高濃度氨氮廢水處理

　　高濃度氨氮廢水處理

　　廢水處理, 高濃度廢水處理, 高濃度

　　過量氨氮排入水體將導致水體富營養化，降低水體觀賞價值，并且被氧化生成的硝酸鹽和亞硝酸鹽還會影響水生生物甚至人類的健康。因此，廢水脫氮處理受到人們的廣泛關注。目前，主要的脫氮方法有生物硝化反硝化、折點加氯、氣提吹脫和離子交換法等。消化污泥脫水液、垃圾滲濾液、催化劑生產廠廢水、肉類加工廢水和合成氨化工廢水等含有極高濃度的氨氮(500 mg/L以上，甚至達到幾千mg/L)，以上方法會由于游離氨氮的生物抑制作用或者成本等原因而使其應用受到限制。高濃度氨氮廢水的處理方法可以分為物化法、生化聯合法和新型生物脫氮法。

　　1 物化法

　　1.1 吹脫法

　　在堿性條件下，利用氨氮的氣相濃度和液相濃度之間的氣液平衡關系進行分離的一種方法。一般認為吹脫效率與溫度、pH、氣液比有關。

　　王文斌等[1]對吹脫法去除垃圾滲濾液中的氨氮進行了研究，控制吹脫效率高低的關鍵因素是溫度、氣液比和pH。在水溫大于25 ℃,氣液比控制在3500左右，滲濾液pH控制在10.5左右，對于氨氮濃度高達2000～4000 mg/L的垃圾滲濾液，去除率可達到90%以上。吹脫法在低溫時氨氮去除效率不高。

　　王有樂等[2]采用超聲波吹脫技術對化肥廠高濃度氨氮廢水(例如882 mg/L)進行了處理試驗。******工藝條件為pH=11，超聲吹脫時間為40 min，氣水比為l000：1試驗結果表明，廢水采用超聲波輻射以后，氨氮的吹脫效果明顯增加，與傳統吹脫技術相比，氨氮的去除率增加了17%～164%，在90%以上，吹脫后氨氮在100 mg/L以內。

　　為了以較低的代價將pH調節至堿性，需要向廢水中投加一定量的氫氧化鈣，但容易生水垢。同時，為了防止吹脫出的氨氮造成二次污染，需要在吹脫塔后設置氨氮吸收裝置。

　　Izzet等[3]在處理經UASB預處理的垃圾滲濾液(2240 mg/L)時發現在pH=11.5，反應時間為24 h，僅以120 r/min的速度梯度進行機械攪拌，氨氮去除率便可達95%。而在pH=12時通過曝氣脫氨氮，在第17小時pH開始下降，氨氮去除率僅為85%。據此認為，吹脫法脫氮的主要機理應該是機械攪拌而不是空氣擴散攪拌。

　　1.2 沸石脫氨法

　　利用沸石中的陽離子與廢水中的NH4+進行交換以達到脫氮的目的。沸石一般被用于處理低濃度含氨廢水或含微量重金屬的廢水。然而，蔣建國等[4]探討了沸石吸附法去除垃圾滲濾液中氨氮的效果及可行性。小試研究結果表明，每克沸石具有吸附15.5 mg氨氮的極限潛力，當沸石粒徑為30～16目時，氨氮去除率達到了78.5%，且在吸附時間、投加量及沸石粒徑相同的情況下，進水氨氮濃度越大，吸附速率越大，沸石作為吸附劑去除滲濾液中的氨氮是可行的。

　　Milan等[5]用沸石離子交換法處理經厭氧消化過的豬肥廢水時發現Na-Zeo、Mg-Zeo、Ca-Zeo、k-Zeo中Na-Zeo沸石效果******，其次是Ca-Zeo。增加離子交換床的高度可以提高氨氮去除率，綜合考慮經濟原因和水力條件，床高18 cm(H/D=4)，相對流量小于7.8BV/h是比較適合的尺寸。離子交換法受懸浮物濃度的影響較大。

　　應用沸石脫氨法必須考慮沸石的再生問題，通常有再生液法和焚燒法。采用焚燒法時，產生的氨氣必須進行處理。

　　1.3 膜分離技術

　　利用膜的選擇透過性進行氨氮脫除的一種方法。這種方法操作方便，氨氮回收率高，無二次污染。蔣展鵬等[6]采用電滲析法和聚丙烯(PP)中空纖維膜法處理高濃度氨氮無機廢水可取得良好的效果。電滲析法處理氨氮廢水2000～3000 mg/L，去除率可在85%以上，同時可獲得8.9%的濃氨水。此法工藝流程簡單、不消耗藥劑、運行過程中消耗的電量與廢水中氨氮濃度成正比。PP中空纖維膜法脫氨效率>90%，回收的硫酸銨濃度在25%左右。運行中需加堿，加堿量與廢水中氨氮濃度成正比。

　　乳化液膜是種以乳液形式存在的液膜具有選擇透過性，可用于液-液分離。分離過程通常是以乳化液膜(例如煤油膜)為分離介質，在油膜兩側通過NH3的濃度差和擴散傳遞為推動力，使NH3進入膜內，從而達到分離的目的。用液膜法處理某濕法冶金廠總排放口廢水(1000～1200 mgNH4+-N/L，pH為6～9)[7]，當采用烷醇酰胺聚氧乙烯醚為表面活性劑用量為4%～6%，廢水pH調至10～11，乳水比在1:8～1:12，油內比在0.8～1.5。硫酸質量分數為10%，廢水中氨氮去除率一次處理可達到97%以上。

　　1.4 MAP沉淀法

　　主要是利用以下化學反應：

　　Mg2 ++NH4++PO43-=MgNH4PO4

　　理論上講以一定比例向含有高濃度氨氮的廢水中投加磷鹽和鎂鹽，當[Mg2 + ][NH4+][PO43 -]>2.5×10–13時可生成磷酸銨鎂(MAP)，除去廢水中的氨氮。穆大綱等[8]采用向氨氮濃度較高的工業廢水中投加MgCl2·6H2O和Na2HP04·12H20生成磷酸銨鎂沉淀的方法，以去除其中的高濃度氨氮。結果表明，在pH為8.9l，Mg2+，NH4，P043-的摩爾比為1.25:1:1，反應溫度為25 ℃，反應時間為20 min，沉淀時間為20 min的條件下，氨氨質量濃度可由9500 mg/L降低到460 mg/L，去除率達到95%以上。由于在多數廢水中鎂鹽的含量相對于磷酸鹽和氨氮會較低，盡管生成的磷酸銨鎂可以做為農肥而抵消一部分成本，投加鎂鹽的費用仍成為限制這種方法推行的主要因素。海水取之不盡，并且其中含有大量的鎂鹽。Kumashiro等[9]以海水做為鎂離子源試驗研究了磷酸銨鎂結晶過程。鹽鹵是制鹽副產品，主要含MgCl2和其他無機化合物。Mg2+約為32 g/L為海水的27倍。Lee等[10]用MgCl2、海水、鹽鹵分別做為Mg2+源以磷酸銨鎂結晶法處理養豬場廢水，結果表明，pH是最重要的控制參數，當終點pH≈9.6時，反應在10 min內即可結束。由于廢水中的N/P不平衡，與其他兩種Mg2+源相比，鹽鹵的除磷效果相同而脫氮效果略差。

　　1.5 化學氧化法

　　利用強氧化劑將氨氮直接氧化成氮氣進行脫除的一種方法。折點加氯是利用在水中的氨與氯反應生成氨氣脫氨，這種方法還可以起到殺菌作用，但是產生的余氯會對魚類有影響，故必須附設除余氯設施。在溴化物存在的情況下，臭氧與氨氮會發生如下類似折點加氯的反應：

　　Br-+O3+H+→HBrO+O2，

　　NH3+HBrO→NH2Br+H2O，

　　NH2Br+HBrO→NHBr2+H2O，

　　NH2Br+NHBr2→N2+3Br-+3H+。

　　Yang等[11]用一個有效容積32 L的連續曝氣柱對合成廢水(氨氮600 mg/L)進行試驗研究，探討Br/N、pH以及初始氨氮濃度對反應的影響，以確定去除最多的氨氮并形成最少的NO3-的******反應條件。發現NFR(出水NO3--N與進水氨氮之比)在對數坐標中與Br-/N成線性相關關系，在Br-/N>0.4，氨氮負荷為3.6～4.0 kg/(m3·d)時，氨氮負荷降低則NFR降低。出水pH=6.0時，NFR和BrO--Br(有毒副產物)最少。BrO--Br可由Na2SO3定量分解，Na2SO3投加量可由ORP控制。

　　2 生化聯合法

　　物化方法在處理高濃度氨氮廢水時不會因為氨氮濃度過高而受到限制，但是不能將氨氮濃度降到足夠低(如100 mg/L以下)。而生物脫氮會因為高濃度游離氨或者亞硝酸鹽氮而受到抑制。實際應用中采用生化聯合的方法，在生物處理前先對含高濃度氨氮的廢水進行物化處理。

　　盧平等[12]研究采用吹脫-缺氧-好氧工藝處理含高濃度氨氮垃圾滲濾液。結果表明，吹脫條件控制在pH=9 5、吹脫時間為12 h時，吹脫預處理可去除廢水中60%以上的氨氮，再經缺氧-好氧生物處理后對氨氮(由1400 mg/L降至19.4 mg/L)和COD的去除率>90%。

　　Horan等[13]用生物活性炭流化床處理垃圾滲濾液(COD為800～2700 mg/L，氨氮為220～800 mg/L)。研究結果表明，在氨氮負荷0.71 kg/(m3·d)時，硝化去除率可達90%以上，COD去除率達70%，BOD全部去除。Fikret等[14]以石灰絮凝沉淀+空氣吹脫做為預處理手段提高滲濾液的可生化性，在隨后的好氧生化處理池中加入吸附劑(粉末狀活性炭和沸石)，發現吸附劑在0～5 g/L時COD和氨氮的去除效率均隨吸附劑濃度增加而提高。對于氨氮的去除效果沸石要優于活性炭。

　　膜-生物反應器技術(MBR)是將膜分離技術與傳統的廢水生物反應器有機組合形成的一種新型高效的污水處理系統。MBR處理效率高，出水可直接回用，設備少戰地面積小，剩余污泥量少。其難點在于保持膜有較大的通量和防止膜的滲漏。李紅巖等[15]利用一體化膜生物反應器進行了高濃度氨氮廢水硝化特性研究。研究結果表明，當原水氨氮濃度為2000 mg/L、進水氨氦的容積負荷為2.0 kg/(m3·d)時，氨氮的去除率可達99%以上，系統比較穩定。反應器內活性污泥的比硝化速率在半年的時間內基本穩定在0.36/d左右。

