图５４９　卡罗塞氧化沟３０００型工艺系统反应器平面构造示意图 实例。在该污水处理厂建成的是水深７．５ｍ 直径４９ｍ 的圆形一体化式卡罗塞３０００型工艺 系统反应器，共 建 ３ 座。处 理 能 力 为 １５５０００ 人 口 当 量，最 高 处 理 污 水 流 量 为 １１００００ ｍ３／ｄ，于１９９９年全部建成投入运行。 原污水在进入本卡罗塞氧化沟３０００型工艺系统反应器之前，经过格栅及沉砂池等预 处理设备的处理，经本工艺设备处理后的处理水进入二沉池，部分沉淀污泥回流本工艺反 应器。 根据前述及从图 ５４９ 所 见，卡 罗 塞 氧 化 沟 ３０００ 型 工 艺 系 统 反 应 器 具 有 如 下 各 项 特征： １）反应器整体外观呈４层同心圆形，水深达７．５ｍ，各项反应工艺单元集中于一体的 构造。在圆形一体化紧凑的构造条件下，使得在本反应器内不需设置管线即可实施处理污 水在不同工艺单元之间的流动及对回流污泥的分配。 ２）反应器的组成及混合液的流程，从圆心开始，包括以下各项反应工艺单元：圆心 设原污水进水井及回流污泥井；原污水及回流污泥均由此进入反应器，并在此形成混合 液。混合液由此相继进入均由４部分组成的生物选择区及厌氧区，继之则是进入设有前置 预反硝化区及３台表面曝气器的卡罗塞氧化沟２０００型工艺系统。 ３）经过在生物选择区及厌氧区的反应，使混合液避免产生污泥膨胀的可能和为生物 除磷创造良好条件，在厌氧区进行反应，在持续低浓度硝酸盐的条件下，有助于对磷具有 过量富集和积累功能细菌种群的选择增殖，两相结合，对生物除磷作用十分有利。 ４）在前置预反硝化区，原污水中的有机污染物 （ＢＯＤ５ 值）作为碳源，得到优化地 利用，促进了反硝化反应的进程，保证在最低水温为７℃的条件下，处理水 ＴＮ 的含量， 仍可低于１０ｍｇ／Ｌ。 ５）该厂对卡罗塞氧化沟３０００型工艺系统采用的是 Ｏｘｙｒａｔｏｒ表曝机，应用该表曝机 的氧化沟的最大深度为５．０ｍ，而卡罗塞氧化沟３０００型工艺的深度为７．５ｍ，对此，该厂 ２３７

是?取两项技术措施加以解决，其一是在表曝机的正下方竖直安设延伸到沟底的导流筒， 使表曝机能够从沟底抽吸起缺氧的混合液，并在整个沟长度上保证充分混合的效果，其二 是在沟道底部按设水下推进器，以补偿由于安设导流筒，而使沟道中推流流动所受到的局 部影响。 在深水沟道中安设水下推进器，能够保证卡罗塞氧化沟３０００型工艺的反应器中的水 流保持着足够高的流速，其次还能对沟道中混合液的混合起到辅助作用。 ６）对充氧量能够灵活控制也是该污水处理厂所设表曝机的一大优点，该厂对卡罗塞 氧化沟３０００型工艺系统采用的是由变频装置驱动可控速度的表曝机，并籑据在线的溶解 氧、硝酸盐测量仪表的测定值控制表曝机的转速，能够灵活控制充氧量。 ７）圆形一体化的设计，使卡罗塞氧化沟３０００型工艺系统，不需设置专用的管线，即 能够实现混合液及回流污泥在不同工艺单元之间进行流动和分配。 ５４５　奥贝尔 （犗狉犫犪犾）氧化沟工艺系统 奥贝尔氧化沟工艺系统，是在２０世纪６０年代于南非开发的。７０年代开始在美国应 用，并得到推广。当前在美国已有３００多座以奥贝尔氧化沟工艺系统为主体污水处理技术 的污水处理厂建成投入运行，处理规模已近１００万 ｍ３／ｄ。 图５５０所示为典型的奥贝尔氧化沟工艺系统。 １． 奥 贝 尔 氧 化 沟 工 艺 系 统 的 构 造 特征 （１）奥 贝 尔 氧 化 沟 工 艺 系 统 反 应 器， 是由几条同心圆或椭圆的沟渠所组成，沟 渠之间通过隔墙分开，形成多条环形沟渠 状的反应器 （图５５０）。 本氧化沟工艺系统运行时，原污水首 先进入氧化沟最外层的沟渠第１沟，在循 图５５０　典型的奥贝尔氧化沟工艺系统 环流动的同时，通过水下的传输孔道进入 下一层沟渠的第２沟，依次再进入下一道 的第３沟。最后，混合液则由位于氧化沟中心的中心岛排出，进入二沉池。对此，可以认 定，奥贝尔型氧化沟是一系列串联的环状反应器的组合体。 根据实际需要和条件，奥贝尔型氧化沟，可设２条沟渠、３条沟渠或４条沟渠，最经 常采用的是３条沟渠式的奥贝尔型氧化沟 （参见图５５０）。 奥贝尔氧化沟的第１条沟渠，其容积为总容积的６０％，第２条沟渠容积占总容积的 ２０％～３０％，第３条沟渠容积则占氧化沟总容积的１０％左右。 （２）奥贝尔氧化沟工艺的设计深度一般在４．０ｍ 以内，?用的曝气装置是水平转轴的 曝气转碟 （简 称 转 碟）。转 碟 是 用 高 强 度 工 程 塑 料 制 成， 厚 １２５ｍｍ， 最 大 直 径 可 达 １３７ｍｍ，转碟的淹没深度一般取值２３０～５３０ｍｍ。沟内水平流速为０．３～０．６ｍ／ｓ。 转碟转轴为实心碳钢，其直径为１５０ｍｍ，最大长度可达６．０ｍ，每根转轴可安装１～ ２６片曝气转碟，转 碟 间 距 应 大 于 ２３０ｍｍ， 曝 气 转 碟 的 转 速 为 ４３ｒ／ｍｉｎ、４９ｒ／ｍｉｎ 及 ５５ｒ／ ｍｉｎ三挡。 （３）为了使奥贝尔氧化沟工艺系统，取得降解 ＢＯＤ５、脱氮，以及节省能源的效果， ２３８

在运行 中 应 使 溶 解 氧 （ＤＯ）在 第 １、第 ２、第 ３ 各 沟 渠 内 的 浓 度，保 持 着 ０ｍｇ／Ｌ→ １．０ｍｇ／Ｌ→２．０ｍｇ／Ｌ 递增的态势。在一般情况下，可保持：第１沟 ＤＯ＝０～０．５ｍｇ／Ｌ； 第２沟 ＤＯ＝０．５～１．５ｍｇ／Ｌ；第３沟 ＤＯ＝１．５～２．０ｍｇ／Ｌ，的态势较为稳妥。这样，既 可使奥贝尔氧化沟，拥有良好的脱氮功能，又可以节省能耗。 调节转碟的淹没深度即可调节各沟渠内混合液的 ＤＯ 值，在标准条件下，转碟的动力 效率可达１８ｋｇＯ２／ （ｋＷｈ）。 ２． 奥贝尔氧化沟工艺系统具有很强的生物氧化功能 奥贝尔氧化沟工艺的第１沟，其容积为整体容积的５０％以上，进入的原污水与回流 污泥形成的混合液在其中循环数十次以至数百次才能由水下的传输孔道进入第２沟。在奥 贝尔氧化沟工艺的第１沟内，能够根据混合液中溶解氧的含量分成区段，靠近转碟的区 段，为富氧区段，在这一区段的混合液内产生比较强的有机物 （ＢＯＤ）降解和硝化反应， 氨氮 （ＮＨ３）被硝化菌氧化为硝酸盐氮 （ＮＯ３－Ｎ）。离转碟距离较远的沟渠区段，混合 液中 ＤＯ 的含量，可能会始终处在接近于 “０”的状态，形成缺氧段，这种缺氧条件非常 有利于脱氮细菌的生长繁殖。此类细菌以有机碳作为碳源和能源，并以硝酸盐作为能量代 谢过程的电子受体。而在奥贝尔氧化沟的第１沟内，由于原污水注入，混合液中有机紂物 （ＢＯＤ，碳源）含量高，勿需 另 行 投 加 碳 源， 在 这 种 条 件 下， 反 硝 化 反 应 进 行 也 比 较 强 烈。这样，在奥贝尔氧化沟的第１沟内能够产生比较强劲的有机物降解、硝化及反硝化等 项反应。 第２沟是第１沟的继续，就是继续进行在第１沟尚未来得及完成的各项生物氧化反 应。经第１沟和第２沟的生物氧化反应后，污水中绝大部分的有机底物及氨氮都能够得到 去除。第３沟的任务就是对处理水充氧和排放了。 ３． 奥贝尔氧化沟工艺系统的效果 （１）奥贝尔氧化沟工艺系统在第１、第２、第３三沟内混合液之间存在着较大的溶解 氧 （ＤＯ）含量梯度，使容积占总体容积５０％以上的第１沟拥有较强的溶解氧驱动力，提 高了充氧的动力效率，而使容积占总体容积１０％的第三沟内混合液的溶解氧含量提高到 ２ｍｇ／Ｌ，所以能够认定，奥贝尔氧化沟工艺的总能耗较低。 （２）奥贝尔氧化沟工艺具有良好的脱氮效果；硝化－脱氮的碱度平衡也较好；奥贝尔 氧化沟工艺处理水质良好而且稳定。 （３）奥贝尔氧化沟工艺兼具完全混合及推流两种流态的优点，有利于有机底物的去除 和减少污泥膨胀现象的发生。 （４）奥贝尔氧化沟工艺系统的设计要点与数据 奥贝尔氧化沟工艺适用于中、小型污水处理厂。沟深以介于２．０～３．６ｍ 之间为宜。 各沟宜于采用相同的宽度，沟深不超过沟宽。直线段尽可能以短为宜，弯曲部分应占总容 积８０％～９０％。可考虑采用圆形氧化沟。 对３条沟的氧化沟系 统，一 般 第 １ 沟 的 容 积 可 占 总 体 容 积 的 ５０％ ～７０％， 如 对 第 １ 沟的容积比取值５０％，则对３条沟容积比的取值以５０∶３３∶１７为宜。 对３条沟的氧化沟系统，ＤＯ 值的控制比取值为： （０～０．５ｍｇ／Ｌ）∶ （１．０～１．５ｍｇ／ Ｌ）∶ （１．５～２．０ｍｇ／Ｌ）。充氧量的分配比则以６５∶２５∶１０为宜。 曝气转碟的作用，是 向 混 合 液 充 氧 和 推 动 混 合 液 在 保 持 不 低 于 ０．３ｍ／ｓ速 度 的 条 件 ２３９

下，在沟渠内向前流动，并使混合液中的悬浮固体呈悬浮和良好混合状态。按曝气转碟具 有的功能，能够满足上述各项要求，但是所达到的程度与曝气转碟的转速、浸没深度和转 动方向有关。对此，由曝气转碟的生产厂家提出应用数据。 确定氧化沟的宽度，计算出各条沟的需要量，能够计算出各条沟所需要的曝气转碟个 数，并根据转碟的转动效率选定相应的电机型号和规格。曝气转碟的最低间距为２５０ｍｍ。 ５４６　犇犈型氧化沟工艺系统 １．ＤＥ 型氧化沟工艺系统的工艺特征 图５５１所示为 ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统的平面示意图。ＤＥ型双沟式氧化沟工艺 系统具有如下各项技术特征： （１）ＤＥ 型氧化沟是专为脱氮而开发 的一种双沟式氧化沟系统。设有独立的二 沉池和污泥回流系统，双沟交替地进行硝 化与反硝化反应。 （２）ＤＥ 型氧化沟使用卧式转刷曝气 图５５１　ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统示意图 器。组成双沟系统的２座氧化沟，相互连 通，串联 运 行， 并 且 是 交 替 切 换 进 出 水。 沟内转刷曝气器可按高速和低速两种速度运行，在高速运行时，既推动混合液以不低于 ０．３ｍ／ｓ的速度向前流动，也向混合液充氧。而在低速运行时，只推动混合液向前流动， 不进行充氧。这样可使２沟内的混合液互相交替地处于好氧及缺氧状态，为硝化与反硝化 反应创造条件，以取得脱氮的效果。 （３）ＤＥ 型氧化沟工艺系统不仅能够去除污 水 中 的 有 机 底 物 和 取 得 生 物 脱 氮 的 良 好 效 果。使处理水的 ＢＯＤ５ 值和总氮值降低，达到要求的标准。若在氧化沟之前增设厌氧反应 器，则还能够使本工艺系统实现同步脱氮除磷的效果 （图５５１）。 （４）ＤＥ 型氧化沟工艺系统的剩余污泥已 达 到 一 定 程 度 的 稳 定 效 果， 勿 需 进 行 消 化 处 理，可直接进行机械脱水处理。 （５）ＤＥ 型氧化沟工 艺 系 统 处 理 水 的 各 项 主 要 污 染 指 标 可 以 达 到 下 列 数 值：ＢＯＤ５ ＜ １５ｍｇ／Ｌ；ＴＮ＜８ｍｇ／Ｌ；ＴＰ＜１．５ｍｇ／Ｌ。 ＤＥ 型双沟式氧化沟工艺系统，适于中、小型污水处理厂采用。 ２．ＤＥ 型双沟式氧化沟工艺系统的生物脱氮运行方式与效果 图５５２所示为 ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统生物脱氮反应运行方式。 从图可见，ＤＥ 型氧化沟工艺系统是通过２ 座 氧 化 沟 之 间 切 换 进、 出 水 口， 交 替 进 行 硝化与反硝化反应，而取得生物脱氮效果的。氧化沟系统的污泥龄较长，一般介于１０～ ３０ｄ，硝化反应进行地比较充分、彻底。污水中的 ＮＨ３ 几乎全部都能够被氧化为硝酸盐 氮，下一步就是应当进行反硝化反应，其条件是需要形成缺氧的环境条件和提供有机物碳 源，使反硝化菌得以大量增殖。 在 ＤＥ型氧化沟工艺系统，硝化与反硝化反应的脱氮过程分为 （Ａ） （Ｂ） （Ｃ） （Ｄ）４个阶段进行 （图５５２）。从图可见，氧化沟Ⅰ及氧化沟Ⅱ，交替切换进水口与出水 口。当氧化沟内混合液进行硝化反应时，转刷曝气器应以高速转动，在氧化沟内混合液进 行反硝化反应时，转刷曝气器则改用低速转动。 ２４０

图５５２　ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统脱氮反应运行方式 （ａ）ＤＥ型氧化沟平面布置示意图；（ｂ）ＤＥ型氧化沟运行模式 每循环一次４个阶段的全过程大致需要４～８ｈ。 ３．ＤＥ 型双沟式氧化沟工艺系统的同步脱氮除磷运行方式与效果 拥有同步脱氮除磷功能的 ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统的运行方式示之于图５５３。 为了使 ＤＥ型氧化沟工艺系统具有除磷功能，就必须在 ＤＥ 型氧化沟工艺系统之前增 设厌氧反应器，原污水及回流污泥都首先进入厌氧反应器，并在这里交汇混合，形成混 合液。 前置厌氧反应器也称为生物选择器，生物选择器具有多项功能，其一是抑制丝状菌的 繁衍增殖，以防止在氧化沟工艺系统中出现污泥膨胀现象；其二则是对生物除磷工艺过程 产生重要的作用。 在回流污泥中不乏含有聚磷菌，聚磷菌在厌氧环境条件下，受到抑制，将贮存于自身 体内的聚磷酸盐加以分解，并将单磷酸盐以溶解形态释放出来，在聚磷酸盐分解与释放的 过程中，还伴随着有能量的产生，聚磷菌利用其中的大部分能量，将由原污水挟入的呈可 ２４１

图５５３　ＤＥ型双沟式氧化沟工艺系统同步脱氮除磷运行方式 溶性分子状态的脂肪酸加以吸收，合成 ＰＨＢ，储于体内，使之聚磷菌即或在厌氧不利的 条件下，保护了自己得以生存。当聚磷菌有条件进入好氧环境，它又将储于体内的 ＰＨＢ （对羟基苯 ［甲］醛）加以分解，并将能量释放，以满足其正常生理活动的需求。在好氧 环境下，聚磷菌进行自身的裂殖、繁衍，并对混合液中的溶解性磷加以吸收，合成聚磷酸 盐储于自身体内。聚磷菌在好氧条件下吸收的磷要显著地多于在厌氧条件下释放的磷，因 此，混合液中的磷，通过聚磷菌的过量吸收，并形成一定数量的富磷活性污泥和富磷剩余 污泥。通过对富磷剩余污泥的排放，使污水中的磷得到去除。 ＤＥ 型双沟式氧化沟工艺系统就是以这一原 理 作 为 基 础，在 整 个 系 统 前 增 建 一 座 厌 氧 反应器以取得除磷的效果，并使本工艺系统拥有同步脱氮除磷的功能。 原污水含有有机底物 （ＢＯＤ５）经过反应也得以下降。 在氧化沟底部设水下搅拌器，以防止污泥沉积。污水经过厌氧反应区段—好氧反应区 段的处理达到除磷的目的，而再与缺氧区段—富氧区段相联合则能够取得同步脱氮、除磷 的效果。图５５３所示 ＤＥ型氧化沟工艺系统的同步脱氮除磷运行方式就是按此原理进行 运行的。整个运行过程分为６个阶段：（Ａ） （Ｂ） （Ｃ） （Ｄ） （Ｅ） （Ｆ）进行。 ５４７　犜型氧化沟工艺系统 Ｔ 型氧化沟工艺系统又称为三沟式交替运行氧化沟工艺系统。它 是 由 ３ 座 各 部 位 尺 寸、容积完全相同的氧化沟，并行排列组成的组合体。３者之间通过管道或沟壁之间的孔 ２４２

道相连通。图５５４所示为 Ｔ 型三沟式交替运行氧化沟工艺系统组成平面示意图。 图５５４　Ｔ 型三沟式交替运行氧化沟工艺系统平面示意图 １．Ｔ 型三沟式交替运行氧化沟工艺系统的基本工艺特征 Ｔ 型氧化沟工艺系统具有下列各项基本工艺特征： （１）Ｔ 型氧化沟工艺系统容积较大，在曝气状态下，氧化沟内循环流速较高，一般可 达０．３～０．５ｍ／ｓ，氧化沟内泥水混合均匀，属完全混合流态型氧化沟，具有较强的耐冲击 负荷功能。 （２）Ｔ 型氧化沟工艺系统的运行比较灵活，根据工艺要求，３座氧化沟分别承担曝气 反应 （有机底物降解、硝化）、反硝化、沉淀等各项功能。在３座氧化沟中，位于中间的 氧化沟始终按曝气反应氧化沟运行，而其两侧的氧化沟则交替地按曝气反应和沉淀过程运 行，由于沉淀过程直接在氧化沟内实施，所以 Ｔ 型氧化沟工艺系统勿需设置二沉池和污 泥回流系统。 （３）Ｔ 型氧化沟工艺系统使用卧式转刷曝气器，在工艺上要求考虑脱氮的氧化沟则应 安设双速转刷曝气器，低速转刷仅用于混合和推动混合液向前流动。 本氧化沟工艺系统的转刷应用率较高，当３座氧化沟的容积相等，污泥浓度均匀时 Ｔ 型氧化沟工艺系统的有效性系数犳ａ＝０．５８３。对实际运行中的 Ｔ 型氧化沟工艺系统，由于 ３座氧化沟之间的污泥浓度不相等，实际的犳ａ 值可能在０．４０左右。 （４）Ｔ 型氧化沟工艺系统的原污水进水配水井内设３个自动控制进水堰，根据工艺要 求交替地向各氧化沟配水。Ｔ 型氧化沟的水深取值３．５ｍ。两侧氧化沟设置可调节出水堰 （旋转堰门）用于排出处理水和调节转刷叶片的浸没深度。调节转刷叶片的浸没深度能够 取得调整氧化沟内混合液充氧量和输入功率的效果。 （５）Ｔ 型氧化沟工艺系统的剩余污泥一般直接从中设氧化沟排出处理。 ２．Ｔ 型氧化沟工艺系统运行的在线控制 前已叙及，Ｔ 型氧化沟工艺系统的基本运行方式是两侧氧化沟交替切换按曝气反应 （降解 ＢＯＤ、硝化、反硝化）及沉淀运行，中间氧化沟则连续地进行曝气反应。曝气转刷 只在曝气反应阶段 （快速）和反硝化阶段 （慢速）转动，经过曝气反应及反硝化处理后的 混合液在沉 淀 氧 化 沟 内 进 行 沉 淀 处 理， 处 理 后 的 污 水 经 自 动 调 节 出 水 堰 流 出， 并 排 出 系统。 ２４３

