犓ｓ———饱和常数，ｍｇ／Ｌ。 底物的去除方程： 狇 ＝狇ｍａｘ犛 犛 （６９） ＋犓ｓ 式中　狇———底物的比去除率，ｍｇ／ （ｍｇ·ｄ）； 狇ｍａｘ———底物的最大比去除率，ｍｇ／ （ｍｇ·ｄ）。 微生物增殖与底物去除的关系： 狇ｍａｘ ＝μ犢ｍｇａｘ （６１０） 式中　犢ｇ———微生物的产率，ｍｇ／ｍｇ。 底物的利用率可以由下式计算： 狇＝ 犛ｏ －犛 （６１１） （ＨＲＴ）犡 式中　犛———反应器中的底物浓度，ｍｇ／Ｌ； 犡———反应器中的微生物浓度，ｍｇ／Ｌ； ＨＲＴ———水力停留时间，ｄ。 设计的微生物细胞停留时间： １ ＝犢ｇ狇－犓ｄ （６１２） θｄ 式中　θｄ———设计的硝化或反硝化反应所需的细胞停留时间，ｄ； 犓ｄ———微生物的内源呼吸代谢速率，ｄ－１。 要求的最小的细胞停留时间： θｍｉｎ ＝犢ｇ狇ｍａｘ －犓ｄ （６１３） 式中　θｍｉｎ———硝化或反硝化反应所需的最小细胞停留时间，ｄ。 在应用前面所述的有关硝化及反硝化动力学方程式时，需要首先了解各式中所包含的 动力学常数。表６２中汇总了在纯硝化悬浮生长反应器中所得到的硝化细菌的动力学常 数，而表６３则列举了反硝化细菌的一些动力学参数，供参考。 在２０℃时纯悬浮培养中硝化细菌的动力学常数 表６２ 常数 单位 范　　围 亚硝化细菌 １／ｄ 一般 典型 ｍｇＮＨ４＋Ｎ／Ｌ μｍａｘ ０．３～２．０ ０．７ 犓ｓ １／ｄ ０．２～２．０ ０．６ 硝化细菌 ｍｇＮＨ４＋Ｎ／Ｌ ０．４～３．０ １．０ μｍａｘ １／ｄ ０．２～５．０ １．４ 犓ｓ ｍｇＮＨ４＋Ｎ／Ｌ 总的反应 ｍｇＶＳＳ／ｍｇＮＨ４＋Ｎ ０．３～３．０ １．０ ０．２～５．０ １．４ μｍａｘ １／ｄ ０．１～０．３ ０．２ 犓ｓ ０．０３～０．０６ ０．０５ 犢ｇ 犓ｄ ２８７

在２０℃时反硝化细菌的动力学常数 表６３ 常数 单位 范　　围 典　　型 ０．３ μｍａｘ １／ｄ 一　　般 ０．１０ 犓ｓ ｍｇＮＨ４＋Ｎ／Ｌ ０．８ 犢ｇ ｍｇＶＳＳ／ｍｇＮＨ４＋Ｎ ０．３～０．９ ０．０４ 犓ｄ ０．０６～０．２０ １／ｄ ０．４～０．９ ０．０４～０．０８ ６１３　生物脱氮处理工艺 生物脱氮处理工艺是以生物法脱氮原理为基础，主要包括以下三个生化反应过程：① 污水中一部分氮通过微生物的合成代谢转化为微生物量，进而通过泥水分离从污水中得以 去除；②污水中的氨氮及有机氮通过微生物的硝化反应而转变为硝酸盐；③在缺氧或厌氧 条件下，硝化反应所产生的硝酸盐将由反硝化细菌把它们最终转化为氮气而从污水中去 除。生物脱氮处理工艺的设计必须保证上述三个生化反应过程的顺利进行。 １． 硝化—反硝化工艺的基本流程 常用的硝化工艺分为一段硝化和两 段硝化过程。 所谓一段硝化是指硝化反应在活性 污泥曝气池内进行，其基本工艺流程如 图６２　一段硝化反应流程 图６２所示。在一段硝化法中，ＢＯＤ 降 解与硝 化 反 应 均 在 同 一 曝 气 池 内 进 行。 由于硝化细菌的世代时间比好氧异养菌 长的多，因此为了保证硝化反应的顺利进行，污泥停留时间一般须控制在３ｄ以上。另一 方面，硝化细菌在与好氧异养菌竞争溶解氧中处于劣势，只有当曝气池内有机负荷降低到 一定水平以下时，硝化反应才能进行。基于上述理由，目前在实际中倾向于应用复合式一 段硝化法，即在曝气池内添加某种载体，以此固定硝化细菌，这样可以大大缩短系统的运 行周期。 所谓两段硝化是指硝化反应并不在有机物降解的曝气池内进行，而是在另外一个硝化 反应池内完成，其基本工艺流程如图６３所示。在该系统中，首先利用高速率活性污泥去 除污水中的 ＢＯＤ，然后在 ＳＲＴ 较长的第二段进行硝化。为了给第二段的硝化过程提供 ＢＯＤ 物质和悬浮活性污泥，可将初沉池的一部分出水绕过第一段直接进入第 二 段 的 硝 化 池。两段硝化法克服了一段硝化法的不足，ＢＯＤ 去除与硝化反应分别在两个不同的曝气 池内进行，是目前应用较为广泛的硝化反应工艺流程之一。 图６３　两段硝化反应流程 污水经过硝化反应后，氮的污染物只是形式上发生了变化，但并没有从水体中去除。 ２８８

当硝化反应与反硝化反应相结合时，最终可将硝化反应生成的亚硝酸盐及硝酸盐通过反硝 化反应转化为氮气，并从水体中去除。一般来讲，所有的生物脱氮工艺都包括一个好氧硝 化池 （区）及具有一定容积或时间段的缺氧池 （区），后者用以发生生物反硝化作用来达 到脱氮的目的。在生物脱氮过程中，包括了 ＮＨ４＋Ｎ 氧化成 ＮＯｘ－Ｎ 和 ＮＯｘ－Ｎ 还原成 Ｎ２ 这两个过程。硝酸盐还原所需的电子供体可以是进水的 ＢＯＤ，也可以外加碳源 （通常为 甲醇）。 目前应用最为广泛的硝化—反硝 化流程主要有三种基本形式，它们分 别是 一 段 ＢＯＤ 氧 化—硝 化—反 硝 化 流程 （图６４ａ）、两段 ＢＯＤ 氧化—硝 化及反硝化流程 （图６４ｂ）和三段分 离式 ＢＯＤ 氧 化、硝 化 及 反 硝 化 流 程 （图６４ｃ）。在实际中可以根据具体情 况选择相应的工艺流程。 目前污水处理实际应用中的硝化 图６４　生物脱氮基本流程 —反硝化工 艺 基 本 上 都 是 在 图 ６４ 所 示三种基本流程的基础上而发展起来 （ａ）一段 ＢＯＤ氧化—硝化—反硝化流程； 的，下面将分节介绍几种工业化流程 （ｂ）两段 ＢＯＤ氧化—硝化及反硝化流程； 供实际应用中参考。 （ｃ）三段分离式 ＢＯＤ氧化、硝化及反硝化流程 ２． 三级活性污泥法脱氮工艺 活性污泥法脱氮的传统工艺是由巴思 （Ｂａｒｔｈ）开创的所谓三级活性污泥法流程，它 是以氨化、硝化和反硝化３项反应过程为基础建立的。其工艺流程示之于图６５。 图６５　传统活性污泥法脱氮工艺 （三级活性污泥法流程） 对上述流程作如下的说明： 第一级曝气池为一般的二级处理曝气池，其主要功能是去除 ＢＯＤ、ＣＯＤ，使有机氮 转化，形成 ＮＨ３、ＮＨ４＋ ，即完成氨化过程。经过沉淀后，污水进入硝化曝气池，进入硝 化曝气池的污水，ＢＯＤ５ 值已降至１５～２０ｍｇ／Ｌ较低的程度。 第二级硝化曝气池，在这里进行硝化反应，使 ＮＨ３ 及 ＮＨ４＋ 氧化为 ＮＯ３－Ｎ。如前 述，硝化反应要消耗碱度，因此需要投碱，以防ｐＨ 下降。 第三级为反硝化反应器，在缺氧条件下，ＮＯ３－Ｎ 还原为气态 Ｎ２，并逸往大气，在这 一级应采取厌氧—缺氧交替的运行方式。碳源，既可投加 ＣＨ３ＯＨ （甲醇）作为外投碳 ２８９

源，亦可引入原污水充作碳源。 当以甲醇作为外投碳源时，其投入量按下列公式计算： 犆ｍ ＝２．４７犖０ ＋１．５３犖 ＋０．８７犇 （６１４） 式中　犆ｍ———需投加的甲醇量，ｍｇ／Ｌ； 犖０———初始的 ＮＯ３－Ｎ 浓度，ｍｇ／Ｌ； 犖———初始的 ＮＯ２－Ｎ 浓度，ｍｇ／Ｌ； 犇———初始的溶解氧浓度，ｍｇ／Ｌ。 在这一系统的后面，为了去除由于投加甲醇而带来的 ＢＯＤ 值，设后曝气池，经处理 后，排放处理水。 这种系统的优点是有机物降解菌、硝化菌、反硝化菌，分别在各自反应器内生长增 殖，环境条件适宜，而且各自回流在沉淀池分离的污泥，反应速度快而且比较彻底。但处 理设备多，造价高，管理不够方便。 除上述三级生物脱氮系统外，在实践中还使用两级生物脱氮系统，即将 ＢＯＤ 去除和 硝化两道反应过程放在统一的反应器内进行，如图６６所示 （虚线所示为可能实施的另一 方案，沉淀池Ⅰ也可以考虑不设）。 图６６　两级生物脱氮系统 ３．缺氧—好氧活性污泥法脱氮工艺 （Ａ／Ｏ 法脱氮工艺） （１）工艺流程与特征 Ａ／Ｏ 法脱氮工艺，是在２０世纪８０年代初开创的工艺流程，其主要特点是将反硝化 反应器放置在系统之首，故又称为前置缺氧反硝化生物脱氮系统，这是目前采用比较广泛 的一种脱氮工艺 （图６７）。 图６７所示为分建式缺氧—好氧活性污泥脱氧系统，即反硝化、硝化与 ＢＯＤ 去除分 别在两座不同的反应器内进行。 硝化反应器内的已进行充分反应的硝化液的一部分回流反硝化反应器，而反硝化反应 器内的脱氮菌以原污水中的有机物作为碳源，以回流液中硝酸盐的氧作为电子受体，进行 呼吸和生命活动，将硝态氮还原为气态氮 （Ｎ２），不需外加碳源 （如甲醇）。 设内循环系统，向前置的反硝化池回流硝化液是本工艺系统的一项特征。 如前所述，在反硝化 过 程 中， 还 原 １ｍｇ 硝 态 氮 能 产 生 ３．５７ｍｇ 的 碱 度， 而 在 硝 化 反 应过程中，将ｌｍｇ的 ＮＨ４＋Ｎ 氧化为 ＮＯ３－Ｎ 要消耗７．１４ｍｇ的碱度，因此，在缺氧—好 氧系统中，反硝化反应所产生的碱度可补偿硝化反应消耗的碱度的一半左右。因此，对含 ２９０

图６７　分建式缺氧—好氧活性污泥脱氮系统 氮浓度不高的污水 （如生活污水、城市污水）可不必另行投碱以调节ｐＨ。 此外，本系统硝化曝气池在后，使反硝化残留的有机污染物得以进一步去除，提高了 处理水水质，而且勿需增建后曝气池。 由于流程比较简单，装置少，勿需外加碳源，因此，本工艺建设费用和运行费用均 较低。 本工艺还可以建成合建式装置，即反硝化反应及硝化反应、ＢＯＤ 去除都在一座反应 器内实施，但中间隔以挡板，如图６８所示。 图６８　合建式缺氧—好氧活性污泥法脱氮系统 按合建式，便于对现有推流式曝气池进行改造。 本工艺主要不足之处是该流程的处理水是来自硝化反应器，因此，在处理水中含有一 定浓度的硝酸盐，如果沉淀池运行不当，在沉淀池内也会发生反硝化反应，使污泥上浮， 使处理水水质恶化。 此外，如欲提高脱氮率，必须加大内循环比，这样做势必使运行费用增高。此外，内 循环液来自曝气池 （硝化池）含有一定的溶解氧，使反硝化段难于保持理想的缺氧状态， 影响反硝化进程，一般脱氮率很难达到９０％。 （２）影响因素与主要参数 １）水力停留时间 试验与运行数据证实，硝化反应与反硝化反应进行的时间对脱氮效果有一定的影响。 为了取得７０％～８０％的脱氮率，硝化反应需时较长，一般不应低于６ｈ，而反硝化反应所 需时间则较短，在２ｈ之内即可完成。 硝化与反硝化的水力停留时间比以３∶１为宜。 ２）循环比 （犚） ２９１

在本工艺系统中，内循环回流的作用是向反硝化反应器提供硝态氮，使其作为反硝化 反应的电子受体，从而达到脱氮的目的。内循环回流比不仅影响脱氮效果，而且也影响本 工艺系统的动力消耗，是一项非常重要的参数。 循环比的取值与要求达到的处理效果以及反应器类型有关，应当说，适宜的循环比， 应通过试验或对运行数据的分析确定。 运行数据确证，循环比在５０％以下，脱氮率很低，循环比在２００％以下，脱氮率随循 环比增高而显著上升。循环比高于２００％以后，脱氮率提高就比较缓慢了。一般循环比取 值不宜低于２００％。对活性污泥系统最高取值可达６００％，而对流化床，为了使载体流化， 要求更高的循环比。 ３）ＭＬＳＳ值 反应器内的 ＭＬＳＳ值，一般应在３０００ｍｇ／Ｌ以上，低于此值，脱氮效果将显著降低。 ４）污泥龄 （生物固体平均停留时间） 应保证在硝化反应器内保持足够数量的硝化菌，因此采取较长的污泥龄，一般取值在 ３０ｄ以上。 ５）Ｎ／ＭＬＳＳ负荷率 Ｎ／ＭＬＳＳ负荷率应低于０．０３ｇＮ／（ｇＭＬＳＳ·ｄ），高于此值脱氮效果将急剧下降。 ６）进水总氮浓度 应在３０ｍｇ／Ｌ以下，否则脱氮率将下降到５０％以下。 （３）分段进水 Ａ／Ｏ 工艺 分段进水缺氧／好氧工艺也可采用前置缺氧区。与用于去除ＢＯＤ 和进行硝化反应的分 段式活性污泥工艺类似，为了实现脱氮，污水可从不同进水位置引入 （图６９）。对于大 多数采用分段进水去除ＢＯＤ 和硝化的工艺，很容易将其改建为分段进水缺氧／好氧生物脱 氮工艺。此时，进水点和反应器内每个廊道内的容积都是固定的，池体布局一般也是对称 的，且每一个廊道的容积都相等。对一个新池体的设计来说，采用非对称进水设计也是可 能的，其进水口几乎相同，但每一个廊道的容积随着混合液浓度从第一个廊道到最后一个 廊道的递减而增大。例如对于一个４廊道的系统来说，进水流量分配可以为 １５∶３５∶ ３０∶２０。由于该水流在好氧区产生的硝酸盐不会减少，则最后一个缺氧／好氧区内的水流 十分关键，因而也确定了最终出水 ＮＯ３－Ｎ 浓度。出水 ＮＯ３－Ｎ 浓度可以低于８ｍｇ／Ｌ。在 非对称进水设计方法中，由于每一个廊道采用相同的 Ｆ／Ｍ 比，故使反应池的容积利用更 加有效。 对于一个现有的反应器，进行分段进水生物脱氮工艺设计的变量包括廊道间的流量分 配、缺氧池和好氧池容积的相对划分、最后一个廊道的 ＭＬＳＳ浓度。最后一个廊道内的 ＭＬＳＳ浓度的选择一般根据二沉池可接受的活性污泥负荷而定。整个系统的 ＳＲＴ 值取决 于最后廊道的 ＭＬＳＳ 浓度、活性污泥回流比、进水流量分配及污水特性，一旦系统的 ＳＲＴ 值已知，混合液中生物量和硝化菌的浓度就可以确定下来，进而可以确定系统的硝 化反硝化能力。 分段进水工艺非常适用于满足出水总氮低于１０ｍｇ／Ｌ的情况。然而，对于采用内循环 分段进水生物脱氮工艺来讲，在缺氧／好氧分段进水工艺的最后一个廊道内，理论上可以 实现出水总氮浓度小于３～５ｍｇ／Ｌ，出水 ＴＮ 能达到５～８ｍｇ／Ｌ。必须控制来自好氧区的 ２９２

溶解氧以减少流到缺氧区内的溶解氧量。就分段进水工艺而言，需要更多的 ＤＯ 控制点。 进水流量需要分别进行测量和控制，以优化用于脱氮的分段进水反应器容积。 图６９　分段进水生物脱氮工艺的示意图 ４． 后置缺氧反硝化脱氮工艺 在后置缺氧反硝化脱氮工艺中 （图６ １０），缺氧段 位 于 好 氧 区 的 后 面， 可 以 在 有或无外部碳源存在的条件下运行，氮的 去除是通过在好氧硝化作用后增加一个混 合缺氧池来完成的。在无外碳源加入的条 件下运行时，后置缺氧工艺依赖于活性污 图６１０　单级后置缺氧反硝化脱氮工艺 泥的内源呼吸作用，为硝酸盐还原提供电 子供体。与前置缺氧工艺采用原水 ＢＯＤ作为电子供体相比，后置缺氧工艺的反硝化速率 非常低，因而为实现较高脱氮效率往往需要设计较长的停留时间。 在单级活性污泥系统中的硝化工艺后接几个分体式水池，可以实现后置缺氧反硝化作 用。Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺是这一原理在具体应用中的典型实例 （图６１１）。 图６１１　Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺 （４段） Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺是一种将前置缺氧段和后置缺氧段反硝化作用结合起来的一套工艺， 该工艺于２０世纪７０年代中叶兴起并应用于南非的一些水厂中，直到１９７８年才被引入美 国。后置缺氧段停留时间约等于或大于前置缺氧区的停留时间，好氧区出水的 ＮＯ３－Ｎ 浓 度一般可以从５～７ｍｇ／Ｌ减少到３ｍｇ／Ｌ以下。 在 Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺的硝化作用结束后，易生化降解 ＣＯＤ 被完全生物降解，且大多数 的颗粒状的可生化降解ＣＯＤ也被降解，而这一点又取决于系统的ＳＲＴ 值。这样一来，通 过活性污泥的内源呼吸作用，可以产生硝酸盐还原所需的电子供体。有研究表明，在内源 呼吸作用下的 ＳＤＮＲｓ 值在０．０１～０．０４ｇＮＯ３－Ｎ／ｇＭＬＶＳＳ范围内变化，而在缺氧条件下 ２９３