　　3 新型生物脫氮法

　　近年來國內外出現了一些全新的脫氮工藝，為高濃度氨氮廢水的脫氮處理提供了新的途徑。主要有短程硝化反硝化、好氧反硝化和厭氧氨氧化。

　　3.1 短程硝化反硝化

　　生物硝化反硝化是應用最廣泛的脫氮方式。由于氨氮氧化過程中需要大量的氧氣，曝氣費用成為這種脫氮方式的主要開支。短程硝化反硝化(將氨氮氧化至亞硝酸鹽氮即進行反硝化)，不僅可以節省氨氧化需氧量而且可以節省反硝化所需炭源。Ruiza等[16]用合成廢水(模擬含高濃度氨氮的工業廢水)試驗確定實現亞硝酸鹽積累的******條件。要想實現亞硝酸鹽積累，pH不是一個關鍵的控制參數，因為pH在6.45～8.95時，全部硝化生成硝酸鹽，在pH<6.45或pH>8.95時發生硝化受抑，氨氮積累。當DO=0.7 mg/L時，可以實現65%的氨氮以亞硝酸鹽的形式積累并且氨氮轉化率在98%以上。DO<0.5 mg/L時發生氨氮積累，DO>1.7 mg/L時全部硝化生成硝酸鹽。劉俊新等[17]對低碳氮比的高濃度氨氮廢水采用亞硝玻型和硝酸型脫氮的效果進行了對比分析。試驗結果表明，亞硝酸型脫氮可明顯提高總氮去除效率，氨氮和硝態氮負荷可提高近1倍。此外，pH和氨氮濃度等因素對脫氮類型具有重要影響。

　　劉超翔等[18]短程硝化反硝化處理焦化廢水的中試結果表明，進水COD、氨氮、TN 和酚的濃度分別為1201.6、510.4、540.1、110.4 mg/L時，出水COD、氨氮、TN和酚的平均濃度分別為197.1、14.2、181.5、0.4 mg/L，相應的去除率分別為83.6%、97.2%、66.4%、99.6%。與常規生物脫氮工藝相比，該工藝氨氮負荷高，在較低的C/N值條件下可使TN去除率提高。

　　3.2 厭氧氨氧化(ANAMMOX)和全程自養脫氮(CANON)

　　厭氧氨氧化是指在厭氧條件下氨氮以亞硝酸鹽為電子受體直接被氧化成氮氣的過程。ANAMMOX的生化反應式為：

　　NH4++NO2-→N2↑+2H2O

　　ANAMMOX菌是專性厭氧自養菌，因而非常適合處理含NO2-、低C/N的氨氮廢水。與傳統工藝相比，基于厭氧氨氧化的脫氮方式工藝流程簡單，不需要外加有機炭源，防止二次污染，又很好的應用前景。厭氧氨氧化的應用主要有兩種：CANON工藝和與中溫亞硝化(SHARON)結合，構成SHARON-ANAMMOX聯合工藝。

　　CANON工藝是在限氧的條件下，利用完全自養性微生物將氨氮和亞硝酸鹽同時去除的一種方法，從反應形式上看，它是SHARON和ANAMMOX工藝的結合，在同一個反應器中進行。孟了等[19]發現深圳市下坪固體廢棄物填埋場滲濾液處理廠，溶解氧控制在1 mg/L左右，進水氨氮<800 mg/L，氨氮負荷<0.46 kgNH4+/(m3·d)的條件下，可以利用SBR反應器實現CANON工藝，氨氮的去除率>95%，總氮的去除率>90%。

　　Sliekers等[20]的研究表明ANAMMOX和CANON過程都可以在氣提式反應器中運轉良好，并且達到很高的氮轉化速率?？刂迫芙庋踉?.5mg/L左右，在氣提式反應器中，ANAMMOX過程的脫氮速率達到8.9 kgN/(m3·d)，而CANON過程可以達到1.5 kgN/(m3·d)。

　　3.3 好氧反硝化

　　傳統脫氮理論認為，反硝化菌為兼性厭氧菌，其呼吸鏈在有氧條件下以氧氣為終末電子受體在缺氧條件下以硝酸根為終末電子受體。所以若進行反硝化反應，必須在缺氧環境下。近年來，好氧反硝化現象不斷被發現和報道，逐漸受到人們的關注。一些好氧反硝化菌已經被分離出來，有些可以同時進行好氧反硝化和異養硝化(如Robertson等分離、篩選出的Tpantotropha.LMD82.5)。這樣就可以在同一個反應器中實現真正意義上的同步硝化反硝化，簡化了工藝流程，節省了能量。

　　賈劍暉等[21]用序批式反應器處理氨氮廢水，試驗結果驗證了好氧反硝化的存在，好氧反硝化脫氮能力隨混合液溶解氧濃度的提高而降低，當溶解氧濃度為0.5 mg/L時，總氮去除率可達到66.0%。

　　趙宗勝等[22]連續動態試驗研究表明，對于高濃度氨氮滲濾液，普通活性污泥達的好氧反硝化工藝的總氮去除串可達10%以上。硝化反應速率隨著溶解氧濃度的降低而下降;反硝化反應速率隨著溶解氧濃度的降低而上升。硝化及反硝化的動力學分析表明，在溶解氧為0.14 mg/L左右時會出現硝化速率和反硝化速率相等的同步硝化反硝化現象。其速率為4.7mg/(L·h)，硝化反應KN=0.37 mg/L;反硝化反應KD=0.48 mg/L。

　　在反硝化過程中會產生N2O是一種溫室氣體，產生新的污染，其相關機制研究還不夠深入，許多工藝仍在實驗室階段，需要進一步研究才能有效地應用于實際工程中。另外，還有諸如全程自養脫氮工藝、同步硝化反硝化等工藝仍處在試驗研究階段，都有很好的應用前景。

　　4 小 結

　　雖然處理高濃度氨氮廢水的處理方法有多種，但是目前還沒有一種能夠兼顧流程簡單、投資省、技術成熟、控制方便以及無二次污染等各個方面。如何經濟有效地處理高濃度氨氮廢水仍是擺在環境工程工作者面前的一道難題，如何將新型高效的生物脫氮工藝投入實際應用以及簡單實用的生化聯合工藝應該成為今后研究工作的重點。

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　　22 趙宗升，李炳偉，劉鴻亮.高氨氮滲濾液處理的好氧反硝化工藝研究.中國環境科學，2002，22(5)：412～415

　　[1]******作者：常功法，男，1981年生，碩士研究生，研究方向為水污染防治技術。

　　焦化廢水物化處理方法綜述

　　1 引 言

　　焦化廢水是煤制焦炭、煤氣凈化及焦化產品回收過程中產生的高濃度有機廢水。其組成復雜，含有大量的酚類、聯苯、吡啶、吲哚和喹啉等有機污染物，還含有氰、無機氟離子和氨氮等有毒有害物質，污染物色度高，屬較難生化降解的高濃度有機工業廢水。因此焦化廢水的處理，一直是國內外廢水處理領域的一大難題。

　　目前處理焦化廢水的技術主要有物化法、生化法以及物化-生化法等三大類。其中物化法簡單易行，在焦化廢水的處理中得到廣泛應用。

　　2 焦化廢水物化處理技術

　　2.1 吸附法

　　吸附法處理廢水 ，就是利用多孔性吸附劑吸附廢水中的一種或幾種溶質，使廢水得到凈化。常用吸附劑有活性炭、磺化煤、礦渣、硅藻土等。這種方法處理成本高，吸附劑再生困難 ，不利于處理高濃度的廢水。

　　夏海萍、柯家駿研究了膨潤土粘土礦對焦化廢水中氨氮的吸附作用，研究表明天然膨潤土能夠有效地吸附焦化廢水中的氨氮;顆粒膨潤土的吸附效果優于粉狀膨潤土。

　　吳聲彪、肖波、史曉燕等研究比較了粉末活性炭和柱狀活性炭對焦化廢水COD的去除效率，結果表明，粉末活性炭對COD的去除率可高達98.5%;同時，粉末活性炭的顆粒有一個******尺寸范圍，粒徑為0.09mm的粉末活性炭對焦化廢水COD的去除率最高。

　　粉煤灰處理廢水是近幾年粉煤灰綜合利用研究的熱點之一。粉煤灰主要成分是二氧化硅和硅酸鹽。用粉煤灰作為吸附劑深度處理焦化廢水時，脫色效果好，對COD、揮發酚、油等的去除效果好，費用低。

　　劉心中，姚德，董鳳芝，楊新春對粉煤灰處理廢水的機理得到了初步認識，其作用基本上以吸附為主，包括物理吸附和化學吸附，吸附規律符合Freundlich吸附等溫式。

　　張昌鳴、李愛英等在實驗室條件下，進行了用粉煤灰作吸附劑凈化處理焦化生化出水廢水的研究，指出，當粉煤灰添加量為1.5g/100mL和浸漬時間為20～25min的條件下，處理后的廢水除氨氮外，其他各項指標均可達到外排標準。

　　2. 2 化學沉淀法

　　劉小瀾，王繼徽，黃穩水等采用化學沉淀劑MgCl2·6H2O和Na2HPO4·12H2O(或MgHPO4·3H2O) 對焦化剩余氨水進行預處理，取得了較好的效果，廢水中氨氮的去除率高達99%以上。沉淀劑與焦化廢水中的NH4+反應，生成磷酸銨鎂沉淀。在PH為8.5～9.5的條件下，投加的藥劑Mg2+∶NH4+∶PO43- (摩爾比)為1 4∶1∶0.8時，廢水氨氮的去除率達99%以上，出水氨氮的質量濃度由2000mg/L降至15mg/L。達到國家排放標準。

　　2. 3 混凝沉淀法

　　混凝法是向廢水中加入混凝劑并使之水解產生水合配離子及氫氧化物膠體，中和廢水中某些物質表面所帶的電荷，使這些帶電物質發生凝集。混凝法的關鍵在于混凝劑 ，目前國內焦化廠家一般采用聚合硫酸鐵(PFS)，助凝劑為聚丙烯酰胺(PDM)。趙玲，吳梅研究了混凝澄清法在焦化廢水處理中的應用，生產實踐證明，采用混凝澄清法對焦化生化后廢水進行深度處理，聚合硫酸鐵(PFS)的投加量在20~30mg/L，聚丙烯酰胺的投加量在0.25~0.13 mg/L，能夠去除45%的COD、37%的氰化物，達到較好效果。

　　上海焦化總廠選用厭氧-好氧生物脫氮結合聚鐵絮凝機械加速澄清法對焦化廢水進行綜合治理，使出水中COD<158mg/L， NH3-N<15g/L。盧建杭等人開發了一種專用混凝劑M180，該藥劑可有效去除焦化廢水中的CODcr、色度、F和總CN--等污染物，使廢水出水指標達到國家排放標準。

　　近年來，新型復合混凝劑在焦化廢水的處理中的應用得到廣泛的研究。郭金華、田作林、馮天偉等用硫鐵礦燒渣經過酸浸、聚合等工序而制備成的一種化學性質穩定、易溶于水的堿式氯化硫酸鐵的聚合物，同時含有一定量的鋁、鈣、鎂、鋅等高價離子，介紹了新型復合混凝劑的混凝機理及處理焦化廢水工藝，通過實驗室小試及工業擴大實驗，確定了藥劑的******投入量及******PH值，以達到******的凈水效果。