上述工艺运行程序输入可编程序控制器内，运行方式即由可编程序控制器控制，在时 间程序的基础上，按程序自动切换进水方式和改变混合液在氧化沟内的运行方式。对溶解 氧 （ＤＯ）含量的控制则根据已设定的在氧化沟内的 ＤＯ 值的范围，自动启动或停止部分 转刷转动来实现。 Ｔ 型氧化沟工艺系统的运行有两种方式：硝化运行方式及硝化－反硝化运行方式，现 分叙之于后。 ３．Ｔ 型氧化沟工艺系统硝化与反硝化反应的运行方式 Ｔ 型氧化沟工艺系统硝化与反硝化反应的脱氮工艺运行过程示之于图５５５。 从图可见，Ｔ 型三沟式氧化沟工艺系 统硝化 及 反 硝 化 反 应 的 脱 氮 工 艺 运 行 程 序，分为 ＡＢＣＤＥＦ６个阶段进行。 阶段 Ａ，延续 ２．５ｈ，原污 水 进 入 氧 化沟Ⅰ （后简称沟Ⅰ），在本沟内进行反 硝化反应。沟内转刷以低速转动，仅使沟 内混合液处于使污泥呈悬浮状态流动，并 处于低 （缺）氧状态，溶解氧浓度不足以 使沟内有机底物氧化。活性污泥微生物利 用上阶段产生的硝态氮中的结合氧，将有 机底物氧化，硝态氮则还原成气态氮，逸 出水面。混合液通过水下通道进入中间氧 化沟 （后简称沟Ⅱ）。在沟Ⅱ进行的是全 方位的有机底物氧化反应和硝化反应，沟 图５５５　Ｔ 型氧化沟工艺系统硝化与反 内的转刷在高速转动。所提供的溶解氧量 硝化反应脱氮工艺的运行过程 足以使有机底物受到氧化，使 ＨＮ３ 转化 成硝酸氮。继之混合液进入氧化沟Ⅲ （后 ＤＮ─反硝化，厌氧；Ｎ─硝化，好氧 简称沟Ⅲ），在本阶段的沟Ⅲ起着沉淀池的作用，转刷停转，进行泥、水分离，出水堰降 低，处理水通过出水堰从沟Ⅲ排出系统。 阶段 Ｂ，延续０．５ｈ，原污水从沟Ⅰ改由沟Ⅱ进入氧化沟系统。沟Ⅱ的转刷仍保持着 高速转动，沟Ⅰ的转刷也开始改高速运转，开始，沟Ⅰ内仍处于缺氧状态，随着供氧量的 逐步增高，逐步成为好氧状态和富氧状态。沟Ⅰ的混合液流入沟Ⅱ，和沟Ⅱ内经过处理的 混合液一道流入沟Ⅲ。在本阶段，沟Ⅲ始终保持着混合液沉淀与泥、水分离的功能不变。 处理水仍由沟Ⅲ排出。 阶段 Ｃ，延续１．０ｈ，本阶段为实施泥、水分离作用的沟Ⅲ 向 沟 Ⅰ 转 移 的 过 渡 期。 原污水仍进入沟Ⅱ，在沟Ⅱ混合液仍进行着强力的有机物氧化反应及硝化反应。处 理水仍由沟Ⅲ排出。但沟Ⅰ的转刷停止转动，混合液转变为静置状态，泥、水分离 作用开始实施。 阶段 Ｄ，延续２．５ｈ，原污水开始改为从沟Ⅲ进入。沟Ⅰ的出水堰降低，处理水改由 沟Ⅰ排出。沟Ⅲ转刷开始以低速转动，沟Ⅲ内的混合液进入缺氧状态，产生反硝化反应， 实施脱氮作用。混合液由沟Ⅲ进入沟Ⅱ，在沟Ⅱ仍在保持进行着强力的有机底物氧化及氨 ２４４

氮转化为硝态氮的硝化反应。本阶段与阶段 Ａ 相似，只是实施混合液沉淀，泥、水分离 作用的氧化沟，由Ⅲ沟切换给沟Ⅰ，实施反硝化功能的氧化沟则由沟Ⅰ切换给沟Ⅲ。 阶段 Ｅ，延续０．５ｈ，原污水再次改由沟Ⅱ进入，中沟的转刷仍保持高速转动，沟Ⅲ 的转刷则改为高速运行，沟内混合液逐渐由缺氧转变为富氧状态。在本阶段沟Ⅱ和沟Ⅲ进 行着强力的有机底物氧化反应及硝化反应。沟Ⅰ则保持混合液沉淀与泥、水分离的功能 不变。 阶段 Ｆ，延续１．０ｈ，本阶段工艺运行与阶段 Ｃ 相似，为泥、水分离工艺向沟Ⅲ转移 的过渡期，原污水仍从沟Ⅱ进入，在沟Ⅱ混合液仍进行着强力的有机物氧化反应及硝化反 应。沟Ⅲ转刷停止转动，混合液转变为静置状态，泥、水分离作用开始。但处理水仍由左 沟Ⅰ排出。 一个周期为８．０ｈ，各工作阶段的延续时间，可以根据水质的实际情况进行调整。从 以上阐述可以认定，Ｔ 型氧化沟工艺系统实际上即为 ＡＯ 活性污泥工艺系统，依靠３座 氧化沟工作状态的切换，能够完成有机底物的降解，硝化及反硝化反应过程，取得良好的 去除 ＢＯＤ和脱氮效果，而且勿需设置二沉池及污泥回流系统。 Ｔ 型氧化沟工艺系统在平面布置有两种形式，图５５４所示为其中应用广泛的形式。 我国河北邯郸市东污水处理厂采用的就是这种形式。图５５６所示者为在平面上的呈另一 种布置形式的 Ｔ型氧化沟工艺系统。我国苏州市河西污水处理厂所?用的就是这种布置 形式。 Ｔ 型三沟式交替运行氧化沟工艺系统一般适用于中、小型城市污水处理厂。在我国也 得到应用，除前述的邯郸市东污水处理厂及苏州市河西污水处理厂之外，还有四川省成都 市天彭镇污水处理厂 （规模为：日处理污水量４０００ｍ３）和抚顺石油二厂废水处理厂 （日 处理石化生产废水２８８００ｍ３）等。 ５４８　一体化氧化沟工艺系统 １． 一 体 化 氧 化 沟 工 艺 系 统 的 技 术 特征 一体化 氧 化 沟 工 艺 系 统，是 将 泥、 水分离及污泥回流等项功能集中建于统 一的 氧 化 沟 内， 不 另 单 建 二 次 沉 淀 池。 这是美国在 ２０ 世纪 ７０ 年 代 开 始 开 发， 至今几十年来仍在发展中的氧化沟污水 处理工艺，在生产实践中得到应用，并 显示出广阔的发展前景。英文称之为Ｉｎ ｔｅｒｃｈａｎｎｅｌＣｌａｒｉｆｅｉｒＯｘｉｄａｔｉｏｎＤｉｔｃｈ （沟 内沉淀式氧化沟）缩写为：ＩＣＣＯＤ。美 国环境保护局将这一技术冠以 “革新及 图５５６　Ｔ型氧化沟工艺系统平面布置的另一种形式 可选择的 （Ｉ／Ａ）技术”的称谓。 我国对这一技术从２０世纪８０年代引进，并行研究开发，取得一定效果。文献对这种 类型氧化沟，定名为一体化氧化沟工艺系统，也称为合建式氧化沟工艺系统。 一体化氧化沟工艺系统具有如下各项技术、特征。 ２４５

（１）工艺流程简短，既不设初沉池、调节池，也不设二沉池和污泥回流系统，污泥自 动回流。占地少，能耗低，投资省，便于维护管理。 （２）污水处理效果良好、稳定，对 ＢＯＤ５ 及 ＳＳ的去除率均可达９０％～９５％或更高， ＣＯＤ 的去除率也在８５％以上。硝化、脱氮效果显著。 （３）泥、水分离效果好，剩余污泥率量低，性质稳定，易脱水，勿需进行消化处理。 （４）污泥回流及时、方便，降低产生污泥膨胀的可能性。 （５）造价低，投资少，能耗低，占地少，便于运行管理。 ２． 一体化氧化沟工艺系统技术的进一步开发与发展 一体化氧化沟工艺开发至今得到一定的发展和在生产实践中的有效应用。其中具有代 表性的在技术比较成熟的一体化氧化沟工艺系统有：由美国 ＢｕｒｎｓａｎｄＭｃＤｏｎｎｅｌｌ咨询公 司 究开发的命名为 “ＢＭＴＳ”的一体化氧化沟工艺和由美国联合工业公司早期研究开发 的安装船式泥水分离器 （ＢＯＡＴ）的合建式氧化沟工艺等。 本书拟定对技术相对成熟的 “ＢＭＴＳ”一体化氧化沟工艺系统和装设有船式泥水分离 设备的一体化氧化沟工艺系统进行阐述。 ３． 对两种类型一体化氧化沟工艺系统的介绍 （１）ＢＭＴＳ氧化沟工艺系统 如图５５７所示，ＢＭＴＳ一体化氧化沟工艺的隔墙不在氧化沟的正中心，而是偏向一 侧，使设置泥、水分离装置一侧的沟宽大于另一侧，泥、水分离装置横跨整个沟的宽度， 在其两侧设隔墙，循环流动的混合液只能从分离装置的底部流过，在分离装置的底部设一 排呈三角形的导流板，在导流板之间留有间隙，混合液的一部分通过间隙由底部进入分离 装置。分离装置的底部构件，能够减轻沉淀区中、下层水流的紊动，适度的紊动能够清除 构件上的沉淀物，在分离装置的水面设集水管。混合液在分离装置内进行沉淀，实施泥水 分离，澄清处理水通过集水管流出系统，沉淀污泥则返回底流与流动的混合液合流。 图５５７　ＢＭＴＳ一体化氧化沟 图５５８　船式氧化沟平面示意图 构造示意图 （ａ）侧面图；（ｂ）平面图 （２）船式泥、水分离装置的一体化氧化沟工艺系统 船式泥、水分离装置的一体化氧化沟工艺系统，简称船式一体化氧化沟工艺系统，已 ２４６

在美国获得专利，并形成尺寸系列标准化的氧化沟工艺系统，应用较为广泛。图５５８所 示即为船式一体化氧化沟工艺平面示意图。本装置的优点较为突出，完全省去了一般二次 沉淀池所必需安设的机电设备，既勿需设置除泡沫及刮泥装置，也勿需设污泥回流设备。 其中污泥沉降区比较窄，像一条悬架在氧化沟内的一条船，故称之为船式一体化氧化沟工 艺。“船”首与氧化沟内混合液的流向相迎，“船”尾部敞开，内设浮渣挡板，两侧周边以 排除浮渣。混合液从敞开船尾部进入 “船”体，起到一定的消能作用，显著地减少泡沫的 挟入，就此，均有利于混合液的泥水分离。在 “船”首部设溢流堰，澄清水汇入并作为处 理水排出系统。“船”的底部由系列敞口小型泥斗组成，泥斗下并接以排泥短管。这样的 构造能够完全省去普通二次沉混池所必需设置的机械电气设备，勿需设污泥回流设备。也 勿需设刮除泡沫装置。图５５９所示为装设在船式一体化氧化沟内 “船”的示意图。 图５５９　装设在船式一体化氧化沟内 “船”的示意图 混合液在船型分离器内进行泥、水分离，沉淀污泥通过分离器下部泥斗及排泥短管迅 速地回流到运行中的氧化沟中去。由于进入泥水分离器的混合液仍处于富氧状态，沉淀污 泥回流迅速。船型泥水分离器所占容积较小，一般仅占氧化沟容积的８％～１０％。 在氧化沟内进行环流的混合液在流经泥水分离区时，必须从分离区的底部流过，在流 过时，将有部分混合液通过分离区底部三角形构件的空隙进入分离区，分离区的混合液呈 静止状态，有利于污泥的沉淀，沉淀污泥通过底部三角形构件的空隙流出，并直接回流混 合液。混合液在船型泥水分离设备内的流向与在氧化沟内的流向相反。其流速狏１ 应为在 船型泥水分离设备底流速狏２ 的６０％。 一体化氧化沟活性污泥工艺系统集有机污染物去除及泥水分离两种功能于一体，能够 降低占地面积，勿需建设污泥回流系统，这是这种工艺的特征，但是，其结构形式尚待进 一步完善，运行经验也有待总结研究归纳提高。 ５４９　氧化沟工艺系统的工艺设计 （１）《室外排水设计规范》ＧＢ５００１４—２００６ （２０１１年版）对处理城市污水的氧化沟工 艺设专节 （Ⅳ氧化沟）作出了系列的设计规定，列出了应采取的设计参数，在需要时可查 阅遵照执行。 （２）氧化沟工艺系统是传统活性污泥工艺的一种变型工艺，在处理功能和效果方面接 近于传统活性污泥工艺的延时曝气工艺，因此，传统活性污泥工艺的延时曝气工艺的某些 基本设计参数可供氧化沟工艺系统的基本设计参数取值参考。 ２４７

下表５１８所列举的为传统活性污泥工艺及氧化沟设计可供参考的延时曝气工艺主要 设计参数： 传统活性污泥工艺及延时曝气工艺处理生活污水基本设计参数 表５１８ 指　　标 活性污泥工艺数据 延时曝气工艺数据 犉／犕 ［ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＶＳＳ·ｄ）］ （供氧化沟设计参考） 污泥龄 （ｄ） 热带 ０．６～０．９ ０．２～０．２５ 温带 ０．４～０．６ ０．１～０．２ 水力停留时间 （ｈ） 寒带 ０．２～０．４ ０．１或更低 ＭＬＳＳ （ｍｇ／Ｌ） 热带 ＶＳＳ （ＳＳ） 温带 ４～５ １０～２０ ＭＬＶＳＳ中 ＢＯＤｕ （ｍｇ／ｍｇＭＬＶＳＳ） 寒带 ５～１０ ２０～３０ 处理水中的ＳＳ （ｍｇ／Ｌ） １０～１５ ３０ｄ以上 常数犢 及犓ｄ 无硝化 ３～８ １２～３６ 回流参数 有硝化 ２０００～３０００ ４０００～５０００ 净产 ＶＳＳ／去除 ＢＯＤｕ （ｋｇ／ｋｇＢＯＤ） ０．７～０．８５ ０．７～０．８ 剩余污泥 ［ｇＶＳＳ／ （人·ｄ）］ ０．５５～０．７ ０．４～０．６５② 剩余污泥 ［ｇＳＳ／ （人·ｄ）］ １０～３０ １０～３０ 污泥消化处理 见表５１９ 见表５１９ 需氧量 ［（ｋｇ／ｋｇＢＯＤｕ）］ ０．５～０．７５Ｑ ０．７５～１．０ ０．３～０．５ ０．２５～０．４ 好氧区 ＤＯ值 （ｍｇ／Ｌ） ２２～３５ １８～３０ 耗能 ［ｋＷｈ／ （人·年）］ ３０～４０ ２６～４０ ＢＯＤ５ 的降解率 （％） 一般勿需 大肠杆菌的去除率 （％） 必须 除磷 （ｋｇＰ／１００ｋｇＢＯＤｕ 去除） 脱氮 （ｋｇＮ／１００ｋｇＢＯＤｕ 去除） ０．６～０．６５ ０．８～０．８５ ０．８～１．２ １．０～１．３ ０．５～２．０① １．０～２．０① １２～１７① １３～２０① ８５～９３ ９５～９８ ６０～９０ ６０～９０ ０４～１０ ０４～１０ ４～５ ２～４ ①还取决于硝化需要； ②低值可以更好地反映曝气反应器的 ＭＬＶＳＳ的活性部分。 生活污水处理中的某些重要参数 表５１９ 指标 产量犢 犓ｄ （ｄ－１） （ｄ－１） 犓ｓ （ｍｇ／Ｌ） 犓＝狉／犓ｓ 狉 （ｄ－１） 提出者 ＢＯＤｕ ０．５７ ０．０５２ ０．６７～３．２ ５４ ０．０２３４ Ｈａｎｄｓ ＣＯＤ ０．４０ ０．０９ ６０ ８．０ Ｓｈｅｒｒａｒｄ ＢＯＤ５ ０．３７ ０．０９８ ６５ ８．８５ Ｈａｓｈｉｍｏｔｏ ＢＯＤ５① ０．７３ ０．０７５ Ｅｃｋｅｎｆｅｌｄｅｒ ０．０１７～０．０３ ①　污水中夹杂有 ＳＳ。 ５．５　吸附—生物降解活性污泥工艺系统 （ＡＢ工艺系统） 吸附─生物降解活性污泥工艺系统，简称 ＡＢ 工艺。本工艺系统是在２０世纪７０年 ２４８

代中期，由德国亚深工业大学宾克 （Ｂｏｈｎｋｅ）教授开发的活性污泥污水处理技术的新工 艺、新技术。从８０年代开始推广应用于污水处理的生产实践。由于具有一系列独特的特 征，本工艺系统受到污水处理有关专家的重视。 ５５１　犃犅工艺系统的基本流程、主要参数与工艺效应 １．ＡＢ活性污泥工艺系统的基本流程及工艺参数 （１）ＡＢ工艺的基本系统流程 图５６０所示为 ＡＢ活性污泥工艺系统 （后简称为 ＡＢ工艺系统）的基本工艺流程。 图５６０　ＡＢ活性污泥工艺系统的工艺流程 从图５６０可见，与传统活性污泥工艺系统流程相较，ＡＢ 活性污泥工艺的系统工艺 流程具有下列各项主要特征： １）ＡＢ工艺系统的全部工艺流程分为预处理段、Ａ 段、Ｂ段等３段。在预处理段不 设初次沉淀池，只设格栅、沉砂池等简易的污水处理工艺设备； ２）Ａ 段是由吸附反应器及中间沉淀池所组成，Ｂ段则是由生物降解 （曝气）反应器 及二次沉淀池所组成； ３）Ａ 段与 Ｂ段完全分开，各自为独立的工艺系统，各自拥有独立的污泥回流系统， 每段能够培育出各自独特的、适于本段水质特征并适应本段污水处理工艺要求的微生物 种群。 （２）ＡＢ工艺系统 Ａ 段及 Ｂ段?取的主要各项工艺参数值 （用于城市污水处理） 对 Ａ 段设计与运行采取的主要各项参数值： １）ＢＯＤ─污泥负荷 犖ｓ：较多?用的为３～６ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），为普通活性污 泥工艺系统的１０～２０倍，建议值为４～５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）； ２）ＢＯＤ─ 容 积 负 荷 犖ｖ： 较 多 采 用 的 为 ６～１０ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３ ·ｄ）， 建 议 值 为 ８ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）； ３）污泥龄 （生物固体平均停留时间）θＣ：０．３～０．５ｄ； ４）吸附反应器内污泥浓度 ＭＬＳＳ：２．０ｇ／Ｌ； ５）回流污泥：采用５０％～１００％； ６）回流污泥浓度２０ｇ／Ｌ；ＳＶＩ值为４０～６０ｍＬ／ｇ； ７）水力停留时间狋：３０ｍｉｎ （不含回流污泥）； ８）吸附反应器内的溶解氧 ＤＯ 浓度：０．２～０．７ｍｇ／Ｌ； ９）Ａ 段沉淀池的水力停留时间 （ＨＲＴ）：取值１．５～２．０ｈ。 对 Ｂ段设计与运行采取的主要各项参数值： １）ＢＯＤ─污泥负荷 犖ｓ：采用居多者为０．１５～０．３ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ．ｄ）；建议值为 ０．１５～０．２５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）； ２４９