的内源 耗 氧 速 率 约 为 好 氧 条 件 下 的 ５０％。据 此，内 源 呼 吸 条 件 下 的 比 反 硝 化 速 率 （犛犇犖犚ｂ）可通过内源呼吸衰减系数得出： 犛犇犖犚ｂ ＝１．２．４８２６犽ｄη＝０．５（犽ｄ）（η） （６１５） 式中　１．４２———ｇＯ２／ｇＶＳＳ生物量； ２．８６———ｇＯ２ 当量／ｇＮＯ３－Ｎ； η———可以利用 ＮＯ３－Ｎ 代替 Ｏ２ 作为电子受体的微生物量； 犽ｄ———微生物内源呼吸衰减系数，ｇＶＳＳ／ （ｇＶＳＳ生物量·ｄ）。２０℃时的犽ｄ 值为 ０．０５～０．１５ｇＶＳＳ／ （ｇＶＳＳ·ｄ）（典型值０．０８ｇＶＳＳ／ｇＶＳＳ·ｄ），温度校正 系数为１．０３～１．０８ （典型值为１．０４）。 此外，犛犇犖犚ｂ 还与微生物的浓度有关，当犛犚犜 增加时，参与反应的微生物量 （以 ＭＬＶＳＳ计）逐渐减少，故由 ＭＬＶＳＳ浓度决定的犛犇犖犚 值也将减少。 ２０℃时基于总 ＭＬＶＳＳ浓度的内源呼吸犛犇犖犚 值与犛犚犜 的经验函数关系式可由下式 表示： 犛犇犖犚ＭＬＶＳＳ ＝０．１２（犛犚犜）－０．７０６ （６１６） 式中 　犛犇犖犚ＭＬＶＳＳ———ｇ （ＮＯ３－Ｎ）／ （ｇＭＬＶＳＳ·ｄ）。 建 议 采 用 的 温 度 校 正 系 数 θ 为１．０８。 Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工 艺 （４ 段） 的 设 计 运 行 参 数 为：犛犚犜 ＝１０～２０ｄ；犕犔犛犛＝３０００～ ４０００ｍｇ／Ｌ；总 犎犚犜＝８～２０ｈ （其中第一缺氧段为１～３ｈ，第二好氧段为４～１２ｈ，第三 缺氧段为２～４ｈ，第四好氧段为０．５～１ｈ）；回流污泥占进水平均流量的５０％～１００％，内 循环量占进水量的２００％～４００％。 采用投加甲醇的 Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺和后置缺氧工艺，能使出水总氮低于３ｍｇ／Ｌ。由于 Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ工艺的第二个缺氧区的反硝化速率非常低，这将导致整个反应器的容积利用率 也非常低，为此向第二个缺氧区投加甲醇，可减少对反应器容积的需求。 ５． 外加碳源的硝化—反硝化工艺 通常，由于硝化反应后的出水中 ＢＯＤ量微乎其微，所以一般需外加碳源来为硝化菌 的繁殖与代谢提供能量。对于后置缺氧反硝化工艺来说 （图６１２），硝化后的出水与外加 碳源 （通常为甲醇）一起进入混合缺氧池进行反硝化。为了使作为电子受体的 ＮＯ３－Ｎ 来 消耗甲醇并保证絮体具有良好的沉降和浓缩性能，需要提供足够的停留时间和 ＳＲＴ （通 常至少５ｄ）。缺氧池后还应设置一个约为１０～２０ｍｉｎ的短时曝气时间使混合液中的氮气释 放出去，以保证终沉池在最大程度上去除悬浮固体。 投加外碳源 （一般为甲醇）的后置缺氧段设计，早在２０世纪７０年代就已十分流行。 活性污泥缺氧区在经过１～３ｈ的混合后，再经过一个少于３０ｍｉｎ的曝气时间来吹脱絮体 中夹杂着的氮气，同时好氧条件也有利于提高后续沉淀池固液分离效果。甲醇是常用的底 物，因为按去除每单位硝酸盐的费用，甲醇优于其他底物。尽管它的绝对费用比葡萄糖、 乙酸盐都高，从整体角度看，甲醇也是最便宜的，因为它具有相对较低的生物产量。较低 的生物产量意味着大量甲醇都被用于还原 ＮＯ３－Ｎ，因此每投加１ｇ底物，硝酸盐的消耗率 就越高。常见的甲醇与硝酸盐去除量之比为３．０～４．０ｇ／ｇ，这取决于原水中的 ＤＯ 量以及 缺氧系统的ＳＲＴ 值。ＳＲＴ 设计得越长，通过内源呼吸氧化的生物量就越多，该过程要消 ２９４

耗硝酸盐，因此甲醇与硝酸盐消耗之比也就越低。由于甲醇易燃，因此使用甲醇需要有特 殊的贮备监控预警措施。 后置缺氧反硝化工艺的设计与活性污泥法的设计类似，电子供体作为生长的底物，硝 酸盐代替溶解氧作为电子受体。由于硝酸盐只有在小于０．３ｍｇ／Ｌ 的极低浓度下才成为工 艺动力学的限制条件，故应根据甲醇的降解动力学进行工艺设计。该工艺是针对完全混合 活性污泥进行设计的，故应利用可生化降解 ＣＯＤ 动力学系数来表达甲醇的消耗和生物量 的增长；利用类似于完全混合活性污泥工艺中的供氧方式表达硝酸盐的消耗量。 在投加甲醇的前提下，外加碳源的后置缺氧反硝化工艺典型的动力学系数见表６４。 图６１２　外加碳源的两级硝化反硝化脱氮工艺 在１０℃和２０℃时甲醇作为底物时的反硝化动力学系数 表６４ 温度 ２０℃ ０．１８ 参数 单位 １０℃ ０．０５ １．８６ 合成产率，犢 ｇＶＳＳ／ｇＣＯＤ ０．１７ １０．３ 内源呼吸衰减率，犽ｄ ｇＶＳＳ／ （ｇＶＳＳ·ｄ） ０．０４ ９．１ 最大比增长速率，μｍ ｇＶＳＳ／ （ｇＶＳＳ·ｄ） ０．５２ 最大比底物利用率，狉ｍａｘ ｇｂＣＯＤ／ （ｇＶＳＳ·ｄ） ３．１ １２．６ 半速度常数，犓ｓ ｇ／ｍ３ 外加碳源的后置缺氧反硝化工艺的工艺设计步骤包括：确定需要还原的 ＮＯ３－Ｎ 量； 合理选择缺氧池的ＳＲＴ 值；根据设计的ＳＲＴ 值和动力学系数，计算缺氧池内剩余甲醇浓 度；根据将要被去除的硝酸盐量和将被消耗的原水溶解氧浓度来确定甲醇的剂量；计算总 活性污泥产量；根据活性污泥产量和ＳＲＴ 值确定缺氧池容积；选择一个位于澄清池前的 后曝气池的停留时间。 外加碳源的后置缺氧反硝化工艺的优点在于能使出水氮含量低于３ｍｇ／Ｌ；可与出水 过滤设备形成处理系统。其局限性是由于添加了甲醇，则运行费用较高；需要安装投加甲 醇的控制器。选择后置缺氧工艺的原因主要考虑现场布局、已有反应器结构和设备等方面 因素。 ６１４　新型生物脱氮工艺简介 传统的生物脱氮工艺需要大量的氧气和能量，近年来通过引入一些新型微生物而研发 的生物处理工艺符合可持续发展的理念，在降低有机物需求量、氧气和能量消耗方面均有 较大的改进。由于污水本身所含有的有机碳源相当有限，从高浓度氨氮污水中完全脱氮需 要为反硝化过程补充大量碳源；此外，大多数现有的污水处理设施并非为脱氮而设计的， ２９５

要在这些设施中实现硝化－反硝化阶段是很困难的，因而许多污水处理厂不能满足现行的 污水排放标准 （１０ｍｇＮ／Ｌ）。这些因素都是驱使研究者努力研发新型廉价高氮污水生物处 理工艺的主要原因。到目前为止研发的新型生物脱氮工艺主要包括短程亚硝化脱氮技术、 厌氧氨氧化 （ＡＮＡＭＭＯＸ）等。 １． 短程亚硝化脱氮—ＳＨＡＲＯＮ? 工艺 在污水中的氨氮发生硝化反应的过程中，如果能够通过控制形成硝酸盐而直接从亚硝 酸盐进行反硝化，将会减少对碳源的需求、降低曝气过程中的能量消耗、因反应途径缩短 从而缩小反应器的体积、最大程度地降低工艺运行成本。 为了评价短程亚硝化脱氮的可行性，首先应对硝化反应动力学有一个很好地认识，然 后找到一种可以促进亚硝酸盐在生物硝化系统中积累的方法。目前已经发现的影响亚硝酸 盐积累的因素至少有３种：在生物膜系统中，亚硝化菌与硝化菌所具有的相对生长速率比 μＮｓ／μＮｂ；载体表面亚硝化菌与硝化菌的初始相对比率；游离氨的浓度，尤其是当游离氨 的浓度高于０．１ｍｇＮ／Ｌ时，会抑制亚硝酸盐的氧化。此外，基于生长速率不同引致的硝 化菌流失可能是又一种控制亚硝酸盐积累的方法。在相对较高温度条件下 （＞１５℃），亚 硝化菌的生长速率大于硝化菌的生长速率。有研究表明，严格地控制污泥龄可以很好地实 现不完全硝化反应，并可以保持其运行的稳定。另外，氧对硝化菌的亲和力要小于其对亚 硝化菌的亲和力，这便可以通过控制溶解氧的浓度来选择性地抑制硝化菌的生长。 ＳＨＡＲＯＮ? 工艺是一个基于亚硝酸盐去除高浓度氨氮的单级反应器系统。硝化－反 硝化反应可能发生的物质变化途径，如图６１３所示。 在ＳＨＡＲＯＮ? 工艺中，由于通过控制适当的条件可使亚硝化菌的相对生长速率高于 硝化菌的生长速率，因而硝化反应得到了大大地强化。实质上，ＳＨＡＲＯＮ? 工艺是一个 恒化系统，在此系统中，控制稀释率的水平高于硝化菌的最大生长速率而低于亚硝化菌的 生长速率，从而有利于亚硝酸盐在反应器中的积累并发生部分硝化反应。 由于氨的氧化是一个酸化过程，控制合适 的ｐＨ 对防止反应过程受到抑制是十分重要的。 亚硝酸盐氧化菌对ｐＨ 的变化特别敏感，当ｐＨ 降到６．５以下时，由于 ＮＨ３ 和 ＮＨ４＋ 浓度间存 在着依赖于 ｐＨ 的平衡关系，此时氨氧化反应 将不再发生。当 ｐＨ 降得太低时，游离氨的浓 度也会变得很低，此时氨氧化菌就不能充分生 图６１３　硝化和反硝化可能发生的物质转化途径 长。尽管在低 ｐＨ 下亚硝酸盐氧化菌比氨氧化 ①—硝化过程中铵被氧化为羟胺； 菌生长得快，在高 ｐＨ 下相反，但为了使处理 ②、③—羟胺被氧化为亚硝酸盐； 后水具有较低的 ＮＨ４＋ 浓度，还是应控制反应 ④———亚硝酸盐转化为硝酸盐； 有较高的ｐＨ。然而当在ｐＨ 大于８时，硝化反 ⑤—在反硝化过程中，硝酸盐还原成亚硝酸盐； 应速率也会下降，因为过多的 ＮＨ３ 显然对亚硝 ⑥、⑦、⑧—亚硝酸盐转变成 ＮＯ、Ｎ２Ｏ、Ｎ２ 酸盐氧化菌具有毒性作用。改变反应器中 ｐＨ 使其在６．５～７．５之间变化，ＳＨＡＲＯＮ? 工艺中 出水的氨与亚硝酸盐比会受到很大的影响。 ＳＨＡＲＯＮ? 工艺已经成功地应用于处理高浓度含氮污水的组合脱氮工艺中。厌氧消 ２９６

化活性污泥脱水的回流液具有 ＮＨ４＋ —Ｎ 浓度高 （＞１０００ｍｇ／Ｌ）、温度和ｐＨ 也相对较高 的特点，这使得污水处理厂的进水 ＮＨ４＋ —Ｎ 负荷增加了１５％～２０％。根据短程硝化—反 硝化的原理，可以采用ＳＨＡＲＯＮ? 工艺，在一个停留时间相对较短的反应器内用生物方 法去除消化池回流液中的氨氮，见图６１４。 ＳＨＡＲＯＮ? 工艺利用了高温对硝化动力学影响的有利条件，即氨氧化菌比亚硝酸盐 氧化菌的生长更快。为了实现这个反应，研究者设计了并运行了一个没有污泥回流的完全 混合反应器，使其在间歇曝气的条件下实现硝化与反硝化。由于回流液中 ＢＯＤ 相对于 ＮＨ４—Ｎ 浓度较低，故要在缺氧段加入甲醇以提供电子供体，从而实现硝酸盐的还原。 另一方面亚硝酸盐可被回流到先头工序为抑制臭味提供电子供体。在对这一工艺的小试研 究中，当温度为３５℃、ＳＲＴ 为１．５ｄ、曝气８０ｍｉｎ和缺氧接触４０ｍｉｎ时，氮的去除率可以 达到８０％～８５％。ＳＨＡＲＯＮ? 工艺同样也可以在没有缺氧段和甲醇加入的条件下运行， 产生一个富含亚硝酸盐的回流，该回流液可以注入前置缺氧区或处理厂的首端。 ＳＨＡＲＯＮ? 工艺具有如下一些特点：它 是高 ＮＨ４＋ —Ｎ 浓度污水经亚硝酸盐代谢途 径进 行 生 物 脱 氮 处 理 的 新 工 艺； 因 温 度 高 （３０～４０℃）， 反 应 器 内 微 生 物 增 殖 速 率 快， 好氧停留时间短，一般仅为 １ｄ左右；微生 物 活 性 高， 而 犓ｓ 值 也 相 当 高， 使 出 水 ＮＨ４＋ —Ｎ 浓 度 仅 为 几 十 毫 克 每 升；进、出 水浓度无相关性，进水浓度越高，去除率越 高；因高温下硝酸菌较亚硝酸菌增长慢，亚 硝酸盐型氧化受阻，系统无生物体污泥停留 （ＳＲＴ＝ＨＲＴ），所以只需简单地限制 ＳＲＴ 图６１４　ＳＨＡＲＯＮ? 工艺 就能实现氨氧化而亚硝酸盐不氧化；因进水 ＮＨ４＋ —Ｎ 浓度高，会产生大量热量，这一点在设计中应考虑到；因工艺无污泥停留，出 水悬浮固体不影响工艺运行；只需单个反应器，使处理系统简化。 ２． 厌氧氨氧化———ＡＮＡＭＭＯＸ工艺 厌氧氨氧化 （ＡＮＡＭＭＯＸ）工艺已在环境工程领域有广泛报道，是一种很有发展前 景的新型污水脱氮工艺，可以用来处理含有高浓度氨氮污水，具有经济有效、节约空间的 特点。 在一实验室规模的用于处理产甲烷反应器出水的厌氧流化脱氮床中，发现了厌氧氨氧 化 （ＡＮＡＭＭＯＸ）反应。研究中观察到，大量的氨消失了，硝酸盐的消耗和 Ｎ２ 的产量 同时升高了，见式 （６１７）。此后有研究者观察到，亚硝酸盐是完成这一反应的较适合的 电子受体。在厌氧氨氧化过程中，氨氮以亚硝酸氮作为电子受体直接被氧化成为氮气，该 过程中无需外加碳源，其反应见式 （６１８）。 ５ＮＨ４＋ ＋３ＮＯ３－ →４Ｎ２＋９Ｈ２Ｏ＋２Ｈ＋ （６１７） ＮＨ４＋ ＋ＮＯ２－ →Ｎ２＋２Ｈ２Ｏ （６１８） 厌氧氨氧化反应的主要产物是 Ｎ２，但有１０％的氮供体 （亚硝酸盐和氨）将转化为 ＮＯ３－ 。对氮进行总的平衡 （式６１９，ＣＨ２Ｏ 代表生物量）表明，ＮＨ４＋ 转化量与 ＮＯ２－ 转 ２９７