　　2.4 Fenton試劑法

　　Fenton試劑是由H2O2和Fe2+混合得到的一種強氧化劑，由于其能產生氧化能力很強的·OH自由基，在處理難生物降解或一般化學氧化難以奏效的有機廢水時，具有反應迅速，溫度和壓力等反應條件緩和且無二次污染等優點。因此，近30年來越來越受到國內外環保工作者的廣泛重視。

　　劉紅，周志輝采用Fenton試劑氧化聯合聚硅硫酸鋁混凝沉降的方法，對氣浮一隔油后的焦化廢水進行了試驗研究，獲得了良好的效果，為該工藝實際處理焦化廢水提供了科學依據。試驗證明，在******處理條件下，廢水的COD值可由1173.0mg/L降至38.2mg/L，符合國家一級排放標準，COD去除率達到96.7%。

　　3 結 語

　　深入研究焦化廢水的******處理技術，既是當前經濟建設面臨的現實問題，也是將來進行技術攻關的重點，只有不斷提高現有處理技術的處理能力、增強新技術的經濟技術可行性，將各種方法有機地結合起來，取長補短才能找到治理焦化廢水的******方法。其中化學氧化法具有去除率高，占地面積小、無二次污染的特點，是焦化廢水處理的發展趨勢。吸附法和混凝法是焦化廢水深度處理的可靠方法 ，應著力進行新型吸附劑和混凝劑的開發。

　　焦化廢水中難降解有機物處理試驗研究

　　引言

　　焦化廢水是一種含有大量有毒有害物質的有機廢水。其有機組分除85%的酚類化合物以外，還包括脂肪族化合物、雜環化合物和多環芳香族化合物等[1]。一般來講，酚類物質比較容易被生物降解，而雜環化合物、多環化合物等則難以被生物降解。正是由于這些難降解物質的存在，使得焦化廢水經普通活性污泥法處理后其出水水質不能達到國家規定的排放標準。據對24家焦化廠污水處理系統出水水質的統計：CODcr含量低于150mg/L者，僅占12.5%，低于200mg/L者僅占29.2%[2]。為此，現有的焦化廢水處理工藝必須進行技術改造。我們選擇了焦化廢水中比較具有代表性的3種難降解物質——喹啉、吲哚和吡啶，再加上焦化廢水中含量最高的酚(采用苯酚)，構成了試驗模擬廢水。通過試驗研究，以了解難降解物質在焦化廢水中的處理性能，為提高焦化廢水的處理效果及工藝改進提供必要的實驗數據。

　　1 試驗材料與方法

　　1.1 工藝流程與試驗裝置

　　經分析與篩選，工藝流程選擇中溫水解(酸化)、好氧兩段SBR工藝。試驗采用的兩個反應器均為圓柱型。其中水解(酸化)段的反應器有效容積為5L，好氧段反應器的有效容積為3L。工藝流程見圖1。其中，水解(酸化)段用溫控儀控制水溫在35℃左右，好氧段用可自動控溫的加熱棒控制水溫在20℃左右。

　　1.2 試驗用水水質

　　試驗采用模擬廢水，其中4種污染物的大致濃度為：苯酚500mg/L、喹啉100mg/L、吲哚40mg/L、吡啶40mg/L。并配以NaH2PO4和NH4Cl作為磷源和氮源，碳、氮、磷的比例為：m(C):m(N):m(P)=100:5:1。

　　1.3 試驗測定項目及方法

　　每天對4種污染物的濃度、pH、DO進行測定，定期測定CODcr。其中4種污染物的測定，水解段采用液相色譜法，好氧段采用紫外分光光度法;DO的測定采用YSI Model 58型溶解氧測定儀;CODcr的測定采用30min回流法。

　　2 試驗結果與分析

　　2.1 好氧段不同入流時間對處理效果的影響

　　在SBR工藝系統中人流時間是一個很重要的參數，對于有毒性的污水，如果入流期過短，則會因為入流期的基質積累形成抑制，此時，所積累的濃度越大，反應速度反而減小，從而延長了反應周期;如果入流期過長，則反應速度較低，也會延長反應周期。因此，有必要在SBR藝中控制入流時間，使反應不受抑制的影響，同時又獲得較高的反應速度。

　　為了確定好氧段的******入流時間，我們采用了3種入流時段：2h、4h、6h進行實驗研究(其中好氧段的進水均經過8h的中溫水解《酸化》，相應的反應時間分別為6h、4h和2h，實驗處理效果見表1、表2、表3所示。

　　表1 2h入流、6h反應時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水*30617.112.425.812567.37

　　好氧出水010.68.0912.872.47.92

　　去除率/%10038.034.850.494.2

　　其中：MLSS=5.2g/L　SVI=68.1

　　注：*：好氧進水為經8h水解(酸化)后的出水，數值為多次測定結果的平均值

　　表2 4h入流、4h反應時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水30617.112.425.812957.40

　　好氧出水05.873.755.9942.57.87

　　去除率/%10065.769.876.896.7

　　其中：MLSS=5.0g/L　SVI=70.3

　　表3 6h入流、2h反應時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水30617.112.425.813247.42

　　好氧出水013.79.2315.21037.88

　　去除率/%10019.925.041.192.2

　　其中：MLSS=5.3g/L　SVI=75.4

　　從以上實驗數據可以看到：在3種入流條件下，當反應結束時，苯酚的去除率達到100%，喹啉、吲哚以及吡啶都有不同程度的降解，但以4h入流條件下，反應結束時降解程度******。4h入流、4h反應時的處理效果均優于其他狀態的處理效果。苯酚、喹啉、吲哚和吡啶的去除率分別達到100%、65.7%和69.8%。圖2、圖3、圖4分別為入流時間2h、4h、6h時3種難降解物質的降解曲線對比圖。從圖中可以看到，在入流時間為4h時降解速率最快，出水中喹啉、吲哚和吡啶的濃度也******，因此，我們選定4h為******入流時間，在后面討論不同的水解(酸化)時間對好氧段處理效果的影響時，入流時間均采用4h。

　　2.2 不同水解(酸化)時間對處理效果的影響

　　確定了******入流時間后，在此入流條件下，我們又分別對不同水解(酸化)時間對好氧段處理效果的影響做了實驗研究，水解時間分別取6h、4h、2h，然后進行8h(入流4h，反應4h)的好氧處理，對其處理效果進行對比，擬確定一個對模擬廢水比較適合的水解(酸化)時間。水解(酸化)6h、4h、2h后，經8h好氧處理后的結果見表4、表5及表6，水解(酸化)時間為8h時的處理效果見表2。

　　表4 水解6h時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水323.619.6513.126.511377.43

　　好氧出水07.203.084.1650.77.93

　　去除率/%10063.376.584.395.5

　　其中：MLSS=5.6g/L　SVI=80.0

　　表5 水解4h時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水345.724.614.930.212267.42

　　好氧出水08.563.288.6552.88.01

　　去除率/%10065.278.074.795.7

　　其中：MLSS=5.8g/L　SVI=78.2

　　表6 水解2h時的處理效果

　　水樣污染物濃度/(mg·L-1)pH

　　苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr

　　好氧進水365.533.317.635.613787.38

　　好氧出水09.335.407.9483.57.99

　　去除率/%10072.069.377.793.8

　　其中：MLSS=6.8g/L　SVI=82.1

　　從表2、表4、表5、表6的實驗數據可以看出，水解(酸化)時間為2h、4h時，出水中3種難解降物質的含量明顯高于水解(酸化)時間為6h和8h時出水中的含量。

　　圖5、圖6、圖7分別為4種水解(酸化)時間時，喹啉、吲哚、吡啶在好氧段降解曲線的對比。由圖可以看出：對于喹啉，水解(酸化)時間越長，去除效果越好，但是經好氧段后去除效果提高不大;對于吲哚，除了水解(酸化)時間為2h時去除效果較差以

　　外，其它3種水解時間下，處理效果接近;而對于吡啶，水解(酸化)時間為2h和4h時去除效果稍差，水解(酸化)時間為6h和8h時的去除效果幾乎相同。綜上所述，我們認為6h的水解(酸化)時間比較適宜。

　　3 結論

　?、?用水解(酸化)、好氧兩段SBR工藝能有效去除焦化廢水中典型的3種難降解物，其中喹啉、吲哚的去除率在90%以上，吡啶的去除率接近90%，苯酚的去除率為100%。

　　②水解(酸化)段的時間長短對后續的好氧處理也有一定的影響，水解2h、4h時的處理效果明顯低于水解8h的處理效果，而水解6h的處理效果與水解8h的處理效果相差不大，因此我們認為水解時間為6h比較適宜。

　?、塾捎诮够瘡U水是一種有毒抑制性廢水，因此，入流時間的長短對其處理效果影響比較大，水解(酸化)6h，好氧段入流期為4h時處理效果******。

　　化學沉淀法-A/O工藝處理合成氨有機廢水的工程設計

　　山東某化工集團是一個集肥料、化工、科研、商貿流通、農化服務于一體的國有大型企業，該集團氮肥分廠廢水主要是合成氨廢水，日排廢水1100m3,另有100m3/d的生活污水。原污水處理設施只對外排廢水做沉淀處理，故廢水中的污染物質如氨氮、氰化物、COD等還不能達到排放標準，造成水體“富營養化”和水中生物中毒，對當地水環境造成了較大污染。根據該廠實際情況，采用“化學沉淀法-A./O”工藝處理廢水取得了良好效果。

　　1. 廢水來源

　　廢水主要產生于造氣、合成和冷凝過程中，該廢水的主要特征污染物為氨氮。

　　2. 方案的確定

　　2.1 設計原水水質：COD≤260 mg/L ，PH：7~9 ，SS≤400 mg/L ，

　　氰化物≤2.0 mg/L，氨氮≤500 mg/L ，揮發酚≤.1.50 mg/L ，硫化物≤2.0 mg/L 。

　　2.2 處理水質標準：COD≤200 mg/L ，PH：6~9 ，SS≤200 mg/L ，

　　氰化物≤1.0 mg/L,氨氮≤150 mg/L, 揮發酚≤.0.20 mg/L ，硫化物≤1.0 mg/L 。

　　2.3 在預處理階段采用化學沉淀法，在廢水中加入硫酸亞鐵，在PH值為7.5～10.5的范圍內，將氰化物轉化為無毒的鐵氰配合物。監測進水PH值為8.26(在7.5～10.5之間)，符合要求。

　　在生化階段采用傳統的生物脫氮方法，常用的生物脫氮方法有前置生物脫氮法(A/O工藝)和后置生物脫氮法。后置生物脫氮法占地比前置生物脫氮法的大，增加了工程的基建投資;并且需要外加碳源，這樣將增加廢水的處理成本且外加碳源的量不易控制，易造成出水COD上升。而前置生物脫氮法具有占地少、不需外加碳源等優點，因此，本項目的主體工藝采用前置反硝化的生物脫氮法。

