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关于东港污水处理厂运行现状的分析报告明育苏2009年6月南通帀东港污水处理厂位于港闸经济开发区, 始建于1994年,初期处理 能力为0.33万吨/日,于2003年实施扩容,设计扩容处理能力 5万吨/日, 分二期实施,一期工程于2005年10月完成验收并投入使用,二期2.5万吨扩 建工程已于2009年5月投入试运行。正是在一、二期工程已相继运行的基础 上,本文拟对东港污水处理厂的运行现状,从工艺控制、硬件设施、改进方 向等各个角度,进行初步的分析与探讨。一、基本情况简介(一)主要处理工艺一、二期工程的污水处理工艺包括生化处理和物化处理两部分,以生化 处理为主,生化处理采用水解酸化+MBBR (移动床生物膜反应池)好氧生物 处理工艺,水解酸化部分采用缺氧水解提高污水的可生化性,缓和浓度冲击,好氧部分采用MBBR处理法(二期未加填料),物化部分为机械加速澄清池和 加氯消毒处理以使处理后的水质能达到排放标准,出水经500米管道排入长江。工艺流程如下图所示:鼓风机房旋流沉砂池一细格&水 解 醱 化 池牛一 化 处 理 池!机械加速澄済池州水消毒池LB一排入氏汀浓缩储泥池(二)主要设计指标设计进水水质主要指标: COD 500mg/L、BOEK 250mg/L、pH: 6-9SS K 250mg/L、NHN K 30mg/L设计出水水质主要指标: CODK 60mg/L、BOEK 20mg/L、pH: 6-9SSK 20mg/L、NH-N K 15mg/L(三)近期运行情况2008年全年共处理污水954万吨(设计900万吨),COD去除量为4816 吨,已达到了设计年去除量3960吨的1.21 倍; COD平均进水指标为603mg/L, 处理后平均出水指标约82mg/L,平均去除率达到86%剩余污泥外运焚烧7233 吨。今年以来,出水水质又有新改善,在进水水质、水量均超设计值的情况 下,已能做到部分时段达标排放。近两个月来的出水COD日变化曲线如下图 所示(5月1日6月25日)。2009年在市环保局排污企业评级中被评为蓝牌、运行现状分析 (一)进水水质水量状况1、水质状况。20062008年度月平均进水COD的变化情况如下图所示:由上图可知,本厂进水 COD一般大于500 mg/L的设计值,COD平均值约为600mg/L。一期工程自2005年投运以来一直面临着进水指标超标的困扰, 主要表现为五个方面:一是进水COD波动幅度大,瞬时值波动范围一般在4001000 mg/L区间,造成曝气池负荷不稳定;二是进水 pH值冲击频繁,约 一半时段pH大于9,峰值可达12以上,抑制了微生物活性;三是可生化性 不佳,B/C比一般约为0.3左右,难降解物质比例大,形成了出水BOD稳定 达标,COD经常超标的现象;四是进水氨氮常严重超标,一般在 50-80 mg/L 间,峰值大于200 mg/L ;五是印染废水多色度高,造成出水 COD即使达标, 仍水色深表观不佳。进入本厂的污水组成成份比较复杂,根据设计院在扩建工程可研报告中 提供的数据,本厂各种类型的污水对应比例如下表:污水组成成分序号污水性质比例()1印染废水92纺织废水43化工废水444酿造废水15医药废水16其它工业废水127生活污水29因调查的时效性上表仅作参考,但大致可知,生活污水与工业污水比例 约为三七开,本厂与处理生活污水为主的城市污水处理厂在类别上实有区别C 进水超标其实也是以工业污水为主的污水厂面临的普遍性困难。理论上 讲,污水厂应对超标排污企业加强源头控制,但在本厂现行体制下实际难以 操作。首先是没有行政检查权,经常在一般性取水监测时遇到阻力;其次是 与排污企业间没有经济纽带关系。故本厂现能发挥的作用大致相当于“群众 监督”,有用而有限。 