２）ＢＯＤ─容积负荷 犖ｖ：采用居多者为０．３～０．９ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ），建议采用值为 ０．５３～０．７ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）； ３）污泥龄 （生物固体平均停留时间）θＣ：１５～２５ｄ； ４）生物降解反应器混合液内 ＭＬＳＳ浓度的建议值为３５００ｍｇ／Ｌ； ５）回流污泥比建议?用取值３５％～７５％，平均值可取５０％； ６）生物降解反应器内混合液的溶解氧 ＤＯ 浓度１～２ｍｇ／Ｌ； ７）Ｂ 段 沉 淀 池 的 水 力 停 留 时 间 （ＨＲＴ）：采 用 居 多 者 为 ３～６ｈ，建 议 取 值 ２．５～ ５．０ｈ；建议取值４～５ｈ。 ２．ＡＢ工艺系统 Ａ 段及 Ｂ段产生的主要效应及净化功能 （１）ＡＢ工艺 Ａ 段及 Ｂ段产生的主要效应 在 Ａ 段产生的主要效应有： １）Ａ 段絮凝 及 吸 附 反 应 器 在 高 负 荷 条 件 下 工 作，其 有 机 污 染 物 负 荷 为 犉／犕 ＞ ２ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），为普通活性污泥工艺系统的５０倍，并在缺氧条件下运行，污 泥龄 （生物固体平均停留时间）θｃ 取值０．３～０．５ｄ。 ２）Ａ 段前不设初次沉淀池，原污水只经过简易的预处理 （格栅及沉砂池）。这样， 可以认定，Ａ 段是不断地直接从城市排水系统中接受污水，同时，也就接种了在城市排 水系统存活着的微生物种群。对此，偌大的城市排水系统就起到了 “微生物选择器”及 “中间反应器”的作用。 ３）本工艺系统不设初沉池，不仅是简化污水的预处理过程的措施，而是，使系统的 Ａ 段成为一个开放性的生物动力学系统，从城市排水系统接受经过优选的微生物种群并 在本段对污水的处理过程中进一步加以充分利用。 在这种情况下，在 Ａ 段能够成活的微生物只是某些世代短的原核细菌，这些微生物 的世代期短，每繁殖一代的时间平均为２０～３０ｍｉｎ。 １）Ａ 段为增殖速度快的微生物种群提供了良好条件，能够在 Ａ 段成活繁衍的微生物 种群，是抗冲击负荷能力强的原核细菌，而原生动物和后生动物都不可能成活。 ２）Ａ 段的具有高额的污泥产率，污泥具有一定的吸附能力。 在 Ｂ段产生的主要效应： １）Ｂ段反应器接受 Ａ 段反应器的处理水，水质、水量都比较稳定，冲击负荷已不再 影响 Ｂ段，Ｂ段的净化功能得以充分发挥。但是，Ｂ段的各项效应与净化功能的发挥，都 是以 Ａ 段正常运行作为首要条件的。也就是说，Ｂ段受制于 Ａ 段。 ２）Ｂ段反应器是在低负荷条件下运行，承受的负荷是总负荷的３０％～６０％，与普通 活性污泥工艺反应器 （曝气池）的容积相较，Ｂ段反应器的容积可能减少４０％左右。 ３）对有机污染物进行生物降解，是 Ｂ段的主要净化功能。 ４）Ｂ段的污泥龄较长，氮在 Ａ 段已得到了部分的去除，在 Ｂ段，ＢＯＤ∶Ｎ 的比值有 所降低，因此，Ｂ段可能具有产生硝化反应的条件。 （２）ＡＢ工艺 Ａ 段及 Ｂ段的主要净化功能 Ａ 段的净化功能有： １）Ａ 段对污水中污染物的去除，主要依靠生物污泥的吸附作用。某些重金属及难降 解的有机物质以及氮、磷等植物性的营养物质，都能够在 Ａ 段通过污泥的吸附作用，而 ２５０

得到一定的去除。对此，能够一定程度地减轻 Ｂ段的负荷。 ２）Ａ 段用于城市污水的处理，其对 ＢＯＤ５ 的去除大致介于４０％～７０％之间，经 Ａ 段 处理后的污水，其可生化性有所提高，有利于后续 Ｂ段的生物降解作用。 ３）由于 Ａ 段对污染物质的去除，主要是通过以物理化学功能为主导的吸附作用，因 此，Ａ 段对温度、ｐＨ、负荷以及有毒物质伤害等作用都具有一定的适应与抵御能力。 ４）Ｂ段的净化功能主要是对有机污染物质深入地降解、去除，并使处理水达到要求 的水质标准。 ５５２　犃犅工艺系统的理论特征 应当提出的是：ＡＢ工艺系统的开创，在理论基础方面有着二项最明显的有别于污水 传统生物处理理论的工艺特征：其一是不设初次沉淀池，而是将整个 大的城市排水管网 系统作为 “中间反应器”、“生物选择器”纳入污水处理的环节予以考虑；其二是将传统的 微生物对有机污染物降解过程分为细胞外的絮凝、吸附及细胞内的代谢、分解二个过程， 并建立各自独立的污泥回流系统的 Ａ 段 （生物絮凝与生物吸附）和 Ｂ段 （生物降解）。 １．ＡＢ工艺系统是一个开放性的污水处理系统 城市排水工程系统 （不包括降水）在传统上是由污水管网系统和污水处理系统两部分 所组成。污水管网系统的功能和任务是对污水的收集、集中、输送，和将污水输送到污水 处理厂。 城市污水除含有有机性和无机性的污染物质外，也存活着具有生命力的微生物。城市 污水从排放口到污水处理厂，需要流经长达几公里甚至是几十公里的管道和沟渠，流动的 污水可能呈好氧状态或厌氧状态，但多呈缺氧状态。污水流经的管道和沟渠中也存话着大 量的微生物。在管道和沟渠的条件下，存活的应是以营兼性为主的微生物种群。在城市排 水系统中将连续地、长期地进行着微生物的适应、优选、淘汰、增殖的过程，从而能够培 育、诱寻、驯化出与原污水水质相适应的微生物种群。 在原污水中存活，并经过排水管网系统的优选、诱导、驯化，已完全适应于进入 Ａ 段污水水质状态的微生物，具有一定自发的絮凝性能，在其进入 Ａ 段的反应器后，在 Ａ 段反应器内原有菌胶团的诱导下，其絮凝性能得到强化，并与菌胶团相结合形成新的絮凝 体，成为 Ａ 段污泥中主要的组成部分，这种污泥具有较强的絮凝能力、吸附能力和良好 的沉降性能。 ＡＢ工艺系统不设初沉池，使在排水管网经过优选、驯化形成的微生物种群得以比较 完整地进入 Ａ 段反应器，在反应器内其所具有各项功能够得到充分地发挥和进一步的强 化和更新。这样，可以认定，Ａ 段已成为一个开放性的、连续地由原污水中得到优化微 生物充实的生物动态系统。对此，还可以进一步认定，ＡＢ工艺系统在实际上也是一个由 污水排水管道系统和污水处理系统组成的开放性系统。 ２． 将传统对有机底物一段式的降解过程分在 ＡＢ两段实施 将传统为一段式的污水活性污泥工艺处理技术，在实际上分为两段实施，这是 Ａ—Ｂ 工艺的另一项在理论上和工艺操作上的创举。微生物对有机污染物降解、去除的生理过 程，是由在菌体外的絮凝、吸附，和在菌体内的代谢、降解两个步骤实施和完成的。传统 的污水生物处理工艺 （包括活性污泥处理工艺和生物膜处理工艺）就是通过这种生物反应 过程完成有机污染物降解与去除的。但是，参与两步反应的只是一种微生物，兼性菌体外 ２５１

的絮凝、吸附反应和菌体内的代谢、降解反应。这就是参与常规污水生物处理工艺反应的 微生物，纯好氧菌、世代时间较长，只宜于在较低的污泥负荷和较长的污泥龄环境条件下 存活和参与反应。 ＡＢ工艺的 Ａ 段与 Ｂ段则与此有所不同。在 Ａ 段和 Ｂ段成活并参与反应的不是同一 种属的微生物，而且是在特性方面也有差别的两种微生物种属。 Ｂ段反应器接受 Ａ 段反应器的处理水，进一步对混合液 （污水）进行深入的净化处 理，并使处理水达到规定的水质要求，这就是说，Ｂ段反应器净化功能的发挥，都是以 Ａ 段反应器正常运行作为首要条件的。也就是说，Ｂ段系统对污水的净化功能在一定程度上 是受制于 Ａ 段，但是，与此同时，Ｂ段反应器接受经过 Ａ 段反应器处理后的混合液，接 替 Ａ 段对污水的净化工作，应是大大地受益于 Ａ 段。经过 Ａ 段系统处理后的混合液，水 质、水量都完全是稳定的，冲击负荷以及一切毒害作用都已不再危及 Ｂ段，Ｂ段的各项效 应和净化功都能得以完全充分地发挥。不仅如此，经 Ａ 段系统处理后，使 Ｂ段的负荷大 为减轻，Ｂ段系统对有机污染物的降解负荷为 ＡＢ工艺全部负荷量的４０％，而且某些在 Ａ 段未能被降解、去除的有机底物，在经过 Ａ 段系统微生物的 “加工”后，能够易为 Ｂ 段微生物所摄取，并加以代谢。 ３．ＡＢ工艺在 ＡＢ两段微生物的组成与各段的特性 ＡＢ工艺虽然也属于活性污泥工艺系统范畴，但是由于其在工艺系统方面的某些独特 的特点，使得该工艺系统在微生物的种群组成、生物相等方面与常规、传统活性污泥工艺 存在着差异，而且在 Ａ 段与Ｂ段之间也存在着差异。 （１）Ａ 段微生物的组成及其特性 作为开放性系统 Ａ段连续地接受来自排水管网系统的经过优选、诱导和驯化的 微生物种群。据测定，在 Ａ 段反应器内约有不低于１５％的微生物来自排水管网系统。 此 外，Ａ 段 处 于 营 养 异 常 丰 富 的 状 态， 其 设 计 污 泥 负 荷 值 多 高 于 ２ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），而污泥龄 （ＳＲＴ） 一 般 取 值 ＜０．５ｄ。在 这 种 环 境 条 件 下， 高 等 微 生 物的成活将受到一 定 的 限 制，Ａ 段 成 活 的 优 势 微 生 物 种 将 属 原 核 微 生 物， 具 体 微 生 物表现的生理特性有下列各项： １）微生物个体微小，结构简单，具有较大的比表面积，吸附能力强劲。 ２）微生物群种菌落数量多，一般是传统活性污泥工艺主导微生物的２０倍，由这种微 生物为主形成的 Ａ 段污泥产量大，其污泥产率系数犢 值＝０．９２４，远高于Ｂ段的污泥产率 系数的犢 值 （０．６１４）和传统活性污泥工艺的犢 值 （０．５～０．６５）。Ａ 段产生的污泥还具有 良好的沉降性能，其污泥指数一般介于７０～１００之间。 ３）微生 物 生 理 活 性 强， 具 有 极 强 的 增 殖 能 力， 世 代 时 间 短， 条 件 适 宜 可 缩 短 为２０ｍｉｎ。 ４）微生物代谢活性高，一般较传统活性污泥工艺优势微生物高４０％～５０％，特别是 对聚合物的降解，也有极强的活性，而聚合物往往是 ＣＯＤ主成分。 ５）微生物具有较强的变异性能力，对环境适应的条件也较宽，多为兼性微生物，能 够在缺氧条件下 （溶解氧含量介于０．２～０．７ｍｇ／Ｌ之间）进行生理活动。 ６）微生物多与人类及动物排泄物中成活的细菌相类似。 正是具有上述各项优良性能的微生物，和由这种微生物为主体形成的活性污泥，使得 ２５２

处理城市污水的 ＡＢ工艺的 Ａ 段在超高负荷和较短的水力停留时间条件下，去除污水中 ６０％～７０％的有机污染物，有人进行过测试，其中５０％是通过吸附作用去除的，３０％是 经过絮凝、沉淀作用去除的，通过微生物代谢作用降解、去除的有机污染物只占２０％。 应当指出的是城市污水经过 Ａ 段处理后，还可能残留着３０％～４０％的主要处于溶解 状态的有机污染物，这部分有机污染物随混合液进入 Ｂ段，必然需要通过 Ｂ段的微生物 通过代谢反应的生理活动加以降解去除。但是，这部分有机污染物在 Ａ 段的过程中，也 经过 Ａ 段微生物的 “加工”，使其能够适宜地为 Ｂ段微生物所摄取。 （２）Ｂ段微生物的组成及其特性 ＡＢ工艺 Ｂ段的功能主要是对有机污染物 （ＢＯＤ５）深入地降解去除。就此，在 Ｂ段 采取低值的污泥负荷，一般为：０．１５～０．３０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），还采取长达１５～ ２０ｄ的污泥龄 （生物固体平均停留时间）值。Ｂ段反应器 （曝气池）接受 Ａ 段的流来的处 理水，是经过 Ａ 段的调节与处理后的处理水，进水水质与水量稳定。Ｂ 段反应器内呈优 势种群的微生物世代时间长，并对有机污染物具有强劲的代谢功能，其特性应与传统活性 污泥工艺中延时曝气工艺的主导微生物种群的特性相近。此外由于处理水水质良好，在 Ｂ 段还能使钟虫类的原生动物和轮虫类的后生动物大量增殖，这些微型动物大量吞食处理水 中的游离细菌，能够进一步提高处理水的水质。 ５５３　犃犅工艺系统的功能特征 ＡＢ工艺系统之所以能够在开发后的短时间内，就受到污水处理领域专家们的青睐， 并迅速地在一些国家的实际污水处理工程中，得到应用，因为这种工艺具有多数优良的特 征。本工艺对污水中的各类污染物质具有高度的去除、降解效果，特别是还具有良好的除 磷脱氮功能；本工艺在运行上具有较强的稳定性，对原污水的水量、水质方面的冲击负 荷，有着较强的适应能力；此外，还有着投资省、运行费用低的优点。本节对这一系列特 征加以评述。 １．ＡＢ工艺系统对 ＣＯＤ及 ＢＯＤ５ 具有高度的去除效果 国内、外大量的科学试验研究所得数据和实际生产的污水处理厂的运行数据表明， ＡＢ工艺系统对 ＣＯＤ及 ＢＯＤ５ 具有高度的去除效果。显著地高于传统的普通活性污泥工 艺，特别是对 ＣＯＤ值的高效去除更是明显。 对这一情况列举下列实例予以证实。 实例之１：ＡＢ工艺系统开创人 Ｂ．Ｂｏｈｎｋｅ教授领导的团队，曾对１６种不同的 城 市 污 水 进 行 了 ２５ 次 中 间 试 验 研 究 和 ５ 次 生 产 性 试 验 研 究 ， 所 得 的 试 验 结 果 如 下 ： （１）当 ＡＢ工艺系统 Ｂ 段的 ＢＯＤ─污泥负荷为：犉Ｗ ＝０．３ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ） 时，其处理水的 ＢＯＤ５ 值，相当于 ＢＯＤ─污泥负荷为：犉Ｗ ＝０．１５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ· ｄ）的传统、普通活性污泥工艺处理水的 ＢＯＤ５ 值。 （２）当 ＡＢ工艺 Ｂ段的 ＢＯＤ─污泥负荷为：犉Ｗ＝０．１５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）时， 其处理水的 ＢＯＤ５ 值，相当于 ＢＯＤ─污泥负荷为：犉Ｗ＝０．０５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）的 传统、普通活性污泥工艺处理水的 ＢＯＤ５ 值。 实例之２：表５２０所列举的是Ｂ．Ｂｏｈｎｋｅ教授对以 ＡＢ工艺系统为处理技术的７座污 水处理厂对 ＢＯＤ５ 及 ＣＯＤ两项污染指标的降解、去除效果。 实例之３：图５６１所示为 Ｂｏｈｎｋｅ等专家在大量广泛研究结果的基础上所得出的 ＡＢ ２５３

工艺的Ｂ段与传统、普通活性污泥一段工艺的污泥负荷和处理水ＢＯＤ５ 及ＣＯＤ值的比较。 从图所示可见，在同一污泥负荷的条件下，ＡＢ工艺的处理效果显著地优于传统一段式活 性污泥工艺的处理效果。 犃犅工艺对７座污水处理厂去除 犅犗犇、犆犗犇的效果总汇 表５２０ 原污水浓度 ＢＯＤ─污泥负荷 总去除率 污水处理厂 ｍｇ／Ｌ ｋｇＢＯＤ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ） ％ Ｒｈｅｉｎｈａｕｓｅｎ ＢＯＤ５ ＣＯＤ Ａ段 Ｂ段 ＢＯＤ５ ＣＯＤ Ａａｃｈｅｎ ４５４ ８１４ ８．９ ０．３２ ９４．９ ９０．７ Ｎｅｕｅｎｋｉｒｅｈｅｎ Ｒｏｔｔｅｒｄａｍ １０４ ２４４ ３．４４ ０．１４ ９６．２ ８１．６ Ｂｏｒｋｅｎ Ｒｕｍｅｌｎ ２４０ ５０５ ５．６ ０．１５ ９６．７ ８１．８ Ｋｒｅｕｚｔａｌ ３１６ ７３３ ４．６１ ０．２ ９５．０ ９０．２ ３０１ ５８５ ８．６８ ０．３０ ９６．３ ８１．５ ３９２ １０１３ ４．９ ０．４９ ９１．３ ８６．０ ５６１ １０４２ ６．２ ０．８７ ９８．６ ９１．１ 就 ＡＢ 工 艺 系 统 对 ＣＯＤ 及 ＢＯＤ５ 两项污染指标，具有高度的去除效果的 原因，从下列几方面进行分析。 （１）在一般情况下，Ａ 段内混合液 的溶解氧含量介于０．２～０．７ｍｇ／Ｌ 之间， 是在兼性条件下运行。 前已叙及，原污水未经初沉池处理， 图５６１　ＡＢ工艺与传统活性污泥一段工艺 因此进入 Ａ 段的污水中所含有的有机污 对 ＢＯＤ５ 及 ＣＯＤ降解去除效果的对比 染物质将处于各种状态：如悬浮、胶体、 溶解等。应当说 ＢＯＤ 值和 ＣＯＤ 的组成 是复杂的，特别 是 ＣＯＤ 的 组 成 是 更 为 复杂，其中不乏存在着难于生物降解的成分，ＡＢ工艺的 Ａ 段所面对的就是这样的构造 复杂的 ＢＯＤ值和 ＣＯＤ值。ＡＢ工艺的 Ａ 段是处在缺氧的状态，在其中成活的微生物上 是经过管网系统优化、诱导、驯化，世代时间短，能够在缺氧环境条件实施反应活动的具 有自体絮凝和强力吸附功能的兼性微生物。对污水的净化反应，主要是借助于生物絮凝及 物理化学作用为主的吸附功能，这样。混合液通过 Ａ 段在高负荷条件下的处理，一部分 构造较为复杂的有机污染物质转化成易于降解的物质，一部分的有机污染物质特别是那些 是组成 ＣＯＤ的有机污染物质，则直接被污泥吸附而去除。 （２）污水经过 Ａ 段的处理后，为 Ｂ段的微生物提供了良好适宜的水质条件，使在 Ｂ 段活动的微生物能够充分地发挥自身的对有机污染物的降解功能。 总体而言，ＡＢ活性污泥工艺对 ＢＯＤ５ 的去除、降解率为９０％～９５％。对 ＣＯＤ 的去 除率为８０％～９０％。 ２．ＡＢ工艺系统的脱氮除磷功能 （１）使 ＡＢ工艺系统提高脱氮、除磷功能采取的技术措施 ＡＢ工艺系统是具有一定程度的脱氮、除磷净化功能的，运行数据证实，按原定的工 艺流程对城市污水进行处理的 ＡＢ工艺系统，其总氮的去除率可达３０％～４０％，总磷的 ２５４

去除率可达５０％～７０％。很明显，这个标准是达不到要求的。 ＡＢ工艺系统在基本上已具备脱氮、除磷所需要的运行条件，只要 过适当的改建或 增建，就能够取得脱氮、除磷的效果。 当根据对处理水水质的要求，ＡＢ工艺系统应提高其所具有脱氮、除磷功能或同步脱 氮、除磷功能时，需要分别地对 ＡＢ工艺系统的某些环节，进行包括改建或增建反应器 在内的技术强化措施。就此，作如下的阐述，并举实例加以说明。 １）当对 ＡＢ工艺系统要求进一步强化脱氮功能，提高脱氮效果时，应采取的技术措 施是将 Ｂ段改建为具有前置反硝化反应器的生物脱氮系统。对此，为了保证反硝化反应 对碳源的需求，可考虑缩短 Ａ 段反应的进程，使反硝化反应器的容积达到 ＡＢ工艺系统 反应器总容积的５０％。 ２）当对 ＡＢ工艺系统要求提高其除磷功能，增强其除磷效果时，可以考虑分别地对 Ａ 段及Ｂ段采取强化除磷措施。首先对 Ａ 段，考虑的是在 Ａ 段的混合液流程中，既有聚 磷菌在存活，也有大量增殖快、世代短的微生物在活动，将 Ａ 段的运行改为好氧环境， 就能够强化聚磷菌和一般微生物对磷的吸收，使磷通过形成污泥在中沉池中沉降而去除， 这样，能够使 Ａ 段的除磷达到５０％的效果。 为了使 ＡＢ工艺系统进一步取得除磷的效果，需要将 Ｂ段改造成为 ＡＯ 系统，在改 建后厌氧反应器内，水力停留时间取值２．０ｈ，聚磷菌大量地释放磷，在进入好氧反应器 后，聚磷菌又行大肆过量地摄取磷，在厌氧反应器内，聚磷菌每释放１．０ｍｇ／Ｌ 磷，则在 好氧反应器内就要吸收磷２．０～２．４ｍｇ／Ｌ 磷。被吸收的磷随剩余污泥的排放而得以去除。 在Ｂ段建立 ＡＯ 系统，可使 ＡＢ工艺的除磷率提高到８０％。必要时仍需考虑增设化学工 艺除磷措施。 ３）当对 ＡＢ工艺系统要求具有同步脱氮、除磷的功能，同步提高脱氮、除磷的效果 时，应采取的有效技术措施是，在 ＡＢ 工艺系统的 Ｂ 段设 ＡＡＯ （厌氧缺氧好氧复合 工艺系统），这样，连同 Ａ 段工艺系统，组成了具有高效地去除 ＣＯＤ、ＢＯＤ、ＳＳ以及 Ｎ、 Ｐ等同步降解、去除有机污染物及脱氮、除磷的复合工艺系统。 在本复合工艺系统的反应进程中，对反硝化反应有着重要影响的因子是 ＢＯＤ５／Ｎ 之 比，对此应加以阐述说明。 污水经 Ａ 段工艺处理后，其处理水的 ＢＯＤ５／Ｎ 比值有所下降，为了保证反硝化反应 过程有足够的碳源，对此，Ｂｏｈｎｋｅ教授认为ＢＯＤ５／Ｎ 比值应大于３ （其中 ΔＢＯＤ５ 为可资 利用于反硝化反应的 ＢＯＤ５ 量，ΔＮ 为需通过反硝化反应过程予以去除的硝态氮量）。 ＡＢ工艺系统的处理水能否保证达到 ΔＢＯＤ５／ΔＮ≥３ 的工艺要求，要取决于 Ａ 段 ＢＯＤ５污泥负荷、ＢＯＤ５ 的去除效果以及 ＤＯ 值等因素。 试验结果及生产实践证实，只要 Ａ 段的处理水能够切实满足式△ＢＯＤ５／△Ｎ≥３的要 求，则就能够保证同步脱氮、除磷复合工艺系统 Ｂ段的硝化反应条件得到显著地提高， 污泥中的硝化菌比例明显增高，硝化与反硝化速度大为增高，其反应器的容积与常规活性 污泥工艺曝气池的容积相较，可缩减１５％～２０％。此外，除磷效果也高于常规活性污泥 工艺，如再适当结合化学处理工艺，向处理水中投加铁盐或铝盐絮凝剂，则除磷效果可提 高在９０％以上，使处理水中的磷含量完全达到国家规定的标准。 在本节后段，将介绍 ＡＢ 工艺系统改造成为同步脱氮、除磷复合工艺系统的工程 ２５５