　　前置反硝化生物脫氮法分為分建式與合建式,即反硝化、硝化與BOD去除分別在兩座不同的反應器內進行或在同一座反應器內進行。

　　合建式反應器節省了基建和運行費用，且容易滿足處理工程對碳源和堿度等條件的要求，但影響因素不好控制。一、溶解氧(DO)指數至關重要，一般為0.5mg/l~1.5mg/l范圍內;二、污泥負荷指數<0.1~0.15KgBOD/KgMLSS·d，以滿足硝化的要求;三、C/N比(滿足反硝化過程對碳源的要求，6~7之間合適);四、堿度(適宜范圍為7.5~8.0)。

　　對于傳統的“硝化—反硝化”分建式反應器(A/O工藝)，由于反應不在同一座反應器內進行，硝化、反硝化的影響因素控制范圍相應增大，可以更為有效地發揮和提高活性污泥中某些微生物(如硝化菌、反硝化菌等)所特有的處理能力，從而達到脫氮除磷、處理難降解有機物的目的。這樣的生物處理組合工藝可以減少生化池的容積，提高生化處理效率，既節省環保投資又可減少日常的運行費用。

　　2.4 工藝流程

　　2.5 工藝流程說明

　　本項目的工藝采用“硝化-反硝化”為核心的A/O法生物脫氮處理

　　工藝。A/O法生物去除氨氮原理是在充氧的條件下(O段),污水中的氨氮被硝化菌硝化為硝態氮，大量硝態氮回流至A段，在缺氧的條件下，通過兼性厭氧反硝化菌作用，以污水中有機物作為電子供體，硝態氮作為電子受體，使硝態氮被還原為無污染的氮氣，逸入大氣從而達到最終脫氮的目的。

　　2.5.1污水流程

　　生產廢水經調節池調節水量，均衡水質后由水泵提升，加入FeSO4,

　　去除CN- ,生成絡合沉淀物。出水進入一沉池沉淀去除部分懸浮物和沉淀物，一沉池出水和回流液混合進入缺氧池，進行反硝化脫氮反應，NO3- —N被還原成N2進入空氣，污水則進入生物接觸氧化池。在生物接觸氧化池內進行降解和硝化反應，BOD大部分被降解，NH4+—N則轉化為NO3- —N，出水大部分回流，剩余部分則進入二沉池沉淀脫落的生物膜，二沉池出水可直接達標排放，也可用泵泵入廠辦公生活區的水景噴泉配水系統，這樣即可美化廠區環境，又可利用在噴泉中水射流及曝曬起到的“氧化塘”作用，水質會得到更好的改善，從而充分保證了排放水的水質要求。

　　2.5.2污泥流程

　　沉淀池污泥進入污泥濃縮池，經濃縮后上清液回流至調節池重新處理，濃縮污泥由泥漿泵提升至干化場干化脫水

　　3.主要構筑物的設計說明

　　3.1 調節池

　　因原水排放氨氮值波動較大，且需要摻加生活污水，故在廢水處理系統之前設此調節池，以均衡水質和調節水量。

　　調節池采用的是穿孔導流槽式調節池，進入調節池的廢水由于流程長短的不同，達到自動調節均和水質的目的，減少了沖擊負荷對后續處理單元的影響。

　　調節池有效容積為200m3,水力停留時間為4h。

　　3.2 一沉池

　　沉淀池去除部分懸浮物，COD和加藥生成的鐵氰絡合物等。平流式沉淀池的多斗排泥，方式比較可靠，但斗內易積泥，排泥困難，只能采用定期放空，人工排泥的方式來維持生產，如排泥間隔時間過長，還可能出現管口堵塞現象。

　　本設計用吸泥機來排泥，采用鋼制BXJ—3500型，含有電極、減速機、液下污泥泵，運行可靠，操作方便，廣泛應用于平流沉淀池的排泥。

　　沉淀池有效容積為160m3,水力停留時間為3.2h。

　　3.3 缺氧池

　　缺氧池是通過棲息在軟型填料上的世代時間較長的反硝化菌的作用使廢水中的NO2-、、NO3-轉化成CO2和N2，從而達到生物脫氮的要求。由于采用了前置反硝化脫氮工藝，利用進水的有機物作為碳源，所以反硝化池可以不另加碳源。

　　缺氧池為生物脫氮的主要反應器，在缺氧池內回流混合液和一沉池出水在攪拌機的作用下充分混合，在反硝化菌的作用下，發生反硝化反應。

　　硝態氮被還原為N2，完成脫氮反應。

　　從反硝化反應式中也可以得到三個結論：

　?、?硝化過程后富余的溶解氧(DO約為0.7～.1.0mg/l)在反硝化過程中，被反硝化段中的部分有機物消耗掉，從而進一步保證了缺氧反硝化階段溶解氧(DO<0.3mg/l)的工藝要求。

　?、?在反硝化菌的作用下，NO3-被還原，而有機物被氧化，NO3-在還原過程中所獲得的電子是由有機物質提供的。因此，在反硝化過程中，廢水的C/N比是影響脫氮效果的一個重要因素。

　?、?反硝化反應的結果使生化環境的PH值提高，反硝化作用最適宜的PH值也在7.5～9.2之間，由于硝化使PH降低而反硝化卻使PH升高，兩個過程中的PH變化彼此之間相互抵消，結果使系統內的PH保持不變。但是兩個過程中堿度的變化可以作為一個參數用來判斷硝化與反硝化進行的程度。

　　缺氧池容積可根據反硝化速率和需脫硝的硝酸氮量計算，公式如下：

　　3.4 生物接觸氧化池

　　為有機物降解和NH4+ —N硝化的反應器，在充氧的條件下，有機物在微生物的作用下分解為CO2和H2O，NH4+ —N則發生硝化反應。硝化作用是在兩類好氧菌的參與下完成的，首先是亞硝化單細胞菌將氨氮先氧化成亞硝酸鹽，然后硝化桿菌將亞硝酸鹽再進一步氧化成硝酸鹽。

　　從上述反應式中可以得到三個結論:

　　1不論是亞硝化過程還是硝化過程，都要耗用大量的氧。要使一分子氨氮(NH3—N及NH4+ —N)完全氧化成NO3- 需耗用2分子的氧，即氧化1mg氨氮需要4×16 / 14 = 4.57 mg的氧，此值為生物氧化池脫氮的需氧量提供了一個工程設計的參考數據。由于硝化反應需要足夠的氧量，因此大多數學者認為溶解氧應控制在1.5 ～ 2.0 mg/L以上，低于0.5mg/L則硝化作用完全停止。

　　2硝化反應的結果有硝酸(HNO3)生成，會使生化環境的酸性提高。因此廢水中應有足夠的堿度，以平衡硝化作用中產生的酸，一般認為硝化作用最適宜的PH值在7.5 ～ 9.2之間。

　　3硝化反應的結果可使氨氮轉化為亞硝酸鹽和硝酸鹽，但廢水中的總氮量并沒發生變化。

　　硝化作用宜在低BOD負荷條件下進行，若硝化段的含碳有機基質的濃度太高，會使生長速率較高的非硝化菌迅速繁衍，從而使硝化菌得不到優勢，結果降低了硝化速率。一般來說，硝化段的BOD應低于20mg/L。

　　采用污泥負荷計算好氧池容積，泥齡與污泥去除負荷的關系為：

　　好氧池設兩座，并聯式，總有效容積為800m3, 泥齡約為30天。

　　4. 處理效果分析

　　德州市陵縣環境保護監測站于2001年6月15日～16日對該廠水樣進行了48h的8次取樣監測，監測結果見表1，表明該設施的處理出水達到了國家《合成氨工業水污染物排放標準》(GWPB4-1999)小型二級排放標準。(注：GWPB4-1999現已改為GB13458-2001)

　　5. 問題的探討

　　為了使污泥均質，需用漿式攪拌機攪拌，使污泥成懸浮狀態，這就需要一定的攪拌速度，而轉速不能過快，否則，將帶入部分空氣而破壞厭氧環境，同時易引起漂泥，使污泥流失，因此，攪拌速度應控制在一定的范圍內，我們在原設計中的攪拌速度為.5.2r / min ，在實際運行中此轉速偏大，特別是在調試階段，由于缺氧池污泥濃度太小(不足1000mg/l)，此轉速時就更容易造成污泥流失，我們建議應將轉速降低，這是需要進一步研究的問題。

　　6. 經濟分析

　　工程總投資為163萬元，其中污水處理站土建部分為83萬元，主體設備60萬元，其它費用20萬元。直接處理成本為0.92元 / m3水，其中：固定資產折舊費為0.15元 / m3水;人工費為0.08元 / m3水;藥劑費為0.39元 / m3水;電費為0.30元 / m3水。

　　根據設計方案，污水經處理后回用于生產中的部分工段(比如生產車間沖洗地面，鍋爐車間沖渣沖灰等)。按20%的回用率，可節省的一次用水為240m3/d，每方水按0.5元計，為240×0.5 = 120 元/d = 0.1元 / m3水。則實際噸水處理費用：0.92-0.10 = 0.82元 / m3水。按每日處理1200立方米廢水，每年生產300天計算，需凈支出0.82元×1200×300 = 29520元。

　　6. 結語

　　采用化學沉淀法—A/O工藝處理合成氨有機廢水，工藝技術可靠，操作簡單，便于管理，運行成本低，處理出水符合國家《合成氨工業水污染物排放標準》(GB13458—2001)小型二級排放標準，同時可回用于生產過程的某些工段，獲得了顯著的環境效益和社會效益，總的來說，本處理工藝是科學適用的

　　高濃度NH3-N廢水的處理與綜合利用

　　某煉油廠催化劑廠在生產過程中產生一定量的過程凝縮水，其中含有較多的氯化氨(13500mg/l)和硝酸氨(4700mg/l)它的排水量不大(55.4m3/h)但如不經任何處理，直接排入煉油廠排水系統，則將嚴重破壞曝氣池的操作，影響污水處理構筑物的正常運行，使出水水質惡化。對這種高濃度無機NH3-N廢水如果單從環保角度來研究治理方案是不現實、不經濟的。而應該把環境目標和能源目標結合起來考慮，在治理技術上采用回收技術，在治理過程中，能使處理后的水循環使用，達到零排放標準。

　　一、處理流程見工藝流程圖(圖一)

　　工藝流程圖(圖一)

　　二、流程簡述

　　1. 預處理(調節池)：對兩種廢水(NH4CL、NH4NO3廢水)進行水質水量均和，同時降解水中的不溶物質。

　　2. 氨的去除：采用汽提法脫除污水中的NH4+，脫除率據資料記載可達98%左右。汽提法處理廢水的脫除率效果見表一。含氨廢水經熱交換器與汽提出水換熱到95ºC左右，從塔頂進入塔內，蒸汽從塔底送入與廢水逆向接觸，汽提后的水汽，氨從塔頂逸出，經冷卻器分離出凝縮水，進入回收系統回收NH3，從冷卻器分離出來的水，其中含有較大量的NH3，可返回塔內，脫除的NH3可經過氨精制工段進行深加工，加工成氨水或化肥等。在脫除過程中，蒸汽消耗量為170~230kg/m3廢水。汽提法處理流程見圖二，汽提法脫氨效果見表一。