化量之比为１∶ （１．３１±０．０６）；ＮＯ２－ 转化量与 ＮＯ３－ 生成量之比为１∶ （０．２２±０．０２）。 ＮＨ４＋ ＋１．３１ＮＯ２－ ＋０．０４２５ＣＯ２→１．０４５Ｎ２＋０．２２ＮＯ３－ ＋１．８７Ｈ２Ｏ ＋０．０９ＯＨ－ ＋０．０４２５ＣＨ２Ｏ （６１９） 在 ＡＮＡＭＭＯＸ富培养情况下，有研究者基于物料平衡建立了 ＡＮＡＭＭＯＸ 化学计 量式： ＮＨ４＋ ＋１．３１ＮＯ２－ ＋０．０６６ＨＣＯ３－ ＋０．１３Ｈ＋ →１．０２Ｎ２＋０．２６ＮＯ３－ ＋０．０６６ＣＨ２Ｏ０．５Ｎ０．１５＋２．０３Ｈ２Ｏ （６２０） 厌氧氨氧化反应中可能的代谢途径如图６１５所示。在此反应中，亚硝酸盐作为电子 受体而无需额外补充碳源，羟胺和联胺被认定是最重要的中间产物，二氧化碳是 ＡＮＡＭ ＭＯＸ 细菌生长的主要碳源。 早期，研究者们并不了解能够在厌氧条件 下将氨氧化的细菌，将其称之为 “自然界中丢 失的无机 营 养 菌 ”。 后 来 人 们 发 现 了 这 种 无 机 营养菌并作了鉴定，它们是 犘犾犪狀犮狋狅犿狔犮犲狋犲 种 中的一类新型自养菌。承担厌氧铵盐氧化反应 的两 种 ＡＮＡＭＭＯＸ 细 菌 分 别 暂 时 被 命 名 为 “犅狉狅犮犪犱犻犪 犪狀犪犿犿狅狓犻犱犪狀狊 ” 和 “犓狌犲狀犲狀犻犪 狊狋狌狋狋犵犪狉狋犻犲狀狊犻狊”，前者 在 荷 兰 被 发 现， 而 后 者 图６１５　厌氧氨氧化反应中可能的代谢途径 在德国和瑞士的几座污水处理设施中发现。这 （Ｈ２Ｏ和 Ｈ＋ 的消耗和生成没有标出） 两种细菌非常相似，有着相同的整体结构，都 ①—氨通过羟胺转换成联胺被氧化；②、③、④—从 Ｎ２Ｈ４能利用羟胺产生联胺。在 ｐＨ 为 ６．４～８．３，温 中得到的还原产物将亚硝酸盐还原成更多的羟胺和氮气； ⑤—硝酸盐形成可能为生物生长提供还原产物 度为２０～４３℃范围时，都观察到了两种细菌具 有很高的 ＡＮＡＭＭＯＸ活性，且具有类似的最 佳生长的ｐＨ 和温度。在ｐＨ 为８、温度为４０℃时，犅．犪狀犪犿犿狅狓犻犱犪狀狊的 ＡＮＡＭＭＯＸ 最 大 活 性 为 ５５ｎｍｏｌＮ２／ （ｍｇ 蛋 白 质 · ｍｉｎ）； 而 在 ｐＨ 为 ８、 温 度 为 ３７℃ 下， 犓．狊狋狌狋狋犵犪狉狋犻犲狀狊犻狊的 Ａｎａｍｍｏｘ 最 大 活 性 是 ２６．５ｎｍｏｌＮ２／ （ｍｇ 蛋 白 质 · ｍｉｎ）。 尽 管 犓．狊狋狌狋狋犵犪狉狋犻犲狀狊犻狊 比 犅．犪狀犪犿犿狅狓犻犱犪狀狊 的 ＡＮＡＭＭＯＸ 最 大 活 性 低， 但 是 犓．狊狋狌狋狋犵犪狉狋犻犲狀狊犻狊对亚硝酸盐有更强的忍耐力，即使在低细胞密度条件下活性也较强，而 且不易受磷酸盐抑制。两种细菌的倍增时间为１１ｄ，产率系数为０．１１ｇＶＳＳ／ｇＮＨ４＋Ｎ，可 见其增殖的速率相当低。 在次优条件下，承担厌氧氨氧化的生物群落的倍增时间大于３周。ＡＮＡＭＭＯＸ 菌对 氧极为敏感，甚至是０．０３ｍｇ／Ｌ的痕量氧气便可以抑制该过程的进行，然而一旦氧被去除 或耗尽后，厌氧氨氧化菌便可以恢复其新陈代谢的功能，这种专性厌氧的特性与好氧氨氧 化菌泛谱的新陈代谢功能形成了鲜明的对比。厌氧氨氧化过程还会受到亚硝酸盐的抑制， 与氨和硝酸盐却无关，如当亚硝酸盐浓度超过１００ｍｇＮ／Ｌ时，厌氧氨氧化过程将失效。 ＡＮＡＭＭＯＸ 工艺用于去除污泥消化液中的氨氮具有很好的潜力，固定床和流化床是 比较理想的反应器构型。ＡＮＡＭＭＯＸ 工艺也可以采用气提反应器，对氮的去除率可达 ８．９ｋｇＮ／ （ｍ３·ｄ），比小试研究得到的去除率高出２０倍。 ２９８

３．ＳＨＡＲＯＮ—ＡＮＡＭＭＯＸ 联合工艺 ＡＮＡＭＭＯＸ 工艺可以与不完全硝化工艺 （如 ＳＨＡＲＯＮ? 工艺）联 合 应 用，形 成 ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 工 艺， 可 以 将 氨 直 接 转 化 为 氮 气。 采 用 ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭ ＭＯＸ 联合工艺处理污泥消化液的小试研究取得成功。ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联 合 工 艺可以长时间地稳定运行，其生产实际规模的工艺系统处理污泥上清液也正处于实 施阶段。 ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联 合 工 艺 （图 ６１６） 的 工 作 原 理 是： 含 氨 氮 污 水 在 ＳＨＡＲＯＮ 反应器中仅有５０％进水中的氨被氧化成亚硝酸盐，剩余的氨氮和所生成的 亚硝酸盐的混合液在后续的 ＡＮＡＭＭＯＸ 反 应 器 内 反 应 生 成 Ｎ２ 和 水，有 关 的 反 应 方 程式如下： ＮＨ４＋ ＋ＨＣＯ３－ ＋０．７５Ｏ２→０．５ＮＨ４＋ ＋０．５ＮＯ２－ ＋ＣＯ２＋１．５Ｈ２Ｏ （６２１） ０．５ＮＨ４＋ ＋０．５ＮＯ２－ →０．５Ｎ２＋Ｈ２Ｏ （６２２） ＡＮＡＭＭＯＸ 工 艺 所 需 的 氨 氮 和 亚 硝 酸盐之比约是１。对于污泥上清液，由于其 内含有重碳酸盐作为铵的反离子，因而不 需任何 ｐＨ 控制即可达到这个比例。当污 泥上清液中 ５０％ 的 氨 氮 发 生 转 化 时， 水 中 的碱度 几 乎 消 耗 殆 尽，从 而 导 致 系 统 ｐＨ 下 降， 阻 止 硝 化 反 应 的 进 一 步 进 行。 ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联合工 艺 适 用 于 处 理浓缩的上清液和含高氨氮、低有机碳的 图６１６　ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联合工艺 工业废水，工程设计时通常采用两个不同 的反应器或单个的反应器。采用此联合工艺除氮，只需少量氧气 （１．９ｋｇＯ２／ｋｇＮ，而不 是４．６ｋｇＯ２／ｋｇＮ２）、无 需 碳 源 （而 不 是 ２．６ｋｇＢＯＤ／ｋｇＮ）、污 泥 产 量 低 （０．０８ｋｇＶＳＳ／ ｋｇＮ，而不是约１．０ｋｇＶＳＳ／ｋｇＮ），可以避免一些传统反硝化工艺中所遇到的诸如需要外 加电子供体的问题。这种组合工艺还可以在生物膜反应器中实现。 ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联合工艺对于污水处理的改进有很大的推动作用。由于工艺 中不需要 ＣＯＤ，ＣＯＤ和氮的去除可以分别达到优化。与传统的硝化反硝化相比，联合工 艺可节省５０％的供氧量、１００％的外加碳源，还可减少１００％以上的 ＣＯ２ 释放量 （事实 上，联合工艺是消耗 ＣＯ２）。总体说来，联合工艺比传统工艺的费用节省９０％。可以预 见，ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ联合工艺是一种可以用来处理高氨氮、低 ＢＯＤ 污水的极具 发展前景的生物处理技术。 ４． 新型生物脱氮工艺与传统硝化反硝化工艺的比较 新型生物脱氮工艺比以自养硝化和异养反硝化为基础的传统脱氮工艺有着更多的优 势，表６５比较了新型生 物 脱 氮 工 艺 与 传 统 硝 化反 硝 化 工 艺 的 特 征。 从 表 ６５ 中 可 以 看 出，新型工艺 （ＳＨＡＲＯＮ 工艺、ＡＮＡＭＭＯＸ 工艺、ＳＨＡＲＯＮＡＮＡＭＭＯＸ 联合工艺） 都可以减少能源需求、化学药品投加量，相对于传统处理方法产泥量少。这些工艺的出现 表明在生物技术治理氮污染方面又迈上一个重要台阶。 ２９９

新型脱氮工艺与传统硝化—反硝化工艺的比较 表６５ 工艺系统 传统硝化—反硝化 ＳＨＡＲＯＮ 工艺 ＡＮＡＭＭＯＸ 工艺 反应器 ２ １ １ 原水 污水 污水 铵盐、亚硝酸盐 出水 ＮＯ２－ 、ＮＯ３－ ＮＨ４＋ 、ＮＯ２ 好氧、缺氧 好氧 ＮＯ３－ 、Ｎ２ 操作条件 缺氧 需氧量 高 低 无 需要 不需要 ｐＨ 控制 不需要 生物停留 无 无 有 ＣＯＤ 需求 有 无 无 高 低 低 产泥量 硝化菌＋各种异养菌 好氧氨氧化菌 细菌 厌氧氨氧化菌 ６．２　污水的生物除磷处理工艺 ６２１　污水的生物除磷原理 根据霍尔默斯 （Ｈｏｌｍｅｒｓ）提出的化学式，活性污泥的组成是：Ｃ１１８Ｈ１７０Ｏ５１Ｎ１７Ｐ，或 Ｃ∶Ｎ∶Ｐ＝４６∶８∶１。 如原污水中 Ｎ、Ｐ的含量低于此值，则需要另行从外部投加；如恰等于此值，则在理 论上应当是能够全部摄取而加以去除的。 所谓生物 除 磷，是 利 用 聚 磷 菌 一 类 的 微 生 物 （包 括 犃犮犻狀犲狋狅犫犪犮狋犲狉、犘狊犲狌犱狅犿狅狀犪狊、 犃犲狉狅犫犪犮狋犲狉、犕狅狉犪狓犲犾犾犪、犈．犆狅犾犻、犕狔犮狅犫犪犮狋犲狉犻狌犿 和犅犲犵犵犻犪狋狅犪 等），能够过量地、在数 量上超过其生理需要，从外部环境摄取磷，并将磷以聚合的形态贮藏在菌体内，形成高磷 污泥，排出系统外，达到从污水中除磷的效果。 生物除磷机理比较复杂，还有待于进一步去研究、探讨，其基本过程是： （１）好氧条件下的无机磷的过剩摄取 在好氧条件下，聚磷菌营有氧呼吸，不断地氧化分解其体内储存的有机物，同时也不 断地通过主动输送的方式，从外部环境向其体内摄取有机物，由于氧化分解，又不断地放 出能量，能量为 ＡＤＰ所获得，并结合 Ｈ３ＰＯ４ 而合成 ＡＴＰ （三磷酸腺苷），即： ＡＤＰ＋Ｈ３ＰＯ４＋能量→ＡＴＰ＋Ｈ２Ｏ （６２３） Ｈ３ＰＯ４，除一小部分是聚磷菌分解其体 内聚磷酸盐而取得的外，大部分是聚磷菌利 用能量，在透膜酶的催化作用下，通过主动 输送的方式从外部将环境中的 Ｈ３ＰＯ４ 摄入 体内 的，摄 入 的 Ｈ３ＰＯ４ 一 部 分 用 于 合 成 ＡＴＰ，另一部分则用于合成聚磷酸盐。这种 现象就是 “磷的过剩摄取”，参见图６１７。 （２）厌氧条件下无机磷的释放 图６１７　好氧条件下微生物对无机磷的利用 在厌氧条件下 （ＤＯ ０，ＮＯｘ－ ０）， 聚磷菌体内的 ＡＴＰ进行水解，放出 Ｈ３ＰＯ４ 和能量，形成 ＡＤＰ，即： ３００

ＡＴＰ＋Ｈ２Ｏ→ＡＤＰ＋Ｈ３ＰＯ４＋能量 （６２４） 这样，聚磷菌具有在好氧条件下过剩摄取 Ｈ３ＰＯ４，在厌氧条件下释放 Ｈ３ＰＯ４ 的功能 （参见图６１８）。生物除磷技术就是利用聚磷菌这一功能而开创的。 ６２２　影响生物除磷的主要因素 １． 溶解氧 在生物除磷工艺中，聚磷菌的吸磷、 放磷主要是由水中溶 解 氧 浓 度 决 定 的。 溶解氧是影响除磷效 果 最 重 要 的 因 子， 好氧 吸 磷 池 溶 解 氧 最 好 控 制 在 ３～４ ｍｇ／Ｌ，厌 氧 放 磷 池 溶 解 氧 应 小 于 ０．２ｍｇ／Ｌ。 ２．ＮＯ３－Ｎ 浓度 生物除磷系统中 ＮＯ３－Ｎ 的存在，会 抑制聚磷菌 微 生 物 的 放 磷 作 用。 处 理 水 中 ＮＯ３－Ｎ 浓度高，除磷效果差，除磷效 图６１８　厌氧条件下以醋酸盐为 果一般与 ＮＯ３－Ｎ 浓度呈负相关。为此， 有机碳源时无机磷的释放 常采用同步脱氮除磷工艺，该工艺的主导思想是先除磷，如采用厌氧好氧厌氧好氧沉 淀工艺。 ３．ＢＯＤ／ＴＰ值 污水中 的 ＢＯＤ／ＴＰ 值 是 影 响 生 物 除 磷 系 统 去 磷 效 果 的 重 要 因 素 之 一。 每 去 除 １ｍｇＢＯＤ 约去除磷０．０４～０．０８ｍｇ。为使出水总磷小于１ｍｇ／Ｌ，应满足污水中的 ＢＯＤ／ＴＰ 值大于２０，或溶解性 ＢＯＤ／溶解性 Ｐ大于１２～１５，这样可取得较好的除磷效果。 ４．ｐＨ 生物除磷系统的适宜ｐＨ 范围为中性至弱碱性。 ５． 污泥龄 污泥龄的长短对聚磷菌的摄磷作用和剩余污泥排放量有直接的影响，从而对除磷效果 产生影响。污泥龄越长，污泥中的磷含量越低，加之排泥量的减少，会导致除磷效果降 低。相反，污泥龄越短，污泥中的磷含量越高，加之产泥率和剩余污泥排放量的增加，除 磷效果越好。因此，在生物除磷系统中，一般采用较短的污泥龄 （３．５～７ｄ），但污泥龄 太短又达不到 ＢＯＤ和 ＣＯＤ去除的要求。 ６２３　污水的生物除磷处理工艺 生物法除磷工艺的设计必须综合考虑生物法除磷原理，任何一种生物除磷工艺流程都 应满足微生物对周期性好氧及厌氧环境的需要。下面介绍２种目前广泛应用的生物除磷工 艺流程，供参考。 １． 弗斯特利普 （Ｐｈｏｓｔｒｉｐ）除磷工艺 弗斯特利普除磷工艺是在１９７２年开创的，实质上这是生物除磷与化学除磷相结合的 一种工艺。这项工艺具有很高的除磷效果。 （１）弗斯特利普除磷工艺流程 弗斯特利普除磷工艺流程示之于图６１９。 ３０１

图６１９　弗斯特利普除磷工艺流程 本工艺各设备单元的功能如下： １）含磷污水进入曝气池，同步进入曝气池的还有由除磷池回流的已释放磷但含有聚 磷菌的污泥。曝气池的功能是：使聚磷菌过量地摄取磷，去除有机物 （ＢＯＤ 或 ＣＯＤ）， 还可能出现硝化作用。 ２）从曝气池流出的混合液 （污泥含磷，污水已经除磷）进入沉淀池 （Ｉ），在这里进 行泥水分离，含磷污泥沉淀，已除磷的上清液作为处理水而排放。 ３）含磷污泥进入除磷池，除磷池应保持厌氧状态，即 ＤＯ ０，ＮＯｘ－ ０，含磷污 泥在这里释放磷，并投加冲洗水，使磷充分释放，已释放磷的污泥沉于池底，并回流曝气 池，再次用于吸收污水中的磷。含磷上清液从上部流出进入混合池。 ４）含磷上清液进入混合池，同步向混合池投加石灰乳，经混合后进入搅拌反应池， 使磷与石灰反应，形成磷酸钙（Ｃａ３（ＰＯ４）２）固体物质，即用化学法除磷。 ５）沉淀池 （Ⅱ）为混凝沉淀池，经过混凝反应形成的磷酸钙固体物质在这里与上清 液分离。已除磷的上清液回流曝气池，而含有大量（Ｃａ３（ＰＯ４）２）的污泥排出，这种含有高 浓度 ＰＯ４３－ 的污泥宜于充作肥料。 （２）弗斯特利普除磷工艺的特点 弗斯特利普除磷工艺已有很多应用实例，根据它们的实际运行数据，可对本工艺总结 出如下各项特征。 １）本法是生物除磷与化学除磷相结合的工艺，除磷效果良好，处理水中含磷量一般 都低于１ｍｇ／Ｌ。 ２）本法产生的污泥中，含磷量 （率）约为２．１％～７．ｌ％，是比较高的。污泥回流应 经过除磷池。 ３）石灰用量一般介于２１～３１．８ｍｇＣａ（ＯＨ）２／ｍ３ 污水，是比较低的。 ４）犛犞犐 值＜１００，污泥易于 沉 淀、 浓 缩、 脱 水、 污 泥 肥 分 高， 丝 状 菌 难 于 增 殖， 污 泥不膨胀。 ５）可以根据 ＢＯＤ／Ｐ比值来灵活地调节回流污泥与混凝污泥量的比例。 ６）本工艺流程复杂，运行管理比较麻烦，投加石灰乳，运行费用有所提高，建设费 ３０２

用也高。 ７）沉淀池Ⅰ的底部可能形成缺氧状态，而产生释放磷的现象，因此，应当及时地排 泥和回流。 ２． 厌氧—好氧除磷工艺 又名 ＡｎＯ 法，其工艺流程如图６２０所示。 图６２０　厌氧—好氧除磷工艺流程 （ＡｎＯ法） 从图６２０可见，本工艺流程简单，既不投药，也勿需考虑内循环，因此建设费用及 运行费用都较低；而且由于无内循环的影响，厌氧反应器能够保持良好的厌氧 （或缺氧） 状态。 本工艺已实际应用，根据实用情况，本工艺具有如下特征： （１）在反应器内的停留时间一般为３～６ｈ，是比较短的。 （２）反应器 （曝气池）内污泥浓度一般在２７００～３０００ｍｇ／Ｌ之间。 （３）ＢＯＤ 的去除率大致与一般的活性污泥系统相同。磷的去 除 率 较 好，处 理 水 中 磷 含量一般都低于１．０ｍｇ／Ｌ，去除率大致在７６％左右。 （４）沉淀污泥含磷率约为４％，污泥的肥效好。 （５）混合液的 ＳＶＩ值≤１００，易沉淀，不膨胀。 同时，经试验与运行实际还发现本工艺具有如下问题： （１）除磷率难于进一步提高，因为微生物对磷的吸收，既或是过量吸收，也是有一定 限度的，特别是当进水 ＢＯＤ 值不高或污水中含磷量高时，即 Ｐ／ＢＯＤ 值高时，由于污泥 的产量低，将更是这样。 （２）在沉淀池内容易产生磷的释放的现象，特别是当污泥在沉淀池内停留时间较长时 更是如此，应注意及时排泥和回流。 ６．３　污水的同步生物脱氮除磷处理工艺 ６３１　犅犪狉犱犲狀狆犺狅脱氮除磷工艺 本工艺是以高效率同步脱氮、除磷为目的而开发的一项技术，其工艺流程示之于图 ６２１。 本工艺各组成单元的功能如下： （１）原污水进入第一厌氧反应器，本单元的首要功能是脱氮，含硝态氮的污水通过内 循环来自第一好氧反应器，本单元的第二功能是污泥释放磷，而含磷污泥是从沉淀池排出 ３０３

