东港污水处理厂工艺现状分析

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