　　汽提法脫氨效果 表一

　　噴淋密度米3/米2/時氨mg/l

　　汽提前汽提后脫除率(%)

　　10.4414872019098.7

　　11.931780018798.9

　　13.6711420098.298.2

　　汽提法處理流程 圖二

　　3. 水質凈化：對脫氨后的廢水進行深度處理，使廢水經過壓力過濾器處理后，使出水濃度控制在5%以下。為下一步離子交換處理作準備。

　　4. 離子交換：對NO3-離子的去除，采用離子交換法。去除水中的NO3-離子和其它離子。離子交換法采用順流再生固定床工藝。采用的離子交換樹脂分別為苯乙烯系強酸陽離子交換樹脂(001X7)和苯乙烯系強堿(I型)離子交換樹脂(201X7)，離子交換液分別為HCL和NaOH，離子交換器運行時可分別設三個柱，兩個串聯運轉，第三個在再生中，當折點到達時，******柱停止工作進行再生，已再生的柱取代之用作串聯的******柱，這樣可獲得連續性的運行效果。

　　三、結論

　　本處理工藝是資源優化方案，出水可以回用于循環水系統，回收的有效資源是氨水，經過本流程處理后的廢水，NH3-N濃度下降到15PPm以下。它的前級處理類似氮肥廠排出的含氨廢水的處理，國內外均有成熟的經驗可借鑒;它的后級處理是國內外成熟的離子交換法。該工藝能耗主要是蒸汽，但它回收的是有用資源及水的循環回用，所產生的經濟效益超過運行費用。

　　高濃度氨氮廢水的短程硝化研究

　　1 試驗裝置、材料與方法

　　試驗裝置及工藝流程如圖1所示。

　　廢水經由進水泵從水箱中提升進入反應器底部，經反應后從出水口進到沉淀池中，沉淀后的上清液排走，污泥則經污泥泵回流進入反應器底部?？諝馔ㄟ^氣泵，經氣體流量計控制氣量后進入反應器。反應器置于恒溫水浴[(35±1) ℃]中。試驗中采用了pH在線控制，通過自動投加Na2CO3溶液將pH值控制在7.0～7.8。?

　　CSTR反應器由有機玻璃加工而成，呈圓柱狀，高45cm，內徑為14cm，有效容積為6L。進水口位于反應器底部，曝氣管從中部取樣口(距底部19cm)進入反應器，出水口距反應器底部39cm。

　　原水的配制：在自來水中加入一定量的氯化銨作為基質，同時加入一定量的磷酸二氫鉀和微量元素。

　　接種顆粒污泥取自北京紅牛維他命飲料有限公司的曝氣池(污泥的SS為14.2g/L，VSS為11.4g/L，VSS/SS=0.8)。在反應器中接種約2.5L污泥后的SS和VSS分別為6.3和4.7g/L。

　　分析時，COD測定：COD速測儀;pH值：pH計;SS和VSS：標準稱重法;氨氮：納氏試劑分光光度法;NO2--N和NO3--N：離子色譜法和N-(1-萘基)-乙二胺光度法;溶解氧：溶解氧儀。

　　2　試驗結果

　　2.1　運行結果

　　根據反應器的運行情況，可將試驗過程分為兩個階段：啟動期(第1～23天)和提高負荷期(第24～141天)。在提高負荷期又可分為無回流階段(第24～40天)、間歇回流階段(第41～93天)和連續回流階段(第94～141天)。

　　整個運行過程中進、出水氨氮濃度及出水NO2--N和NO3--N濃度的變化如圖2所示。

　　從圖2可以看出，在整個運行過程中多數情況下出水的氨氮濃度<800mg/L，而在第125～139天時則基本保持在50mg/L以下。此外，出水NO2--N濃度在第84天以前一直保持上升趨勢，后期則由于受進水氨氮濃度下降的影響，也相應地有所下降，而出水中的NO3--N先是逐漸升高，然后再下降，到第26天時出水中的NO3--N濃度已經低于NO2--N濃度，NO2--N濃度與NO2--N、NO3--N濃度之和的比值達到了0.57，說明此時該反應器已成功實現了短程硝化。此后，NO3--N濃度一直在持續下降，到第73天時已經檢測不到NO3--N，在試驗后期即使增加了污泥回流，出水中也沒有檢測到NO3--N，這表明反應器中幾乎完全淘汰了硝化細菌。

　　氨氮去除率和容積負荷的變化如圖3所示。?

　　由圖3可以看出，隨著反應器運行時間的延長，容積負荷也逐漸提高，啟動初期容積負荷僅為0.02kgNH3-N/(m3·d)，到啟動期結束時(第23天)達到了0.1kgNH3-N/(m3·d)左右;在第72～123天基本保持在0.6～0.8kgNH3-N/(m3·d);此后進一步提升負荷，最高時達到了1.4kgNH3-N/(m3·d)。從圖3可以看出，氨氮去除率出現了4次較大的下降，分別出現在第37天、第68天、第86天以及第111～117天之間，其原因主要是反應器內污泥濃度的降低導致了生物活性下降。

　　反應器內MLSS的變化如圖4所示。

　　從圖4可以看出，反應器內的MLSS波動較大。在反應器運行過程中污泥的增長量始終跟不上污泥的流失量，所以在沒有污泥回流(第41天以前)的情況下，反應器中污泥濃度呈下降趨勢，MLSS從接種時的6300mg/L一直降到了300mg/L。為保證反應器內具有足夠的污泥量，在第41～93天改按人工間歇回流污泥的方式運行。反應器外排的污泥都被收集起來并加以培養，當反應器內的MLSS<1000mg/L時再把這些污泥補充到反應器中以保證反應器內的污泥濃度。從第94天開始增加了沉淀池和污泥回流系統(如圖1中虛線部分所示)，反應器的運行改為連續污泥回流，所以從第41～141天反應器內平均MLSS基本維持在2000mg/L。

　　反應器內平均DO濃度變化見圖5。

　　從圖5可以看出，反應器中DO濃度主要控制在兩個水平，即在第121天以前反應器內DO為1mg/L左右，從第122～141天則主要控制在2mg/L左右。

　　進、出水總氮的變化見圖6。

　　由圖6可以看出，在反應器運行的141d中進、出水總氮濃度始終存在一定的差異，這說明并非所有被氧化的氨氮都轉化成了NO2--N。其相差部分可能是被用于合成新的細胞物質，但計算表明用于合成的氨氮非常少，仍有部分氨氮以其他方式消失了，由于反應器內DO濃度較低，消失的這部分氨氮有可能與其他氮素轉化途徑有關，比如好氧反硝化、由自養硝化細菌引起的反硝化或同時硝化反硝化(SND)等，這些仍有待進一步證實。

　　2.2　污泥狀況

　　反應器運行到第87天時從排泥中取樣進行掃描電鏡觀察，發現泥中細菌數量較多(以短桿菌和球菌為主)，但其表面似乎包裹著一層粘性物質。從細菌形態看，球菌可能是亞硝化球菌屬(Nitrosococcus?)的細菌，而桿菌則可能是亞硝化單胞菌屬(Nitrosomonas)的細菌。

　　3　討論

　　有、無污泥回流的運行試驗結果均表明，泥齡的長短并不影響短程硝化的實現，即使在比1. 5d更長的泥齡條件下硝化細菌仍逐漸被淘汰出反應器，從而實現了NO2--N的穩定積累。在連續進行污泥回流的情況下仍能夠穩定地實現短程硝化，表明該工藝有望進一步直接應用于處理低濃度氨氮廢水中。

　　4　結論

　?、僖宰孕信渲频母甙钡獜U水為進水，以普通活性污泥為種泥，在溫度為35℃、CST R反應器平均DO濃度為0.5～2.5mg/L、pH值為7～7.8的條件下連續運行，在無污泥回流的狀況下從第26天開始出水中的NO2--N濃度超過了NO3--N濃度，成功地實現了短程硝化;

　?、诜磻髟谠黾娱g歇污泥回流的條件下運行，出水中NO3--N濃度仍一直呈下降趨勢，約30d后出水中檢測不出NO3--N;當反應器采用連續污泥回流的方式運行時，反應器出水中也一直檢測不到NO3--N，表明在泥齡較長的運行條件下也能夠成功地實現短程硝化;

　?、鄯磻髟谶M水氨氮容積負荷達到1.2kg/(m3·d)時，氨氮去除率仍保持在95%以上;

　?、軖呙桦婄R的觀察結果表明污泥中的細菌以短桿菌和球菌為主。

　　廢水生物化脫氮工藝

　　1. 氯化法

　　氯化法是通過投加足量氯氣至廢水中使NH3-N氧化成氮氣，其主要反應式如下：

　　(1-6)

　　(1-7)

　　(1-8)

　　(1-9)

　　加氯反應需氯量(以Cl2計算)對NH3-N的重量比為7.6:1，為了保證反應完全進行，加氯應略過量，重量比在8:1～10:1[1]。雖然氯化法反應迅速完全，所需設備投資較少，但液氯的安全使用和貯存要求高，并且氯的耗量較高。與此同時，應防止氯與水中有機物反應生成有機氯化物，導致二次污染。因此，氯化法一般用于給水的處理，對于大水量高濃度NH3-N廢水不適合。

　　2. 磷鎂沉淀法

　　NH4+一般情況下不與陰離子生成沉淀，但它的某些復鹽不溶于水，如MgNH4PO4(MAP)、MnNH4PO4、NiNH4PO4、ZnNH4PO4等。因此可以采用向含NH4+廢水中加入Mg2+和PO43-，使之生成難溶復鹽MgNH4PO4(MAP)沉淀的方法將NH3-N去除[2]。該方法的優點是沉淀反應不受溫度、水中毒素的限制，且可以處理高濃度NH3-N廢水，設計和操作均很簡單。但生成沉淀所需的藥劑費用太高，所得的沉淀物缺少出路。

　　3. 離子交換法

　　離子交換法是借助于離子交換劑與廢水中的離子進行交換而除去其中有害離子的方法[3]。離子交換劑有天然的和合成的兩種，通常，在工業上仍采用廉價的天然離子交換劑—氟石進行脫氮處理。當含有NH4+廢水以一定流速通過氟石交換柱時，NH4+被吸附除去。吸附一定容量的氟石可采用NaCl、HCl或NaOH溶液進行再生，并回收NH4+。但對于高濃度NH3-N廢水，氟石再生頻繁而造成操作困難，且再生所得稀釋氨溶液不易進行回收利用，故成本較高。