多数情况下人们并不能改变环境, 而只能设法去适应之, 对于进水超标亦然。纵观近几年进水变化趋势,虽持继超标,但幸未出现如设计院 2007 年 在初步设计书中预测的“进水水质将愈来愈差”的状况,相反却呈有所好转 之势。原因可能是多方面的,但环保方面强化监管应为主要因素,属功不可 没。2、水量情况。 09年 5月份二期工程试运行后,日处理量已达到 5.5 万 吨。但随着港闸区社会经济的飞速发展,整个区内的入网污水排放量迅速增 长,进入夏季后每天入网水量已超过 6 万吨,雨天水量甚至超过 10万吨,目 前的处理能力仍不能满足需求。三期工程上马已迫在眉睫。( 二 ) 水解酸化池水解酸化 -好氧处理系统中的水解酸化段的目的, 对于城市污水是将原水 中的非溶解态有机物截留并逐步转变为溶解态有机物;对于工业废水处理, 主要是将其中难生物降解物质转变为易生物降解物质, 提高废水的可生化性, 以利于后续的好氧生物处理。以 COD 为例,首先水解反应器中的大量微生 物将进水中颗粒物质和胶体物质迅速截留和吸附,这是一个物理过程的快速 反应,截留下来的物质吸附在水解污泥的表面,慢慢地被分解代谢,其在系 统内的污泥停留时间要大于水力停留时间。在大量水解细菌的作用下将大分 子、难于生物降解物质转化为易于生物降解的小分子物质后,重新释放到液 体中,在较高的水力负荷下随水流移出系统。水解反应池集沉淀、吸附、网 捕和生物絮凝等物理化学过程以及水解、酸化过程等生物降解功能于一体。这与功能单一的初沉池有本质的区别。传统的水解酸化池具有以下主要特征:一是采用升流式反应器,原水经 池底进水管多点进入,向上升流穿过污泥层并与其反应后形成澄清层,汇流 后出水。二是水解工艺中的优势菌群是厌氧微生物,污泥需经过适当培养与 驯化,同时污泥层具有较高浓度和厚度,可以达到1525g/L,且可保持并不随出水流走。需要说明的是, 水解 -好氧工艺中的水解酸化过程与好氧 AO、A2O 和 AB 等工艺 A 段中发生的水解过程是有较大区别的。这表现在以下两个方面:首 先是菌种不同,如上所述在水解工艺中的优势菌群是厌氧微生物,而在好氧 AO 等工艺 A 段中的优势菌是以好氧菌为主;其次,在反应器内的污泥浓度 不同,水解工艺采用的是升流式反应器,其中污泥浓度可以达到1525g/L,而好氧AO等工艺中从二沉池回流的污泥浓度一般最高为5g/L。以上的差别造成了水解工艺是完全水解,而好氧 AO 等工艺中 A 段仅仅发生部分水解。水解酸化工艺的另一种方式是在上进水水解池后设置中沉池,水解厌氧 污泥在中沉池沉淀分离后再经循环泵回流至水解池进口,形成污泥循环。这 样做的优点是可以避免下进水方式中布水管的堵塞等问题。而本厂现有水解池与传统水解有很大区别, 前面详细介绍水解工作原理 的目的主要是为了表明这种区别, 主要有几点: 污泥性质有区别。 传统水 解工艺中的优势菌群是厌氧微生物,具有“留得住、可培养、专属性”的特 点。而现工艺中进入水解池的是来自二沉池的好氧活性污泥,与原水混合进 入水解池后,因泥水分离效果差,活性污泥中的大部分随出水进入后续曝气 池,即“留不住”。少量污泥虽沉淀在池末端底部, 但一期中并不能回流到水 解池进口,二期中本厂自行增设了回流管,但回流量十分有限。故缺少污泥 的培养驯化过程,即“难培养”。如此则水解池中的污泥缺乏“专属性”。污 泥浓度有区别。现有水解池采用的是上进水、上进泥方式,在池中经搅拌混 合后出水,不可能形成特定的污泥层,池中污泥也不可能达到传统水解池中 1525 g/L的高浓度,最多只能达到34 g/L的水平。 水解程度有区别。 传统水解在高浓度水解厌氧污泥作用下,水解反应比较完全,而本厂水解池 在进泥方式、优势菌群、污泥浓度等方面则类似于 AO 等工艺中的 A 段,是 一种不完全水解,水解反应的程度与作用十分有限。