实例。 （２）具有 同 步 脱 氮、 除 磷 功 能 的 ＡＢ 工 艺 系 统 工 程 实 例———德 国 克 雷 菲 尔 德 （Ｋｒｅｆｅｌｄ）城市污水处理厂 １）城市污水处理厂概况 克雷菲尔德污水处理厂位于鲁尔工业区内，初始设计服务人口为８０万人口当量，主 要处理设备及系统为：格栅─沉砂池─初沉池。２０世纪７０年代中叶，亚琛大学师生在该 厂进行推广 ＡＢ工艺系统活动，对该厂工艺流程及处理设备按 ＡＢ工艺系统的组成与要 求进行了改、扩建。将原建的初次沉淀池改建为：Ａ 段反应池、Ｂ段沉淀池及雨水池。设 计服务人口增加到１２０万人口当量，设计流量为１８万 ｍ３／ｄ， １９８１年开始按 ＡＢ工艺系统流程运行。至１９９０～１９９２年又行扩建、改建，成为具有 同步脱氮、除磷功能的 ＡＢ工艺系统的城市污水处理厂。 扩建、改建完成后，具有同步脱氮、除磷功能的克雷菲尔德城市污水处理厂的 ＡＢ 工艺系统流程图示之于图５６２。 图５６２　具有同步脱氮除磷功能的德国克雷菲尔德 城市污水处理厂 ＡＢ工艺系统流程图 改建成为具有同步脱氮除磷功能后的克雷菲尔德城市污水处理厂的运行动态。 ２）进水水质与负荷 ＢＯＤ５：７２０００ｋｇＢＯＤ５／ｄ，ＢＯＤ５４００ｍｇ／Ｌ；ＣＯＤ：１４４０００ｋｇＣＯＤ／ｄ，ＣＯＤ８００ｍｇ／Ｌ； ＴＮ：１０８００ｋｇＴＮ／ｄ，ＴＮ４５ｍｇ／Ｌ；ＴＰ：１８００ｋｇＴＰ／ｄ，ＴＰ１０ｍｇ／Ｌ。 ３）采取的各项技术参数及技术措施 Ａ 段 反 应 器： ＨＲＴ ０．８７ｈ； 有 机 污 染 物 负 荷 ４．１ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ） 及 ８．３ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）；ＭＬＳＳ２０００ｍｇ／Ｌ；ＤＯ０．２～０．４ｍｇ／Ｌ。沉淀池：ＨＲＴ１．５６ｈ； 表面水力负荷１．９ｍ３ （ｍ２·ｄ）。 Ｂ段反应器：ＨＲＴ８．５ｈ；有机污染物负荷 ０．０６～０．０８ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）及 ０．３ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）；ＭＬＳＳ４０００ｍｇ／Ｌ；沉淀池：ＨＲＴ５．４ｈ；表面水力负荷 ０．４４ｍ３ （ｍ２·ｄ）。为了脱氮，将 Ｂ 段反应器一分为二，分建成为前置反硝化反应器及硝化反应 器，前置反硝化反应器出水的 ＮＯ３－Ｎ 含量为＜５ｍｇ／Ｌ。为了强化除磷，在 Ａ 段增设厌氧 反应器，使 Ａ 段的回流污泥中的聚磷菌在此释放磷并在反应器内超量地摄取磷，继之则 通过中间沉淀池，将部分磷作为剩余污泥排出。此外，还在 Ｂ段增设化学除磷工艺环节， 投加铁、铝盐混凝剂以增强除磷效果。 ４）运行效果，对各项污染指标的去除率 ２５６

ＣＯＤ：９７％；ＮＯ３－Ｎ：９３％～９８％ （Ａ 段 ４２％，Ｂ 段 ８８％）总 去 除 率 ９３％；ＴＰ： ９３％～９７％ （Ａ 段６４％，Ｂ段９１％），总去除率９３％。 ５５４　犃犅工艺系统的工艺设计与技术参数 １． 对 ＡＢ工艺系统设计应考虑的基本条件 ＡＢ活性污泥工艺系统在技术上的一大特点是接受不设初次沉淀池，仅仅通过简易的 预处理设备处理的城市污水进入 ＡＢ工艺系统 Ａ 段的反应器。ＡＢ工艺系统，将庞大的 城市排水管网系统作为 “生物选择器”、“中间反应器”，对流经其间的微生物，进行了诱 导、驯化、适应和优化增殖等过程，使污水中存活微生物的生理条件完全适应 Ａ 段反应 器的环境条件。这样的城市污水应是以生活污水为主，工业废水所占比例不宜过大，而且 工业废水应当是根据要求经过局部处理，如 ｐＨ、高 色 度 经 过 调 整，重 金 属 离 子 经 过 去 除 等。混合污水的 ＢＯＤ５／ＣＯＤ比值不应过低。 ２．ＡＢ工艺系统设计流量的确定 ＡＢ工艺系统中 Ａ 段的设计是本设计系统的重要环节，特别是在确定设计流量问题 方面，Ａ 段的设计更是关键所在。因为对 Ａ 段采用的水力停留时间都较短，一般都不超 过１．０ｈ，进水水量的变化都将对工艺系统产生一定的影响。因此，应予以特别关注。 对 ＡＢ工艺系统中 Ａ 段所设反应器及中间沉淀池的设计流量，应籑据其所在城市采 用排水体制不同而区别对待：对分流制排水管网，其设计流量应按最大时流量考虑，即平 均流量乘以总变化系数 犓ｍａｘ；对合流制排水管网，其采用的设计流量应是旱季最大流量。 对 ＡＢ工艺系统中 Ｂ段所设反应器及沉淀池，由于 Ｂ段各反应器。所采用的水力停 留时都较长，一般 ＨＲＴ 值都在５．０ｈ以上，而且 Ｂ段接受 Ａ 段的来水，污水流量已经 Ａ 段的缓冲处理，因此，Ｂ段反应器的设计流量可按平均流量考虑，或根据设计对象的实际 情况，采纳一项比较合理的变化系数。 ＡＢ工艺系统中 Ｂ段所设二次沉淀池，是保证处理水水质的关键所在，应保证其具 有的良好的泥、水分离效果得到充分地发挥。因此，在确定其设计流量问题上，应慎重从 事，应按最不利的条件考虑，对分流制排水管网，同 Ａ 段的设计流量，取值最大时设计 流量；对合流制排水系统，设计流量应取雨季最大流量 （即平均流量与平均流量乘以截流 倍数ｎ的两项之和）。 ３．ＡＢ工艺系统 Ａ 段及 Ｂ段的设计技术参数 （１）对 Ａ 段反应器 水力停留时间 （ＨＲＴ）：按晴天平均流量计或按晴天最大流量计，取值介于０．５～ ３．８ｈ，多?用０．５～０．８ｈ；按雨季流量计，一般取值多为 ０．２５～０．５ｈ。设计建议取值： 若按晴天最大流量计，并且不含回流污泥，可考虑采纳０．５ｈ。 污泥负荷：?用值介于２．０～１６．０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ）之间，较多采用值为３．０～ ６．０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ）。设计建议取值４．０～５．０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ）。 容积负荷：?用值介于５．１～１２．８ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）之间，较多采用值者为１０～ ６ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）。设计建议取值８ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）。 污泥浓度 （ＭＬＳＳ值）：设计建议取值２０００ｍｇ／Ｌ。 污泥龄：设计建议取值０．３～０．５ｄ。 回流污泥：设计建议取值：回 流 比 ５０％ ～６０％；污 泥 浓 度 ２０ｇ／Ｌ；回 流 污 泥 指 数 ２５７

（ＳＶＩ值）４０～６０ｍＬ／ｇ。 沉淀池 （中沉池）：水力停留时间 （ＨＲＴ）：采用取值介于１．０～４．０ｈ之间，采用居 多者为：１．０～２．０ｈ。设计建议取值：１．５～２．０ｈ。 （２）对 Ｂ段反应器 水力停留时间 （ＨＲＴ）：采用数据范围很大，介于１．２４～６４ｈ之间，采用多的数据为 ３．０～６．０ｈ，设计建议取值２．５～５．０ｈ。 污泥负荷：采用设计取值居多者为 ０．１５～０．３０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ），个别取值为 ０．０７ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ）的低值。设计建议取值０．１５～０．２５ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＴＳ·ｄ）。 容积负荷：设计采用取值居多者为０．３～０．９ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）。设计建议取值０．５～ ０．７ｋｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）。 污泥浓度 （ＭＬＳＳ值）：设计建议取值３５００ｍｇ／Ｌ。 污泥龄 （生物固体平均停留时间）（θ）：设计建议取值１５～２５ｄ。 回流污泥比：设计采用取值居多者３５％～７５％，设计建议取值５０％。 沉淀池：水力停留时间 （ＨＲＴ）：设计取值高者达 １０．０～１６．５ｈ，但以取值 ３．０～ ６．０ｈ者居多。设计建议取值４．０～６．０ｈ。 当对 Ｂ段考虑生物除磷时，可选用 ＡＡＯ 工艺，即改良 ＵＣＴ 工艺 （ｍｏｄｉｆｉｅｄＵＣＴ ｐｒｏｃｅｓｓ）。 将 Ｂ 段工艺分为厌氧、缺氧、好氧３个区，再将缺氧区一分为二，形成缺氧区１及缺 氧区２。Ｂ段沉淀池污泥回流缺氧区１ （流量狇１），缺氧区１的混合液回流厌氧区；好氧区 的混合液回流缺氧区２ （流量狇２），形成具有脱磷功能的 ＡＡＯ 工艺系统。其中，以犔狇１／ 狇２＝０．１为宜。 ５．６　带有膜分离的活性污泥工艺系统 （ＭＢＲ 工艺系统） ５６１　概述 膜生物反应器 （ＭｅｍｂｒａｎｅＢｉｏｒｅａｃｔｏｒ，ＭＢＲ）是一种将膜分离与传统污水生物处理 技术相结合的新型污水处理工艺。该技术由美国的史密斯 （Ｓｍｉｔｈ）等人于１９６９年提出， 其最大的特点便是使用膜分离来取代常规活性污泥法中的二沉池。 传统的活性污泥法中泥水分离主要靠重力作用完成，在一定程度上受到活性污泥自身 的沉降性能限制。由于污泥沉降性的提升需通过严格控制曝气池操作条件来完成，故通过 改善污泥沉降性能而加速泥水分离的技术受到了技术和自控等方面的制约。传统的活性污 泥法不仅污泥产量高，而且有污泥膨胀之虞；此外，所产生污泥的处理处置费用占到了污 水处理厂运行费用的２５％～４０％。针对上述问题，ＭＢＲ 创造性的将膜分离技术应用于传 统的污水处理，以高效膜分离作用取代传统活性污泥法中的二沉池，同时实现了泥水分离 和污泥浓缩。由于 ＭＢＲ 工艺不用特别考虑污泥的沉降性能，可大幅提升污泥混合液浓 度，提高污泥龄 （ＳＲＴ），从而降低剩余污泥产量，提升出水水质。该工艺对悬浮固体、 病原细菌和病毒的去除尤为显著。 自 ＭＢＲ工艺问世以来，国内外学者对其特性、净化效能、膜渗透速率影响因素、膜 污染防治及组件的清洗等进行了大量研究，加速了 ＭＢＲ 工艺的工程化应用进程。ＭＢＲ ２５８

工艺的商业应用最早是在２０世纪７０年代末期的北美，随后相继在日本、南非和欧洲出 现。自进入９０年代后，膜可靠性大为提升，膜价格大幅下降，膜技术市场得到有效开拓， 管式膜和浸没式膜生物反应器得到有效开发应用。目前在世界范围内，实际运行的 ＭＢＲ 工艺系统已超过１０００套，同时还有大量的建设中及规划建设的 ＭＢＲ 工程。该工程在日 本的商业化应用发展最快，其余的 ＭＢＲ工程主要在北美和欧洲。 ５６２　犕犅犚 工艺系统的特点 ＭＢＲ 工艺用膜分离代替传统活性污泥法的二沉池，实现了活性污泥中大分子溶解性 物质和微生物絮体的分离，并在膜组件的分离与过滤作用下，最终实现了泥水分离。该技 术将污水的生 物 处 理 和 物 理 分 离 过 程 有 机 结 合， 相 较 于 传 统 的 污 水 生 化 处 理 具 有 以 下 优点： （１）处理效果好，对水量水质变化具有很大的适应性 ＭＢＲ 工艺中的膜组件能够高效实现固液分离，大幅度去除细菌和病毒，处理出水中 ＳＳ浓度将低于５ｍｇ／Ｌ，浊度低于１ＮＴＵ，分离效果远优于传统沉淀池，出水可直接作为 非饮用市政杂用水进行回用；膜分离将微生物全部截留在生物反应器内，有效地提高了反 应器对污染物的整体去除效果；另外，ＭＢＲ 反应器耐冲击负荷能力强，对进水的水量及 水质变化具有很好的适应性。 （２）剩余污泥量少、污泥膨胀几率降低 ＭＢＲ 工艺可以在高容积负荷、低污泥负荷下运行，系统中剩余污泥产量低，后续污 泥处理处置费用大幅降低。此外，由于膜组件的截留作用，反应器内可保持较高的生物 量，在一定程度上遏制了污泥膨胀。 （３）可高效去除氨氮及难降解有机物 ＭＢＲ中的膜组件有利于将增殖缓慢的微生物 （如硝化细菌等）截留在反应器内，保 证系统的硝化效果。此外，ＭＢＲ能延长一些难降解有机物 （特别是大分子有机物）在反 应器中的水力停留时间 （ＨＲＴ），有利于去除该类污染物。 （４）占地面积小，不受应用场合限制 ＭＢＲ 反应器内能维持高浓度的生物量，因而能承受较高的容积负荷，致使反应器容 积小，大大节省占地面积。如城镇污水处理中的 ＭＢＲ 可获得高达２５０００ｍｇ／Ｌ 的混合液 浓度。ＭＢＲ 工艺流程简单、结构紧凑、占地面积小，不受应用场所限制，可做成地上式、 半地下式和地下式。 （５）运行控制趋于灵活，能够实现智能化控制 ＭＢＲ工艺实现了 ＨＲＴ 与污泥停留时间 （ＳＲＴ）的完全分离，实际运行控制可根据 进水特征及出水要求灵活调整，可实现微机智能化控制，方便操作管理。 （６）可用于传统工艺升级改造 ＭＢＲ 工艺可作为传统污水处理工程的深度处理单元，在城市二级污水处理厂升级改 造及出水深度处理等方面具有广阔的应用前景。 ＭＢＲ 工艺在实际工程应用过程中尚存在以下不足： （１）膜组件造价高，导致 ＭＢＲ反应器基建投资明显高于传统污水处理工艺。如常规 的污水处理厂处理规模越大，单位体积的污水处理成本越低，而通常情况下膜组件的价格 却与污水处理规模成正比。 ２５９

（２）膜组件容易被污染，需要有效的反冲洗措施以保持膜通量。ＭＢＲ 泥水分离过程 须保持一定的膜驱动压力，使得部分大分子有机物 （特别是疏水性有机物）滞留于膜组件 内部，造成膜污染，降低了膜通量，这时一般需要配备有效的膜清洗措施。 （３）系统运行能耗高。ＭＢＲ 系统内污泥浓度较高，要保持足够的传氧速率就必须增 大曝气强度；此外，为了提高膜通量、减轻膜污染，还必须进一步增大流速冲刷膜表面。 以上两个方面因素均使得 ＭＢＲ工艺能耗高于传统的生物处理工艺。 ５６３　犕犅犚 工艺系统的类型 １． 膜的分类 膜是一种分离材料，在污水处理工程中多被用来截留污水中的固体或溶解性污染物， 还有部分用于从污水中萃取污染物质或传输气体，如萃取膜生物反应器和无泡供氧膜生物 反应器。膜分离的实现首先需要理想的推动力 （如压差或电驱动力），此外，为保证处理 效果，膜材料一般应具有足够的机械强度、较高的膜通量和良好的选择性。膜材料的后两 个特性在实际中不能同时具备，因为具有高选择性的膜通常只能具有较小的孔径，这种膜 本身膜通量低。任何膜的最佳物理结构都应当是：较薄的膜材料厚度，较窄的孔径尺寸分 布，较高的表面孔隙率。根据不同分类标准，可将膜材料划分为以下４类。 （１）根据膜孔径的大小，可将其分为微滤膜 （ｍｉｃｒｏｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ，ＭＦ）、超滤膜 （ｕｌｔｒａ ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ，ＵＦ）、纳滤膜 （ｎａｎｏｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ，ＮＦ）和反渗透膜 （ｒｅｖｅｒｓｅｏｓｍｏｓｉｓ，ＲＯ）。 微滤膜用于分离０．２ １．０μｍ 的大颗粒、细菌和大分子物质等，操作压力一般为０．０１ ～０．２ＭＰａ； 超 滤 膜 所 分 离 的 颗 粒 大 小 为 ０．００２～０．２μｍ， 一 般 为 相 对 分 子 量 大 于 ５０００Ｄａｌｔｏｎ的大分子及胶体，操作压力一般为０．１～０．５ＭＰａ；纳滤膜用于分离相对分子 量为数百至１０００Ｄａｌｔｏｎ的分子；反渗透膜用于分离相对分子量在数百 Ｄａｌｔｏｎ以下的分子 及离子。这几类膜的分离范围见图５６３。 图５６３　不同膜分离范围 ２６０

（２）根据膜材料 的 不 同，可 将 其 分 为 有 机 膜 （聚 合 物）和 无 机 膜 （陶 瓷 和 金 属） 两类。 有机膜采用合成高分子材料，如微滤膜常用的聚合物材料有纤维素酯、聚碳酸酯、聚 偏二氟乙烯、聚四氟乙烯、聚砜、聚氯乙烯、聚丙烯、醚酰亚胺、聚酰胺等；超滤常用聚 合物材料有聚砜、聚醚砜、聚酰胺、聚亚酰胺、聚丙烯腈 （ＰＡＮ）、纤维素酯、聚醚酮、 聚醚酰胺等。有机膜种类多、应用广泛，价格相对较低，且能够耐化学腐蚀，但该类膜在 使用过程中易污染、寿命较短。 无机膜包括陶瓷膜、微孔玻璃膜、金属膜和碳分子筛膜等。该类膜具有良好的化学稳 定性，抗污染能力强 （特别对于憎水性物质），耐高温和酸碱，机械强度高，寿命长等优 点，但价格普遍较高。 （３）按膜分离机理不同，可将其分为多孔膜、致密膜和离子交换膜。 通常情况下，纳滤膜和反渗透膜归属于致密膜，而微滤膜和超滤膜归属于多孔膜。 （４）按物理形态不同，可将其划分为固膜 （目前市场上常应用）、液膜和气膜三类。 ２． 膜组件 所谓膜组件，就是将一定面积及数量的膜以某种形式组合形成的器件。在实际的污水 处理过程中，膜组件的组合方式对其的使用寿命和处理效果至关重要。目前污水实际处理 工程中应用的膜组件主要有板框式、螺旋卷式、管式、中空纤维式及毛细管式。板框式、 圆管式和中空纤维式膜组件在实际工程中较为常用。各种膜组件的优缺点如表５２１所示。 各种膜组件优缺点比较 表５２１ 膜组件 成本 结构 装填密度 湍流度 适用膜类型 优点 缺点 板框式 高 非常复杂 （ｍ２／ｍ３） 螺旋卷式 低 复杂 ４００～６００ 一般 ＵＦ、ＲＯ 　可拆卸清洗，紧凑 　 密 封 复 杂， 压 力 损 失 大， 装填密度小 ８００～１０００ 差 ＵＦ、ＲＯ 　 不 易 堵 塞， 易 清 　装填密度小 洗，能耗低 管式 高 简单 ２０～３０ 非常好 ＵＦ、ＭＦ 　可机械清洗，耐高 ＴＳＳ污水 中空纤维式 非常低 简单 ５０００～５００００ 非常好 ＭＦ、ＵＦ、ＲＯ 　装填密度高，可以 　对压力冲击 反冲洗，紧凑 敏感 毛细管式 低 简单 ６００～１２００ 好 ＵＦ ＭＢＲ 膜组件的选用要结合待处理污水特征，综合考虑其成本、装填密度、膜污染及 清洗、使用寿命等因素合理选择技术参数。在设计中一般有如下要求：①对膜提供足够的 机械支撑，保证水流通畅，没有流动死角和静水区；②能耗较低，膜污染进程慢，并应尽 量减少浓差极化，提高分离效率；③尽可能保证较高的膜组件的装填密度，并且保证膜组 件的清洗；④具有足够的机械强度以及良好的化学和热稳定性。 ３． 膜工艺的分类 根据膜组件的不同设置位置，可将 ＭＢＲ 工艺划分为分置式膜生物反应器 （Ｒｅｃｉｒｃｕ ２６１