　　4. 空氣吹脫法

　　廢水中的NH3-N通常以銨離子(NH4+)和游離氨(NH3)的狀態保持平衡而存在的(NH4++OH-=NH3+H2O)。當pH為中性時，NH3-N主要以銨離子(NH4+)形式存在。當pH值為堿性時，NH3-N主要以游離氨(NH3)狀態存在。吹脫法是在廢水中加入堿，調節pH值至堿性，先將廢水中的NH4+轉化為NH3，然后通入蒸汽或空氣進行解吸，將廢水中的NH3轉化為氣相，從而將NH3-N從水中去除[4]。用吹脫法處理NH3-N廢水時，需要考慮游離氨排放總量應符合氨的大氣排放標準，以免造成二次污染。

　　氮肥工業廢水處理設計及運轉

　　概況

　　我國年生產合成氨30萬噸，尿素52萬噸的大氮肥裝置按原料性質劃分主要有⑴以天然氣為原料，⑵以石腦油為原料，⑶以渣油為原料的三種類型。由于利用原料不同，產生的廢水水質不同，廢水處理采取的措施也不一樣。前2種一般采用氨汽提法和酸堿中和法處理廢水。而第3種則采取物理、化學、生化相結合的方法處理廢水，包括灰沉降單元、化學處理單元和生化處理單元?；页两祮卧饕妙w粒重力沉降作用去除灰份;化學處理單元通過投加NaOH、FeSO4和陰離子高分子絮凝劑，在絮凝作用下除去重金屬V、Ni;生化處理單元采用A/O法去除COD、NH3-N。

　　1.工藝流程介紹

　　灰沉降單元主要處理合成氨氣化部分約40T/h的碳黑廢水，碳黑廢水經灰沉降罐，除去部分碳黑后，約30T/h送入渣油汽化工段回用，約10T/h進入污水汽提塔脫除NH3、H2S后，經化學處理單元處理,脫除重金屬V、Ni后，送入均衡池。

　　生化處理單元主要處理經化學單元處理后的廢水、合成氨裝置的CO2洗滌水、尿素裝置工藝冷凝液、生活污水、經過隔油池處理的罐區污染雨水，這五股來水首******入反硝化池，與回流污泥經推流式攪拌機混合均勻，發生反硝化反應;然后水經底部回流窗進入硝化池發生硝化反應;硝化后的水在鼓風動力作用下一部分通過上部回流窗回流到反硝化池，一部分經溢流堰通過重力作用流入脫氣池脫氣，使附著在活性污泥上的氣泡被釋放，避免活性污泥在二沉池內漂浮;脫氣后的水最終在二沉池內進行泥水分離，澄清后的水經溢流堰流入暴雨調節池外排。污泥一部分回流，一部分與灰沉降器、澄清池底部的污泥一起濃縮脫水外運;整個A/O工藝采取A、B兩個系列并列運行,處理水量1200m3/d。

　　流程圖如下：

　　2、主要工藝設備及構筑物

　　單元名稱規格附屬設備數量設計運行參數

　　灰沉降單元灰沉降罐立式：φ：8000mm,H：3400mm配刮泥機，刮板式，φ8000mm,n:0.072r/min線速：0.03m/s,電機功率：8.6 kw1座水力停留時間4小時

　　回水容器臥式：V：28m3φ：2.8m，H：1.1m配6000V高壓泵，Q：41m3/h，H：713.6m1座

　　廢水汽提塔立式：φ1200×25200 mm1.5″拉西環填料 13.8 m31座

　　化學處理單元

　　反應器1 立式，V:5.5m3,φ:2.8m,H:1.8m，機械反應式配推進式ST-GPR-1.5型，φ400mm攪拌機1座水力停留時間15min

　　反應器2立式，V:5.5m3,φ:2.8m,H:1.8m，機械反應式配推進式ST-GPR-1.5型，φ400mm攪拌機1座水力停留時間15min

　　反應器3立式，V:1.35m3,φ:1.0m,H:1.5m，機械反應式配推進式ST14-GPR-0.2型，φ400mm攪拌機1座

　　澄清池機械攪拌式，V：51m3，φ：5.0m，H：4.6m配刮泥機，刮板式，φ5000mm,n:0.072r/min線速：0.0167m/s,電機功率：0.4 kw1座水力停留時間3小時

　　生化處理單元

　　硝化/反硝化池硝化區體積：318m3，反硝化區體積：205m3配推進式n:90r/min,φ480mm,N:3.7kw液下混合器2座水力停留時間21小時

　　均衡池/事故池均衡池體積：720m3，

　　事故池體積：300m3 　1座

　　二沉池V：140m3,表面負荷q:1.0m3/m2*h，沉淀面積：47m2，中心進水，四周出水輻流式。中心轉動φ：11200mm，n:0.09r/min虹吸式 吸泥機2座水力停留時間5.6小時

　　脫氣池矩形，V：16m3配推進式φ400mm攪拌機2座水力停留時間30min

　　回流污泥池矩形，V：18m3回流污泥泵Q：50m3/h1座

　　濃縮池輻流式，V：36m3　2座

　　隔油池矩形，V：300m3　1座

　　鼓風機D45-81型離心鼓風機，Q=45Nm3/min,N=75kw

　　D20-62型離心鼓風機，Q=20Nm3/min,N=20kw　D45-81三臺，D20-62二臺，D45-81向硝化/反硝化池鼓風D20-62向均衡池鼓風

　　3、運行效果分析

　　3.1 灰沉降單元

　　該單元設計進水SS≤820mg/l,出水SS≤40mg/l，從運行的效果來看，能滿足碳黑灰份的去除。但在試車階段出現了高壓回水泵葉輪結垢現象，結果導致泵軸斷裂。結垢的主要原因是由更換泵的密封水引起的，原設計該泵的密封水為透平冷凝水，由于試車階段透平冷凝水壓力不足，為了不影響試車的進度，采用生產水代替透平冷凝液做密封水后，運行不到半個月就出現泵斷軸現象，拆開泵體，發現葉輪表面結了一層致密的碳黑晶體，并且該晶體只有采用NaF、HNO3、六次甲基四銨溶液才能清洗掉。由于生產水中總硬度為109 mg/l(CaCO3計)，密封水經機封流入泵體內與碳黑水循環使用，并且碳黑水溫度可達到138℃，致使鈣鹽在水中的溶解度下降，達到飽和狀態結晶析出。這些結晶體粘附在泵的葉輪上，增大了泵軸的扭矩，導致了泵軸的斷裂。

　　3.2 化學處理單元

　　3.2.1 設計水質

　　設計水質見表(一)

　　表(一)化學處理單元設計水質表

　　項目COD(mg/l)V(mg/l)Ni(mg/l)NH3-N(mg/l)

　　進水≤300≤52≤141≤265

　　出水--≤1≤4--

　　3.2.2 反應機理

　　已配好的15%的FeSO4溶液用計量泵加入到反應器1中，同時用NaOH調節PH值，PH值控制在9.5～11，加入的二價鐵與易溶的五價釩反應，生成難溶的四價釩。最終Ni以Ni(OH)2，V以VO(OH)2的形式沉淀下來，然后在反應器3中投加0.1%陰離子高分子電解質，促進沉淀微晶的長大和凝聚。FeSO4和陰離子高分子電解質的加藥量通過進入反應器1的在線流量計調節。

　　3.2.3 運行效果評價

　　原設計V去除率為98%，Ni去除率為97%，但實際平均分別只有60%、12%左右，主要的原因是進水含量V和Ni低的緣故。因此，原設計15%的FeSO4濃度是否應該降低，節約FeSO4的投加量，需要做進一步試驗。

　　3.3 生化單元

　　3.3.1 設計水質

　　設計水質見表(二)

　　表(二)生化處理單元設計水質表

　　項目PHSS(mg/l)COD(mg/l)NH3-N(mg/l)

　　進水----≤1100≤80

　　出水6～9≤70≤100≤15

　　3.3.2設計特點

　　硝化池內安裝PH、D0在線監測儀，PH值的信號傳遞給酸堿計量泵，自動調節泵的沖程，自動控制PH在7.5～8.4，DO的信號傳遞給鼓風管上氣動閥上，自動調節閥門的開度，自動控制DO在2～3 mg/l。

　　在反硝化池內安裝推進式液下混合器，由德國EMU液下混合器股份公司提供。為了保護電動機，設定兩個跳閘溫度：140℃和125℃，在125℃以下，就會自動再啟動，若在140℃被切斷后，必須以手動方式再進行啟動。運行幾年來未出現故障，并且檢修方便。

　　3.3.3運行效果評價

　　生化單元處理水質見表(三)

　　表(三)生化處理水質表

　　項目

　　月份COD(mg/l)NH3-N(mg/l)

　　進水出水去除率合格率進水出水去除率合格率

　　97.4875.159.993.2%90%75.811.485.0%79%

　　97.11109027.497.5%100%8014.182.4%87%

　　98.4212131.898.5%97%47.48.2782.6%80%

　　98.677353.893.0%100%55.41082.0%87%

　　99.42050.758.697.2%94%41.24.3689.4%96%

　　99.51210.954.0695.6%100%44.883.9491.2%100%

　　從表(二)中可以看出：進水COD平均在770～2100mg/l，COD去除率為93%以上，合格率為90%以上。NH3-N在40～80 mg/l，NH3-N去除率為82%以上，合格率在87%以上。表明該系統抗COD沖擊能力較強，NH3-N在40 mg/l左右低負荷的情況下去除率為90%左右，而在45～80 mg/l，去除率為82%，合格率也略低。根據現場運行結果表明，COD/NH3-N的比值在10～16，NH3-N去除能力較穩定，抗NH3-N的沖擊能力也較強。而97年、98年COD/NH3-N的比值則在30以上。正是由于NH3-N長期處于低負荷運行，系統抵御濃度沖擊的能力比較脆弱，從而影響出水合格率。

　　3.3.4運行維護

　　97年二月份COD合格率僅為26%，NH3-N合格率為0，主要原因是系統遭受C0D沖擊，進水COD最高值達到25萬mg/l，遭受COD沖擊不久，系統又遭受NH3-N沖擊，NH3-N達到3065 mg/l ，因此整個系統C/N比完全失調，硝化細菌基本死亡，整個系統喪失處理NH3-N功能。由于營養過剩，其他類微生物有充足的食料，新陳代謝速度加快，相互間吸附能力減弱，導致污泥松散，沉降性能差，與此同時，硝化細菌和其他類菌種死亡，“尸體”隨二沉池排放水流出，影響SS的出水水質，97年二月份的合格率為78%。處理這種污泥被嚴重受沖擊的辦法：利用硝化細菌的自然世代更替規律(一般為15～30d)，引進生活污水作其營養源，停止進工業廢水，提高DO至3～4 mg/l，優先考慮硝化細菌生長條件，抑制其他菌類的生長。

　　98年9月COD、NH3-N合格率也偏低，也是受COD沖擊的緣故，但沖擊程度沒有97年2月份那么嚴重，COD最高達16795 mg/l，并且沖擊時間相對較短，一般采取的措施是往硝化/反硝化池投加陽離子高分子電解質，投加濃度為10 mg/l，一邊鼓風曝氣，一邊投加，約1小時后，停止鼓風曝氣，凈置，泥水分離，在分離過程中，二沉池中有一些懸浮物隨排水漂走，凈置2小時后，轉入鼓風曝氣。每天投加一次，待硝化功能恢復，污泥沉降性能增強，停止投加陽離子高分子電解質。