设计理念上的先天不足必然导致应用效果的差强人意。虽然本厂对水解 酸化池的运行方式作了多次长时间的各类试验,但结果均不够理想。归结为 两点:一是表征水解效果的进出水 B/C比未见提高,二是全系统总去除率未 有明显提升。二期的水解池已作了部分改进,如在池中增加了导流墙,基本消除了一 期的短流现象;专设了末端泥水分离区;采用了集泥坑;加大了排泥泵流量 等等。但我们以为,从根本原理上讲二期水解与一期相较并无实质性改变。 事实上经太平洋公司专业人员的多次调试,亦未能取得理想效果。一期水解池还存在一问题,即搅拌设备故障率较高。水解酸化池的另一 作用是均质。当原水成份急剧变化,pH COD等指标大幅波动,将对生化池 形成不利冲击时,通过水解池的缓冲可使进水得到均质。这种均质作用主要 是通过搅拌和较大的池容实现的。如搅拌机发生故障,不仅均质作用减弱, 而且原水中悬浮物下沉于池底形成积泥。所以搅拌机的完好率就很重要。但 实际情况并不乐观,水下搅拌机经常发生故障,这已成了制约水解池均质作用的一个重要因素一、二期水解酸化池现在主要充当着均质池的作用,而本应有的水解作 用则有点“名不符实” 。如何改进则成为颇棘手的难题。( 三 ) 生物曝气池一期曝气池采用了 AO+MBB工艺。缺氧A段的水力停留时间为5小时, 可选择使用水下搅拌或部分曝气方式。 好氧0段水力停留时间为10小时。采 用A0工艺主要为了增强脱氮效果,其中 A段为反硝化,兼有部分水解功能, 0段为好氧降解主功能区,同时具硝化作用。为使 A0工艺发挥脱氮作用,必 须开启从曝气池出口到进口的内回流,方能形成反硝化过程。池中还投加了 大量悬浮填料,故又称 MBBF工艺。采用MBBF工艺的初衷是将活性污泥法与 生物膜法相结合,增加生物处理量,提高处理效果。运行实践表明,由于曝气池水力停留时间合计长达 15 小时,这也是本 厂与某些污水厂相较具有的工艺优势,只要工艺控制得当,对于本厂以工业 污水为主的进水则具较好的降解效果。 COD去除率一般可在7590沱间, BOD去除率在8595%之间。从2008年下半年开始,我们主要从以下几方面 优化了工艺控制:1、合理调整污泥负荷。 污泥负荷 F/M 是运行控制中的重要指标,大多 数运行故障多与污泥负荷的控制不合理存在关联。以往考虑到进水以工业污 水为主,为了提高抗冲击能力,曝气池污泥浓度一般控制在67 g/L 之间,相对应的污泥负荷则小于0.1 kg BOD 5/kgMLSSd。但抗冲击性有所增强的 同时也带来了一定的负面效应: 一是较高的污泥浓度形成了偏低的污泥负荷, 易造成污泥龄偏大、污泥老化活性下降;二是污泥沉降比偏大,SV30经常达5070%污泥指数偏高,SVI可达150230,发生轻度污泥膨胀;三是污泥 浓度越高,曝气电耗则越大,造成电能浪费。为此我们多次进行比对试验, 在保证处理效果的前提下,将污泥浓度一降再降,目前控制在2.5 3 g/L 左右,污泥负荷则在0.150.2 kg BODkgMLSSd间。调整取得了较好效果。 目前SV30一般在1530%间SVI 一般在50100间,污泥吸附、沉降性能 良好,镜检情况亦有改善,钟虫增加,丝状菌减少。最主要的是生化去除率 有了提咼,出水BOD现在一般稳定在10 mg/L左右,完全达到一级B标准中 出水 BOD5 小于 20 mg/L 的要求。2、提高溶氧控制的合理性。 溶解氧在实际的污水处理操作中具有举足 轻重的作用。这一指标的恶化或波动太大,往往会迅速地导致活性污泥系统 的稳定性大幅波动。控制的合理性主要体现在两个方面:一是控制取值范围 要合理。溶氧过低,有机物氧化分解需氧量不足,降解不充分,且抑制污泥 活性。过高则部分污泥氧化,随出流水漂走;二是全池的溶氧分布要合理。 供气量要随推流式曝气的特点沿水流方向逐步减少。