图６２１　Ｂａｒｄｅｎｐｈｏ脱氮除磷工艺流程 回流来的。 （２）经第一厌氧反应器处理后的混合液进入第一好氧反应器，它的功能有三：首要功 能是去除 ＢＯＤ，去除由原污水带入的有机污染物；其次是硝化，但由于 ＢＯＤ 浓度还较 高，因此，硝化程度较低，产生的 ＮＯ３－Ｎ 也较少；第三项功能则是聚磷菌对磷的吸收。 按除磷机理，只有在 ＮＯｘ－ 得到有效的脱出后，才能取得良好的除磷效果，因此，在本单 元内，磷吸收的效果不会太好。 （３）混合液进入第二厌氧反应器，本单元功能与第一厌氧反应器同，一是脱氮；二是 释放磷，以前者为主。 （４）第二好氧反应器，其首要功能是吸收磷，第二项功能是进一步硝化，再其次则是 进一步去除 ＢＯＤ。 （５）沉淀池，泥水分离是它的主要功能，上清液作为处理水排放，含磷污泥的一部分 作为回流污泥，回流到第一厌氧反应器，另一部分作为剩余污泥排出系统。 从前可以看到，无论哪一种反应，在系统中都反复进行二次或二次以上。各反应单元 都有其首要功能，并兼行其他项功能。因此本工艺脱氮、除磷效果很好，脱氮率达９０％ ～９５％，除磷率９７％。 工艺复杂，反应器单元多，运行烦琐，成本高是本工艺主要缺点。 ６３２　犃犃犗 法同步脱氮除磷工艺 （１）ＡＡＯ 法工艺流程 ＡＡＯ 法，亦称 Ａ２／Ｏ 工艺，是英文 ＡｎａｅｒｏｂｉｃＡｎｏｘｉｃＯｘｉｃ第一个字母的简称。按 实质意义来说，本工艺称为厌氧—缺氧—好氧法 （图６２２）更为确切。 本法是在２０世纪７０年代，由美国的一些专家在厌氧—好氧 （ＡｎＯ）法脱氮工艺的 基础上开发的，其宗旨是开发一项能够同步脱氮除磷的污水处理工艺。 （２）各反应器单元功能与工艺特征 １）厌氧反应器，原污水进入，同时进入的还有从沉淀池排出的含磷回流污泥，本反 应器的主功能是释放磷，同时部分有机物进行氨化。 ２）污水经过第一厌氧反应器进入缺氧反应器，本反应器的首要功能是脱氮，硝态氮 是通过内循环由好氧反应器送来的，循环的混合液量较大，一般为２Ｑ （Ｑ———原污水流 量）。 ３）混合液从缺氧反应器进入好氧反应器———曝气池，这一反应器单元是多功能的， ３０４

图６２２　ＡＡＯ 法同步脱氮除磷工艺流程 去除 ＢＯＤ，硝化和吸收磷等项反应都在本反应器内进行。这三项反应都是重要的，混合 液中含有 ＮＯ３－Ｎ，污泥中含有过剩的磷，而污水中的 ＢＯＤ （或 ＣＯＤ）则得到去除。流 量为２犙 的混合液从这里回流缺氧反应器。 ４）沉淀池的功能是泥 水 分 离， 污 泥 的 一 部 分 回 流 厌 氧 反 应 器， 上 清 液 作 为 处 理 水 排放。 本工艺具有以下各项特点： （１）本工艺在系统上可以称为最简单的同步脱氮除磷工艺，总的水力停留时间小于其 他同类工艺。 （２）在厌氧 （缺氧）、好氧交替运行条件下，丝状菌不能大量增殖，无污泥膨胀之虞， 犛犞犐值一般均小于１００。 （３）污泥中含磷浓度高，具有很高的肥效。 （４）运行中勿需投药，两个 Ａ 段只用轻缓搅拌，以不增加溶解氧浓度，运行费用低。 本法也存在如下各项的待解决问题。 （１）除磷效果难于再行提高，污泥增长有一定的限度，不易提高，特别是当 Ｐ／ＢＯＤ 值高时更是如此。 （２）脱氮效果也难于进一步提高，内循环量一般以２犙 为限，不宜太高。 （３）进入沉淀池的处理水要保持一定浓度的溶解氧，减少停留时间，防止产生厌氧状 态和污泥释放磷的现象出现。但溶解氧浓度也不宜过高，以防循环混合液对缺氧反应器的 干扰。 ６３３　犝犆犜工艺和犑狅犺犪狀狀犲狊犫狌狉犵工艺 ＵＴＣ工艺 （图６２３ａ）是首先在南非开普敦大学开发的处理工艺并以此命名，其目的 是为了减小污水进入厌氧接触区时硝酸盐的影响。ＵＴＣ工艺与 Ａ２／Ｏ 工艺十分类似，但 有两处不同。回流活性污泥被循环至缺氧区而不是厌氧区，而且内循环是从缺氧区回流至 厌氧区。通过将活性污泥回流至缺氧区，进入厌氧区的硝酸盐含量减少，因而改善了厌氧 区磷的吸收。内循环为增加厌氧区对有机物的利用提供了保证。缺氧区的混合液含有大量 溶解性 ＢＯＤ 但没有硝酸盐，缺氧区混合液的循环为厌氧区的发酵吸收提供了最佳条件。 由于厌氧区混合液浓度很低，厌氧区停留时间一般为１～２ｈ。厌氧循环速率一般为进水流 量的２倍。 在改良型 ＵＴＣ工艺中 （图６２３ｂ），它是在 ＵＣＴ 工艺基础上增设一个缺氧池，回流 活性污泥直接进入缺氧反应器，不接纳内部循环硝酸盐。在这个反应器中硝酸盐浓度被降 ３０５

低，其内混合液被循环至厌氧反应器。在第一个缺氧反应器后是第二个缺氧反应器，接纳 来自曝气池的内部硝酸盐回流量，从而去除大量硝酸盐。该工艺可通过提高好氧池至第二 缺氧池混合液 回 流 比 来 提 高 系 统 脱 氮 率， 由 第 一 缺 氧 池 至 厌 氧 池 的 回 流 则 强 化 了 除 磷 效果。 图６２３　ＵＣＴ及改良型 ＵＣＴ除磷工艺 （ａ）ＵＣＴ工艺；（ｂ）改良型 ＵＣＴ工艺 ＵＴＣ工艺的设计运行参数为：犛犚犜＝１０～２５ｄ；犕犔犛犛＝３０００～４０００ｍｇ／Ｌ；厌氧区 犎犚犜＝１～２ｈ，缺氧区 犎犚犜＝２～４ｈ，好氧区 犎犚犜＝４～１２ｈ；ＲＡＳ占进水平均流量的 ８０％～１００％；缺氧和好氧内循环水量分别占进水流量的２００％～４００％和１００％～３００％。 此外，ＵＴＣ工艺或改良型 ＵＴＣ 工艺的另外一种变形工艺是源于南非约翰内斯堡的 Ｊｏｈａｎｎｅｓｂｕｒｇ工艺 （图６２４），其目的是为了减少流入厌氧区的硝酸盐含量，使低浓度污 水的生物除磷 效 率 达 到 最 大。 在 Ｊｏｈａｎｎｅｓｂｕｒｇ 工 艺 中， 回 流 活 性 污 泥 直 接 进 入 缺 氧 段， 这样在混合液进入厌氧区前有足够的停留时间减少其中的硝酸盐浓度。硝酸盐的减少是依 靠混合液的内源呼吸作用实现的，在缺氧区内的停留时间取决于混合液浓度、温度以及回 流污泥中的硝酸盐浓度。与 ＵＴＣ工艺相比，在厌氧区内可以维持较高的 ＭＬＳＳ浓度，停 留时间约为１ｈ。 ６３４　犞犐犘工艺 ＶＩＰ工 艺 （图 ６２５） 以 Ｖｉｒ ｇｉｎｉａＩｎｉｔｉａｔｉｖｅＰｌａｎｔ的 首 写 字 母 而命 名。除 了 回 流 方 式 不 同 外， 其 余 比 较 类 似 于 Ａ２／Ｏ 和 ＵＴＣ 工艺。在 ＶＩＰ工艺中，所 有 区 都 图６２４　Ｊｏｈａｎｎｅｓｂｕｒｇ工艺 为分段式，各段由至少两个完全 混合单元串联形成。回流污泥与 来自好氧段的硝化循环流一起进入缺氧区的首端，而缺氧区中的混合污泥被回流至 厌氧区的首端。ＶＩＰ工 艺 也 可 被 设 计 成 高 效 反 应 系 统，采 用 较 短 的 犛犚犜， 使 生 物 除 磷效率达到最大。 ３０６

图６２５　ＶＩＰ除磷工艺 ＶＩＰ工艺的设计运行参数为：犛犚犜＝５～１０ｄ，其中厌氧和缺氧区的犛犚犜 一般为１．５ ～３ｄ；犕犔犛犛＝２０００～４０００ｍｇ／Ｌ；厌氧区 犎犚犜＝１～２ｈ，缺氧区 犎犚犜＝１～２ｈ，好氧区 犎犚犜＝４～６ｈ；ＲＡＳ占进水平均流量的８０％～１００％；缺氧和厌氧内循环水量分别占进水 流量的１００％～２００％和１００％～３００％。 在 ＶＩＰ工艺中，厌氧段的硝酸盐负荷被降低，因而增加了除磷能力；污泥沉降性好； 需要比 ＵＴＣ更低的 ＢＯＤ／Ｐ比。然而，它的运行复杂，需要额外的循环系统，分段运行 需要更多的设备。 ６３５　生物转盘同步脱氮除磷工艺 生物转盘 （见第７．２．２）具有脱氮功能，也能够用于除磷。为此，须在其处理系统中 增建某些补充设备，图６２６所示即为具有脱氮、除磷功能的生物转盘工艺流程。 图６２６　具有脱氮除磷功能的生物转盘工艺流程 经预处理后的污水，在经前两级生物转盘处理后，ＢＯＤ 已得到一定的降解，在后两 级的转盘中，硝化反应逐渐强化，并形成亚硝酸氮和硝酸氮。其后增设淹没式转盘，使其 形成厌氧状态，在这里产生反硝化反应，使氮以气态形式逸出，以达到脱氮的目的。为了 补充厌氧反应所需的碳源，向淹没式转盘设备中投加甲醇，过剩的甲醇使 ＢＯＤ 值有所上 升，为了去除这部分的 ＢＯＤ值，在其后补设一座生物转盘。为了截留处理水中的脱落生 物膜，其后设二次沉淀池。在二次沉淀池的中央部位设混合反应室，投加的混凝剂在其中 进行反应，产生除磷效果，从二次沉淀池排放含磷污泥。 ６．４　污水的生物除磷辅以化学沉淀除磷技术 污水经过二级生化处理或采用生物除磷后，其总磷达不到排放或利用标准要求时，可 辅以化学沉淀除磷对水中的磷作进一步的去除。污水经过一级处理或者污泥处理过程中产 生的消化液或脱水液有除磷要求时，也可以采用化学沉淀除磷。 ６４１　污水的化学沉淀除磷原理 磷不同于氮，具有以固体形态和溶解形态互相循环转化的性能。从污水中进行化学沉 ３０７

淀除磷技术就是以磷的这种特性为基础而开发的。所谓的化学沉淀除磷，就是将污水中溶 解性的磷通过化学反应转化成为不溶性的固体沉淀物，进而从污水中分离出去。 将污水中的溶解性磷通过化学沉淀络合途径从水体中去除，目前经常应用的沉淀络合 剂是高价金属化合物，如铝盐、铁盐及石灰等 （表６６），在实际应用时需要根据具体情 况作出适当的选择。 化学沉淀除磷的沉淀络合剂 表６６ 类型 名称 分子式 状态 Ａｌ２ （ＳＯ４）３·１８Ｈ２Ｏ 固体 铝盐 硫酸铝 Ａｌ２ （ＳＯ４）３·１４Ｈ２Ｏ 液体 ｎＡｌ２ （ＳＯ４）３·ｘＨ２Ｏ＋ｍＦｅ２ （ＳＯ４）３·ｙＨ２Ｏ 固体 二价铁盐 氯化铝 液体 三价铁盐 聚合氯化铝 ＡｌＣｌ３ 液体 ＡｌＣｌ３＋ＦｅＣｌ３ 液体 熟石灰 硫酸亚铁 ［Ａｌ２ （ＯＨ）ｎＣｌ６－ｎ］ｍ 固体 氯化硫酸铁 ＦｅＳＯ４·７Ｈ２Ｏ 液体 液体 （约４０％） 氯化铁 ＦｅＳＯ４ 液体 （约４０％） 氢氧化钙 ＦｅＣｌＳＯ４ 约４０％的乳液 ＦｅＣｌ３ Ｃａ （ＯＨ）２ １． 铝盐除磷 铝离子与正磷酸根离子化合，形成难溶的磷酸铝，通过沉淀加以去除。 Ａｌ３＋ ＋ＰＯ４３－ →ＡｌＰＯ４ （６２５） 当使用硫酸铝作为混凝剂时，其产生的反应是： Ａｌ２（ＳＯ４）３＋２ＰＯ４３－ →２ＡｌＰＯ４＋３ＳＯ４２－ （６２６） 此外，硫酸铝还和污水中的碱度产生如下的反应。 Ａｌ２（ＳＯ４）３＋６ＨＣＯ３－ →２Ａｌ（ＯＨ）３＋６ＣＯ２＋３ＳＯ４２－ （６２７） 这样，由于硫酸铝对碱度的中和，ｐＨ 下降，游离出 ＣＯ２，形成氢氧化铝絮凝体。胶 体粒子为絮凝体吸附而去除，在这一过程中磷化合物也得到去除。 硫酸铝的投加量，按反应式 （６２５），根据污水中磷的浓度及对处理水中磷含量的要 求以及污水的特性确定。 除硫酸铝外，除磷使用的铝盐还有聚氯化铝 （ＰＡＣ）和铝酸钠 （ＮａＡｌＯ２）。聚氯化铝 与磷产生的反应与硫酸铝相同，但ｐＨ 不下降。 铝酸钠是硬水的优良混凝剂，它与正磷酸离子的反应如下式所示： ２ＮａＡｌＯ２＋２ＰＯ４３－ ＋４Ｈ２Ｏ→２ＡｌＰＯ４＋２ＮａＯＨ＋６ＯＨ－ （６２８） 由式 （６２８）可知，在反应过程中放出 ＯＨ－ ，因此ｐＨ 是上升的。 磷酸铝 ＡｌＰＯ４ 的溶解度与 ｐＨ 有关，当 ｐＨ 为６时，溶解度最小为０．０１ｍｇ／Ｌ；ｐＨ 为５时，为０．０３ｍｇ／Ｌ；ｐＨ 为７时，为０．３ｍｇ／Ｌ。 在化学法除磷技术中，以使用铝盐者居多，使用铝盐除磷，应注意下列各项： （１）混合液的ｐＨ 对除磷效果产生影响，但ｐＨ 如介于５～７之间，则不会产生影响， ３０８

勿需调整； （２）投加铝盐，按式 （６２７）进行反应，混合液碱度降低，ｐＨ 亦行降低，降低幅度 不足以影响反应的进程，但应注意排放水体对ｐＨ 的要求； （３）沉淀污泥回流，因污泥中含有氢氧化铝，能够与 ＰＯ４３－ 产生下列反应： Ａｌ（ＯＨ）３＋ＰＯ４３－ →ＡｌＰＯ４＋３ＯＨ－ （６２９） 因此能够提高磷的去除率和絮凝体的沉淀效果。 反应形成的絮凝体宜通过重力沉淀加以去除。沉淀池一般采用面积负荷进行计算，当 处理水中悬浮物含量要求在１０ｍｇ／Ｌ以下时，面积负荷取值２０ｍ３／（ｍ２·ｄ）以下；如处理 水中悬浮物含量要求在２０ｍｇ／Ｌ以下时，面积负荷则可取值在５０ｍ３／（ｍ２·ｄ）以下。 ２． 铁盐除磷 铁离子有二价与三价之分，三价铁离子与磷的反应和铝离子与磷的反应相似，生成物 主要是 ＦｅＰＯ４、Ｆｅ（ＯＨ）３。此外生成的产物还可能有 Ｆｅ３（ＰＯ４）２、Ｆｅｘ（ＯＨ）ｙ（ＰＯ４）３、Ｆｅ （ＯＨ）２、Ｆｅ（ＯＨ）３ 和 Ｆｅｘ（ＯＨ）ｙ（ＰＯ４）ｚ 等。 二价铁离子与磷的反应较三价铁离子的反应要复杂些。 为了比较彻底地从污水中去除铁和磷，就必须对二价铁离子和三价铁离子加以氧化， 因此需要充足的氧。 作为二价铁混凝剂的有氯化亚铁、硫酸亚铁；作为三价铁混凝剂的则有氯化铁和硫酸 铁。在铁的酸洗废水中含有氯化亚铁 （铁含量为９％）和硫酸亚铁 （铁含量６％～９％）。 这种废水可以作为混凝剂用于除磷。 当ｐＨ 为５时，ＦｅＰＯ４ 的最小溶解度为０．１ｍｇ／Ｌ。 ３． 石灰除磷 向含磷污水投加石灰，由于形成氢氧根离子，污水的ｐＨ 上升。与此同时，污水中的 磷与石灰中的钙产生反应。形成 ［Ｃａ５ （ＯＨ）（ＰＯ４）３］（羟磷灰石），其反应式如下： ５Ｃａ２＋ ＋４ＯＨ－ ＋３ＨＰＯ４２－ →Ｃａ５（ＯＨ）（ＰＯ４）３＋３Ｈ２Ｏ （６３０） 实践证明，处理水中的磷含量，随ｐＨ 上升而呈对数降低之势。 在与钙的沉淀反应中，磷可能形成的多元磷的络合沉淀物的形式还有 Ｃａ３（ＰＯ４）２、 Ｃａ１０（ＯＨ）２（ＰＯ４）６、ＣａＨＰＯ４ 以及副产物 ＣａＣＯ３ 等。 ６４２　化学沉淀除磷的影响因素 从根本上讲，化学沉淀除磷是典型的化学沉淀反应，因此影响方程 （６２５）～ （６ ３０）所列反应进行的任何因素都将最终影响到磷的去除效率。研究表明，影响化学沉淀法 除磷效率的最直接因素是水的ｐＨ，不同的沉淀剂所要求的ｐＨ 范围显著不同。例如，在 用石灰作为沉淀剂沉淀磷的工艺中，水的 ｐＨ 须达到１０ １１，而当选用三价铁盐或铝盐 时，ｐＨ 一般控制在６．５ ８．０之间。 例如，对石灰混凝沉淀除磷效果的影 响 因 素，主 要 有 ｐＨ、磷 的 形 态、 原 污 水 中 钙 的 浓度等。 ｐＨ 是影响除磷效果最大的因素，如欲使处理水中磷的含量在１ｍｇ／Ｌ 以下时，对二 级处理水，ｐＨ 应在９．５以上，对原污水则应在１１以上。 磷的形态以正磷酸盐与聚磷酸盐两种形式为主。聚磷酸盐的去除率低于正磷酸盐。在 聚磷酸盐中，去除易难程度的顺序是：焦磷酸盐、三聚磷酸盐、偏磷酸盐，后者较难。如 ３０９