　　98年10月出水NH3-N比進水NH3-N還要高，原因是污泥遭受重金屬中毒，由于該裝置污泥脫水單元處于停工狀態，澄清池的污泥堆積逐漸加厚，致使泥水一起流入生化處理單元，因污泥底部沉積的V、Ni等重金屬，從而導致污泥重金屬中毒。系統中微生物失去活性，出水NH3-N比進水NH3-N還要高，二沉池出水顏色呈橙黃色，并發出惡臭氣味。處理辦法是：利用陽離子高分子電解質將具有活性微生物吸附在一起，讓死去的微生物通過二沉池排走。操作方法基本同前，只是發生中毒時，陽離子高分子電解質投加量大，時間持續長。

　　5、結束語

　　1.該處理裝置在解決廢水污染的同時，考慮到灰水的再利用，可以節約30T/h的脫鹽水。

　　2.該處理裝置取消初沉池，將硝化、反硝化池建成同心圓式，采用缺氧-好氧的內外循環流程，流程簡單，省卻了傳統工藝必不可少的一部分土建投資。滿足COD/TN≥10的要求，不需外加碳源。將生活污水引進系統中，不需投加磷營養源?；緦崿F了自動化操作，節省了操作費用。

　　3.該裝置的生化單元具有較高的有機物去除能力和穩定的硝化作用，主要是缺氧池能降解大部分的COD，大大緩解了硝化池的COD負荷，并且提供硝化反應的碳源，穩定硝化反應的速度。

　　4.該裝置的生化單元耐COD負荷沖擊能力強，COD/TN的比值范圍較寬，并且系統受沖擊后，恢復速度較快。

　　處理高濃度氨氮廢水硝化時亞硝酸鹽積累的研究

　　1、介紹

　　生物硝化-反硝化在廢水氨氮去除中使用最普遍的工藝，龍其城市污水。該工藝在高濃度氨氮工業廢水處理的運用已經做了大量的研究。由于氨氧化需要大量氧氣，曝氣在該系統中是主要的成本。

　　硝化反應分兩步。******步氨氮在氨氮氧化菌作用下轉化為亞硝酸鹽。第二步亞硝酸在氧化菌作用下轉化硝酸鹽(如圖1)。氧化1mol氨氮，氨氮氧化菌需要1.5mol的氧氣，亞硝酸鹽氧化菌需要0.5莫爾氧氣。完全硝化每mol氨氮中需要2莫爾的氧氣。這意味著短程硝化生成亞硝酸鹽氮，每mol氨氮僅需要1.5mol氧氣,暗示著短程硝化比完全硝化可以節約25%的氧氣。

　　在反硝化過程中硝酸鹽轉化為亞硝酸鹽，然后轉化為N2O3、N2O，最終生成氮氣。每一步都要消耗COD。如果考慮快速反硝化，短程硝化生成亞硝酸鹽等，縮短了硝化意味著反硝化需要總的COD量減少了，因為硝酸鹽轉化為亞硝酸鹽不需要COD。

　　由于上述原因短程硝化生成亞硝酸鹽有吸引力，因為它導致在硝化過程中需氧量減少，節約了曝氣量;后面反硝化減少了COD的需求。

　　為了取得了短程硝化生成亞硝酸鹽已經做了一些研究，但是那些成果適應于低濃度氨氮廢水。目前還沒有研究高濃度氨氮，主要的問題是高濃度亞硝酸鹽濃度，它會抑制硝化菌。

　　為了取得短程硝化有必要降低亞硝酸氧化菌的活性而不影響氨氮氧化菌的活性。必須采取一些措施確保氨氮氧化菌的培養有利條件。表1中動力學公式適合硝化菌，由于各個常數值不同，培養基濃度、溫度、PH值和DO在不同時期對它們的活性的影響不同。另外，pH值在每步影響培養基濃度，由于酸堿平衡的發生了變化。

　　在那些變量中，基質濃度不是一個運行參數，因為在廢水處理中它是一個客觀變量。溫度對兩種類型細菌的生長率的影響不同：在高溫時氨氮氧化菌比亞硝酸氧化菌有更高的生長率。在SHARON工藝后這是真正思想。然而在大多數情況下溫度在整個反應器中是一個不容易修改和控制的參數，主要是經濟角度考慮。因此PH值和DO濃度是主要運行變量去控制系統。

　　這篇論文的目的是研究PH值和DO濃度在硝化過程中對亞硝酸鹽積累的影響，這樣的話，可以減少大量的曝氣量。而且本工藝在反硝化過程中額外地節約COD量。

　　NH4++3/2O2 → O2-+H2O+2H+ 氨氮氧化菌

　　N02-+1/2O2 →NO3- 亞硝酸氧化菌

　　動力學系數隨著溫度變化，這種關系在這里沒有考慮。際生長率;μmax：******實際生長率;KSH:未電離基質飽和系數;KIH：未電離基質抑制系數;[O2]：溶解氧濃度;e(AE/T):：離解基質平衡常數，AE是激活能量，T是******溫度。

　　2、材料和方法

　　2.1 試驗搭建

　　活性污泥單元由一個有效容積2.5L反應器和外部沉淀器組成(圖2)。通過調整空氣流量來控制曝氣達到所需要得溶解氧濃度。通過加入濃度為80g/L的NaHCO3溶液自動控制PH值，NaHCO3溶液用作PH緩沖劑和硝化菌碳源。溫度保持在30℃，加入到反應器的污泥來自于一個運行了一年多的硝化活性污泥反應器。

　　圖2：活性污泥單元實驗啟動示意圖：(1)進水池，(2)進水水泵，(3)重碳酸鹽容器，(4)重碳酸鹽水泵，(5)pH值控制器，(6)pH儀表，(7)氣流管，(8)反應器，(9)反應器進水口，(10)反應器進水口，(11)反應器出水口。

　　啟動的反應器到穩定運行共運行了175天。水力停留時間為5.7小時，如果該系統維持兩天(4.2個水力停留周期)，可以認為取得了穩定運行。人工廢水的氨氮濃度為610mgN-NH4+/L，氨負荷率(NLR)為3.3kg N-NH4+/m3.d。用自來水稀釋濃縮的人工廢水到所需要的濃度。濃縮氨氮廢水(10gN-NH4+/L)的成分如表2所示。在試驗開始時，pH和DO濃度分別保持在7.85和5.5mg/L。

　　70天后穩定運行取得，去除率沒有太大的變化。啟動后，pH值和DO濃度在逐步變化如表3所示。

　　圖3硝化單元啟動

　　******步研究，在7.85-6.35范圍內逐步改變pH值，在各個PH值條件下有足夠的時間取得穩定運行。這個研究結束后，反應器在pH值7.85下運行10天，為了恢復微生物的活性。最后，pH值在7.85-9.05(基本范圍)內逐步變化。

　　PH的影響研究結束后，恢復反應器微生物的活性。第二步研究，DO濃度在5.5-0.5mg/L內逐步變化。在每一條件下取得穩定運行。2

　　2.2 分析方法

　　氨氮分析使用離子選擇電子儀(檢測范圍95-12)，硝酸鹽用220和275納米的紫外線吸收測定，亞硝酸鹽用硫磺酸反應測定。DO濃度用氧電子儀(YSI-95,YSI公司)，氨氮、硝酸鹽、亞硝酸鹽每天測定，溶解氧每天測兩次和生物量(VSS)每三天測一次。

　　3、結果與討論

　　3.1 啟動

　　如圖3所示，氮負荷率(NLR)從0.3kgN-NH4+/m3.d增加到3.3kgN-NH4+/m3.d，進水氨氮濃度從260 mgN-NH4+/L增加到610mgN-NH4+/L，進水量從3.8L/d增加到10.6L/d。pH自動控制在7.8至7.9之間。

　　在整個試驗中保持生物濃度6.3gVSS/L，連續混合液流入(每天開始50)。如圖3所示，70天的氨氮負荷率和氨氮濃度保持不變，可以認為穩定運行取得了。完全硝化取得了，即馴化階段結束(圖.4)

　　常溫下A/O工藝的短程硝化反硝化

　　1　試驗裝置與設備

　　1.1　試驗流程及設備

　　A/O工藝模型主要由合建式缺氧—好氧反應器和豎流沉淀池組成，如圖1所示。

　　合建式反應器分為3個廊道，總有效容積為85L;沿池長方向設置若干成對的豎向插槽，配以相應大小的插板，可以將整個反應器沿池長方向分成若干個小格，在每個插板上開一個25mm的圓孔，安放時使相鄰圓孔上下交錯以防止發生短流;在反應器頂部布置環狀曝氣干管，并設置若干個小閥門，由橡膠管連接燒結砂頭作為微孔曝氣器，氣量由轉子流量計測量;根據缺氧段所占比例，選擇安放若干攪拌器用于保持泥水混合均勻;在距池底20cm的高度上設置若干取樣口。進水、污泥回流和內循環流量分別用3臺蠕動泵控制。沉淀池的沉淀區呈圓柱形，直徑為30cm;污泥斗為截頭倒錐體，傾角為60°;采用中心管進水、周邊三角堰出水方式。?

　　1.2　原水

　　采用由黃豆粉、葡萄糖、NH4Cl、KH2PO4和NaHCO3與自來水配制的模擬生活污水。?

　　1.3　分析項目與方法

　　COD：重鉻酸鉀法;MLSS：濾紙稱重法;DO、溫度：WTWDO測定儀及探頭;pH值：WTWi nolab pH level2和NTC30電極;NO2--N,：N-(1-萘基)-乙二胺光度法;NO3--N,：麝香草酚分光光度法;NH3-N：納氏試劑分光光度法。

　　2　結果及分析

　　2.1　對NH3-N的去除率和NO2--N的積累率

　　試驗期間測得進水平均NH3-N濃度為40.21mg/L，對NH3-N的平均去除率為90.78%，出水中NO2--N,占TN的比例平均為75.29%。

　　在前51天，出水中NO2--N,含量占TN的50%以上(平均為87.36%)，維持了穩定的NO2--N積累。第50～53天配制原水時以Na2CO3代替NaHCO3來提供堿度，使硝化類型發生顯著變化，轉化為全程硝化反硝化。從第54天開始配制原水時仍然以NaHCO3提供堿度，又出現了NO2--N,積累現象，但是在其后的試驗中NO2--N,積累率不穩定。?