ｌａｔｅｄＭｅｍｂｒａｎｅＢｉｏｂｅａｃｔｏｒ，ｒＭＢＲ）和一体式膜生物反应器 （ＳｕｂｍｅｒｇｅｄＭｅｍｂｒａｎｅＢｉｏ ｒｅａｃｔｏｒ，ｓＭＢＲ）两种基本类型。 ｒＭＢＲ 也称分离式膜生物反应器，其将生物反应器和膜组件分置于两个处理单元，如 图５６４所示。在实际运行过程中，生物反应器中的泥水混合液经循环泵增压后泵送至膜 组件过滤端，在压力作用下实现固液分离，混合液中通过膜组件的液体成为系统处理出 水，而被膜截留的污泥絮体、固形物、大分子物质等则随浓缩液回流到生物反应器内。 ｒＭＢＲ 具有运行稳定可靠，膜通量较大，膜组件易于反冲洗、更换及增设等优点。为 减少污染物在膜表面的沉积，延长膜的清洗周期，需要用循环泵提供较高的膜面错流流 速，水流循环量大、动力费用高，能耗普遍偏高。此外，泵的高速旋转产生的剪切力会使 某些微生物菌体产生失活现象，进而影响反应器对污染物的去除效果。 ｓＭＢＲ 又叫浸没式膜生物反应器，它是把膜组件置于生物反应器内部，进水中的大部 分污染物被混合液中的活性污泥降解去除，再在外压作用下由膜过滤出水 （图５６５）。这 种形式的膜生物反应器由于省去了混合液循环系统，并且靠抽吸出水，能耗相对较低，占 地较分置式更为紧凑，因而，近年来在污水处理领域应用较为广泛。ｓＭＢＲ 的不足之处在 于其膜通量一般相对较低，容易发生膜污染，膜污染后不容易清洗和更换。 图５６４　分置式膜生物反应器 图５６５　一体式膜生物反应器 还有 一 种 复 合 式 膜 生 物 反 应 器， 其 在形式上 也 属 于 一 体 式 膜 生 物 反 应 器， 所不同的 是 在 生 物 反 应 器 内 加 装 填 料， 从而改变了反应器的某些性能，如图 ５ ６６所示。 ５６４　犕犅犚 工 艺 系 统 的 设 计 参 数 与计算 １． 反应器容积与膜面积 ＭＢＲ 工 艺 反 应 器 容 积 （犞 ） 由 式 图５６６　复合式膜生物反应器 （５１）所 示 的 污 泥 负 荷 率 （犉Ｗ ） 确 定， 其所需的相应的膜面积 （犃）则取决于其处理规模稳态运行时的膜通水能力 （犙′）和膜通 量 （犑）。 犉Ｗ ＝ 犙犛０ （５１） 犡犞 ２６２

犃 ＝ 犙′ （５２） 犑 式中　犉Ｗ ———污泥负荷率，ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｈ）； 犙———处理规模，ｍ３／ｈ； 犞———反应器容积，ｍ３； 犛０ ———反应器进水的 ＢＯＤ５ 值，ｍｇ／Ｌ； 犡———反应器中 ＭＬＳＳ浓度，ｍｇ／Ｌ； 犃———膜面积，ｍ２； 犙′ ———稳态运行时的膜通水能力，ｍ３／ｈ； 犑———稳态运行时的膜通量，ｍ３／ （ｍ２·ｈ）。 在实际 ＭＢＲ工程设计中，须保证膜组件的处理能力与反应器容积相匹配，即单位时 间内反应器的处理水量 （犙）应与膜组件的通水能力 （犙′）相等，据此则有： 犞 ＝ 犑犛０ （５３） 犃 犉Ｗ犡 目前 ＭＢＲ 工艺实际运行过程中，采用的污泥负荷 （ＢＯＤ５／ＭＬＳＳ）取值范围多在 ０．０５～０．４ｋｇ／ （ｋｇ·ｄ）之间，通常低于传统活性污泥 （ＣＡＳ）工艺；实际运行过程中， ｒＭＢＲ运行时稳态膜通量一般为６０～８０Ｌ／ （ｍ２·ｈ），而ｓＭＢＲ 行时约为４～６Ｌ／ （ｍ２· ｈ）。 在稳态运行条件下，膜截面的污泥浓度将达到临界值 （犡ｍ）而不再变化。此时，膜 通量可表示为： （ ）犑＝犽ｌｎ犡ｍ （５４） 犡 在实际运行操作中，由于 ＭＢＲ反应器中污泥浓度将随运行时间逐步提高，导致实际 运行负荷下降，进而引起混合液污泥特性变化，而综合膜的截留、污泥浓度及性质变化和 浓差极化 （乃至膜污染的发生）等因素，又将导致膜通量的降低，即最终导致 ＭＢＲ 的有 效膜面积降低，并使膜组件的实际通水能力远远小于进水量。因此，必须通过合理的控制 其中的相关参数，以尽可能地使运行处于稳定状态，其中关键的和具有可操作性的控制因 子应当是反应器中的污泥浓度。 ２． 膜通量、截留率和回收率 截留率反映了 ＭＢＲ反应器运行过程中固液分离的难易程度，分为表观截留率 （犚犼） 和本征截留率 （犚犼′）。犚犼′为反应器正常运行条件下的截留效率，而犚犼 是指在发生浓差极 化工况下膜组件所具有的截留效率。膜通量 （犑）是指 ＭＢＲ 反应器内单位时间内通过单 位膜面积上的液体量。回收率 （犚ｈ）反映了膜组件的过滤能力，通过透过液量与进液量 之比来表征。 假 设 ＭＢＲ 反 应 器 运 行 过 程 中， 混 合 液 （犙）中污染物初 始 浓 度 为 犆， 膜 界 面 内 截 留 液 （犙ｍ）中污染物浓度为犆ｍ，透过液 （犙ｐ）中污 图５６７　膜组件运行过程中 染物浓度为犆ｐ （图５６７），则 ＭＢＲ膜组件在运 物料平衡示意图 行过程中存在以下物料平衡： 犙 ＝犙ｍ ＋犙ｐ （５５） ２６３

犙犆 ＝犙ｍ犆ｍ ＋犙ｐ犆ｐ （５６） 故截留率 （犚ｊ 和犚ｊ′）、膜通量 （犑）和回收率 （犚ｈ）可分别由以下各式表示： 犚ｊ ＝ （１－犆ｐ／犆）×１００％ （５７） 犚′ｊ ＝ （１－犆ｐ／犆ｍ）×１００％ （５８） 犑 ＝犃犞狋 （５９） 犚ｈ ＝ 犙ｐ ×１００％ （５１０） 犙 式中　犚ｊ———表观截留率，％； 犚′ｊ———本征截留率，％； 犆ｐ———污染物在膜透过液中的浓度，ｍｇ／Ｌ； 犆ｍ———污染物在混合液膜面内侧的浓度，ｍｇ／Ｌ； 犆———污染物在混合液主体液中的浓度，ｍｇ／Ｌ； 犑———膜通量，ｍ３／ （ｍ２·ｓ）； 犞———膜透过液体积，ｍ３ 或 Ｌ； 犃———膜的有效面积，ｍ２； 狋———分离时间，ｓ或ｈ； 犚ｈ———回收率，％。 ３． 膜通量及其变化 ＭＢＲ 膜组件的运行成本与膜通量密切相关，膜通量越大，则处理单位规模的污水所 需的膜组件面积越小。若在实际操作中维持较高的膜通量，并尽可能减少膜的更换面积， 则可有效地降低运行成本。 膜通量的计算是基于膜在纯水中没有污染的前提下进行的，一般用 Ｄａｒｃｙ方程描述 （式５１１）。以微滤膜为例，其膜阻力犚ｍ 除与膜自身特性有关外，还取决于其厚度 （δｍ） 及有效孔半径 （狉ｍ）（式５１２）。相应地，膜通量可用式 （５１３）来计算。 犑 ＝μΔ犚犘ｍ （５１１） （５１２） 犚ｍ ＝ ８θδｍ （５１３） 犳狉２ｍ （５１４） 犑 ＝犳８狉μθ２ｍδΔ犘ｍ 犳 ＝狀π犃狉２ｍ 式中　 Δ犘 ———膜两侧的压力差，ｋＰａ； 犚ｍ ———膜在纯水中的阻力，ｍ－１； 犳———膜表面孔隙率； μ ———水的绝对黏滞系数，ｇ／ （ｃｍ·ｓ）； θ———膜毛细孔曲率因子； δｍ ———膜的有效厚度，μｍ； 狉ｍ———有效孔半径，μｍ； ２６４

狀———膜孔数； 犃———膜面积，ｍ２。 由式 （５１３）可知，膜通量与压力差 成正比，而与膜厚成反比，所以不对称膜 在制造 过 程 中 需 保 证 膜 表 皮 层 尽 可 能 的 薄，而多孔支撑层孔隙尺寸则尽可能大。 在 ＭＢＲ膜组件实际运行中，所处理污水 中的不溶性大分子、溶解性有机物和胶体 类物质 在 分 离 过 程 中 将 在 膜 表 面 逐 步 富 集，使膜通量下降，所以膜通量并非与膜 孔径保持线性关系。显而易见，膜组件的 图５６８　膜运行过程中膜通量的衰减趋势 有效孔径越大，则膜通量就越大。 在污水处理过程中，随着运行时间的 延续，膜表面截留的物质将出现积聚，膜的有效孔半径减小甚至堵塞；同时，膜通量也将 随着膜的浓差极化及压实效应而逐步降低 （图５６８）。为了描述膜通量随着运行时间狋的 变化规律，引入衰减系数 （犿）反映这一过程。 犑ｔ ＝犑１ ×狋ｍ （５１５） 式中　犑ｔ ———运行狋小时后的膜通量，Ｌ／ （ｍ２·ｈ）； 犑１ ———运行１ｈ后的膜通量，Ｌ／ （ｍ２·ｈ）； 狋———运行时间，ｈ。 式 （５１５）中犿 数值的大小一般需通过具体的试验测定。 膜通量与膜组件运行温度亦存在一定的关系，并符合阿累尼乌斯 （Ａｒｒｈｅｎｉｕｓ）关 系式： 犛 （５１６） 犑 ＝犑 犲Ｔ ２０ （２７３＋犜） 式中　犑Ｔ ———温度为 Ｔ℃时的膜通量，Ｌ／ （ｍ２·ｈ）； 犑２０ ———基准温度２０℃条件下的膜通量，Ｌ／ （ｍ２·ｈ）； 犜———运行温度，℃； 狊———经验常数，需结合膜的特征和运行条件经试验确定。 温度升高有利于膜通量的增加，通常情况下温度每升高１℃时，膜通量可提高２％。 ４． 浓差极化 膜组件在混合液分离过程中，外加压力的推动使颗粒物或其他待分离物被膜截留，致 使膜表面截留物浓度 （犆ｍ）高于其在待分离的混合液 （犆ｂ）中的浓度。浓度差 （犆ｍ－犆ｂ） 的存在使截留在膜表面的物质向主体液中扩散，使分离阻力增大，并形成边界层 （δ），进 而导致膜通量下降。当单位时间内主体液中以对流方式传递到膜面的物质量与膜表面以扩 散方式返回到主体液中的物质量相等时，出现了浓度分布相对稳定的状态，该现象称为浓 差极化 （图５６９）。 浓差极化的 发 生 将 导 致 膜 组 件 的 通 量 明 显 下 降， 此 时， 膜 通 量 与 平 衡 浓 度 的 关 系 如下： ２６５

（ ） （ ）犑ｗ犆ｍ 犆ｍ ＝ 犇Ｂｌｎ 犆ｂ ＝犽ｌｎ 犆ｂ （５１７） δ 式中 　犑ｗ ———浓差极化条件下的膜通量， Ｌ／ （ｍ２·ｈ）； 犇Ｂ ———布朗扩散系数，ｍ２／ｓ； 犽———传质系数，即 犇Ｂ ，ｍ／ｓ。 δ 浓差极化 现 象 的 出 现， 将 严 重 影 响 膜 组件的 运 行。 浓 差 极 化 会 减 少 对 流 传 质 的 推动力； 在 膜 组 件 表 面 形 成 凝 胶 层， 增 大 分离阻 力， 增 加 运 行 过 程 中 的 能 耗； 截 留 在膜 表 面 的 污 染 物，改 变 膜 分 离 的 特 性； 图５６９　膜过滤过程中的浓差极化现象 有可能 导 致 膜 阻 塞。 在 实 际 操 作 中， 可 通 过下列方式予以避免：按照膜组件的说明，严格控制通水量；增大待分离液在膜面的流 速；间歇降低压力或间歇停止运行；安装湍流促进器或使用脉冲法；反冲法或采用流化 床法。 ５． 污泥浓度与污泥龄 ＭＢＲ 反应器中的污泥浓度远高于传统活性污泥工艺，这有利于保证良好的处理效果 （如高效硝化和脱氮等）。然而，过高的污泥浓度会使反应器长期处于低负荷运行，污泥活 性降低，进而导致污泥絮体分散、解体或使其胞外聚合物溶出，加速膜的污染。有研究表 明，ＭＢＲ膜通量 （犑）与混合液污泥浓度 （犡）存在如下关系： 犑 ＝－αｌｇ犡 ＋β （５１８） 式中　α、β———常数 （根据所采用的模型确定）。 根据膜分离浓差极化模型可知，ＭＢＲ反应器运行中膜通量的变化 （犑Ｂ）可表示为： 犑Ｂ ＝μ（犚Δｍ犘＋犚ｆ） （５１９） 式中　犚ｆ ———膜污染产生的阻力，ｍ－１； μ ———水的绝对黏滞系数，ｇ／ （ｃｍ·ｓ）； Δ犘 ———膜两侧的压力差，ｋＰａ； 其他物理量意义同前。 式 （５１９）表明，过高的污泥浓度可能会影响膜组件的膜通量。由于采用 ＭＢＲ 处理 污水的目标不同 （如有的旨在提高处理效率，而有的则在实现污泥减量化），目前对 ＭＢＲ 反应器中 ＭＬＳＳ的控制范围尚无统一的认识。一般须控制在４０００～２００００ｍｇ／Ｌ之间，以 ６０００～８０００ｍｇ／Ｌ为宜。当 ＭＬＳＳ超过４００００ｍｇ／Ｌ时，将对膜通量产生诸多不利的影响。 有学者在研究ｓＭＢＲ处理城市污水时，提出 ＭＢＲ反应器中污泥浓度与其他运行参数 之间存在如下关系式： 犛０ －犛ｅ －犛０ －犛ｓｕｐ 狋 θｃ （ ）犡 ＝１０００×犢ｏｂｓθｃ （５２０） （５２１） 犽 ＝ｌｎ犛０犡－θｌｃｎ犛ｓｕｐ ２６６

式中　犢ｏｂｓ ———污泥表观产率，ｋｇＭＬＳＳ／ｋｇＢＯＤ５； 犡———污泥浓度，ｍｇ／Ｌ； θｃ ———污泥龄，ｄ； 犛０ ———进水 ＣＯＤ浓度，ｍｇ／Ｌ； 犛ｅ ———出水 ＣＯＤ浓度，ｍｇ／Ｌ； 犛ｓｕｐ ———上清液 ＣＯＤ浓度，ｍｇ／Ｌ； 狋———ＨＲＴ，ｈ。 污泥浓度的控制可通过合理选择污泥龄θｃ 来实现。因此，应该对 ＭＢＲ反应器进行定 期和必须的排泥，以减轻膜的负荷，降低系统的动力消耗。 ６． 水力停留时间 对于相同面积的膜组件，膜通量是衡量 ＭＢＲ工艺处理污水能力的限制性因素。一般 情况下，ＭＢＲ工艺运行中膜通量保持动态平衡，因而其水力停留时间 （ＨＲＴ）将出现小 幅波动。有研究表明，ＨＲＴ 小幅度的变化对 ＭＢＲ处理效果影响较小，但过短的 ＨＲＴ 会 导致反应器内溶解性有机物的累积，进而使得膜通量下降，溶解性有机物、ＳＳ和胶体物 质对膜过滤阻力的贡献分别约为２５％、２５％和５０％，溶解性有机物浓度对膜通量的影响 存在以下关系式： 犑 ＝α′ｌｇ犛ｓ＋β′ （５２２） 式中　犛ｓ ———溶解性有机碳 （ＤＯＣ）的浓度，ｍｇ／Ｌ； α′ 、β′ ———实验常数，与所用模型及污废水类型等有关。 因此，对 ＭＢＲ工艺中 ＨＲＴ 的控制，应尽量维持系统内溶解性有机物的平衡，但同 时须考虑一定的调节容量。 ７． 操作压力、膜面流速 膜组件的操作压力和膜面流速对膜通量具有较大的影响，且两者的影响相互交叉、相 互制约。在未发生浓差极化的情况下，保持膜面流速一定，此时 ＭＢＲ 膜组件的膜通量随 压力的增大而呈线性增加；但当发生浓差极化后，压力的增大一方面可提高膜通量，但同 时膜的通水阻力将进一步增加，将破坏上述线性关系。当操作压力一定时，膜面流速的提 高将增加膜通量，但在污泥浓度较高的情况下，膜面流速提高到一定值后，由于膜面泥饼 等阻力，膜通量提高的速率将随膜面流速的提高而降低。 为便于膜组件的清洗，一般应将操作压力控制在０．１～０．５ＭＰａ，并尽可能将其控制 在低压高流速的条件下运行，以控制膜的浓差极化，减轻其污染。膜面流速的控制主要针 对分置式ｒＭＢＲ 工艺而言，一般情况下，膜面流速应控制 在 １．５～２．５ｍ／ｓ，其 中 好 氧 ＭＢＲ应取低值，而厌氧 ＭＢＲ则应取高值。 ５６５　犕犅犚 工艺系统的膜污染与控制 膜污染是指混合液中的微粒、胶体粒子或溶质大分子由于与膜存在物理、化学或机械 作用，从而引起膜面或膜孔内吸附、沉积，造成膜孔径变小或堵塞，使膜产生透过流量与 分离特性不可逆变化现象。膜污染是影响 ＭＢＲ推广应用的主要因素，会导致膜通量和分 离性能下降，能耗增大，进而增加 ＭＢＲ的运行费用，并在一定程度上缩短膜组件的使用 寿命。当膜通量下降到一定程度时，继续过滤已经不再有任何经济性，这时候就有必要进 行膜清洗或膜更换。在实际运行操作过程中，可通过一定的措施来延缓污染发生，减轻膜 ２６７