聚磷酸盐与正磷酸盐共存，则聚磷酸盐的去除效果将同正磷酸盐。 原污水中钙的浓度对磷的去除效果有影响。当ｐＨ 为１０．５，待处理水中的钙含量在 ４０ｍｇ／Ｌ以上时，处理后水中磷的含量将在０．２５ｍｇ／Ｌ以下。 ６４３　化学沉淀除磷的工艺流程 以石灰混凝沉淀除磷为例，其处理工艺流程如图６２７所示。 石灰混凝沉淀除磷处理工艺的过程，可分为３个阶段，即石灰混凝沉淀、再碳酸化和石灰 污泥的处理与石灰再生。当需要除氨时，在混凝沉淀与再碳酸化之间，还应设脱氨气装置。 图６２７　石灰混凝沉淀除磷处理系统 （ａ）一级石灰混凝沉淀；（ｂ）二级石灰混凝沉淀；（ｃ）石灰污泥处理石灰再生 石灰混凝沉淀处理流程由快速搅拌池、缓速搅拌池和沉淀池等３个单元组成。污水 中的磷、悬浮物及有机物为由钙所形成的絮凝体所吸附，并通过絮凝体的沉淀而得以去 除。如使污泥回流，能够提高除磷的效果。 再碳酸化是向ｐＨ 高的混凝沉淀上澄液吹入 ＣＯ２ 气体，使ｐＨ 中和，产生下列反应： Ｃａ２＋ ＋２ＯＨ－ ＋ＣＯ２ →ＣａＣＯ３＋Ｈ２Ｏ （６３１） ＯＨ－ ＋ＣＯ２ →ＨＣＯ３－ （６３２） ３１０

再碳酸化有一级处理和二级处理２种方式。一级处理是使石灰混凝沉淀水的ｐＨ 直接 达到中性附近，而二级处理是首先使ｐＨ 降到９．５～１０，在一级处理不进行回收，二级处 理使ｐＨ 降到中性附近，再行回收碳酸钙。 对在石灰沉淀池和二级处理方式的碳酸钙沉淀池产生的沉渣，进行浓缩脱水，用离心 机作为脱水装置，回收纯度较高的 ＣａＣＯ３ 沉渣，对其用 ８００℃ 的高温加热，产生下列 反应： ＣａＣＯ３ →ＣａＯ＋ＣＯ２↑ （６３３） 石灰混凝 沉 淀 除 磷 处 理 工 艺，以 熟 石 灰 （Ｃａ（ＯＨ）２）作 为 混 凝 剂 效 果 优 于 生 石 灰 （ＣａＯ），因此，由上式所得的生石灰应加水使其形成熟石灰，即： ＣａＯ＋Ｈ２Ｏ →Ｃａ（ＯＨ）２ （６３４） 石灰混凝沉淀除磷工艺比较复杂，产生的石灰污泥需要进一步处理，回收再生石灰， 否则可能造成二次污染。 ６４４　化学沉淀除磷的药剂投加方案 在典型的污水处理系统的工艺流程中，有多种可能的方案引入化学法除磷工艺。 根据药剂投加的位置，投加方案主要包括以下几种：①在污水进入一沉池前投加除磷 化学试剂；②在一沉池出水中投加除磷化学试剂；③在生物处理池出水中投加除磷化学试 剂；④在二沉池出水中投加除磷化学试剂；⑤同时在多点投加除磷化学试剂。 具体来讲，化学沉淀除磷工艺可划分为前置除磷、同步除磷和后置除磷。 １． 前置化学沉淀除磷 前置化学沉淀除磷，是将化学药剂投加在沉砂池，或初沉池的进水渠（管），或文丘里 渠（利用涡流）中，一般需要设置产生涡流的装置或者供给能量以满足混合的需要。相应产 生的沉淀产物在初沉池中通过沉淀被分离。如果后续的生化处理段采用的是生物滤池，一 般不采用铁盐药剂，以防止生成黄锈对填料产生危害。 前置化学沉淀除磷工艺由于仅在现有工艺前端增加化学除磷措施，比较适合于现有污 水处理厂的改建。通过这一工艺不仅可以实现除磷，而且可以减少后续生物处理设施的负 荷。常用的化学药剂主要是石灰和金属盐药剂。 控制前置化学沉淀除磷的剩余磷酸盐的含量为１．５ ２．５ｍｇ／Ｌ，可以完全能满足后续 生物处理对磷的需要。 ２． 同步化学沉淀除磷 同步化学沉淀除磷是目前使用最广泛的化学除磷工艺，在国外约占所有化学除磷工艺 的５０％。该工艺是将化学药剂投加在曝气池出水或二沉池进水中，个别情况也有将药剂 投加在曝气池进水或回流污泥渠（管）中。目前已确定，对于活性污泥法工艺和生物转盘工 艺可采用同步化学除磷方法。 ３． 后置化学沉淀除磷 后置化学沉淀除磷是将沉淀、絮凝以及被絮凝物质的分离在一个与生物处理单元相分 离的设施中进行，因此也称之为二段法工艺。一般将化学药剂投加到二沉池后的一个混合 池中，并在其后设置絮凝池和沉淀池（或气浮池）。 对于要求不严的受纳水体，在后置除磷工艺中可采用石灰乳液药剂，但必须对出水 ｐＨ 加以控制，如可采用 ＣＯ２ 进行中和。 ３１１

采用气浮池可以比沉淀池更好地去除悬浮物和总磷，但因为需要恒定供应空气因而运 行费用较高。 前置、同步和后置化学沉淀除磷三种工艺的优缺点见表６７，在实际应用时应根据具 体情况作出选择。 各种化学沉淀除磷药剂投加方案的比较 表６７ 工艺类型 优点 缺点 前置除磷工艺 （１）能降低 生 物 处 理 构 筑 物 负 荷， 平 衡 负 （１）总污泥产量增加； 荷的波动变化，从而降低能耗； （２）因底物分解过多可能影响反硝化反应； （３）对改善污泥容积指数不利 （２）与同步 除 磷 相 比， 活 性 污 泥 中 有 机 成 分不会增加； （３）现有污水厂易于实施改造 （１）采用同步除磷工艺会增加污泥产量； （１）通过污泥回流可以充分利用除磷药剂； （２）采用酸性金属盐药剂会使ｐＨ 下降到最佳范围 （２）如果将药剂投加到曝气池中，可采用 以下，对硝化反应不利； 同步除磷工艺 价格较便宜的二价铁盐药剂； （３）硝酸盐 污 泥 和 剩 余 污 泥 混 合 在 一 起， 回 收 磷 （３）金属 盐 药 剂 会 使 活 性 污 泥 重 量 增加， 酸盐较为困难，此 外 在 厌 氧 状 态 下 污 泥 中 磷 会 再 从而可以避免污泥膨胀； 释放； （４）同步除磷设施的工程量较小 （４）回流泵 会 破 坏 絮 体， 但 可 通 过 投 加 高 分 子 絮 凝助凝剂减轻这种危害 （１）硝酸盐的沉淀与生物处理过程相分离， 后置除磷工艺 互不影响； （１）后置除磷工艺所需投资大、运行费用高； （２）药 剂 投 加 可 以 按 磷 负 荷 的 变 化 进 行 （２）当新建 污 水 处 理 厂 时， 采 用 后 置 除 磷 工 艺 可 以减小生物处理二沉池的尺寸 控制； （３）产生的 磷 酸 盐 污 泥 可 以 单 独 排 放， 并 可以加以利用 在化学法除磷过程中，磷是以金属沉淀物的形式从水体中去除的，因此化学法除磷的 同时势必增加了系统内污泥的总产量。据估计，在加入铁或铝盐后，若将设有二沉池的活 性污泥法的出水中的总磷降到１ｍｇ／Ｌ，这时所产生的污泥总质量和体积分别增加了２６％ 和３５％。再者，污泥的产量将随出水总磷浓度的降低而显著增加，例如在用铝盐作为沉 淀剂时，出水总磷浓度为０．２ｍｇ／Ｌ时的污泥产率为出水总磷浓度为１．９ｍｇ／Ｌ时污泥产率 的３倍。 ３１２

第７章　污水的生物膜处理法 污水的生物膜处理法是与活性污泥法并列的一种污水好氧生物处理技术。这种处理法 的实质是使细菌和菌类相关的微生物和原生动物、后生动物一类的微型动物附着在滤料或 某些载体上生长繁育，并在其上形成膜状生物污泥———生物膜。污水与生物膜接触，污水 中的有机污染物，作为营养物质，为生物膜上的微生物所摄取，污水得到净化，微生物自 身也得到繁衍增殖。污水的生物膜处理法既是古老的，又是发展中的污水生物处理技术。 迄今为止，属于生物膜处理法的工艺主要有生物滤池 （普通生物滤池、高负荷生物滤池、 塔式生物滤池）、生物转盘、生物接触氧化设备、生物流化床、曝气生物滤池 （ＢＡＦ）及 派生工艺、移动床生物膜反应器 （ＭＢＢＲ）等。 ７．１　生物膜处理法的基本原理与主要特征 根据生物膜处理工艺系统内微生物附着生长载体的状态，生物膜工艺可以划分为固定 床和流动床两大类。在固定床中，附着生长载体固定不动，在反应器内的相对位置基本不 变；而在流动床中，附着生长载体不固定，在反应器内处于连续流动的状态。基于操作时 是否有氧气的参与，各生物膜工艺或者处于好氧状态，或者处于缺氧和厌氧状态。 ７１１　生物膜法对有机底物的降解过程 污水与滤料或某种载体流动接触，在经过一段时间后，后者的表面将会为一种膜状污 泥———生物膜所 覆 盖。随 后 生 物 膜 逐 渐 发 展成熟，其 标 志 是： 生 物 膜 沿 水 流 方 向 的 分布，在 其 上 由 细 菌 及 各 种 微 生 物 组 成 的 生态系统以及其对有机物的降解功能都达 到了平 衡 和 稳 定 的 状 态。 从 开 始 形 成 到 成 熟，生物 膜 要 经 历 潜 伏 和 生 长 两 个 阶 段， 一 般 的 城 市 污 水， 在 ２０℃ 左 右 的 条 件 下 大 致需要３０ｄ左右的时间。 生物 膜 是 高 度 亲 水 的 物 质， 在 污 水 不 断在其 表 面 更 新 的 条 件 下， 在 其 外 侧 总 是 存在着 一 层 附 着 水 层。 生 物 膜 又 是 微 生 物 高度密 集 的 物 质， 在 膜 的 表 面 和 一 定 深 度 的内部生长繁殖着大量的各种类型的微生 物和 微 型 动 物， 并 形 成 有 机 污 染 物—细 菌 —原生动物 （后生动物）的食物链。 生物膜 在 其 形 成 与 成 熟 后，由 于 微 生 图７１　附着在生物滤池滤料上的生物膜的构造 ３１３

物不断增殖，生物膜的厚度不断增加，在增厚到一定程度后，在氧不能透入的里侧深部转 变为厌氧状态，形成厌氧性膜。这样，生物膜便由好氧和厌氧两层组成。好氧生物膜层厚 度一般为２ｍｍ 左右，有机物的降解主要是在好氧层内进行。 附着在生物滤池滤料上的生物膜的构造如图７１所示。在生物膜内、外，生物膜与水 层之间进行着多种物质的传递过程。空气中的氧溶解于流动水层中，从那里通过附着水层 传递给生物膜，供微生物用于呼吸；污水中的有机污染物则由流动水层传递给附着水层， 然后进入生物膜，并通过细菌的代谢活动而被降解，这样就使污水在其流动过程中逐步得 到净化。微生物的代谢产物如 Ｈ２Ｏ 等则通过附着水层进入流动水层，并随其排走，而 ＣＯ２ 及厌氧层分解产物如 Ｈ２Ｓ、ＮＨ３ 以及 ＣＨ４ 等气态代谢产物则溶解于水中或从水层逸 出进入空气中。 当厌氧层还不厚时，它与好氧层保持着一定的平衡与稳定关系。好氧层能够维持正常 的净化功能，但当厌氧层逐渐加厚并达到一定的程度后，其代谢产物也逐渐增多。这些产 物向外侧逸出，必然要透过好氧层，使好氧层的生态系统的稳定状态遭到破坏，从而失去 了这两种膜层之间的平衡关系；又因气态代谢产物的不断逸出，减弱了生物膜在载体、填 料上的固着力，处于这种状态的生物膜即为老化生物膜。老化生物膜净化功能较差且易于 脱落。生物膜脱落后生成新的生物膜，新生生物膜需在经过一段时间后才能充分发挥其净 化功能。生物膜在运行过程中比较理想的情况是：减缓生物膜的老化进程，不使厌氧层过 分增长，加快好氧膜的更新，而且尽量使生物膜不集中脱落。 ７１２　生物膜处理法的主要特征 １． 微生物相特征 （１）参与净化反应微生物多样化 生物膜处理法的各种工艺，都具有适于微生物生长栖息、繁衍的安静稳定环境，生物 膜上的微生物勿需像活性污泥那样承受强烈的搅拌冲击，宜于生长增殖。生物膜固着在滤 料或填料上，其生物固体平均停留时间 （污泥龄）较长，因此在生物膜上能够生长世代时 间较长、比增殖速度很小的微生物，如硝化菌等。在生物膜上还可能大量出现丝状菌，而 且没有污泥膨胀之虞。线虫类、轮虫类以及寡毛虫类的微型动物出现的频率也较高。 在日光照射到的部位能够出现藻类，在生物滤池上，可能还会出现像苍蝇 （滤池蝇） 这样的昆虫类生物。 综上所述，在生物膜上生长繁育的生物、类型广泛，种属繁多，食物链长且较为复杂。 表７１所列举的是在生物膜和活性污泥上出现的微生物在类型、种属和数量上的比较。 生物膜和活性污泥上出现的微生物在类型、种属和数量上的比较 表７１ 微生物种类 活性污泥法 生物膜法 微生物种类 活性污泥法 生物膜法 细菌 ＋＋＋＋ ＋＋＋＋ 其他纤毛虫 ＋＋ ＋＋＋ 真菌 ＋＋ ＋ ＋＋＋ 藻类 － ＋＋＋ 轮虫 ＋ ＋＋ ＋＋ ＋＋ 线虫 － ＋＋ 鞭毛虫 ＋＋ 寡毛类 － ＋ 肉足虫 ＋＋＋＋ ＋＋＋ 其他后生动物 － ＋＋ 纤毛虫绿毛虫 ＋ ＋＋＋ 昆虫类 纤毛虫吸管虫 ＋＋＋＋ ＋ ３１４

（２）生物的食物链长 在生物膜上生长繁育的生物中，动物性营养一类生物所占比例较大，微型动物的存活 率亦高。这就是说，在生物膜上能够栖息高次营养水平的生物，在捕食性纤毛虫、轮虫 类、线虫类之上还栖息着寡毛类和昆虫，因此，在生物膜上形成的食物链要长于活性污泥 上的食物链。 正 是 这 个 原 因， 在 生 物 膜 处 理 系 统 内 产 生 的 污 泥 量 也 少 于 活 性 污 泥 处 理 系统。 污泥产量低，是生物膜处理法各种工艺的共同特征，并已为大量的实际数据所证实： 一般说来，生物膜处理法产生的污泥量较活性污泥处理系统少１／４左右。 （３）能够存活世代时间较长的微生物 硝化菌和亚硝化菌的世代时间都比较长，比增殖速度较小，如亚硝化单胞菌属 （犖犻 狋狉狅狊狅犿狅狀犪狊）、硝化杆菌属 （犖犻狋狉狅犫犪犮狋犲狉）的比增殖速度分别为０．２１ｄ－１和１．１２ｄ－１。在一 般生物固体平均停留时间较短的活性污泥法处理系统中，这类细菌是难以存活的。在生物 膜处理法中，生物污泥的生物固体平均停留时间与污水的停留时间无关。因此，硝化菌和 亚硝化菌也得以繁衍、增殖。因此，生物膜处理法的各项处理工艺都具有一定的硝化功 能，采取适当的运行方式，还可能具有反硝化脱氮的功能。 （４）分段运行与优占种属 生物膜处理法多分段进行，在正常运行的条件下，每段都繁衍与进入本段污水水质相 适应的微生物，并形成优占种属，这种现象非常有利于微生物新陈代谢功能的充分发挥和 有机污染物的降解。 ２． 处理工艺方面的特征 （１）对水质、水量变动有较强的适应性 生物膜处理法的各种工艺，对流入污水水质、水量的变化都具有较强的适应性。这种 现象已为多数运行的实际污水处理设施所证实，即或有一段时间中断进水，对生物膜的净 化功能也不会造成致命的影响，通水后能够较快地得到恢复。 （２）污泥沉降性能良好，宜于固液分离 由生物膜上脱落下来的生物污泥所含动物成分较多，比重较大，而且污泥颗粒个 体较大，故污泥的沉降性能良好，宜于固液分离。但是，如果生物膜内部形成的厌 氧层过厚，在其脱落后将有大量的非活性的细小悬浮物分散于水中，使处理水的澄 清度降低。 （３）能够处理低浓度的污水 活性污泥法处理系统，不适宜处理低浓度的污水，如原污水的 ＢＯＤ 值长期低于５０～ ６０ｍｇ／Ｌ，将影响活性污泥絮凝体的形成和增长，净化功能降低，处理水水质低下。但是， 生物膜处理法对低浓度污水，也能够取得较好的处理效果，运行正常的处理设施可使原污 水２０～３０ｍｇ／Ｌ的 ＢＯＤ５ 降低至７～１０ｍｇ／Ｌ。 （４）易于维护运行、节能 与活性污泥处理系统相较，生物膜处理法中的各种工艺都是比较易于维护管理的，而 且像生物滤池、生物转盘等工艺，在运行过程中动力费用较低，能够节省能源，去除单位 重量 ＢＯＤ的耗电量较少。 ３１５