过去往往疏于调节,另 在线仪表及分析化验方面数据的准确性均存在问题, 所以调节效果并不理想。 我们从 2 009年年初开始, 对曝气池全池的溶氧分布作了十多次动态测试, 较 好掌握了分布规律,在此基础上实行了分段式曝气控制,使污水进入好氧段 后,始终处于适宜的溶氧环境,一般均在 1.53 mg/L 范围内,既增加了有 效好氧降解时间,提高了降解率,又避免了过曝现象。3、控制合适的回流比。 污泥回流比的高低主要影响曝气池的污泥浓度, 其次与二沉池污泥停留时间、进水稀释比等参数有一定关联。以往回流比取 值较大,一般在 50100%间,单从数值看与经验值相符, 然而在实际运行中,因本厂回流污泥浓度一般为1215 g/L,而经验值一般为8 g/L左右,故在 前述回流比下,易形成曝气池偏高的污泥浓度,达 67 g/L左右。为此对工 艺设施在硬件上进行了改造,将回流比控制在2530%左右,改进后既使曝气池污泥浓度调适在合理范围,解决了两个二沉池的偏流问题,同时又使至 储泥池的污泥浓度不至过低而影响脱泥效率。从现状看曝气池业已发挥了较好功效,但从工艺完善的意义而言,一期 曝气池仍存在以下问题:1 、悬浮填料造成堵塞。 悬浮填料起作用的必要条件是填料上必须挂生 物膜,然经长期观察,球形填料始终未见挂膜,由此可推断,悬浮填料不具 正面的生物膜处理作用。但填料的负面影响却是显而易见的:下沉的填料球 在水流推动下堆积在曝气池格与格间过水孔洞的水下格栅处,造成经常性堵 塞,致使曝气池污水溢出。2、内回流不能开启。 因悬浮填料的堵塞问题,造成从曝气池出口至进 口的内回流根本不能开启,曝气池内虽有硝化阶段而不能形成反硝化过程, 脱氮效果下降,且COD的去除率也受到影响。3、曝气管多处断裂。 因水下曝气管的材质、安装方式及穿孔曝气震动力大等原因,目前水下曝气管已有十余处断裂,只能采用关闭或调节支路阀 门的办法维持,对正常曝气影响越来越大。2006年曾为此停产检修两个月,现断裂情况正呈增加之势。4、曝气电耗居高不下。 为了产生足够的气搅拌力,使球形填料在水中 处于运动悬浮状态。设计中采用了穿孔曝气,但随之带来的突出问题是曝气 效率很低,电耗很高,一期的曝气耗电较二期要高一倍,水处理单位成本明显高于同类企业。产生问题的根本原因是池中悬浮填料与穿孔曝气方式。 正是根据笔者的 建议,二期曝气池未加填料并换用了微孔曝气方式,才未重蹈一期之复辙。针对以上四方面问题,我们认为还是要通过技术改造与科技进步加以解 决。二期工程试运后,微孔曝气方式取得了极为显著的节电效果,曝气量仅 为一期曝气量的约三分之一,耗电量约为一半。由此出现了一个重大的技改 契机:将一期穿孔曝气改造为微孔曝气。初步框算,改造后一、二期合并计 算的年节电量可达100150万元之间。一期改造后不仅可显著节约运行费 用,且可同时解决堵塞、内回流、脱氮等问题。关键是需100 多万元一次性技改经费和一段停产改造的时间。为此要认真做好技改的前期论证工作,以 可信的数据与可行的方案积极争取上级部门的支持, 力争在 2010年能顺利开 展此项工作。( 四 ) 机械加速澄清池机械加速澄清池 (简称机加池 )是将混合、絮凝和澄清工艺组建在一个池 子内,并采用机械搅拌使活性泥渣呈循环回流方式,促使泥渣和原水接触起 絮凝作用,提高澄清的效果。主要由第一、二反应室和分离室组成。经投药 后的原水进入第一、二反应室后与回流泥渣接触,结成大而重的絮凝体,在 分离室内分离澄清后出流。机加池普遍应用于自来水厂的水质处理,一般可取得较好效果。但很少 用于污水处理。主要是因为上下水水质有较大区别。江河水中的杂质一般以 无机泥砂居多,而污水中则以有机悬浮物为主,造成在加药絮凝后形成的污 泥有明显区别。污水中杂质形成的污泥粘性大,易挂壁易堵塞,比重小难下 沉,造成泥水分离较上水困难。这也是机加池用于污水后效率下降,不易管 理的原因之一。