污染程度，以尽可能地提高其处理能力。目前，防止膜污染的途径主要有：选用抗污染能 力较强的膜；采用适宜的运行条件；进行必要的定期冲洗或清洗。 膜污染可分为可逆污染和不可逆污染两类，其中可逆污染主要由浓差极化引起的凝胶 层形成所引起，而不可逆污染则由不可逆吸附及堵塞所导致，两类污染共同的作用致使膜 通量衰减。 １． 膜污染的成因 膜污染的成因非常复杂，它取决于混合液浓度、温度、ｐＨ、离子强度、氢键、偶极 间作用力等因素，涉及复杂的物理化学和生物学作用机理。 尽管膜污染和具体所使用的膜材料以及工艺过程有关，但是总的来说，由进料液中的 蛋白质、胶体和颗粒物质所引发，物理化学堵塞占主导地位 （即和生物生长无关）。对于 不同材质的微滤膜 （特别是疏水性的聚丙烯膜），胶体和颗粒物质常引起膜组件的物理结 构变化，而蛋白质和胞外聚合物等容易引起更严重的污染，并且最终导致蛋白质在膜面的 沉积和在膜材料中的渗透达到一种不可逆的程度。超滤膜相对不易被大分子物质堵塞，因 为其孔径太小，不足以使大分子渗入进去。不管是对超滤膜还是微滤膜，膜表面物理化学 特性，特别是膜的亲水性能和表面电荷，在膜污染中起了重要作用。 ２． 膜污染的影响因素 （１）膜的性质 膜的性质主要是指膜材料的物化性能，如膜材料的分子结构决定了膜表面的电荷性、 憎水性、膜孔径大小和粗糙度等。膜的结构与表面性质和膜污染有着密切的联系，膜孔径 或孔隙率越高 （特别是膜的表层孔径大、内层孔径小时），膜通量下降得越快。由于与膜 孔径相当的污染物颗粒对膜污染影响较大，在选用膜时应充分考虑活性污泥混合液中的悬 浮物颗粒大小和分布状况。 膜的表面电性和活性污泥混合液中带电荷的胶体颗粒和杂质等存在吸附或排斥的作 用，也可以通过静电排斥来缓解膜污染。此外，膜污染还和膜本身的亲水和疏水性密切 相关。 （２）混合液的性质 与膜污染密切相关的混合液性质主要包 括 混 合 液 的 ｐＨ、固 体 颗 粒 粒 径 及 其 性 质、 溶 解性有机物亲水和疏水性等。活性污泥混合液的性质复杂，故膜组件的污染较难控制。污 泥黏度也会通过影响膜表面附近的湍动程度和膜表面的速度梯度而间接影响膜通量。污泥 黏度反过来又受污泥浓度的影响，所以污泥的浓度会影响膜通量。 （３）运行方式 运行方式对膜污染的影响最大，正确的运行方式可以延缓膜堵塞。起始操作通量或膜 驱动压力的增加会加强胶体颗粒等污染物在膜表面凝胶层中的积累和凝胶层的压实，从而 导致起始通量很快下降。ＭＢＲ 运行中存在一临界通量，当不超过此值时，膜污染与自清 洗处于接近动态平衡的状态，膜通量与压力成正比；一旦超过临界通量值则会发生较严重 的污染。膜组件的停抽造成的压力释放会使膜表面的污染物反向传递，有利于污染物的清 除，但该过程不宜持续太长；曝气扰动可缓解污染物在膜表面的吸附和积累，但进一步增 加曝气量时效果并不明显，且可能导致活性污泥絮体粒径减小，影响过滤。在保持一定的 膜通量时，上述因素对膜通量的影响呈现出：抽停时间＞曝气扰动。 ２６８

３． 减轻膜污染的措施 一般而言，可以通过采用预处理、降低膜通量、增强混合液的湍流程度等措施来减轻 膜污染。 在膜生物反应器中，由于引起 ＭＢＲ堵塞的有机物占待处理废水中有机负荷的很大一 部分，故通过预处理方式减轻膜堵塞虽然在理论上可行，但实际操作过程中成本较高。 正确选择初始膜通量或跨膜压差 （ＴＭＰ）对降低膜堵塞速率非常重要。假设存在一 临界膜通量，ＭＢＲ 反应器启动时，膜通量只有在高于某个临界值后膜通量才会随着时间 下降，其值对不同的系统而言差异明显。因此，降低膜通量可以在一定程度降低膜污染， 一般适合于膜通量较小的一体式膜生物反应器。 ＭＢＲ 中混合液的湍流程度的提高可降低膜污染，因为它可以促进膜表面的冲刷，从 而减轻堵塞层的形成和膜通量的下降。对于一体式膜生物反应器，提高曝气强度会降低水 力学边界层的厚度从而降低膜污染；对于分置式膜生物反应器，加大错流速率从而增加湍 动程度可以降低膜污染速率。 此外，在加工膜的时候预先处理膜的表面 （如改变膜的表面极性和电荷）也可以起到 减轻膜污染的作用。例如聚砜膜可用大豆卵磷脂的酒精溶液预先处理，醋酸纤维膜用阳离 子表面活性剂处理，降低膜污染。 ４． 膜的清洗 膜的可逆污染一般可通过物理方法进行控制，其中水力反冲洗是一种常用的防止 和减轻膜污染的措施，该法简单易行，运行成本较低。所谓的水力反冲洗就是利用 高速水流对膜进行冲洗，或将膜组件提升至水面以上用喷嘴喷水冲洗，同时用海绵 球机械擦洗和反洗。通过水力反冲洗可有效地除去膜表面的泥饼及其他污染物，维 持较为稳定的膜通量。 采用水力反冲洗时，合适的反冲洗速度、压力和冲洗周期对控制膜污染至关重要。较 高的反冲洗流速 有 利 于 膜 通 量 的 恢 复，但 该 法 能 耗 较 高，一 般 宜 将 冲 洗 流 速 控 制 在 ２．０ｍ／ｓ。此外，宜采用低压操作方式，以防止膜 （丝）的损坏。 反冲洗周期 （犜）的确定和控制对保持膜通量意义显著。过短的反冲洗周期将增大其 用水量而降低通水效率，而过长的反冲洗周期又将影响膜的通水能力，并易引起膜污染问 题。相关研究者确定的最佳反冲洗周期的理论计算式如下： 狋ｆ ＝ 犙ｆ－犙ｗ （５２３） 犑（狋）－狋ｗ 犑（狋ｆ）＝ 犙ｆ－犙ｗ （５２４） 狋ｆ＋狋ｗ 式中　狋ｆ ———处理工艺的反冲洗周期 （即两次反冲洗间的通水时间），ｈ； 狋ｗ ———反冲洗持续时间，ｈ； 犙ｆ ———反冲洗周期内膜的通水量 （随犑（狋）而变化），Ｌ； 犙ｗ ———反冲洗用水量 （一般情况是相对固定的值），Ｌ； 犑（狋ｆ）———膜通量随 时 间 变 化 的 单 调 函 数， 随 膜 阻 力 而 变 化， 与 分 离 混 合 液 的 温 度、 污泥浓度及其性质、工作压力和膜面流速等有关。 ２６９

最佳反冲洗周期是使 ＭＢＲ 工艺具有最大有效通水效率的反冲洗周期。由式 （５２４） 可知，获得上述目标的条件是使犑（狋ｆ）与 （犙ｆ－犙ｗ）／（狋ｆ－狋ｗ）的比值相等，此时的反冲洗 持续时间即为最佳反冲洗周期。设犜 ＝狋ｆ ，则有： 犜 ＝ 犙ｆ－犙ｗ （５２５） 犑（犜）－狋ｗ 膜的不可逆污染一般需要通过化学清洗来实现。常用的化学反冲洗剂包括 ０．０１～ ０．１ｍｏｌ／Ｌ的稀酸和稀碱以及酶、表面活性剂、络合物和次氯酸钠等，这些溶剂能够破坏 膜面凝胶层和膜孔内的污染物，将其中吸附的金属离子和有机物等氧化、溶出。例如使用 酸性清洗剂时，可使膜中吸附或截留的矿物质和 ＤＮＡ 等得以溶解而去除；而使用碱性清 洗剂时，则可有效的去除膜内的蛋白质。在实际工程中，一般通过将水力反冲洗和化学药 剂清洗结合，以同时获得对可逆污染和不可逆膜污染的综合控制。 在 ＭＢＲ工艺的实际应用中，通常根据膜及其所截留污染物的特性来选择适宜的化学 清洗药剂，以达到有效的清洗效果，具体见表５２２。 清洗后膜组件的膜通量的恢复程度常用纯水透水率恢复系数表示： 犚 ＝犑犑０ ×１００％ （５２６） 式中　犚———恢复系数，％； 犑———反冲洗后膜在纯水中的膜通量，ｍ３／ （ｍ２·ｈ）； 犑０ ———新膜在纯水中的膜通量，ｍ３／ （ｍ２·ｈ）。 膜污染的化学清洗方法、选用药剂及去除对象 表５２２ 清洗方法 主要药剂 主要清洗对象 碱洗 　氢氧化钠、磷酸钠、磷酸钠、硅酸钠 　油脂、二氧化硅垢 酸洗 　盐酸、硝酸、硫酸、氨基磺酸、氢氟酸 　金属氧化物、水垢、二氧化硅垢 络合剂清洗 　聚磷酸盐、柠檬酸、乙二胺四乙酸、氨氮三乙酸 　铁的氧化物、碳酸钙及硫酸钙垢 表面活性剂清洗 　低泡型非离子表面活性剂、乳化剂 　油脂 消毒剂清洗 　次氯酸钠、双氧水 　微生物、活性污泥、有机物 聚电解质清洗 　聚丙烯酸、聚丙烯酸胺 　碳酸钙及硫酸钙垢 有机溶剂清洗 　三氯乙烷、乙二醇、甲酸 　有机污垢 膜清洗后若暂时不用，应储存在含有甲醛的清水中，以防止细菌生长。 ５． 膜的更换 由于 ＭＢＲ工艺运行成本和膜的更换频率密切相关，适当延长膜的使用寿命，减少膜 更换频率是非常必要的。一般而言，陶瓷膜的使用寿命要长于有机膜。因为膜材料价格差 异较大，是否进行膜的更换应综合考虑膜生物反应器的运行工况等。 ５６６　犕犅犚 工艺的工程应用 广州某污水处理厂工程设计规模１０万 ｍ３／ｄ，污水处理采用 ＭＢＲ 工艺。污水处理厂 土建布置采用地下式组团布置形式，主要处理构筑物设于地下，地上用作绿化景观。 １． 工程概况 广州某污水处理厂是广州市河涌整治重点工程项目之一，占地约１．７ｈｍ２。服务面积 为１５．７ｋｍ２，服务人口１３．０３万人。污水处理厂设计规模１０万 ｍ３／ｄ，采用膜生物反应器 ２７０

（ＭＢＲ）工艺，其出水排入沙河涌，作为沙河涌的景观补水水源。 ２． 工艺设计 该污水处理厂的设计进水水质见表５２３所列。出水水质标准须满足 《城镇污水处理 厂污染物排放标准》ＧＢ１８９１８—２００２一级 Ａ 标准和广东省地方标准 《水污染物排放限 值》ＤＢ４４２６—２００１第二时段的一级标准的要求。 工程设计进出水水质 表５２３ 项目 ＢＯＤ５ ＣＯＤ ＳＳ ＮＨ４＋Ｎ ＴＮ ＴＰ 粪大肠菌群数 １０４ 个／Ｌ 进水 （ｍｇ／Ｌ） １６０ ２７０ ２２０ ３０ ３５ ４．５ 出水 （ｍｇ／Ｌ） １０ ４０ １０ ５ １５ ０．５ 去除率 （％） ９３．８ ８５．２ ９５．５ ８３．３ ５７．１ ８８．９ 该污水处理厂采用的具体工艺流程如图５７０所示。即污水由厂外泵站提升、经压力 管输送进入厂区，经处理后就近排入沙河涌左支流，作为沙河涌景观补水。污水处理采用 ＭＢＲ 工艺，污泥处理采用 机 械 一 体 化 污 泥 离 心 浓 缩 脱 水 机，消 毒 采 用 紫 外 线 消 毒 工 艺、 除臭采用微生物除臭工艺。 （１） 细 格 栅、曝 气 沉 砂 池 及 精 细 格栅 细格栅、曝气沉砂池与精细格栅合 建，设计规模为１０万 ｍ３／ｄ，土建尺寸 ４８ｍ×２２．３５ｍ×６．２ｍ。细格栅渠设３台 转鼓式细格栅，鼓栅直径２ｍ，栅隙宽犫 ＝５ｍｍ，安装角度α＝３５°，栅前水深犺 ＝１．３ｍ，过栅流速狏＝０．９ｍ／ｓ。 曝气沉砂池设１座，分２格，停留 时间３．７５ｍｉｎ，水平流速０．１ｍ／ｓ，曝气 图５７０　污水处理厂工艺流程 量０．２ｍ３ 空气／ｍ３ 污水，曝气沉砂池鼓 风机房设于沉砂池旁，选用罗茨鼓风机２台，１用１备，单台犙＝２０ｍ３／ｍｉｎ，犎＝３５ｋＰａ， 犖＝２２ｋＷ。 为了保护膜组件，进一步降低进入 ＭＢＲ池的ＳＳ，设６台转鼓式精细格栅，鼓栅直径 ２．４ｍ，栅隙宽犫＝１ｍｍ，安装角度α＝３５°，栅前水深犺＝１．５５ｍ，过栅流速狏＝０．７５ｍ／ｓ。 （２）ＭＢＲ 生化系统生化池 设２座 ＭＢＲ生化池，采用改良型 Ａ２／Ｏ 生化池，单座平面尺寸３６．５ｍ×５４．０５ｍ，水 深７ｍ， 生 化 区 ＭＬＳＳ＝５～７ｇ／Ｌ， 膜 区 ＭＬＳＳ＝６～８ｇ／Ｌ， 污 泥 负 荷 犉ｗ ＝０．０７～ ０．１ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），污泥龄θ＝１５～２０ｄ，ＨＲＴ＝７．４３ｈ，其中厌氧池为０．９９ｈ， 缺氧区１．９９ｈ，好氧区为４．４５ｈ （包括膜池１．６ｈ）。膜池污泥回流比 犚＝１５０％～３００％， 好氧区混合液回流比犚＝１５０％～４００％，缺氧区至厌氧区回流比犚＝１００％。 （３）ＭＢＲ 生化系统膜池 设２座 ＭＢＲ膜池，位于改良型 Ａ２／Ｏ 生化池的后端，对生化后污水进行泥水分离。 本工程采用聚偏氟乙烯 （ＰＶＤＦ）中空纤维帘式膜，设计膜通量为１４．５Ｌ／ （ｍ２·ｈ），膜 孔径≤０．１μｍ，共设２０个膜处理单元，每单元设１０个膜组件。ＭＢＲ 生化系统平面布置 ２７１

如图５７１所示。 图５７１　ＭＢＲ 生化系统平面布置 （４）ＭＢＲ 生化系统设备间 设备间配置 ＭＢＲ膜组件系统配套的出水、反洗、循环、剩余污泥排放等设施。产水 泵犙＝３２０ｍ３／ｈ，犎＝１４ｍ，犖＝２２ｋＷ，共２２台，２台备用；反洗泵 犙＝３６０ｍ３／ｈ，犎＝ １２ｍ，犖＝１８．５ｋＷ，２台，１用１备；循环泵 犙＝３５０ｍ３／ｈ，犎 ＝１０ｍ，犖＝１８．５ｋＷ，２ 台；剩余污泥泵 犙＝１００ｍ３／ｈ，犎 ＝１５ｍ，犖＝７．５ｋＷ，２台；真空泵 犙＝３．４ｍ３／ｍｉｎ，真 空度７００ｍｍＨｇ，２台，１用１备；中水水泵 犙＝５０ｍ３／ｈ，犎＝３０ｍ，犖＝７．５ｋＷ，３台， ２用１备；空压机犙＝０．８ｍ３／ｍｉｎ，犘＝０．６５ＭＰａ，犖ｖ＝７．５ｋＷ，２台，１用１备；储气罐 犞＝２．５ｍ３，犘＝０．８ＭＰａ，１座。 （５）紫外消毒 本工程 ＭＢＲ系统超滤膜能有效截留绝大部分细菌 （粒径０．２～５０μｍ）和部分病毒， 出水基本可以达到了粪大肠菌群数≤１０００个／Ｌ 的排放标准。为安全起见，仍 考 虑 设 管 式 紫外线消毒设备，严格控制出水粪大肠菌群数。管式紫外线消毒装置 犙＝２．５×１０４ｍ３／ｄ， 犖＝４５ｋＷ，设４套，安装于 ＭＢＲ设备间。 （６）鼓风机房 鼓风系统为生化供氧和膜吹扫供风，土建尺寸为２９．４ｍ×２１．７５ｍ×８．１ｍ，安装８台 空气悬浮离心鼓风机，其中生化鼓风机犙＝１５８ｍ３／ｍｉｎ，犎＝７９ｋＰａ，４台，３用１备；膜 曝气鼓风机犙＝１７１ｍ３／ｍｉｎ，犎＝５９ｋＰａ，４台，３用１备。 （７）膜清洗加药间 ＭＢＲ 生化系统配套设１座清洗加药间，土建尺寸为 １４．７ｍ×１３．７４ｍ×５．１５ｍ，设置 ３个储药罐，犞＝２０ｍ３，分别储备酸、碱和 ＮａＣｌＯ 三种药剂，加药系统分在线和离线两种 方式。离线清洗泵犙＝２０ｍ３／ｈ，犎＝０．１２ＭＰａ，犖＝４ｋＷ，２台，１用１备；在线清洗计 ２７２

量泵犙＝１ｍ３／ｈ，犎＝０．４ＭＰａ，犖＝０．３７ｋＷ，６台，３用３备。 （８）除磷加药间 设１座除磷加药间，为生物反应池投加除磷药剂，土建尺寸为 １４．７ｍ×１３．７４ｍ× ５．１５ｍ，除磷药剂采用液体硫酸铝，储药池容积犞＝６８．５ｍ３，贮存时间３０ｄ，加药泵 犙＝ ８００Ｌ／ｈ，犎＝３０ｍ，犖＝２．２５ｋＷ，３台，２用１备。 （９）污泥浓缩脱水间及储存系统 按１０万 ｍ３／ｄ设计，土建尺寸为１９．２５ｍ×２２．５ｍ×５．８ｍ，污泥量１２．９４ｔＤＳ／ｄ，进 泥含水率９９．２％，出泥含水率７５％～７８％。内部设２座贮泥池，土建尺寸为９．３ｍ×３ｍ ×３．３ｍ，贮泥时间为１ｈ，安装２台搅拌器，单机功率 犖＝２．２ｋＷ。脱水间安装３台一体 化离心浓缩脱水机，单机 犙＝５５ｍ３／ｈ，主机功率 犖＝５５ｋＷ，辅助电机功率 犖＝１１ｋＷ。 脱水污泥设２个料仓贮存，单个料仓有效容积犞＝１００ｍ３。 （１０）生物除臭 设计对该厂采用全面除臭，预处理区、生化处理区及污泥处理区均进行臭气收集，分 区集中除臭，采用填料式生物除臭系统。生化处理区设２套除臭装置，犙＝４０００ｍ３／ｈ；预 处理区、污泥处理区共用１套除臭装置，犙＝２２０００ｍ３／ｈ。 ３． 工艺设计特点 高效而稳定 的 泥 水 分 离 效 果， 出 水 水 质 好 且 稳 定。 实 现 生 物 反 应 池 水 力 停 留 时 间 （ＨＲＴ）和污泥龄 （ＳＲＴ）的完全分离，使运行控制更加灵活稳定。具有很高的污泥浓 度，抗冲击负荷的能力强，反应池体积小，占地少。模块化设计，结构紧凑，易于实现一 体化控制，便于管理。 ４． 技术经济指标 该污水处理厂工程项目总投资 ５．９６ 亿元，其 中 工 程 费 用 ３．２７ 亿 元，单 位 总 成 本 １．７０５元／ｍ３，单位经营成本０．８４３元／ｍ３，厂区用地面积１．７ｈｍ２，单位水量占地指标为 ０．１７ｍ２／ （ｍ３／ｄ）。 ５．７　百乐克活性污泥处理工艺系统 （ＢＩＯＬＡＫ 工艺系统） ５７１　概述 百乐克活性污泥处理工艺 （简称 ＢＩＯＬＡＫ 工艺系统），就是采用天然池体或人工湖处 理污水。该工艺最初产生于２０世纪７０年代，通常情况下由曝气池 （可选设除磷区）、沉 淀池、稳定池 （包含二次曝气区）等三部分组成，其中的曝气池和稳定池可采用土池防渗 结构。ＢＩＯＬＡＫ 工程采用生化和澄清一体化生物处理工艺，主要特点是利用了特殊的曝 气装置 （曝气池两侧悬挂的悬链式曝气头），该曝气方式使得曝气池中不会发生明显的气 体侵蚀现象，使得曝气池可采用土池防渗结构建造 （采用不同规格的 ＨＤＰＥ膜片），从而 大幅节省土建投资。该工艺基于多级 Ａ／Ｏ 理论和非稳态理论，通过在同一构筑物中设置 多个 Ａ／Ｏ 段，使污水能够经过多次的缺氧与好氧过程，提高了污泥的活性并兼有脱氮 效果。 ＢＩＯＬＡＫ 工艺适用于城市污水和有机工业废水的处理。到目前为止，全世界范围内 有超过６００家的污水处理厂选用了该项工艺技术，其中大部分在城市中。该工艺的日处理 ２７３