７．２　生物膜处理法的传统工艺 ７２１　生物滤池 生物滤池是以土壤自净原理为依据，在污水灌溉的实践基础上，经较原始的间歇砂滤 池和接触滤池而发展起来的人工生物处理技术，已有百余年的发展史。 污水长时间以滴状喷洒在块状滤料层的表面上，在污水流经的表面上就会形成生物 膜，待生物膜成熟后，栖息在生物膜上的微生物即摄取流经污水中的有机物作为营养，从 而使污水得到净化。 进入生物滤池的污水，必须通过预处理，去除原污水中的悬浮物等能够堵塞滤料的污 染物，并使水质均化。处理城市污水的生物滤池，须设初次沉淀池。 滤料上的生物膜，不断脱落更新，脱落的生物膜随处理水流出。因此，生物滤池后也 应设沉淀池 （二次沉淀池）予以截留。 早期出现的生物滤池，负荷低，水量负荷只达１～４ｍ３／ （ｍ２·ｄ），ＢＯＤ 负荷也仅为 ０．１～０．４ｋｇ／ （ｍ３ 滤料·ｄ）。其优点是净化效果好，ＢＯＤ 去除率可达９０％～９５％。主要 的缺点是占地面积大，且易于堵塞，在使用上受到限制。 为了在一定程度上解决生物滤池占地大、易于堵塞等问题，可在运行方面采取以下措 施，即将水量负荷提高到５～４０ｍ３／ （ｍ２ 滤池·ｄ），也就是１０倍以上，ＢＯＤ 负荷也提高 到０．５～２．５ｋｇ／ （ｍ３ 滤料·ｄ）。条件是将进水 ＢＯＤ 浓度限制在２００ｍｇ／Ｌ 以下，为此采 取处理水回流措施，降低进水浓度，加大水量，使滤料不断受到冲刷，生物膜连续脱落， 不断更新。 提高负荷后的生物滤池称为高负荷生物滤池，与此相对，前者称为普通生物滤池。 ２０世纪５０年代，在原民主德国有人按化学工业中的填料塔方式，建造了直径与高度 比为１∶６～１∶８，高度达８～２４ｍ 的塔式生物滤池，通风畅行，净化功能良好。这种滤池 的问世，使占地大的问题，进一步得到解决。由于塑料工业的发展，开始使用由塑料制备 的列管式或蜂窝式轻质滤料，促进了生物滤池的发展。 生物滤池也可以有效地用于工业废水处理，其预处理技术则不局限于沉淀池，视原废 水水质而定。 综合以上情况，生物滤池在发展过程中经历了几个阶段，从低负荷发展为高负荷，突 破了传统采用的滤料层高度，扩大了应用范围。 １． 普通生物滤池 普通生物滤池，又名滴滤池，是生物滤池早期出现的类型，即第一代的生物滤池。 普通生物滤池由池体、滤料、布水装置和排水系统等四部分组成。 普通生物滤池池体在平面上多呈方形或矩形。四周筑墙称之为池壁，池壁具有围护滤 料的作用，应当能够承受滤料压力，一般多用砖石筑造。为了防止风力对池表面均匀布水 的影响，池壁一般应高出滤料表面０．５～０．９ｍ。池体的底部为池底，它的作用是支撑滤料 和排除处理后的污水。 滤料是生物滤池的主体，它对生物滤池的净化功能有直接影响。 普通生物滤池一般多采用实心拳状滤料，如碎石、卵石、炉渣和焦炭等。一般分工作 ３１６

层和承托层两层充填，总厚度约为１．５～２．０ｍ。工作层厚１．３～１．８ｍ，粒径介于 ２５～ ４０ｍｍ；承托层厚０．２ｍ，滤料粒径介于７０～１００ｍｍ。 生物滤池布水装置的首要任务是向滤池表面均匀地洒布污水。此外，还应具有适应水 量变化、不易堵塞和易于清通以及不受风、雪影响等特征。普通生物滤池传统的布水装置 是固定喷嘴式布水装置系统。 生物滤池的排水系统设于池的底部，它的作用有二：一是排除处理后的污水；二为保 证滤池的良好通风。排水系统包括渗水装置、汇水沟和总排水沟等。底部空间的高度不应 小于０．６ｍ。 普通生物滤池的设计与计算一般分为两部分进行。其一是滤料的选定，滤料容积的计 算以及滤池各部位如池壁、排水系统的设计；其二则是布水装置系统的计算与设计。 普通生物滤池的滤料容积一般按负荷率进行计算。有两种负荷率，一是 ＢＯＤ５ 容积负 荷率；二是水力负荷率。 ＢＯＤ５ 容积负荷率：在保证处理水达到要求质量的前提下，１ｍ３ 滤料在ｌｄ内所能接受 的 ＢＯＤ５ 量，其单位为ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤料·ｄ）。 水力负荷率：在保证处理水达到要求质量的前提下，１ｍ３ 滤料或１ｍ２ 滤池表面在ｌｄ 内所能够接受的污水水量 （ｍ３），其单位为 ｍ３／ （ｍ３ 滤料·ｄ）或 ｍ３／ （ｍ２ 滤池表面· ｄ）。 当处理对象为生活污水或以生活污水为主体的城市污水时，ＢＯＤ５ 容积负荷率可按表 ７２所列数据选用。 普通生物滤池 犅犗犇容积负荷 表７２ 年平均气温 （℃） ＢＯＤ容积负荷 （ｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）） 年平均气温 （℃） ＢＯＤ容积负荷 （ｇＢＯＤ５／ （ｍ３·ｄ）） ３～６ １００ ＞１０ ２００ ６．１～１０ １７０ 注：１． 本表所列负荷率适用于处理生活污水或以生活污水为主体的城市污水的普通生物滤池。 ２． 当处理工业废水含量较多的城市污水时，应考虑工业废水所造成的影响；适当降低上表所列举的负荷 率值。 ３． 若冬季污水温度不低于６℃，则上表所列负荷率值应乘以犜／１０ （犜 为污水在冬季的平均温度）。 处理生活污水或以生活污水为主体的城市污水时，水力负荷值可取１～３ｍ３／ （ｍ２· ｄ）。ＢＯＤ容积负荷为０．１５～０．３０ｋｇ／ （ｍ３·ｄ）。 普通生物滤池一般适用于处理每日污水量不高于１０００ｍ３ 的小城镇污水或有机性工业 废水。其主要优点是：①处理效果良好，ＢＯＤ５ 的去除率可达９５％以上；②运行稳定、易 于管理、节省能源。主要缺点是：①占地面积大、不适于处理量大的污水；②滤料易于堵 塞，当预处理不够充分、或生物膜季节性大规模脱落时，都可能使滤料堵塞；③产生滤池 蝇，恶化环境卫生，滤池蝇是一种体型小于家蝇的苍蝇，它的产卵、幼虫、成蛹、成虫等 生殖过程都在滤池内进行，它的飞行能力较弱，只在滤池周围飞行；④喷嘴喷洒污水，散 发臭味。正是因为普通生物滤池具有以上这几项的实际缺点，它在应用上受到不利影响， 近年来已很少新建了。 ２． 高负荷生物滤池 （１）高负荷生物滤池的特征 ３１７

高负荷生物滤池是生物滤池的第二代工艺，它是在解决、改善普通生物滤池在净化功 能和运行中存在的实际弊端的基础上而开创的。 首先，高负荷生物滤池大幅度地提高了滤池的负荷率，其 ＢＯＤ 容积负荷率高于普通 生物滤池６～８倍，水力负荷率则高达１０倍。高负荷生物滤池的高滤率是通过限制进水 ＢＯＤ５ 值和在运行上采取处理水回流等技术措施而达到的。 进入高负荷生物滤池的 ＢＯＤ５ 值必须低于２００ｍｇ／Ｌ，否则用处理水回流加以稀释。 处理水回流可以产生以下各项效应： ①均化与稳定进水水质；②加大水力负荷，及时地冲刷过厚和老化的生物膜，加速生 物膜更新，抑制厌氧层发育，使生物膜经常保持较高的活性；③抑制滤池蝇的过度滋长； ④减轻散发的臭味。 回流水量 （犙Ｒ）与原污水量 （犙）之比称为回流比，用犚 表示： 犚 ＝ 犙Ｒ （７１） 犙 喷洒在滤池表面上的总水量 （犙Ｔ）为： （７２） 犙Ｔ ＝犙＋犙Ｒ 总水量 （犙Ｔ）与原污水量 （犙）之比称为循环比，用 Ｆ表示： 犉 ＝ 犙Ｔ ＝１＋犚 （７３） 犙 采取处理水回流 措 施，原 污 水 的 ＢＯＤ 值 （或 ＣＯＤ 值）被 稀 释，进 入 滤 池 污 水 的 ＢＯＤ 浓度根据下列关系式计算： 犛ａ ＝ 犛０ ＋犚犛ｅ （７４） １＋犚 式中　犛ａ ———向滤池喷洒污水的 ＢＯＤ值，ｍｇ／Ｌ； 犛０ ———原污水的 ＢＯＤ值，ｍｇ／Ｌ； 犛ｅ ———滤池处理水的 ＢＯＤ值，ｍｇ／Ｌ； 犚———回流比。 表７３所列举的是艾肯费尔德对回流比提出的建议值。 高负荷生物滤池的回流比值 （艾肯费尔德建议值） 表７３ 污水的 ＢＯＤ５ 值 高负荷生物滤池的回流比值 二级 （ｍｇ／Ｌ） 一段 各段 ＜１５０ １５０～３００ ０．７５～１．０ ０．５ ３００～４５０ １．５～２．０ １．０ ４５０～６００ ２．２５～３．０ １．５ ６００～７００ ３．０～４．０ ２．０ ７５０～９００ ３．７５～５．０ ２．５ ４．５～６．０ ３．０ 采取处理水回流措施，可使高负荷生物滤池具有多种多样的流程系统。 （２）高负荷生物滤池的构造特点 在构造上，高负荷生物滤池与普通生物滤池基本相同，但也有不同之处，其中主要有 ３１８

下列各项。 １）高负荷 生 物 滤 池 在 表 面 上 多 为 圆 形。 如 使 用 粒 状 滤 料， 其 粒 径 也 较 大， 一 般 为 ４０～１００ｍｍ，孔隙率较高。滤料层高一般为２．０ｍ，滤料粒径和相应的层厚度为： 工作层：层厚１．８０ｍ，滤料粒径４０～７０ｍｍ； 承托层：层厚０．２ｍ，粒径７０～１００ｍｍ。 当滤层厚度超过２．０ｍ 时，一般应采用人工通风措施。 现对高负荷生物滤池也已广泛使用由聚氯乙烯、聚苯乙烯和聚酞胺等材料制成的呈波 形板状、列管状和蜂窝状等人工滤料。这种滤料 质 轻、高 强、耐 蚀，１ｍ３ 滤 料 重 量 约 ４３ｋｇ左右，表面积可达２００ｍ２，孔隙率可高达９５％ （表７４）。 塑料滤料各项特征及参数 （国外推荐资料） 表７４ 形状 种类 特性和排列 比表面积 （ｍ２／ｍ３） 孔隙率 （％） 波纹 塑料薄板制成 ８５① ９８ １ｍ×１ｍ×０．６ｍ １８７ ９４ 管式 ２２０ ９４ 蜂窝 聚苯乙烯薄片 ８２ ９４ 做成紧密装填 １ｍ×１ｍ×０．５５ｍ 塑料管状连续， 长度方向 与水平成直角排列 聚苯乙烯薄片 １ｍ×１ｍ×０．５５ｍ ① Ｆｌｏｃｏｒ填料，国内计算比表面积为１１０ｍ２／ｍ３。 ２）高负荷生物滤池多使用旋转式的布水装置，即旋转布水器 （参见图７２）。 污水以一定的压力流入位于池中央处的固定竖管，再流入布水横管，横管有２根或４ 根，横管中轴距滤池池面０．１５～０．２５ｍ，横管绕竖管旋转。在横管的同一侧开有一系列间 距不等的孔口，中心较疏，周边较密，须经计算确定。污水从孔口喷出，产生反作用力， 从而使横管按与喷水相反的方向旋转。 横管与固定竖管连接处是旋转布水器的重要部位，既应保证污水从竖管通畅地流入横 管，又应使横管在水流反作用力的作用下，顺利地进行旋转，而且应当封闭良好，污水不 外溢。 这种布水装置所需水头较小，一般介于０．２５～０．８ｍ 之间，也可以使用电力驱动。 （３）高负荷生物滤池的需氧与供氧 １）生物膜量 生物滤池滤料表面生成的生物膜污泥，相当于活性污泥法曝气池中的活性污泥。单位 容积滤料的 生 物 膜 重 量， 相 当 于 曝 气 池 内 混 合 液 浓 度， 能 够 用 以 表 示 生 物 滤 池 内 的 生 物量。 生物膜污泥量，是难于精确计算的，除了原污水的水质、负荷率等因素能够影响生物 ３１９

图７２　采用旋转布水器的高负荷生物滤池平面与剖面示意图 膜污泥的数量外，活性生物膜 （生物膜好氧层）厚度的不同和其沿滤池深度分布的不同， 也给生物膜污泥数量的计算造成困难。生物膜污泥量的数据，应通过实测取得，沿滤池的 深度，按池上、下层分别测定，取其平均值作为设计、运行数据。 生物膜好氧层的厚度，一般认为是在２ｍｍ 左右，含水率按９８％考虑。 据霍伊克勒基安 （Ｈｅｕｋｅｌｅｋｉａｎ）的实测，处理城市污水的普通生物滤池的生物膜污 泥量是４．５～７．０ｋｇ／ｍ３，高负荷生物滤池则为３．５～６．５ｋｇ／ｍ３。 粒状滤料的生物膜污泥量的计算方式如下： 如滤料的粒径以５ｃｍ 计，球形率Φ＝０．７８，则１ｍ３ 滤料的表面积将约为８０ｍ２，如生 物膜厚为２ｍｍ，含水率以９８％计，则经过计算，１ｍ３ 滤料上的活性生物膜最为３．２ｋｇ／ ｍ３。在滤池的下层，生物膜的厚度如以０．５ｍｍ 计，则按以上计算，则１ｍ３ 滤料上的生物 膜量为０．８ｋｇ／ｍ３。 塑料滤料的生物膜污泥量，则可根据生产厂家提供的滤料比表面积和滤料表面上覆盖 生物膜的厚度以及有关数据进行计算。 ２）生物滤池的需氧量 生物滤池单位容积滤料的需氧量按下列公式求定： 犗２ ＝犪′犅犗犇ｒ＋犫′犘［ｋｇ／（ｍ３ 滤料·ｄ）］ （７５） 式中　犪′ ———１ｋｇＢＯＤ５ 完全降解所需要的氧量，ｋｇ，对城市污水，此值在１．４６左右； ３２０

犅犗犇ｒ ———在生物滤池中去除的 ＢＯＤ５ 值； 犫′ ———单位重量活性生物膜的需氧量，此值大致是０．１８ｋｇ／ｋｇ活性生物膜； 犘———１ｍ３ 滤料上覆盖着的活性生物膜量，ｋｇ／ｍ３ 滤料。 例如，１ｍ３ 滤料的 ＢＯＤ负荷率为１．２ｋｇ／ｄ，ＢＯＤ去除率为９０％，１ｍ３ 滤料上的活性 生物膜量平均值为 （３．２＋０．８）÷２＝２ｋｇ／ｍ３。将上述各值带入式 （７５），则得犗２ ＝１．４６ × （１．２×０．９）＋０．１８×２＝１．９４ｋｇ／ （ｍ３ 滤料·ｄ） ３）生物滤池的供氧 影响生物滤池通风状况的因素很多，主要有滤池内外温差、风力、滤料类型及污水的 布水量等，其中特别是第一项，能够决定空气在滤池内的流速、流向等。滤池内部的温度 大致与水温相等，在夏季，滤池内温度低于池外温度，空气下向，冬季则相反。 滤池的内、外温差与空气流速的关系，可用下列经验关系式决定： 狏 ＝０．０７５×Δ犜 －０．１５ （７６） 式中　狏———空气流速，ｍ／ｍｉｎ； Δ犜———滤池内、外温差，℃。 由上式可见，当 Δ犜＝２℃时，狏＝０，空气流通停止。在一般情况下，Δ犜 值为６℃， 按上式计算，则空气流通速度为狏＝０．３ｍ／ｍｉｎ＝４３２ｍ／ｄ。即１ｍ３ 滤料每天通过的空气量 为４３２ｍ３，１ｍ３ 空气中氧气的含量为０．２８ｋｇ，则向生物膜提供的氧量约为１２０．９６ｋｇ，氧 气的利用率以５％考虑，则实际上能够利用的氧量为６．０４８ｋｇ，当 ＢＯＤ 负荷率为１．２ｋｇ／ （ｍ３ 滤料·ｄ）时，氧是充足的。 由此可以得出结 论， 运 行 正 常、 通 风 良 好 的 生 物 滤 池， 在 供 氧 方 面 是 不 应 存 在 问 题的。 （４）高负荷生物滤池的工艺计算与设计 高负荷生物滤池的工艺计算与设计分为两部分，一是滤池池体的计算与设计；二是旋 转布水器的计算与设计。这里仅就前者加以介绍。 滤池池体的工艺计算与设计的实质性内容，是确定滤料容积，决定滤池深度和计算滤 池表面面积。 滤池池体的工艺计算有多种方法，这里仅就使用较为广泛的负荷率法加以阐述。 滤池池体的负荷率计算法，按日平均污水量进行计算。进入的污水，其 ＢＯＤ５ 必须低 于２００ｍｇ／Ｌ，否则应采取处理水回流措施。回流比通过计算确定。 对高负荷生物滤池池体的工艺计算，常用的负荷率有： ＢＯＤ容积负荷率：每立方米滤料在每日内所能接受的 ＢＯＤ５ 值，以 ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤 料·ｄ）计，此值一般不宜高于１２００ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤料·ｄ）； ＢＯＤ面积负 荷 率：每 平 方 米 滤 池 表 面 在 每 日 所 能 够 接 受 的 ＢＯＤ５ 值，以 ｇＢＯＤ５／ （ｍ２ 滤料·ｄ）计，一般取值介于１１００～２０００ｇＢＯＤ５／ （ｍ２ 滤料·ｄ）。 水力负荷率：每平方米滤池表面每日所能够接 受 的 污 水 量，一 般 介 于 １０～３０ｍ３／ （ｍ２ 滤料·ｄ）之间。 以上３种负荷率的取值，都是以处理水水质达到一定指标要求为前提。 在进行工艺计算前，首先应确定进入滤池的污水经回流水稀释后的 ＢＯＤ５ 值和回流稀 释倍数。 ３２１