以往在运行操作中,由于对机加池应用于污水的运行规律掌握不够,产 生回流量严重偏小,加药量明显偏大及积泥过多等问题,一直未能取得理想 效果。每日平均加药运行时间仅只 8小时左右,去除率在58%可,加药量 则高达1%。左右,且需经常停产清池。从2008年3月份开始,我们组织技术 攻关,前后历经约三个月时间,取得了明显效果。去除率从原来约58%提高到 1520%左右。且使絮凝药剂投加量大量减少,同比使用药量仅为技改 前的约五分之一,从而能在现有运行药剂经费的范围内,从原平均日加药 8 小时改为实行 24 小时不间断投加, 大大降低了单位运行成本, 全面提高了处 理效果。机加池运行上主要作了四点改进:一是提高搅拌机转速约两倍,大幅度 提升了回流量,加速泥渣和原水接触起絮凝作用;二是大幅度降低了 PAC加 药量,掌握了最佳药量范围并减轻了排泥负担;三是撤除了斜管填料,解决 了污泥严重堵塞问题;四是加强了工艺控制,采用了独特的排泥方式,将二 室沉降比控制在合适范围。目前存在的问题: 一是一、 二期合并运行后, 机加池的排泥量成倍增加, 而污泥提升井的容量偏小;二是机加池中部集泥斗排泥不彻底,易造成积累 污泥厌氧后上浮,影响机加池表观和导致出水 SS增加。( 五) 污泥脱水系统 如果将污水处理全过程视为一个完整的系统,则污泥脱水子系统的运行 状态对全系统能否正常运转具有决定性意义。我们知道,活性污泥法的处理 效果取决于活性污泥的数量与质量,而每日排出的剩余污泥量,即脱泥量的 多少对曝气池污泥数量及污泥泥龄、生物活性、污泥指数、污泥性状等质量 指标具有直接关联。保证工艺要求的脱泥量是污泥脱水系统的基本任务。目 前一、二期合计有四台带式污泥脱水机,其中两台为 2 米带宽,两台为 1.5 米机。从现状看,若每天脱泥约 40吨(含水 80%)则可基本保持污泥量平衡。 单就脱水机能力而言可满足上述工艺需要。但在配套设施、设备保障等方面 仍存在以下问题:1、排水系统不能满足需求。 一期单独运行时,排污下水系统尚能满足 要求。二期试运后脱泥量成倍增加,经测算,仅以开两台脱泥机计,污泥压 榨水、带机冲洗水、提升井上清液、储泥池上清液等合计瞬时流量可达 300 吨/小时。而厂内排污管仍沿用了一期的 Dg300的下水管道,经计算,流通能 力不足 200吨/小时。故此经常出现污水从排污井溢出现象, 在进水泵房集水 井水位较高时影响更甚,已成为当前污泥脱水的主要制约因素。目前建设单 位正着手对厂内相关的排污管进行改造。2、铰龙输送能力不够。 目前在提高脱泥速度上面临两方面瓶颈,一是 排污管问题;二是铰龙输送能力。如同时开四台脱泥机,则斜面铰龙难以将 污泥向上输送至泥斗,原因为铰龙倾角偏大。要解决此瓶颈需申请专项改造 资金。3、冲洗水杂质多。 滤布冲洗对带机运行影响甚大,为确保冲洗效果, 有的污水厂用自来水作冲洗水,有的则用深井水,虽然水量大,单机水量约 15 吨/小时,成本很高,但水质好无杂质,不会造成冲洗水喷头堵塞。相比 之下,本厂采用机加池出水为冲洗水, 虽节约了成本, 却出现喷头经常堵塞、 不利滤布冲洗、脱泥效率下降的问题。之前我们已对机加池取水口加装了大 面积过滤罩,取得一定效果,但未能彻底解决。4、设备故障率高。 由于设备已使用四年多,加上污泥腐蚀性强,如脱 泥机本体、冲洗水泵、污泥泵、药泵、配药机等故障频发。偏高的故障率对 保证脱泥量产生了不利影响。5、药量控制不到位。 为了提高污泥絮凝效果的保险系数,操作工往往 将脱水用药量放得较大,这样做对脱泥本身影响不大,但耗药量偏高使成本 上升,造成不必要的浪费,目前虽已考核,但需加大力度,提高实效。以上虽列举了五方面问题,但总体看目前污泥脱水系统尚能维持。但欲 将勉强维持状态提升到确保水准,要提高设备利用率,如同时开启四台脱水 机,确保系统脱泥量有足够裕度,则上述前两个问题是必须切实解决的,解 决问题的主体是设计与建设方。