污水能力由最初的数千吨达到了目前的几十万吨不等，可满足不同规模的污水处理。 ５７２　犅犐犗犔犃犓 工艺系统的特点 相较于其他污水处理工程的钢筋混凝土结构，ＢＩＯＬＡＫ 工艺在实际工程建设中可考 虑采用土池或人工湖，故可以简化施工，减少建造成本，并可尽量减少投资费用与运行管 理费用。另外，ＢＩＯＬＡＫ 由于灵活的工艺参数的选择，出水能够达到较高的水质要求， 能够实现高效的除碳、脱氮和除磷。在这个池 （人工湖）内，安装着一种特殊的悬挂索 （链）的曝气系统，以延时曝气方式，按照所需预期达到的目的进行运行操作 （如厌氧、 缺氧、好氧方式），故运行简便易控。 采用 ＢＩＯＬＡＫ 技术处理城市污水的工艺流程如图５７２所示： 图５７２　ＢＩＯＬＡＫ 系统的工艺流程简图 ＢＩＯＬＡＫ 池也可以与澄清池建造在一起，从而使得整个流程更加趋于简单。相较于 传统的污水生物处理工艺，ＢＩＯＬＡＫ 工艺具有下列优点： （１）污泥负荷较低、污泥产量低。ＢＩＯＬＡＫ 工艺污泥回流量大，污泥浓度较高，生 物量大，相对曝气时间较长，所以该工艺整体来说污泥负荷较低。ＢＩＯＬＡＫ 在处理污水 过程中通常不设置初沉池，且多采用延时曝气工艺，从而使得该工艺耐冲击能力强，剩余 污泥量小，并具有一定的脱氮作用。如国内某 ＢＩＯＬＡＫ 污水处理厂 ＢＯＤ５ 污泥负荷率为 ０．０５７ｋｇＢＯＤ／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ），污泥浓度为４０００ｍｇ／Ｌ，污泥龄为２９ｄ，该污水处理厂运 行过程中不仅污水处理效果好，且剩余污泥量很少。 （２）净化效率高。ＢＩＯＬＡＫ 工艺既可进行传统的二级处理去除含碳化合物，又具有 脱氮除磷功 能。运 行 良 好 的 工 艺 对 污 水 中 ＢＯＤ５ 的 去 除 率 可 达 ９９．７％，ＴＰ 为 ８５％， ＮＨ４＋Ｎ 为９８．５％，ＴＮ 为８０％，出水水质良好。 （３）基建投资低，占地面积小。在采用天然池体或人工湖的情况下，ＢＩＯＬＡＫ 工艺 的基建费用仅占污水处理厂总投资的２０％～２５％，远低于传统污水处理工艺的基建费用 比例 （＞５０％）。ＢＩＯＬＡＫ 工艺采用的悬挂在浮管上的微孔曝气头避免了在池底、池壁穿 孔安装曝气设备，这种敷设曝气设备的方法使得 ＨＤＰＥ 防渗膜能够顺利敷设，并具有良 好的适用性和较长的使用寿命。另外，ＢＩＯＬＡＫ 工艺不需单独设置初沉池，不需单独设 置污泥处理系统，澄清池可与曝气池合建在一起，从而大幅降低了工程占地面积。 （４）曝气效率高。ＢＩＯＬＡＫ 曝气装置为微孔曝气形式，改变了传统曝气系统的固定 模式，曝气器由浮管牵引，悬挂在池中，曝气器与布气管间用软管连接。通气时，曝气器 由于受力不均在水中产生运动，从而在反应池中交替形成好氧区和厌氧区，除具有良好的 有机污染物去除性能外，兼有脱氮除磷的效果。ＢＩＯＬＡＫ 曝气系统自身具有以下优点： ①曝气装置在水中的运动使池中不存在氧的过饱和区域，提高了氧的利用率；②曝气器产 生的微气泡在水中的运行距离长，停留时间长，使氧的利用率明显提高；③曝气器不容易 堵塞；④曝气器不会对池子的某一部分造成局部侵蚀；⑤曝气器维修管理方便；⑥曝气能 耗较低 （１．５Ｗ／ｍ３），供氧能力大幅提升 （２．５ｋｇＯ２／ｋＷｈ）。 ２７４

（５）剩余污泥量少，污泥稳定性好。由于 ＢＩＯＬＡＫ 工艺的污泥在曝气池中的停留时 间长，污泥回流比例高，剩余污泥的量很少；由于 ＢＩＯＬＡＫ 池内的污泥处于完全稳定状 态，不易腐烂，容易处置。 （６）维修简单易行。ＢＩＯＬＡＫ 系统的维修可将小船直接划至维修点将曝气头提起即 可，且不影响整个系统的运行。 （７）对地形适应性强。ＢＩＯＬＡＫ 池体的设计和布置自由度大，可以利用坑、塘、淀、 洼以及其他一些劣地，对地形的适应性较强，且易于布置。 ５７３　犅犐犗犔犃犓 工艺系统组成与效能 １．ＢＩＯＬＡＫ 工艺系统组成 ＢＩＯＬＡＫ 工艺的系统由曝气池 （可选设除磷区）、沉淀池、稳定池等单元组成。预处 理单元和常规的活性污泥法基本一致，但通常情况下系统内不设置初沉池。生化单元是为 了去除 ＢＯＤ５、氮和磷而设计的，为强化除磷效果，污水先进入厌氧池，再自流至多级曝 气池。曝气池内总体流态呈推流，活性污泥在交替出现的好氧区、缺氧区、厌氧区……内 进行一系列 硝 化、 反 硝 化 反 应。 出 水 单 元 通 常 有 稳 定 池 和 消 毒 池。 具 体 工 艺 流 程 见 图 ５７３。 图５７３　ＢＩＯＬＡＫ 工艺流程图 Ｓ—细筛；Ｐ—压制；Ｔ—悬浮气浮罐；ＲＳ—回流污泥；ＥＳ—剩余污泥； ＦＯ—溢流浮子；ＳＷ—过量水；Ｄ—输送器；ＳＤ—污泥干燥 （１）厌氧池 城市污水经过预处理后进入厌氧池，同步进入的还有稳定池排出的含磷回流污泥。厌 氧池内设置搅拌机，流态为完全混合，其主要的功能是释放磷和实现部分有机物的氨化， 厌氧池的水力停留时间一般保持在２．５ｈ左右。 （２）曝气池 污水经过厌氧段处理后均匀分配进入曝气池，曝气采用悬挂链曝气装置 （图５７４） 和池面漂浮可移动的通气链。悬挂链端固定在曝气池两侧，悬挂链在水中可以蛇形运动， 自然的摆动可有效混合污水。通气时，曝气器产生的气泡直径约５０μｍ，大幅地提高了氧 气接触面积，增大了氧传质效率。悬浮式曝气链系统在运行操作时，进行左右摇摆，当向 左摆动时，则左侧为曝气增氧区，即好氧区，而右侧则为缺氧区，或厌氧区，由 ＤＯ 控制 而定。曝气器系统左右摇摆，使两侧水区分别交替进行生物好氧反应与缺氧反应，进行生 物脱氮除磷。此外，由于水流波动和链条的混合搅拌作用，使悬浮在池底的曝气头在一定 范围内运动，气泡斜向上升，使得气泡在水中的停留时间延长到１０ｓ以上 （表５２４），达 ２７５

到固定式曝气头的３倍。此外，通过控制局部曝气头的供气方式在池内可形成多级曝气反 应段，进行一系列硝 化、 反 硝 化 的 循 环 反 应， 不 需 要 硝 化 液 回 流， 就 可 以 实 现 反 硝 化 脱氮。 通常情况下，一池内可安装几根悬浮式曝气链系统，曝气链的多少取决于负荷和处理 后水质要求。每条曝气链只在池内一定范围运动。 图５７４　ＢＩＯＬＡＫ 工艺的悬挂曝气装置 犅犐犗犔犃犓 工艺与其他工艺及曝气器比较 表５２４ 项目 Ｂ１ＯＬＡＫ ＳＢＲ 氧化沟 （转刷、转碟） 曝气方式 悬挂链式曝气器 固定式曝气器 表曝式 氧利用率 （％） ２５～３５ １５～２５ ≤２０ 动力效率 （ｋｇＯ２／ｋＷｈ） ６～８ ４．５ ≤３．０ １１ ５～６ 气泡停留时间 （ｓ） — 处理构筑物 土地铺设防渗膜 钢筋混凝土 钢筋混凝土 维修方式 　在不影响曝气的情况下， 　系统完全停止运行，且需 　停止设备运转，降低水 将单套曝气器直接提出水面 位以后才能维修 要放空池体中的水 进行维修 工程投资 （元／ｍ３） ６００～１０００ １０００～１３００ １０００～１５００ 运行费用 （元／ｍ３） ０．３～０．５ ０．７ ０．７５ ＢＩＯＬＡＫ 曝气器置于浮筒中，由空气管将空气导入 ＦＲＩＯＸ 空气扩散器。ＦＲＩＯＸ 空 气扩散器为专利装置，由０．０３ｍｍ 的纤维和聚合物制成，其表面的２０％为纤维表面，其 余均为出气表面。由于出气表面所占比例大，故空气扩散器出气流畅。图５７５所示为 ＢＩ ＯＬＡＫ 曝气器系统的运行状况。 曝气池在运行过程中多采用低污泥负荷，一般为０．０５～０．３０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ· ｄ），寒冷地 区 采 用 ０．０２～０．１０ｋｇＢＯＤ５／ （ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）， 水 力 停 留 时 间 为 １２～４８ｈ， ＭＬＳＳ浓度为２０００～５０００ｍｇ／Ｌ。 （３）沉淀池 沉淀池除了进行泥水分离外，还具有污泥浓缩、储存污泥的功能。ＢＩＯＬＡＫ 合建的 沉淀池配水在池体长边方向，水流以较低的流速经过絮凝层，大部分污泥被截留并在池底 沉积浓缩，由吸泥车的潜水泵提升至生化池进水处，小部分剩余污泥排入污泥处理单元。 鉴于 ＢＩＯＬＡＫ 合建的沉淀池单边进水，单边出水，流程较短，表面负荷取值偏低， 所以建议将百乐克生化池和终沉池分开建设。 （４）稳定池 ２７６

稳定池 分 为 曝 气 段 和 沉 淀 段。 据 相 关 资料，出水达到一级标准的污水处理厂应 设置稳定池；出水水质需达到二级标准的 污水处理厂可以不设置稳定池。 ２．ＢＩＯＬＡＫ 工艺系统处理效果 （１）生物脱氮效果 ＢＩＯＬＡＫ 工艺悬浮曝气链在浮动过程 中，池体各个 部 位 出 现 缺 氧、 好 氧 交 替 的 多级 Ａ／Ｏ，在理论上满足硝化反硝化功能 的实现。但是 实 际 处 理 过 程 中， 由 于 反 硝 化需要碳源，但 ＢＩＯＬＡＫ 工艺的延时曝气 设计 （整个曝气池水力停留时间大于２４ｈ）， 使得曝气池后段碳源不足，在一定程度上 限制了反硝化作用。 （２）生物除磷效果 图５７５　ＢＩＯＬＡＫ 工艺的曝气装置运行状况 ＢＩＯＬＡＫ 工艺中带有缺氧段，进行多 级硝化、反硝化反应的 ＢＩＯＬＡＫ 工艺比其他系统的生物除磷率要高。运行反硝化时，低 溶氧的缺氧特性会在足够进行反硝作用时形成厌氧特性，同时 ＢＩＯＬＡＫ 工艺厌氧／缺氧／ 好氧的交替进行会强化除磷菌对磷的吸收。在这一区域，生成有机酸是生物除磷的重要先 决条件。若在活性污泥池的入口处设有生物脱磷区，污水不需输入氧直接和回流污泥混 合，生物除磷可以取得很好的结果。 对于市政污水，只要在生物除磷区域保持约２ｈ的水力停留时间就可保证有效除磷。 满足除磷效率除需要合理的工艺设计之外，还取决于实际运行时污水中 ＢＯＤ５／ＴＰ 的比 例。进水必须满足 ＢＯＤ５／ＴＰ＞２５，否则需投加 ＦｅＣｌ３ 进行化学辅助除磷。 与传统的其他活性污泥处理工艺相比较，ＢＩＯＬＡＫ 工艺的性能和处理效果见表５２５。 犅犐犗犔犃犓 工艺的性能和处理效果 表５２５ 工艺 Ａ／Ｏ Ａ／Ａ／Ｏ 氧化沟 ＡＢ ＣＡＳＳ ＢＩＯＬＡＫ ＢＯＤ去除率 （％） ９０～９５ ９０～９５ ９３～９８ ９０～９５ ９０～９５ ８５～９０ ＴＮ 去除 较好 好 较好 一般 较好 一般 ＴＰ去除 一般 好 一般 一般 较好 较好 ＳＳ去除 一般 较好 较差 较好 好 污泥量 低 一般 低 高 低 少 耐冲击力 好 低 好 一般 极好 强 稳定性 一般 好 高 较高 高 较高 高 满足 是否满足回用 不满足 部分满足 不满足 复杂 不满足 工艺流程 简单 满足 一般 简单 较高 简单 成熟度 高 简单 较高 较高 较小 较高 占地面积 一般 较大 较小 较低 大 较高 高 一般 较低 一般 大 一次性投资 较低 一般 低 较低 高 低 运行维护费用 低 较高 较低 高 一般 较低 技术要求 低 ２７７

５７４　犅犐犗犔犃犓 工艺系统的设计 １． 污泥负荷与停留时间 ＢＩＯＬＡＫ 工艺在国外 （尤其是在美国）的应用中污泥负荷极低，曝气池的停留时间 一般都在２０ｈ以上。污泥负荷过低，必然导致占地面积增大，过高则处理效果不佳。在国 内污泥负荷的取值可以参照延时曝气法确定，这样就可使停留时间控制在３０ｈ以内。通常 情况下，ＢＩＯＬＡＫ 工艺的主要技术参数如下： 有机物容积负荷：０．２～０．４ｋｇＢＯＤ５／（ｍ３·ｄ）； 有机物污泥负荷：０．０５～０．２ｋｇＢＯＤ５／（ｋｇＭＬＳＳ·ｄ）； 活性污泥浓度：２０００～４０００ｍｇ／Ｌ； 污泥回流比：５０％～１５０％； 回流污泥浓度：８０００～１３０００ｍｇ／Ｌ； 水力停留时间：３０ｈ以内； 污泥龄：３０～１８０ｄ。 ２． 结构设计 防渗层的设计，根据地质条件的不同采用不同规格的 ＨＤＰＥ 膜片 （在垃圾填埋场被 广泛使用）。但是这样的防渗结构仍有以下两点不足：一是与混凝土或管道接口处的处理 比较麻烦，且不均匀沉降和由温度变化引起的伸缩都有可能造成膜片撕裂；二是在地下水 位比较高的情况下，当放空检修时地下水会把防渗层不均匀顶起，将影响构筑物的继续正 常使用。根据近几年的经验，对于中、小型污水处理厂而言，采用土池加 ＨＤＰＥ 的结构 是可靠的，而大型污水处理厂采用混凝土池结构则更为安全合理。 ３． 沉淀池池型 ＢＩＯＬＡＫ 工艺系统虽然停留时间相对较长，但是占地面积相对于其他工艺并不处于 劣势，这主要是因为它对构筑物平面形状的要求不严格，而且采用了数池合建的方式 （沉 淀池两侧池壁与曝气池、稳定池共用）。应该说这样的布置十分简洁，建造也十分方便， 对于小型城市污水处理厂尤其适用。由于沉淀池为长边进水、长边出水，容易造成有效水 流距离不足，致使出水中悬浮物含量升高。因此，在设计中也可采用其他形式的沉淀池， 具体情况视进水水质和对出水指标的要求而定。 ４． 稳定池 一般来说，要求出水水质达到 ＧＢ１８９１８—２００２一级 Ａ 标的污水处理厂应设稳定池， 而出水水质需达到二级标准的污水处理厂可不设稳定池。 ５． 污泥处理系统 ＢＩＯＬＡＫ 工艺属于延时曝气工艺范畴，污泥龄较长，因此剩余污泥量较少且稳定， 在欧洲很多小型污水处理厂仅设污泥贮池而不设污泥脱水机房。污泥贮池的容积一般按照 ３０～４５ｄ剩余污泥量考虑。对于有除磷要求的污水处理厂污泥，长时间停留还会造成磷的 释放，影响除磷效果。因此，大、中型或有除磷要求的污水处理厂单纯采用污泥贮池进行 污泥干化处理显然是不合适的，可以采用小型污泥贮池加机械脱水或沿用传统的浓缩池加 机械脱水的处理方式。 ５７５　犅犐犗犔犃犓 工艺系统的工程实例 ＢＩＯＬＡＫ 工艺已在我国城市污水处理中得到成功应用。内蒙古某污水处理厂建设总 ２７８

规模３．４万 ｍ３／ｄ，采用 ＢＩＯＬＡＫ 工艺，建筑面积４．２ｈａ。主要用于去除污水中的 ＣＯＤ、 ＢＯＤ５、ＳＳ、ＮＨ４＋Ｎ 等，出水达到 《城镇污水处理厂污染物排放标准》ＧＢ１８９１８－２００２ 一级 Ｂ标准，见表５２６。污水处理厂工艺流程见图５７６。 项目名称 污水处理厂进水水质指标 表５２６ ＣＯＤ （ｍｇ／Ｌ） 进水水质 出水水质 ＢＯＤ５ （ｍｇ／Ｌ） ４００ ＜６０ ＳＳ （ｍｇ／Ｌ） ２００ ＜２０ ＮＨ４＋Ｎ （ｍｇ／Ｌ） ２００ ＜２０ ３０ ＜１０ ＴＰ （ｍｇ／Ｌ） ＜１．０ ４ 污水通过管道输送到污水处理厂，进入污水提升泵房。泵房前设粗格栅，先将污水中 大颗粒固体和漂浮物清除，然后用泵将污水提升，提升后的污水进入细格栅，将污水中的 细小颗粒杂物及砂粒分离出来，去除大于０．２ｍｍ 的砂粒，然后，细格栅出水进入综合生 化池 （即厌氧池—曝气池—沉淀池），在厌氧池内由搅拌器将水和回流污泥混合进行厌氧 处理，然后自流进入曝气池利用间隔的悬链式曝气器充氧，并可交替进行好氧与缺氧处 理。最后通过澄清池进行泥水分离，澄清池的上清液流入出水渠道，并通过管道排入受纳 水体。系统产生的剩余污泥进入污泥缓冲池，再泵送入带式压滤机脱水。污泥浓缩脱水滤 液返回进水泵房集水池进行二次处理。 主要构筑物及设计参数如下： １． 粗格栅及进水泵房 将集水井、粗格栅和进水泵房组成合建式地下沟筑物，粗格栅上设房屋，对粗格栅进 行保暖。 粗 格 栅 间 的 平 面 尺 寸 为 １２．１ｍ×６．４ｍ， 设 ２ 条 渠 道， 每 条 宽 ９００ｍｍ， 净 深５．８０ｍ。 粗格栅井设置回转式格栅除污机２台，格栅宽犅＝０．８ｍ，栅隙犫＝２０ｍｍ，倾角７０°。 粗格栅井设置皮带输送机、轴流风机各ｌ台。 进水泵房外形尺寸为６．０ｍ×８．０ｍ×８．１ｍ，配备潜水泵４台，３用１备，单台水泵技 术参数犙＝６８０ｍ３／ｈ，犎＝１５ｍ，犖＝４５ｋＷ。 ２． 细格栅 细格栅间与鼓风机 房 合 建， 为 双 层 半 地 上 式 钢 筋 混 凝 土 构 筑 物， 平 面 尺 寸 为 ２７ｍ× ６．６ｍ，细格栅在二层，设计 ＮＯＶＡ 旋转式格栅除污机３台，每台细格栅净宽犅＝０．９ｍ， 栅隙犫＝１ｍｍ，倾角６０°。考虑进水含砂对细格栅有磨损，所以主要部件采用不锈钢材料， 以降低细格栅故障率。 ３． 综合生化池 综合生化池共２座，每座均由厌氧池 （生化除磷）、曝气池和澄清池组成，其功能是 去除水中的 Ｐ、Ｎ、ＢＯＤ５、ＣＯＤ、ＳＳ等污染物质。每座生化池上部水面尺寸为 ７３ｍ× ５０ｍ，底部尺寸为６８ｍ×３６ｍ，深度为５．５ｍ，边坡１∶１．４，总容积为１５３０５ｍ３。其中厌 氧池长度为１０ｍ，曝气池长度为４５ｍ，澄清池长度为１８ｍ。每段中间设有隔墙。 （１）厌氧池 共设２座，每座设２台液下搅拌机，用以混合未经处理的污水和回流污泥。每座有效 容积１２４７ｍ３，实际水力停留时间为１．７６ｈ。池内设搅拌机４台，单台功率５．５ｋＷ。 ２７９