经处理水稀释后，进入滤池污水的 ＢＯＤ５ 值为： （７７） 犛ａ ＝α犛ｅ 表７５ 式中　犛ａ———同式 （７４）； ４．０ 犛ｅ———同式 （７４）； ７．５ α———系数，按表７５所列数据选用。 ９．６ １２．０ 污水冬季平均温度 年平均气温 系数α 滤料层高度 （ｍ） （℃） （℃） ２．０ ２．５ ３．０ ３．５ ８～１０ ＜３ ２．５ １０～１４ ３～６ ３．３ ３．３ ４．４ ５．７ ＞６ ４．４ ４．４ ５．７ ７．５ ＞１４ ５．７ ７．５ ９．６ 回流稀释倍数 （狀）： 狀 ＝ 犛０ －犛ｅ （７８） 犛ａ －犛ｅ （７９） 犛０ ———原污水的 ＢＯＤ值，ｍｇ／Ｌ。 若按 ＢＯＤ容积负荷计算，则有： 滤池容积犞： 犞 ＝ 犙（狀＋１）犛ａ 犖ｖ 式中　犖ｖ———ＢＯＤ容积负荷率，ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤料·ｄ）； 犙———原污水日平均流量，ｍ３／ｄ。 滤池表面积： 犃 ＝ 犞 （７１０） 犎 式中　犎———滤料层高度，ｍ。 若按 ＢＯＤ面积负荷率计算，则有： 滤池面积： 犃 ＝ 犙（狀＋１）犛ａ （７１１） 犖Ａ 式中　犖Ａ———ＢＯＤ面积负荷率，ｇＢＯＤ５／ （ｍ２ 滤料·ｄ）； 滤料容积： 犞 ＝ 犎·犃 （７１２） 若按水力负荷率计算，则有： 滤池表面积： 犃 ＝ 犙（狀＋１） （７１３） 犖ｑ 式中　犖ｑ———滤池表面水力负荷，ｍ３／ （ｍ２ 滤池表面·ｄ）。 ３． 塔式生物滤池 塔式生物滤池，简称滤塔，是在２０世纪５０年代初由原民主德国环境工程专家应用气 体洗涤塔原理所开创的，属第三代生物滤池。由于本工艺具有某些独到特征，受到污水生 ３２２

物处理领域的重视，得到较为广泛的应用。 图７３为塔式生物滤池的构造示意图。 塔式生物滤池一般高达８～２４ｍ，直径１～３．５ｍ。径高比介于 １∶６～１∶８左右，呈塔状。在平面上塔式生物滤池多呈圆形。在 构造上由塔身、滤料、布水系统以及通风及排水装置所组成。 塔身主要起围挡滤料的作用，一般可用砖砌筑，也可以在现 场浇筑钢筋混凝土或预制板构件在现场组装。也可以采用钢框架 结构，四周 用 塑 料 板 或 金 属 板 围 嵌， 这 样 能 够 使 池 体 重 量 大 为 减轻。 塔式生物滤池 宜 于 采 用 轻 质 滤 料。 表 ７６ 所 列 举 的 是 我 国 在 塔式生物滤池工艺的试验中曾采用过的滤料及其各项参数特征。 在我国使用比较多的是用环氧树脂固化的玻璃布蜂窝滤料。这种 滤料的比表面积较大，结构比较均匀，有利于空气流通与污水的 均匀配布，流量调节幅度大，不易堵塞。 塔式生物滤池的布水装置与一般的生物滤池相同，对大、中 型塔滤多采用电机驱动的旋转布水器，也可以用水流的反作用力 驱动。对小型滤塔则多采用固定式喷嘴布水系统，也可以使用多 图７３　塔式生物滤池 构造示意图 孔管和溅水筛板布水。 １—塔身；２—滤料； 塔式生物 滤 池 一 般 都 采 用 自 然 通 风，塔 底 有 高 度 为 ０．４～ ３—格栅；４—检修口； ０．６ｍ 的空间，并且周围留有通风孔，其有效面积不得小于滤池面 积的７．５％～１０％。 这 种 塔 式 的 构 造， 使 滤 池 内 部 形 成 较 强 的 拔 ５—布水器；６—通 风状态，因此通风良好。 风孔；７—集水槽 国内塔滤试验用滤料 表７６ 名称 规格 容重 比表面积 强度 孔隙率 （ｍｍ） （ｋｇ／ｍ３） （ｍ２／ｍ３） （ｋｇ／ｍ２） （％） 纸蜂窝 孔径１９ ９５．８ 玻璃布蜂窝 孔径２５ ２０～２５ ２１７．５ ６～９ 聚氯乙烯料 ９２．７ 交错波纹板 ２０×４０ １４０ １４８ 焦炭 粒径３０×５０ ４５０～６００ １１０ 瓷环 ２５×２５ ６７３ ２００ 炉渣 ５０×５０ １００ 陶粒 ５０×８０ 石棉瓦 １６８．５ ３０×５０ 波形瓦 滤塔也可以考虑采用机械通风，特别是当处理工业废水、吹脱有害气体时，可考虑采 用人工机械通风。当采用机械通风时，在滤池上部和下部装设吸气或鼓风的风机，此时要 注意空气在滤池表面上的均匀分布，并防止冬天寒冷季节池温降低，影响效果。 ３２３

塔式滤池内部通风情况非常良好，污水从上向下滴落，水流紊动强烈，污水、空气、 滤料上的生物膜三者接触充分，充氧效果良好，污染物质传质速度快，这些现象都非常有 助于有机污染物质的降解，是塔式生物滤池的独特优势。这一优势使塔式生物滤池具有以 下各项主要工艺特征。 （１）高负荷率 塔式生物滤池的水力负荷率可达８０～２００ｍ３／ （ｍ２·ｄ），为一般高负荷生物滤池的２ ～１０倍，ＢＯＤ容积负荷率达１０００～２０００ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤料·ｄ），较高负荷生物滤池高２ ～３倍。高额的有机物负荷率使生物膜生长迅速，高额的水力负荷率又使生物膜受到强烈 的水力冲刷，从而使生物膜不断脱落、更新。这样，塔式生物滤池内的生物膜能够经常保 持较好的活性。但是，生物膜生长过快，易于产生滤料的堵塞。对此，宜将进水的 ＢＯＤ５ 值控制在５００ｍｇ／Ｌ以下，否则需采取处理水回流稀释措施。 （２）滤层内部的分层 塔滤滤层内部存在着明显的分层现象，在各层生长繁育着种属各异，但适应流至该层 污水特征的微生物群集，这种情况有助于微生物的增殖、代谢等生理活动，更有助于有机 污染物的降解、去除。由于具有这种分层的特征，塔滤能够承受较高的有机污染物的冲击 负荷，对此，塔滤常用于作为高浓度工业废水二级生物处理的第一级工艺，较大幅度地去 除有机污染物，以保证第二级处理技术保持良好的净化效果。 塔式生物滤池适用生活污水和城市污水处理，也适用于处理各种有机的工业废水，但 只适宜于少量污水的处理，一般不宜超过１００００ｍ３／ｄ。 塔式生物滤池的计算与设计主要按 ＢＯＤ容积负荷率进行。 图７４是根据我国某生活污水处理站的塔滤约一年的运行数据，绘制的 ＢＯＤ５ 容积负 荷率与处理水 ＢＯＤ值之间的关系曲线。在设计处理低浓度 ＢＯＤ５ 生活污水的塔滤时，可 作为选定污水处理装置容积负荷率的参考。 图７４　ＢＯＤ５ 容积负荷在不同水温条件下与处理水 ＢＯＤ５ 值的关系 （Ｑ≤２００ｍ３／ｄ，进水 ＢＯＤ５＜１００ｍｇ／Ｌ） ３２４

塔滤的工艺设计可以按 ＢＯＤ５ 容积允许负荷率进行，这个参数取决于对处理水 ＢＯＤ５ 值的要求和污水在冬季的平均温度。图７５所示就是这三者间的关系曲线，可供设计处理 城市污水的塔滤时参考。 图７５　生物滤塔 ＢＯＤ５ 允许负荷与处理水 ＢＯＤｕ 及水温之间的关系曲线 （ａ）犙＝４００～５００００ｍ３／ｄ的生物滤塔；（ｂ）犙＝２００～４００ｍ３／ｄ的生物滤塔 图７５ （ａ）适用于污水量大于４００ｍ３／ｄ的生物滤塔的工艺设计，而图７５ （ｂ）则适 用于小水量 （犙＜４００ｍ３／ｄ）的塔滤的工艺设计。 在负荷率值确定后，可根据以下公式进行计算。 （１）塔滤的滤料容积 犞 ＝ 犛ａ犙 （７１４） 犖ａ 式中　犞———滤料容积，ｍ３； 犛ａ———进水 ＢＯＤ５，也可按 ＢＯＤｕ 考虑，ｇ／ｍ３； 犙———进水流量，取平均日污水量，ｍ３／ｄ； 犖ａ———ＢＯＤ５ 容积负荷或 ＢＯＤｕ 容积允许负荷，ｇＢＯＤ５／ （ｍ３ 滤料·ｄ）或ｇＢＯＤｕ／ （ｍ３ 滤料·ｄ）。 （２）塔滤的表面面积 犃 ＝ 犞 （７１５） 犎 式中　犃———塔滤的表面面积，ｍ２； 犎———塔滤的工作高度，ｍ，其值根据表７７所列数据确定。 进水 犅犗犇狌 与塔滤高度的关系 表７７ 进水 ＢＯＤｕ （ｍｇ／Ｌ） ２５０ ３００ ３５０ ４５０ ５００ 塔滤高度 （ｍ） ８ １０ １２ １４ ＞１６ （３）塔滤的水力负荷 狇＝ 犙 （７１６） 犃 ３２５

式中　狇———水力负荷，ｍ３／ （ｍ２·ｄ）。 当有条件时，水力负荷狇应由试验确定，并用式 （７１６）进行校核。如通过试验所得 到的水力负荷值狇＝狇′，说明设计是可行的；如狇＞狇′，则可考虑适当降低滤池高度；如狇 ＜狇′，则应考虑加大滤池高度或采用回流或多级滤池串联。 ７２２　生物转盘 生物转盘是于２０世纪６０年代在原联邦德国所开创的一种污水生物处理技术。生物转 盘技术具有一系列的优点，在其构造形式、系统组成、计算理论等各方面都得到了一定的 发展。 生物转盘初期用于生活污水处理，后推广到城市污水处理和有机性工业废水的处理。 处理规模也从几百人口当量发展到数万人口当量，转盘构造和设备也日益完善。 １．生物转盘的构造及其对污水净化作用原理与特征 生物转盘处理系统中，除核心装置生物转盘外，还包括污水预处理设备和二次沉淀 池。二次沉淀池的作用是去除经生物转盘处理后的污水所挟带的脱落生物膜。 生物转盘是由盘片、接触反应槽、转轴及驱动装置所组成 （图７６）。盘片串联成组， 中心贯以转轴，转轴两端安设在半圆型接触反应槽两端的支座上。转盘面积的４０％左右 浸没在槽内的污水中，转轴高出槽内水面１０～２５ｃｍ。 图７６　生物转盘构造图 由电机、变速器和传动链条等部件组成的传动装置驱动转盘以较低的线速度在接触反 应槽内转动。接触反应槽内充满污水，转盘交替地和空气与污水相接触。在经过一段时间 后，在转盘上即将附着一层栖息着大量微生物的生物膜。微生物的种属组成逐渐稳定，其 新陈代谢功能也逐步地发挥出来，并达到稳定的程度，污水中的有机污染物为生物膜所吸 附降解。 转盘转动离开污水与空气接触，生物膜上的固着水层从空气中吸收氧，固着水层中的 氧是过饱和的，并将其传递到生物膜和污水中，使槽内污水的溶解氧含量达到一定的浓 度，甚至可能达到饱和。 在转盘上附着的生物膜与污水以及空气之间，除有机物 （ＢＯＤ、ＣＯＤ）与 Ｏ２ 外，还 进行着其他物质 （如 ＣＯ２、ＮＨ３ 等）的传递。生物转盘净化反应过程与物质传递过程如 图７７所示。 生物膜逐渐增厚，在其内部形成厌氧层，并开始老化。老化的生物膜在污水水流与盘 面之间产生的剪切力的作用下而剥落，剥落的破碎生物膜在二次沉淀池内被截留，生物膜 脱落形成的污泥，密度较高、易于沉淀。 除有效地去除有机污染物外，如运行得当，生物转盘系统能够具有硝化、脱氮与除磷 的功能。 ３２６

图７７　生物转盘净化反应过程与物质传递示意图 作为污水生物处理技术，生物转盘所以能够被认为是一种效果好、效率高、便于维 护、运行费用低的工艺，是因为它在工艺和维护运行方面具有如下特征。 （１）微生物浓度高，特别是最初几级的生物转盘，据一些实际运行的生物转盘的测定 统计，转盘上的生物膜量如折算成曝气池的 ＭＬＶＳＳ，可达４００００～６００００ｍｇ／Ｌ，Ｆ／Ｍ 比 为０．０５～０．１，这是生物转盘高效运行的主要原因之—。 （２）生物相分级，在每级转盘生长着适应于流入该级污水性质的生物相，这种现象对 微生物的生长繁育、有机污染物降解非常有利。 （３）污泥龄长，在转盘上能够增殖世代时间长的微生物，如硝化菌等，因此生物转盘 具有硝化、反硝化的功能。 采取适当措施，生物转盘还可用以除磷，由于勿需污泥回流，可向最后几级接触反应 槽或直接向二次沉淀池投加混凝剂去除水中的磷。 （４）对 ＢＯＤ 达１００００ｍｇ／Ｌ 以上的超高浓度有机污水到１０ｍｇ／Ｌ 以下的超低浓度污 水，都可以采用生物转盘进行处理，并能够得到较好的处理效果。因此，本法是耐冲击负 荷的。 （５）在生物膜上的微生物的食物链较长，因此产生的剩余污泥量较少，约为活性污泥 处理系统的１／２左右。在水温为５～２０℃的范围内，ＢＯＤ 去除率为９０％的条件下，去除 １ｋｇＢＯＤ 的产泥量约为０．２５ｋｇ。 （６）接触反应槽不需要曝气，污泥也勿需回流，因此动力消耗低，这是本法最突出 的 特 征 之 一 。 据 有 关 运 行 单 位 统 计 ， 每 去 除１ｋｇＢＯＤ 的 耗 电 量 约 为０．７ｋＷｈ， 运 行 费 用 低。 （７）本法不需要经常调节生物污泥量，不产生污泥膨胀，复杂的机械设备也比较少， 因此，便于维护管理。 （８）设计合理、运行正常的生物转盘，不产生滤池蝇，不出现泡沫也不产生噪声，不 存在发生二次污染的现象。 （９）生物转盘的流态，从一个生物转盘单元来看是完全混合型的，在转盘不断转动的 条件下，接触反应槽内的污水能够得到良好的混合，但多级生物转盘又应作为推流式，因 此生物转盘的流态应按完全混合—推流来考虑。 处理城市污水的生物转盘系统的基本工艺流程如图７８所示。 ３２７

图７８　生物转盘处理系统基本工艺流程 ２． 工艺参数与设计计算 （１）工艺参数 进行生物转盘的计算与设计，应充分掌握污水水质、水量方面的资料并将其作为原始 数据。此外，还应合理地确定转盘在其构造和运行方面的一些参数和技术条件，如：盘片 形状、直径、间距、浸没率、盘片材质；转盘的级数、转速；接触反应槽的形状、所用材 料以及水流方向等。 生物转盘计算的主要内容是确定所需转盘的总面积，以这一参数为基础进一步确定转 盘总片数、接触氧化槽总容积、转轴长度以及污水在接触反应槽内的停留时间等参数。 当前，确定转盘总面积的通行方法有负荷率法、经验公式法和经验图表法等。这里以 负荷率计算法说明其计算过程。 首先将与负荷率计算法有关的工艺参数的物理意义及其计算公式加以说明。 １）ＢＯＤ面积负荷率 （犖Ａ） 单位盘片表面积 （ｍ２）在１ｄ内能够接受并使转盘处理达到预期效果的 ＢＯＤ值，即： 犖Ａ ＝ 犙犃犛０　（ｇＢＯＤ／（ｍ２·ｄ）） （７１７） 式中　犛０———原污水的 ＢＯＤ５ 值，ｇ／ｍ３ 或 ｍｇ／Ｌ； 犃———盘片总面积，ｍ２。 其他各项水质指标，如 ＣＯＤ、ＳＳ、ＮＨ４＋Ｎ 等也可以用面积负荷率表示。 ２）水力负荷率 （犖ｑ） 单位盘片表面积１ｍ２ 在１ｄ内能接受并使转盘达到预期处理效果的污水量，即： 犖ｑ ＝ 犙 ·１０３　（Ｌ／ｍ２·ｄ） （７１８） 犃 此值取决于原污水的ＢＯＤ 值，原污水ＢＯＤ 值不同，此值有较大的差异，这一点是应 该考虑到的。对于一般城市污水，此值多在０．０８～０．２ｍ３／ （ｍ２·ｄ）之间。 ３）平均接触时间 （狋ａ） 污水在接触氧化槽内与转盘接触并进行净化反应的时间，即： ３２８