后三个方面则可通过内部管理使之完善。 ( 六 ) 关于降本增效目前本厂运行成本较高,一期的单位成本为 0.8 元/吨水(综合成本 ), 二期投运后由于产生规模效应,估计单位成本可降至0.60.65元/吨水之间,但仍有下降空间。我们认为,降本增效是管理者义不容辞的工作职责, 应认真研究和探索成本降低的有效途径并努力实施。因成本管理涉及面广, 此处仅择要作粗线条分析。影响生产直接成本的主要因素为药剂费与电费两项。其中药剂又分为物 化处理用药剂PAC和脱泥用药剂PAM两种。用量方面,如前所述,PAC用量 已降至最低,为保证处理效果已降无可降;PAM用量则以加强管理来实施控制。在价格方面, 自 2008 年始已全面实行招投标并取得了明显效果, 在今年 的招标中对有关细则还要进一步完善。如此则降低成本的最主要途径是节省 电耗。目前电耗成本占总成本约一半,经分析主要有两项可行措施,一是前 已提及的一期曝气管改造,改造后有可能出现一种最理想的情况,即一、二 期合计七台风机中,仅需开启一台风机即可满足一、二期曝气池全部的曝气 需求(目前开三台)。此项年节电费可达100150万元。二是在此基础上可报 停一台变压器。目前一、二期各有一台 1600KVA变压器,一期改造后用电总 功率大幅降低,一台变压器即可满足一、二期总容量要求,此时可报停一台 变压器,则每年可节约变压器基本电费约 50万元。以上两项合计年节电 150 200 万元,单位成本则可降至 0.5 0.55 元/ 吨水,经济效益十分可观。( 七 ) 其它方面1 、二期运行概况。 二期工程 2009年 5月初开始调试,因直接采用一期 活性污泥,缩短了培菌驯化过程,故仅用约一周时间即基本调试完毕。试运 一个多月来情况良好,日处理水量在 2.5 万吨以上,处理水质与一期基本相 当,部分时段二沉出水水质还优于一期。 各类设施设备、 电器仪表运行正常。2、关于COD、BOD化验分析。本厂进水中化工废水占比40彩,导致氯 离子含量偏高。经测试,氯离子浓度一般在 4001000 mg/L之间。偏高的氯 离子浓度虽然对水处理本身影响不大, 但在 CODcr 化验过程中作为还原剂的氯 离子如未能有效掩蔽,则与强氧化剂重铬酸钾发生反应,造成正常的CODcr值外又额外增加了一附加值,极易使出水 CODcr 化验值出现较大正误差 ( 进水 因化验时稀释倍数高, 影响较小) 。过去对此不够重视, 在化验中掩蔽剂的用 法与加量均有问题,造成 CODcr 化验值普遍偏高。经比对试验, 因氯离子掩蔽 不当而产生的出水 COD误差区间一般在520 mg/L。另本厂以往BOD化验 值亦偏高,主要原因是在 5天的测试过程中有漏气现象,正误差一般在15 mg/L 区间内。自今年 5 月份始,按规程改进后以上问题已基本解决,目前本厂COD、BOD的化验分析值与环保方面同比数据基本相当。同时也说明 以往本厂的部分自测出水 COD、BOD数据存在偏高现象。三、结语 以上对东港污水厂的运行现状作了初步的分析探讨,所述内容难免有偏 颇之处,尚望指正。 总体来看,经前一阶段的不懈努力, 通过加强理论研究, 优化工艺控制,实施技术改造,使本厂的处理水平有了提升,也得到了环保 部门的认同,但仍存在不少有待解决的问题。我们的工作目标是:在进水超 标的困难条件下,力争通过锲而不舍的努力,使出水基本达标。一年多来的 努力,使我们正在向目标逼近。能否实现目标,则一靠领导支持,二靠自身 努力,三靠科技进步。从以上分析中也可以看到,本厂仍有不断进步之空间 和潜力。我们有信心使东港污水处理厂更上一层楼,再上新台阶。2009年 6月25日
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