm下搅拌60～120分钟；加入水量为洗涤废水1~2倍的化工有机废水，充分搅拌混合2~4h后沉淀、分离；将酸洗除锈废水中的金属离子和洗涤废水中的阴离子制备成有机水滑石，直接用于吸附化工有机废水中的有机污染物，以废治废。

摘要： 本发明公开一种同时处理工业酸洗废水、印染废水和化工有机废水的方法，收集酸洗废水并过滤去除其中的固体颗粒，分析其中Fe

摘要： 本发明公开一种同时处理工业酸洗废水、洗涤废水和化工有机废水的方法，分析酸洗除锈废水中的Fe2+和Fe3+离子的浓度，并通过加入其他三价金属盐和二价金属盐来调节，使得二价离子的摩尔浓度是三价离子的摩尔浓度的2~4倍；将酸洗除锈废水和洗涤废水按体积比3：1~6：1混合，向混合废水中滴加50%~70%的NaOH溶液，直至pH值至8~10为止，滴加时在300~400rpm下搅拌60～120分钟；加入水量为洗涤废水1~2倍的化工有机废水，充分搅拌混合2~4h后沉淀、分离；将酸洗除锈废水中的金属离子和洗涤废水中的阴离子制备成有机水滑石，直接用于吸附化工有机废水中的有机污染物，以废治废。

摘要： 一种光芬顿催化氧化煤化工废水深度处理系统及其处理煤化工废水的方法，它涉及一种煤化工废水深度处理系统及其处理煤化工废水的方法。本发明要解决现有深度处理煤化工废水过程中存在成本高、效率低、污泥堆积严重和处理效果不好的问题。本发明的系统由进水系统、进药系统、光反应处理系统和循环水系统构成。本发明光源采用太阳光，在TiO

摘要： 本发明公开了一种煤化工废水脱酚萃取剂、用途及使用该萃取剂对煤化工废水进行脱酚处理的方法，所述萃取剂可包含乙酸仲丁酯，或包含乙酸仲丁酯和苯乙醚，或包含乙酸仲丁酯、苯乙醚和冠醚类化合物。通过对煤化工废水进行脱酚处理发现，本发明所述萃取剂具有优异的脱酚效果，尤其是通过合适组分的选择、合适用量的限定等而取得了对多元酚的特别优异的脱除效果，在煤化工废水处理领域中具有巨大的应用价值和工业化生产潜力。

摘要： 本发明公开一种同时净化电镀废水、印染废水和化工有机废水的方法，将电镀废水和印染废水分别过滤去除固体颗粒，根据电镀生产工艺分析其中存在的离子，添加金属阳离子或将多种电镀废水混合，使二价离子的摩尔浓度是三价离子的摩尔浓度的2~4倍；将电镀废水和印染废水按体积比2∶1~4∶1混合，向混合废水中滴加50%~70%的NaOH溶液调节pH值至8~10为止，滴加时在300~400rpm下搅拌120～180分钟；加入水量为印染废水1~4倍的化工有机废水，充分搅拌混合2~4h，沉淀，分离；加入盐酸或硫酸，调节pH至7；将化工废水和印染废水中的其他有机物都吸附到水滑石的层间，一起沉淀从水中分离。

摘要： 本发明公开一种同时净化电镀废水、洗涤废水和化工有机废水的方法，将电镀废水和洗涤废水分别过滤去除固体颗粒，保证二价离子的摩尔浓度是三价离子的摩尔浓度的2~4倍；将电镀废水和洗涤废水按体积比3：1~5：1混合，向混合废水中滴加50%~70%的NaOH溶液，调节pH值至8~10为止；加入水量为洗涤废水的1~2倍的化工有机废水，充分搅拌混合2~4h，沉淀，分离；调节pH至7；利用水滑石的阴离子交换特性将废水中的阴离子都吸附到层间，形成具有分配能力的有机相，将化工废水中的有机污染物都吸附到水滑石的层间，一起沉淀从水中分离，在没有饱和的情况下，可作为水处理材料，继续用于有机废水治理。

摘要： 一种光芬顿催化氧化煤化工废水深度处理系统及其处理煤化工废水的方法，它涉及一种煤化工废水深度处理系统及其处理煤化工废水的方法。本发明要解决现有深度处理煤化工废水过程中存在成本高、效率低、污泥堆积严重和处理效果不好的问题。本发明的系统由进水系统、进药系统、光反应处理系统和循环水系统构成。本发明光源采用太阳光，在TiO

摘要： 本发明公开了一种煤化工废水脱酚萃取剂、用途及使用该萃取剂对煤化工废水进行脱酚处理的方法，所述萃取剂可包含乙酸仲丁酯，或包含乙酸仲丁酯和苯乙醚，或包含乙酸仲丁酯、苯乙醚和冠醚类化合物。通过对煤化工废水进行脱酚处理发现，本发明所述萃取剂具有优异的脱酚效果，尤其是通过合适组分的选择、合适用量的限定等而取得了对多元酚的特别优异的脱除效果，在煤化工废水处理领域中具有巨大的应用价值和工业化生产潜力。

摘要： 本发明公开一种同时净化电镀废水、印染废水和化工有机废水的方法，将电镀废水和印染废水分别过滤去除固体颗粒，根据电镀生产工艺分析其中存在的离子，添加金属阳离子或将多种电镀废水混合，使二价离子的摩尔浓度是三价离子的摩尔浓度的2~4倍；将电镀废水和印染废水按体积比2：1~4：1混合，向混合废水中滴加50%~70%的NaOH溶液调节pH值至8~10为止，滴加时在300~400rpm下搅拌120～180分钟；加入水量为印染废水1~4倍的化工有机废水，充分搅拌混合2~4h，沉淀，分离；加入盐酸或硫酸，调节pH至7；将化工废水和印染废水中的其他有机物都吸附到水滑石的层间，一起沉淀从水中分离。