狋ａ ＝犞犙′×２４　（ｄ） （７１９） 式中　狋ａ———平均接触时间，ｈ； 犞′———氧化槽有效容积，ｍ３； 犙———污水流量，ｍ３／ｄ。 接触时间对污水的净化效果有着直接影响，增加接触时间，能够提高净化效果。接触 时间也可以作为生物转盘计算的基础参数。 （２）设计计算 生物转盘计算用的 ＢＯＤ面积负荷率值，原则上应当通过一定规模的试验来确定，但 是在当前国 内 外 发 表 了 大 量 的 运 行 数 据， 在 其 基 础 上 绘 制 了 各 种 图 表， 可 以 作 为 确 定 ＢＯＤ 面积负荷率值的参考。表 ７８ 所 列 举 的 是 国 外 采 用 生 物 转 盘 处 理 生 活 污 水，根 据 处 理效果所采纳的 ＢＯＤ面积负荷率值。 国外生物转盘处理生活污水所采用的 犅犗犇面积负荷率值 表７８ 处理水水质 ＢＯＤ 面积负荷率 ＢＯＤ５≤６０ｍｇ／Ｌ ２０～４０ｇ／ （ｍ２·ｄ） ＢＯＤ５≤３０ｍｇ／Ｌ １０～２０ｇ／ （ｍ２·ｄ） 图７９所示为原联邦德国施特尔斯 （Ｓｔｅｅｌｓ）公司在归纳、分析大量运行数据的基础 上按进水 ＢＯＤ值、处理水 ＢＯＤ值和 ＢＯＤ面积负荷率三者关系所绘制的曲线，可作为设 计参考。 图７９　处理水 ＢＯＤ值与 ＢＯＤ面积负荷率之间的关系 对城市污水，我国《室外排水设计规范》规定的 ＢＯＤ面积负荷率值介于１０～２０ｇ／（ｍ２· ｄ）之间。对第一级转盘采用的 ＢＯＤ 面积负荷率值建议一般不宜超过４０～５０ｇ／（ｍ２·ｄ）。 我国《室外排水设计规范》规定的水力负荷值为５０～１００Ｌ／（ｍ２·ｄ）。 ３２９

在国外，采用生物转盘处理城市污水，比较普通地采用水力负荷率计算法，并积累了 一定的可供计算生物转盘时参考的运行数据。 图７１０所示为在不同的原污水 ＢＯＤ５ 浓度值 的条件下，水力负荷率与去除率之间的关系，此 图可供计算转盘时参考。 在确定负荷率值 （ＢＯＤ５ 面积负荷率或水力 负荷率）后，即可按下列各项公式计算生物转盘 的各项设计参数。 １）转盘总面积 按 ＢＯＤ５ 面积负荷率计算： 犃 ＝ 犙犖犛Ａ０　（ｍ２） （７２０） 图７１０　城市污水水力负荷与 式中　犃———盘片总面积，ｍ２； ＢＯＤ５ 去除率关系 犙———平均日污水量，ｍ３／ｄ； 犛０———原污水的ＢＯＤ５ 值，ｇ／ｍ３ 或 ｍｇ／Ｌ； 犖Ａ———ＢＯＤ面积负荷，ｇＢＯＤ５／ （ｍ２·ｄ）。 按水力负荷率计算： 犃 ＝ 犖犙ｑ　（ｍ２） （７２１） 式中　犖ｑ———水力面积负荷，ｍ３／ （ｍ２·ｄ）。 ２）转盘总片数 当采用的转盘为圆形时，转盘的总片数按下列公式计算： 犕 ＝ ４犃 ＝０．６３７犇犃２ （７２２） ２·π犇２ 式中　犕———转盘总片数； 犇———圆形转盘直径。 当所采用的转盘为多边形或波纹板时，应预按一般常规法计算出每片转盘的面积犪 （或厂家提供）。转盘的总片数为： 犕 ＝２犃犪 （７２３） 式中　犪———每片多边形转盘或波纹板转盘的面积。 对其他形式的转盘则根据具体情况决定。 在确定转盘总片数后，可根据现场的具体情况并参照类似条件的经验，决定转盘的级 数，并求出每级 （台）转盘的盘片数犿。 ３）每台转盘的转轴长度 犔 ＝犿（犱＋犫）犓 （７２４） 式中　犔———每台 （级）转盘的转轴长度，ｍ； ３３０

犿———每台 （级）转盘的盘片数； 犱———盘片间距，ｍ； 犫———盘片 厚 度，与 所 采 用 的 转 盘 材 料 有 关，根 据 具 体 情 况 确 定，一 般 取 值 为 ０．００１～０．０１３ｍ； 犓———考虑污水流动的循环沟道的系数，取值１．２。 ４）接触反应槽容积 此值与槽的形式有关，当采用半圆形接触反应槽时，其总有效容积犞 （ｍ３）为： 犞 ＝ （０．２９４～０．３３５）（犇＋２δ）２·犾 （７２５） 而净有效容积犞′ （ｍ３）为 犞′ ＝ （０．２９４～０．３３５）（犇＋２δ）２·（犾－犿犫） （７２６） 式中　δ———盘片边缘与接触反应槽内壁之间的净距，ｍ； 狉———转轴中心距水面高度，一般为１５０～３００ｍｍ； 当 狉 ＝０．１时，系数取０．２９４；当 狉 ＝０．０６，系数取０．３３５。 犇 犇 ５）转盘的旋转速度 转盘的旋转速度以２０ｍ／ｍｉｎ为宜。但是，转盘旋转的主要目的是使接触氧化槽内的 污水得到充分混合，如水力负荷大，转速过小，即得不到充分的混合。为达到混合目的的 转盘的最小转数狀′ｍｉｎ （ｒ／ｍｉｎ）的计算公式为： （ ）狀′ｍｉｎ ＝６．犇３７× ０．９－犖１ｑ （７２７） ６）电机功率 所需电机功率可由下式计算得到： 犖Ｐ ＝３．犱８５×犚１４狀０′ｍｉｎ犿αβ （７２８） 式中　犚———转盘半径，ｃｍ； 犿———一根转轴上的盘片数； α———同一电机带动的转轴数； β———生物膜厚度系数，分别可取２ （膜厚度为０～１ｍｍ）、３ （膜厚度为１～２ｍｍ） 和４ （膜厚度为２～３ｍｍ）。 ３． 工艺发展 生物转盘处理技术开创于２０世纪５０～６０年代， 迄今为止仍属于发展中的污水处理技术，近些年来在 工艺方面仍有某些进展，现择其主要各项加以阐述。 （１）空气驱动生物转盘 空气驱动生物转盘是利用空气的浮力使转盘旋转 （图７１１）。 在 转 盘 的 外 周 设 空 气 罩， 在 转 盘 下 侧 设 曝气管，在管上均等地安装扩散器，空气从扩散器均 匀地吹向空气罩，产生浮力使转盘转动。 这种生物转盘的特点：①槽内污水含有较高的溶 解氧，在相同的负荷率条件内，ＢＯＤ 的去除率较高； 图７１１　空气驱动生物转盘剖面图 ３３１

②生物膜较薄，有较强的活性；③通过调节空气量改变转盘的转数，采用气量调节装置， 根据槽内溶解氧的变化自动运行；④易于维修管理。 （２）生物转盘与其他处理设施相组合 近年来人们为了提高二级处理工艺的效率，节省用地，提出了生物转盘与其他类型处 理设备相结合的方案，其中主要有其与沉淀池相组合或与曝气池相组合的生物转盘２种 形式。 图７１２所示为与作为二次沉淀池的平流式沉淀池相组合的生物转盘。 图７１２　与平流式沉淀池 （作为二次沉淀池）相结合的生物转盘 在平流沉淀池池深的中部设隔板，使池分为上、下两部分，生物转盘设在上部，池下 部为沉淀池。 图７１３所示为将生物转盘与初次沉淀池、二次沉淀池组合在统一构筑物内的方案。 生物转盘设置在两座沉淀池的上部，初次沉淀池和二次沉淀池并排设于底部，中间隔以隔 墙。这种设备适用于小型生活污水处理站。 与曝气池相组合 的 生 物 转 盘 是 一 种 效 果 好、 效 率 高、 比 较 经 济 的 处 理 设 备。 图 ７１４ 所示为与曝气池相组合的生物转盘的剖面示意图，这是提高曝气池处理效率的一种新措 施。在曝气池上侧设生物转盘，转盘用空气驱动，盘片４０％的面积浸没于水中。 （３）藻类生物转盘 图７１３　生物转盘与初次沉淀池和二次沉淀池相组合的方案 图７１４　与曝气池相组合的生物转盘 ３３２

这是为了去除二级处理水中的无机营养物质、控制水体富营养化而提出的一种方案。 藻类生物转盘的主要特点是加大了盘间距离，增加受光面，接种经筛选的藻类，在盘 面上形成藻菌共生体系。藻类的光合作用释放的氧，提高了水中的溶解氧，为好氧菌提供 了丰富的氧源；而微生物代谢所放出的 ＣＯ２ 成为藻类的主要碳源，又促进了藻类的光合 作用。 在菌藻的共生作用下，污水得到净化。 这种设备的出水中溶解氧的含量高，一般可达近饱和的程度，此外还有去除 ＮＨ４＋Ｎ 的功能，可达到深度处理的要求。 ７２３　生物接触氧化 １． 生物接触氧化的实质与特征 生物接触氧化处理技术的实质之一是在池内充填填料，已经充氧的污水浸没全部填 料，并以一定的流速流经填料。在填料上布满生物膜，污水与生物膜广泛接触，在生物膜 上微生物的新陈代谢作用下，污水中有机污染物得到去除，污水得到净化，因此，生物接 触氧化处理技术，又称为 “淹没式生物滤池”。 生物接触氧化处理技术的另一项技术实质是在曝气池内充填供微生物栖息的填料，采 用与曝气池相同的曝气方法，向微生物提供其所需的氧 （并起到搅拌与混合作用），因此， 该技术又称 “接触曝气法”。 综上所述，生物接触氧化是一种介于活性污泥法与生物滤池两者之间的生物处理技 术，也可以说是具有活性污泥法特点的生物膜法，并兼具两者的优点，深受污水处理工程 领域人们的重视。 生物接触氧化处理技术在工艺、功能以及运行等方面具有下列主要特征。 （１）在工艺方面的特征 １）本工艺使用多种形式的填料，由于曝气，在池内形成液、固、气三相共存体系， 溶解氧充沛，有利于氧的转移，适于微生物增殖，故生物膜上微生物是丰富的，除细菌和 多种原生动物和后生动物外，还能够生长氧化能力较强的丝状菌 （球衣菌属），且无污泥 膨胀之虑。 ２）在生物膜上能够形成稳定的生态系统与食物链。 ３）填料表面全为生物膜所布满，形成了生物膜的主体结构，由于丝状菌的大量滋生， 有可能形成一个呈立体结构的密集的生物网，污水在其中通过起到类似 “过滤”的作用， 能够有效地提高净化效果。 ４）由于进行曝气，生物膜表面不断地接受曝气吹脱，这样有利于保持生物膜的活性， 抑制厌氧膜的增殖，提高氧的利用率，因此能够保持较高浓度的活性生物量。据实验资 料，１ｍ２ 填料表面上的活性生物膜量可达１２５ｇ，如折算成 ＭＬＳＳ，则达１３ｇ／Ｌ。正因为如 此，生物接触氧化处理技术能够接受较高的有机负荷率，处理效率较高，有利于缩小池 容，减少占地面积。 （２）在运行方面的特征 １）对冲击负荷有较强的适应能力，在间歇运行条件下，仍能够保持良好的处理效果， 对排水不均匀的企业，更具有实际意义。 ２）操作简单，运行方便，易于维护管理，勿需污泥回流，不产生污泥膨胀现象，也 ３３３

不产生滤池蝇。 ３）污泥生成量少，污泥颗粒较大，易于沉淀。 （３）在功能方面的特征 生物接触氧化处理技术具有多种净化功能，除有效地去除有机污染物外，如运行得当 还能够用以脱氮，因此可作为三级处理技术。 生物接触氧化处理技术的主要缺点是：如设计或运行不当，填料可能堵塞，此外，布 水、曝气不易均匀可在局部部位出现死角。 近年来，生物接触氧化处理技术在国内外得到了迅速的发展和应用，广泛地用于处理 生活污水、城市污水和食品加工等有机工业废水，而且还用于处理地表水源水的微污染。 ２． 生物接触氧化的工艺流程 生物接触氧化处理技术的工艺流程一般可分为：一段 （级）处理流程、二段 （级）处 理流程和多段 （级）处理流程。上述几种处理工艺流程的特点和适用条件可概述如下。 （１）一段 （级）处理流程 如图７１５所示，原污水经初次沉淀池处理后进入接触氧化池，经接触氧化池的处理 后进入二次沉淀池，在二次沉淀池进行泥水分离；从填料上脱落的生物膜，在这里形成污 泥排出系统，澄清水则作为处理水排放。 图７１５　一段生物接触氧化处理流程 接触氧化池的流态为完全混合型，微生物处于对数增殖期和减衰增殖期的前段，生物 膜增长较快，有机物降解速率也较高。 一段处理流程的生物接触氧化处理技术流程简单，易于维护运行，投资较低。 （２）二段 （级）处理流程 如图７１６所示，二段处理流程的每座接触氧化池的流态都属完全混合型，而结合在 一起考虑又属于推流式。 图７１６　二段生物接触氧化处理流程 在一段接触氧化池内犉／犕 值应高于２．１，微生物增殖不受污水中营养物质的含量所 制约，处于对数增殖期，ＢＯＤ 负荷率亦高，生物膜增长较快。 在二段接触氧化池内犉／犕 值一般为０．５左右，微生物增殖处于减衰增殖期或内源呼 ３３４

吸期。ＢＯＤ 负荷率降低，处理水水质提高。 中间沉淀池也可以考虑不设。 （３）多段 （级）处理流程 多段 （级）生物接触氧化处理流程如图７１７所示，是由连续串联３座或３座以上的 接触氧化池组成的系统。 图７１７　多段生物接触氧化处理流程 本系统从总 体 来 看， 其 流 态 应 按 推 流 考 虑， 但 每 一 座 接 触 氧 化 池 的 流 态 又 属 完 全 混合。 由于设置了多段接触氧化池，在各池间明显地形成有机污染物的浓度差，这样在每池 内生长繁殖的微生物，在生理功能方面，适应于流至该池污水的水质条件，这样有利于提 高处理效果，能够取得非常稳定的处理水。 经过适当运行，这种处理流程除去除有机污染物外，还具有硝化、脱氮功能。 ３． 生物接触氧化池的构造 接触氧化池是生物接触氧化处理系统的核心处理构筑物。接触氧化池是由池体、填 料、支架及曝气装置、进出水装置以及排泥管道等部件所组成，其基本构造见图７１８。 （１）池体 接触氧化池的池体在平面上多呈圆形和矩 形或 方 形，用 钢 板 焊 接 制 成 或 用 钢 筋 混 凝 土 浇灌砌成。各部位的尺寸为：池内填料高度为 ３．０～３．５ｍ；底 部 布 气 层 高 为 ０．６～０．７ｍ；顶 部 稳 定 水 层 ０．５ ～ ０．６ｍ， 总 高 度 约 为 ４．５～５．０ｍ。 （２）填料 填料是生物膜的载体，所以也称之为载体。 填料是接触氧化处理工艺的关键部位，它直接 影响处理效果，同时，它的费用在接触氧化系 图７１８　接触氧化池的基本构造图 统的建设费用中占的比重较大，所以选定适宜的填料是具有经济和技术意义的。 对填料的要求有下列各项： １）在水力特性方面，比表面积大、空隙率高、水流通畅、良好、阻力小、流速均一。 ２）在生物膜附着性方面，应当有一定的生物膜附着性，就此有物理和物理化学方面 的影响因素。在物理方面的因素主要是填料的外观形状，应当是形状规则、尺寸均一、表 面粗糙度较大等。 ３３５

生物膜附着性还与微生物和填料表面的静电作用有关，微生物多带负电，填料表面电 位愈高，附着性也愈强；此外，微生物为亲水的极性物质，因此在亲水性填料表面易于附 着生物膜。 ３）化学与生物稳定性较强，经久耐用，不溶出有害物质，不产生二次污染。 ４）在经济方面要考虑货源、价格，也要考虑便于运输与安装等。 填料可按形状、性状及材质等方面进行种类区分。 在形状方面，可分为蜂窝状、束状、筒状、列管状、波纹状、板状、网状、盾状、圆 环辐射状以及不规则粒状以及球状等。按性状分，可分为硬性、半软性、软性等。按材质 则有塑料、玻璃钢、纤维等。 当前在我国常用的填料有下列几种。 １）蜂窝状填料 （图７１９）。材质为玻璃钢及塑料，这种 填料具有一系列的特征，其中主要是比表面积大，从１３３ｍ２／ ｍ３ 到３６０ｍ２／ｍ３ （根据内切圆直径而定）；孔隙率高，达９７％ ～９８％；质轻但 强 度 高， 堆 积 高 度 可 达 ４～５ｍ； 管 壁 光 滑 无 死角，衰老生物膜易于脱落等。 蜂窝状填料的主要缺点是，当选定的蜂窝孔径与 ＢＯＤ 负 荷率不相适应，生物膜的生长与脱落失去平衡，填料易于堵 图７１９　蜂窝状填料 塞；当采用的曝气方式不适宜时，蜂窝管内的流速难于均一 等。对此，应采取适当的对策，主要包括选定的蜂窝孔径应 与 ＢＯＤ负荷率相适应，采取全面曝气方式，采取分层充填等措施。此外，在两层中间留 有２００～３００ｍｍ 的间隙，每层高不超过１．５ｍ，使水流在层间再次分配，形成横流与紊 流，使水流得到均匀分布，并防止中下部填料因受压而变形 （待膜放空时更易如此）。 ２）波纹板状填料 （图７２０）。我国采用的波纹板状填料，是以英国的 “Ｆｌｏｃｏｒ”填料 为基础，用硬聚氯乙烯平板和波纹板相隔黏结而成，其规格和主要性能列举于表７９中。 这种填料的特点，主要是孔径大，不易堵塞；结构简单，便于运输、安装，可单片保 存，现场黏合；质轻高强，防腐性能好。其主要缺点仍是难以得到均一的流速。 波纹板状填料规格和性能 表７９ 型号 材质 比表面积 空隙率 重量 梯形断面孔径 规格 （ｍ２／ｍ３） （％） （ｋｇ／ｍ３） （ｍｍ） （ｍｍ） 立波—Ⅰ型 硬 １１３ ＞９６ ５０ ５０×１００ １６００×８００×５０ 立波—Ⅱ型 聚 １５０ ＞９３ ６０ ４０×８５ １６００×８００×４０ 立波—Ⅲ型 氯 １９８ ＞９０ ７０ ３０×６５ １６００×８００×３０ 乙 烯 ３）软性填料 （参见图７２１）。即软性纤维状填料，是２０世纪８０年代初我国自行开发 的填料。这种填料一般是用尼龙、维纶、涤纶、腈纶等化纤编结成束并用中心绳连结而 成。软性填料的特点是比表面积大、重量轻、高强，物理、化学性能稳定，运输方便，组 装容易等。在 实 际 使 用 中 发 现， 这 种 填 料 的 纤 维 束 易 于 结 块， 并 在 结 块 中 心 形 成 厌 氧 状态。 ３３６