（２）曝气池 共设２座，每座有效容积９３１６ｍ３，实际水力停留时间１３．２ｈ。利用间隔的悬链式曝 气器充氧进行交替地好氧与缺氧处理。 每池设曝气链８根，曝气水深５．０ｍ，曝气头深度４．９ｍ。曝气装置由浮筒、分气管、 软性管和曝气头等组成。连接部件全部为不锈钢。 （３）二次沉淀池 （澄清池） 在曝气池的尾部设澄清池 （即矩形二沉池），其作用是泥水分离。出水至接触池，污 泥部分通过渠道回流至生化池入口处。在回流渠道中设剩余污泥泵井，井中设剩余污泥 泵，剩余污泥泵将剩余污泥输送至污泥缓冲池，再进行脱水。澄清池单池平面尺寸为４５ｍ ×１８ｍ，最小水深５．０ｍ，整个厂房平面尺寸为１０７ｍ×２０ｍ。每池设置ｌ套吸泥机，２台 回流污泥泵 （犙＝３６０ｍ３／ｈ，犎 ＝３ｍ，犖＝７ｋＷ），１台剩余污泥泵 （犙＝２５ｍ３／ｈ，犎 ＝ ８ｍ，犖＝１．５ｋＷ）。 回流污泥量通过时间继电器进行控制。 ４． 鼓风机房 细格栅渠与鼓风机房合建，为双层半地上式钢筋混凝土构筑物，鼓风机房在一层。根 据所需空产量计算，需安装４台风机。每台风机犙＝２４００ｍ３／ｈ，风压 犘＝０．０５５ＭＰａ，额 定功率７５ｋＷ，实际功率５５ｋＷ。 ５． 加药间 投加三氯化铁化学辅助除磷的加药间和脱水机房合建成一座建筑物，总平面尺寸为 ２７．５ｍ×９ｍ。 通常生化工艺除磷的效率为６０％，若要达到出水水质，需要投加化学药剂去除剩余 的磷。选择药剂为 ＦｅＣｌ３，其絮凝效果好，除磷效率高，投药点为曝气池进水口或出水 口。ＦｅＣ１３ 采用固体药剂，用玻璃钢搅拌槽配成１０％溶液后用计量泵投加。 加药间内 设 置 玻 璃 钢 搅 拌 槽 ２ 台 （直 径 １６００ｍｍ，高 １．２ｍ），搅 拌 桨 ２ 台 （直 径 ７５０ｍｍ），加药计量泵２台 （犙＝２４０Ｌ／ｈ，犘＝０．３Ｐａ，犖＝０．３７ｋＷ），ＰＡＭ 自动投药装 置１台 （１．５ｋＷ）。 ６． 污泥缓冲池 考虑到本地冬季寒冷，为防止污泥缓冲池结冰，本设计中把污泥缓冲池设置在污泥棚 内。污泥缓冲池平面尺寸为３．０ｍ×３．０ｍ，水深 犎 ＝３．５ｍ，容积为３０ｍ３，污泥停留时 间１．１５ｈ。 污泥缓冲池设液下搅拌机１台，直径２６０ｍｍ，犖＝０．８５ｋＷ。 ７． 污泥脱水间 污泥脱水间与加药间合建。污泥脱水间设置带式污泥脱水机１套，宽度犅＝１５００ｍｍ， 处理量１１０～２８０ｋｇＤＳ／ｈ，功率０．７５ｋＷ。同时配备冲洗水泵１台 （２．８５ｋＷ）、螺杆泵１ 台 （１１．０ｋＷ）、皮 带 输 送 机 １ 台 （１．５ｋＷ）、无 油 空 压 机 （０．３８ｋＷ）、轴 流 风 机 ３ 台 （２１６７ｍ３／ｈ）。 该工程运行５年多来，出水各项指标均达到设计要求。 ２８０

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第６章　污水的生物脱氮除磷处理工艺 随着世界各国对污水处理厂出水水质标准的不断提高，对污水的脱氮除磷要求也越来 越严格。众所周知，氮、磷是导致自然水体富营养化的 “祸根”，其结果是严重地破坏了 水体的生态环境及水质，造成水产养殖业等巨大损失。水体的富营养化一旦发生，往往需 要很长的时间才能恢复到水体的正常状态。由于游离氨在水体中对鱼类具有较强的毒性作 用，故对于硝化和反硝化的研究开始的较早。随着城市化在全球范围的迅速发展，每天城 市污水的排放量将同步增加，以去除有机污染物为目的的传统活性污泥法显然已不能满足 目前的环境质量标准。欧美很多国家早已提出，对现有的生物处理系统必须进行改造，以 满足对脱氮除磷的要求。目前，在污水处理工程领域中常用的脱氮除磷技术主要是生物 技术。 ６．１　污水的生物脱氮处理工艺 ６１１　污水的生物脱氮原理 现行的以传统活性污泥工艺为代表的污水好氧生物处理工艺，其处理功能是降解、去 除污水中呈溶解性的有机污染物。至于污水中的氮、磷，只能是通过活性污泥微生物的摄 取，去除微生物细胞由于生命活动的需求而吸收的数量，这样，氮的去除率仅仅能够达到 ２０％～４０％，而磷的去除率则更低，约为５％～２０％。 在自然界普遍存在着氮循环的自然现象。在采取适当的运行条件后，能够在活性污泥 反应系统中将这一自然现象加以模拟，赋予活性污泥反应系统以脱氮的功能。 １． 氨化反应与硝化反应 在未经处理的新鲜污水中，含氮化合物存在的主要形式是：①有机氮，如蛋白质、氨 基酸、尿素、胺类化合物、硝基化合物等；②氨态氮 （ＮＨ３ 或 ＮＨ４＋ ）。一般以前者为主。 含氮化合物在相应的微生物作用下，相继产生下列各项反应。 （１）氨化反应 有机氮化合物，在氨化菌的作用下，被分解、转化为氨态氮，这一过程称之为 “氨化 反应”，以氨基酸为例，其化学反应式为： 氨化菌 （６１） ＲＣＨＮＨ２ＣＯＯＨ＋Ｏ２ →ＲＣＯＯＨ＋ＣＯ２＋ＮＨ３ （２）硝化反应 氨态氮，在硝化菌的作用下，进行硝化反应，进一步被分解、氧化。这一反应，也分 为两个阶段进行，首先在亚硝化菌的作用下，使氨 （氨态氮） （ＮＨ４＋ ）转化为亚硝酸氮， 其反应式为： 亚硝化菌 （６２） ＮＨ４＋ ＋３／２Ｏ２ →ＮＯ２－ ＋Ｈ２Ｏ＋２Ｈ＋ －ΔＦ （ΔＦ＝２７８．４２ｋＪ） ２８２

继之，亚硝酸氮在硝酸菌的作用下，进一步转化为硝酸氮，其反应式为： 硝酸菌 （６３） ＮＯ２－ ＋１／２Ｏ２→ＮＯ３－ －ΔＦ （ΔＦ＝７２．２７ｋＪ） 硝化反应的总反应式为： ＮＨ４＋ ＋２Ｏ２→ＮＯ３－ ＋Ｈ２Ｏ＋２Ｈ＋ －ΔＦ （ΔＦ＝３５１ｋＪ） （６４） （３）硝化菌 亚硝酸菌和硝酸菌统称为硝化菌。硝化菌是化能自养菌，革兰氏染色阴性，不生芽孢 的短杆状细菌，广泛存活在土壤中，在自然界的氮循环中起着重要的作用。这类细菌的生 理活动不需要有机性营养物质，从 ＣＯ２ 获取碳源，从无机物的氧化中获取能量。 （４）硝化反应正常进行应保持的环境条件 硝化菌对环境条件的变化极为敏感，为了使硝化反应进行正常，必须保持硝化菌所需 要的环境条件，其中有： １）好氧环境，满足 “硝化需氧量”规定的溶解氧量，并保持一定的碱度。 由式 （６４）可以看到，在硝化反应进程中，１ｍｏｌ原子氮 （Ｎ）氧化成为硝酸氮，需 ２ｍｏｌ分子氧 （Ｏ２），即：１ｇ氮完成硝化反应，转化成硝酸氮，需氧４．５７ｇ，这个需氧量称 之为 “硝化需 氧 量” （ＮＯＤ）。一 般 建 议 硝 化 反 应 器 内 混 合 液 中 溶 解 氧 含 量 应 大 于 ２．０ｍｇ／Ｌ。 其次，在硝化反应过程中，将向混合液释放出 Ｈ＋ 离子，致使混合液中的 Ｈ＋ 离子浓 度增高，从而使混合液的ｐＨ 下降。硝化菌对ｐＨ 的变化极为敏感，为了使混合液保持适 宜的ｐＨ，应当在混合液中保持足够的碱度，以保证在硝化反应过程中，对ｐＨ 的变化起 到缓冲 的 作 用。 一 般 来 讲，１ｇ 氨 态 氮 （以 Ｎ 计 ） 完 全 硝 化， 需 碱 度 （以 ＣａＣＯ３ 计）７．１４ｇ。 ２）混合液中有机污染物含量不应过高，ＢＯＤ 值应在１５～２０ｍｇ／Ｌ 以下。 硝化菌属自养型细菌，有机物浓度不是它生长增殖的限制因素，故在硝化反应过程 中，混合液中含碳有机污染物的浓度不应过高，一般混合液中的 ＢＯＤ 值应在２０ｍｇ／Ｌ 以 下。若 ＢＯＤ值过高，将使增殖速度较高的异养型细菌迅速增殖，并成为优势菌种，从而 使自养型的硝化菌不能成为优势菌种，硝化反应将异常迟缓。 （５）硝化反应过程应保持的各项指标数据 １）溶解氧 （ＤＯ） 氧是硝化反应进程的电子受体，反应器内混合液的溶解氧含量，必将影响硝化反应的 进程与效果。大量的实验结果证实，硝化反应器内混合液的 ＤＯ 值不得低于２．０ｍｇ／Ｌ。 ２）温度 在５～３０℃的温度范围内，随着温度的提高，硝化反应速度也随之增高，在３０℃时， 硝化反应速度 即 行 下 降， 这 是 因 为 温 度 超 过 ３０℃ 时， 蛋 白 质 变 性， 使 硝 化 菌 活 性 降 低。 １５℃以下时，硝化反应速度下降；４℃以下，硝化反应完全停止。 ３）ｐＨ 硝化菌对环境条件ｐＨ 的变化异常敏感，当 ｐＨ 在７．０～８．１时活性最强，超出这个 范围，活性就要降低，当ｐＨ 降到５．０～５．５时硝化反应即将停止。脱氮反应的硝化阶段 通常是将ｐＨ 控制在７．２～８．０之间。 ２８３

在最佳 ｐＨ 环境 条 件 下， 硝 化 反 应 速 度、 硝 化 菌 最 大 的 比 增 殖 速 度 均 可 达 最 高值。 ４）生物固体平均停留时间 （污泥龄） 为了使硝化菌的种群能够在连续流反应器系统内存活，硝化菌在反应器内的停留时间 （θｃ）Ｎ 必须大于自养型硝化菌最小的世代时间 （θｃ）Ｎｍｉｎ，否则硝化菌的流失率将大于净增殖 率，将使硝化菌从系统中流失殆尽。 对 （θｃ）Ｎ 的取值，至少应为硝化菌最小世代时间的２倍以上，即安全系数应大于２。 此外，（θｃ）Ｎ 值与温度密切相关，温度低，（θｃ）Ｎ 应提高取值。 ５）对硝化反应产生抑制作用的物质 对硝化菌有抑制作用的重金属有 Ｚｎ、Ｃｕ、Ｈｇ、Ｃｒ、Ｎｉ、Ａｇ、Ｃｏ、Ｃｄ、Ｐｄ等。对硝 化菌有抑制作用的无机物质有 ＣＮ－ 、ＣＩＯ４－ 、硫氰酸盐、ＨＣＮ、叠氮化纳、Ｋ２ＣｒＯ４、三 价砷及氟化钠等。 对硝化菌有抑制作用的还有下列物质：高浓度的 ＮＨ４＋Ｎ、高浓度的 ＮＯＸ－Ｎ、有机 物质以及络合阳离子等。 ２． 反硝化反应 （１）反硝化反应过程与反硝化菌 反硝化反应的实质是硝酸氮 （ＮＯ３－Ｎ）和亚硝酸氮 （ＮＯ２－Ｎ）在缺氧的环境条件 下，在反硝化菌参与作用下，被还原成为气态氮 （Ｎ２）或 Ｎ２Ｏ、ＮＯ 的生物化学过程。 反硝化菌是属于异养型兼性厌氧菌的细菌，在自然环境中几乎无处不在，参与污水生 物处理过程的微生物中，如假单胞菌属 （犘狊犲狌犱狅犿狅狀犪狊）、产碱杆菌属 （犃犾犮犪犾犻犵犲狀犲狊）、芽 孢杆菌属 （犅犪犮犻犾犾狌狊）和微球菌属 （犕犻犮狉狅犮狅犮犮狌狊）等都是反硝化细菌。这些微生物多属于 兼性细菌，在混合液中有分子态溶解氧存在时，这些反硝化细菌氧化分解有机物，利用分 子氧作为最终电子受体，在不存在分子态氧的情况下，利用硝酸盐 （Ｎ 为＋５价）和亚硝 酸盐 （Ｎ 为＋３价）中的 Ｎ 作为能量代谢中的电子受体 （被还原），Ｏ （－２价）作为受氢 体生成 Ｈ２Ｏ 和 ＯＨ－ 碱度，有机物作为碳源及电子供体提供能量并得到氧化稳定。 反硝化反应的生物化学过程示之于图６１。 生物反硝化进程可以用下列二式表示： ＮＯ２－ ＋３Ｈ （电子供体有机物）→１／２Ｎ２＋Ｈ２Ｏ＋ＯＨ－ （６５） ＮＯ３－ ＋５Ｈ （电子供体有机物）→１／２Ｎ２＋２Ｈ２Ｏ＋ＯＨ－ （６６） 反硝化反应过程中，ＮＯ２－ 和 ＮＯ３－ 的转化是通过反硝化细菌的同化作用 （合成代谢） 和异化作用 （分解代谢）来完成的。同化作用是 ＮＯ３－ 和 ＮＯ３－ 被还原成 ＮＨ４＋Ｎ，用以新 微生物细胞的合成，氮成为细胞质的成分。异化作用是 ＮＯ２－ 和 ＮＯ３－ 被还原成为 ＮＯ、 Ｎ２Ｏ 和 Ｎ２ 等 气 态 物 质， 而 主 要 是 Ｎ２。 通 过 异 化 作 用 去 除 的 氮， 约 占 去 除 量 的 ７０％～７５％。 硝酸盐的反硝化还原过程如下式所示： ＮＯ３－ →ＮＯ２－ →ＮＯ→Ｎ２Ｏ→Ｎ２ （６７） 反硝化反应过程的产物，因参与反应的微生物种属和环境因素等条件不同而有所不 同。例如，当ｐＨ 低于７．３时，ＮＯ２－ 的产量将有所提高。 （２）影响反硝化反应的环境因素 ２８４

图６１　反硝化的生物化学过程 １）温度 反硝化反应的适宜温度是２０～４０℃，低于１５℃时，反硝化菌的增殖速率降低，代谢 速率也行降低，从而反硝化反应速率也行降低。 在冬季低温季节，为了保持一定的反硝化反应速率，应考虑提高反硝化反应系统的污 泥龄 （生物固体平均停留时间θＣ），降低负荷率，提高污水的停留时间。 ２）溶解氧 （ＤＯ） 反硝化菌是异养兼性厌氧菌，只有在无分子氧而同时存在硝酸和亚硝酸离子的条件 下，它们才能够利用这些离子中的氧进行呼吸，使硝酸盐还原。如反应器内溶解氧含量较 高，将使反硝化菌利用氧进行呼吸，抑制反硝化菌体内硝酸盐还原酶的合成，或者氧成为 电子受体，阻碍硝酸氮的还原。但另一方面，在反硝化菌体内某些酶系统组分只有在有氧 条件下才能合成，这样，反硝化菌宜在厌氧、好氧交替的环境中生活，溶解氧则以控制在 ０．５ｍｇ／Ｌ以下为宜。 ３）ｐＨ 反硝化反应过程的最适宜ｐＨ 为７．０～７．５，不适宜的ｐＨ 能够影响反硝化菌的增殖速 率和酶的活性。当ｐＨ 低于６．０或高于８．０，反硝化反应过程即将受到严重的抑制。 在反硝化反应的过程中，要产生一定量的碱度，这一现象有助于使ｐＨ 保持在适宜的范 围内，并有利于补充在硝化反应过程中所消耗的部分碱度。在理论上，每还原１ｇＮＯ３－Ｎ， 要生成３．５７ｇ碱度 （以 ＣａＣＯ３ 计），在实际操作上要低于此值。对活性污泥工艺型反硝化 反应系统，此值为２．８９。美国环境保护局建议在工程设计中采用３．０ｇＣａＣＯ３／ｇＮＯ３－Ｎ。 ４）碳源有机物 反硝化反应是由异养型微生物执行并完成的生物化学反应。它们在溶解氧浓度极低的 条件下，利用硝酸盐中的氧作为电子受体，有机物作为碳源及电子供体。应用的碳源物质 不同，反硝化速率也不同。 在实施反硝化反应过程中，经常采用的碳源有机物有生活污水、甲醇和糖蜜等。 一般认为，当污水中 ＢＯＤ５／ＴＮ＞３～５时，即可认为碳源充足，勿需外加碳源；而当 ２８５

原污水中碳、氮比值过低，如 ＢＯＤ５／ＴＮ＜３～５，即需另投加有机碳源 （常用用醇）。 表６１所列举的是生物脱氮工艺中，各种生化反应的特性。 生物脱氮反应过程各项生化反应特征 表６１ 去除有机物 硝化 反硝化 （好氧分解） 生化反应类型 亚硝化 硝化 微生物 好氧菌和兼性菌 犖犻狋狉狅狊狅犿狅狀犪狊 犖犻狋狉狅犫犪犮狋犲狉 　兼性菌 （异养型细菌） 自养型细菌 自养型细菌 　异养型细菌 能源 有机物 化学能 　有机物 氧源 化学能 （Ｈ 受体） Ｏ２ Ｏ２ Ｏ２ 　ＮＯ３－ 、ＮＯ２－ 溶解氧 １～２ｍｇ／Ｌ以上 ２ｍｇ／Ｌ以上 ２ｍｇ／Ｌ以上 　０～０．５ｍｇ／Ｌ 碱度 　 还 原 １ｍｇＮＯ３－Ｎ， 没有变化 氧化１ｍｇＮＨ４＋Ｎ 没有变化 ＮＯ２－Ｎ 生 成 ３．５７ｍｇ 需要７．１４ｍｇ的碱度 碱度 氧的消耗 分解１ｍｇ有机物 氧化１ｍｇＮＨ４＋Ｎ 氧化１ｍｇＮＯ２－Ｎ 　分解１ｍｇ有机物（ＣＯＤ） （ＢＯＤ５）需要２ｍｇ 需氧３．４３ｍｇ 需氧１．１４ｍｇ 需 要 ＮＯ２－Ｎ ０．５８ｍｇ， ＮＯ３－Ｎ０．３５ｍｇ，以提供化 合态的氧 最适ｐＨ ６～８ ７～８．５ ６～７．５ ６～８ 最适水温 １５～２５℃ ３０℃ ３０℃ ３４～３７℃ θ＝１．０～１．０４ θ＝１．１ θ＝１．１ θ＝１．０６～１．１５ 增殖速率 （ｄ－１） １．２～３．５ ０．２１～１．０８ ０．２８～１．４４ 　 好 氧 分 解 的 １／２ ～ １／２．５ 分解速度 ７０～８７０ｍｇ ７ｍｇＮＨ４＋Ｎ／ ０．０２ ２～８ｍｇＮＯ３－Ｎ／ 产率 ＢＯＤ／ （ｇＭＬＳＳ·ｈ） （ｇＭＬＳＳ·ｈ） （ｇＭＬＳＳ·ｈ） ０．０２～０．０７ｍｇ／ｍｇ １６％ＣＨ３ＯＨ／ｇ ０．０４～０．１３ｍｇ ＮＯ２－Ｎ， １６％ＣＨ３ＯＨ／ｇ Ｃ５Ｈ７Ｏ２Ｎ ＶＳＳ／ｍｇＮＨ４＋Ｎ， Ｃ５Ｈ７Ｏ２Ｎ８ 能量转换率为 能量转换率为 １０％～３０％ ５％～３５％ ６１２　硝化及反硝化反应动力学 目前一般认为，在活性污泥法中所发生的硝化及反硝化反应服从活性污泥动力学，下 面将概括论述悬浮培养中一些常用的硝化及反硝化反应动力学方程式。 微生物的增殖方程： μ ＝μｍａｘ犛 犛 （６８） ＋犓ｓ 式中　μ———微生物的比增殖率，ｄ－１； μｍａｘ———微生物的最大比增长率，ｄ－１； 犛———底物浓度，ｍｇ／Ｌ； ２８６