　　2.2　溫度的影響

　　試驗啟動后未進行溫度控制，水溫隨室溫的日變化為(±0.5)℃。在溫度為18～25℃的變化區間內反應器NO2--N的積累比較穩定，說明A/O工藝可實現常溫硝化反硝化。

　　Balmelle等認為在10～20℃時硝化菌屬很活躍，無論游離氨(FA)濃度多大，NO2--N的積累率都很低，此條件下溫度對硝化菌活性的影響比FA對其抑制作用大。當溫度為20～25℃時硝化反應速率降低而亞硝化反應速率增大。當溫度>25℃時FA對硝化菌的抑制作用大于溫度的作用，可能因FA的抑制造成NO2--N的積累[1]。此外，由SHARON工藝機理可知，亞硝化菌在數量上可能形成優勢的溫度范圍為30～36℃[2]，而筆者試驗中在18～25℃實現了短程硝化反硝化并不符合上述文獻中的觀點。試驗結果表明，即使溫度<25℃，FA、HRT、堿度類型以及反硝化是否充分等因素也會對硝化菌活性產生影響。?

　　2.3　pH值和FA的影響

　　在試驗前期配制原水時沒有補充堿度，原水pH值一般在7.1左右。第23～28天由于室溫升高和原水在配水箱內的停留時間較長，水解酸化比較嚴重，pH值降到6.48。為了不影響硝化效率，同時更真實地模擬生活污水，配制原水時投加了NaHCO3，將pH值調至7.00～7.29。在第50～53天改投Na2CO3提供堿度。雖然pH值提高至7.62～8.44，但是NO2--N積累率銳減，硝化菌的活性迅速恢復、數量增加，造成了硝化類型的轉變。第54天后重新投加NaHCO3提供堿度，在第55天NO2--N積累率上升，但是在其后的試驗中NO2--N積累率不穩定，從而實現了向全程硝化類型的轉變。試驗結果表明，在較低的pH值下也可能發生短程硝化反硝化，而堿度類型對硝化類型也有影響。

　　據文獻介紹，FA是對NO2--N積累有重要影響的因素之一。一般認為硝化桿菌屬比亞硝化單胞菌 屬更易受FA的抑制，而關于FA的抑制濃度的說法不盡相同，一種是FA對硝化菌的選 擇性抑制發生在0.1～10mg/L[3]。試驗中短程硝化反硝化呈比較穩定時期的原水中FA為0.06～1.02mg/L，平均為0.25mg/L。在投加Na2CO3后原水中FA增至1.31～3.22mg/L，反而沒能抑制硝化菌的活性。原水進入反應器后被內循環流量稀釋，同時伴隨著NH3-N的降解，反應器中的FA降低。試驗結果表明，硝化菌屬對外界環境很敏感，即使FA濃度很低(0.06mg/L)也會對其產生抑制作用，此外FA濃度不會單獨成為NO2--N積累的主要影響因素。?

　　2.4?DO的影響

　　Celcen和Gonenc[4]認為在硝化反應階段當(DO∶FA)<5時會產生NO2--N的大量積累，因而抑制了NO2--N的生成，當(DO∶FA)>5時則不會出現NO2--N。本試驗為保證好氧段的泥水混合均勻而采用較大的曝氣量，反應器內DO濃度較高(在好氧段始端DO>1.5 mg/L)，同時原水的平均FA為0.25mg/L，DO∶FA值較高，故可認為DO不是發生短程硝化的主要原因。

　　2.5　反硝化的程度

　　在試驗的第6、11、13、24、28天，在缺氧段末端檢測到一定濃度的NO2--N，說明反硝化不******。同期監測發現原水在配水箱中停留時間過長，水解嚴重而造成COD下降，影響了反硝化效果，造成缺氧段末端和好氧段始端積累較多的NO2--N，抑制了亞硝化反應，并為硝化菌提供大量的底物。一般在其后第2天出水中NO2--N的積累率下降，說明這種響是滯后的，而且短期內可以恢復。

　　此外，反硝化不******會造成出水中殘余NO2--N濃度較高，這會影響后續消毒效果和消毒劑用量。因此，對于A/O工藝有必要監測原水的水質、水量變化以判斷有機碳源是否充分，并及時調整內循環比來實現比較******的反硝化。?

　　2.6?HRT的影響

　　在試驗的第23天和35天，出水中NO2--N含量僅占TN的40%左右，這是由于HRT增至12h造成的，說明NO2--N的積累與HRT相關。因硝化反應存在滯后現象，故控制較短的HRT有助于NO2--N的積累。同時，延時曝氣可以減少NO2--N的積累。試驗中A/O工藝的HRT為6～8h，這既可保證NH3-N的充分硝化，又能促進NO2--N的積累。?

　　設計傳統脫氮工藝時通常不考慮HRT對硝化類型的影響，認為亞硝化菌在常溫下的數量和活性在硝化系統中都不占優勢。如果僅控制HRT且使其值較小，則可能存在NO2--N的積累，但NO2--N的積累率很難達到50%以上。?

　　2.7　污泥濃度和泥齡的影響

　　試驗啟動后測得初期反應器內MLSS約為1287mg/L(不排泥)，到第17天的MLSS達到2122mg/L，但隨后由于蠕動泵故障又導致MLSS迅速下降到1014mg/L，之后仍然不排泥，到MLSS濃度達3412g/L時泥齡已達35d以上。由于長期不排泥，泥齡遠遠大于常溫下亞硝化菌和硝化菌的世代時間，二者在反應器內都可能形成優勢菌種。試驗階段曾出現過NO2--N積累率的波動，也說明反應器內硝化菌和亞硝化菌長期共存，而發生短程硝化反硝化主要是因為硝化菌的活性受到抑制，使得硝化反應滯后于亞硝化反應的時間更長，同時控制HRT可使A/O工藝通過短程硝化反硝化途徑實現脫氮。

　　3　結論

　?、貯/O工藝在常溫(18～25℃)下可以發生比較穩定的短程硝化反硝化。

　?、谠趐H<7.5時也可能發生短程硝化反硝化，這對生活污水的處理具有重要意義。

　?、巯趸鷮賹ν饨绛h境很敏感，即使FA很低(0.06mg/L)也會產生抑制作用，但FA濃度不會單獨成為影響亞硝酸鹽積累的主要因素。

　?、芊聪趸欠?*****將影響硝化類型。反硝化不完全時硝化類型向全程硝化轉化，一旦反硝化比較******則可以在短時間內恢復短程硝化反硝化。

　　⑤因硝化反應存在滯后現象，故控制較短的HRT有助于NO2--N的積累。同時，延時曝氣可以減少NO2--N的積累。

　　⑥反應器內的泥齡≥35d時硝化菌和亞硝化菌長期共存。發生短程硝化反硝化主要因為硝化菌的活性受到抑制而不是數量少。

　　圖4氨氮濃度變化

　　3.2 pH影響

　　如圖5所示pH值影響試驗的結果。在酸性范圍pH值7.85-6.45內(低于7.85)對硝化沒有影響，但低于6.35硝化完全抑制。酸性范圍研究結束后，反應器在pH值7.85運行，為了恢復微生物的活性?；謴突钚噪A段結束后，在正常pH值范圍里研究pH值對亞硝酸鹽積累影響，可以觀察到在pH值7.85-8.95內pH值沒有影響(見圖5)，盡管在pH值在8.65和8.95發生了亞硝酸鹽短暫積累。在pH值9.05，完全抑制硝化反應的發生，沒有亞硝酸鹽積累。

　　圖5 pH值對亞硝酸鹽積累的影響的示意圖

　　那些結果顯示在大的pH值范圍(pH6.45-8.95)內研究完全硝化會發生。在pH低于6.45和高于8.95時，完全抑制硝化反應，沒有亞硝酸鹽的積累。圖6總結了研究pH對亞硝酸鹽積累的結果。

　　圖6 pH值對氨氮氧化百分率和亞硝酸鹽積累的影響。(X)氨氮消耗百分率，

　　(●)亞硝酸鹽積累百分率。

　　在正常PH值內PH值的影響被預料到了，由于自由氨氮對氨氮和亞硝化氧化菌的抑制，正如以前報道。同行工作者解釋說在酸性PH值僅有亞硝酸鹽氧化菌被自由氮酸抑制。但是在本研究中兩菌種均受到抑制。這意味著自由氮酸能產生抑制氨氮氧化菌的物質，但是以前還沒報道。

　　Suthersan 和 Ganczarcczyk發現在高的pH值亞硝酸鹽積累可以取得，建議通過控制pH可以引起亞硝酸鹽積累。在我們的研究中，短程亞硝酸鹽積累發生，龍其改變了pH設定值后，但是由于微生物的適應，在幾天后完全硝化發生了(如圖5)。連續培養和足夠的時間適應可以解釋在每個pH值試驗結束時不能取得亞硝酸鹽積累的原因。這意味著長期用pH值作為一個關鍵的參數不可能取得亞硝酸鹽的積累。

　　3.3 DO影響

　　如圖7所示本系統在DO值連續變化中系統的特征，可以發現DO濃度在5.7-2.7mg/L對亞硝酸鹽積累沒有影響。在DO值為1.7mg/L亞硝酸鹽短暫積累發生了。在DO值為1.4mg/L和0.7mg/L時，氨氮消耗相同，亞硝酸鹽積累增加。在DO值為0.5mg/L時，亞硝酸鹽積累和氨氮消耗量都減少了。

　　圖7 DO濃度對亞硝酸鹽積累影響的示意圖

　　圖8概要了那些結果。每一點在各個條件下穩定運行取得的值?？梢灾纴喯跛猁}在DO值為1.7mg/L時亞硝酸鹽積累開始，在DO值為0.7mg/L時******，氨氮完全消耗了。

　　圖8 DO濃度對氨氮氧化和亞硝酸鹽積累百分數的影響

　　(□)氨氮消耗百分比，(●)亞硝酸鹽積累百分比，每個值在各個條件下穩定運行取得的。

　　那些結果顯示在本研究條件下，長期運行系統12天(超過50個水力停留時間周期)在DO值為0.7mg/L,至少65%的NLR以亞硝酸鹽形成積累和98%的氨氮消耗。根據化學計量法這個積累意味著著在硝化階段氧需求量減少17%(對照完全硝化需要2莫爾每莫爾氨氮消耗1.67莫爾氧)，它將減少曝氣量。正如前面所述，亞硝酸鹽積累意味著反硝化進一步節約了COD量。

　　4 結論

　　在pH值大范圍(在pH 6.45和8.95之間)內，完全硝化有可能發生。在pH值低于6.45和高于8.95硝化突然下降，氨氮氧化和亞硝酸氧化菌完全受到抑制。

　　DO值在5.7～1.7mg/L硝化不受影響，但DO為1.4mg/L亞硝酸鹽積累發生，并且隨DO濃度減少逐漸增加，但不會影響全部氨氮轉化。在DO值研究內，******亞硝酸鹽積累發生在DO濃度為0.7mg/L時。在DO值為0.5mg/L時氨氮轉化受影響，意味著氨氮積累發生。

　　在本研究的條件下，至少65%NLR以亞硝酸鹽形式積累，98%氨氮轉化(保持12天DO值為0.7mg/L)。根據化學計量法這意味著硝化階段可以減少17%氧需求量。這個減少將節約曝氣量和在反硝化時進一步節約COD需求量。

　　氨基廢水的預處理研究

　　前言

　　氨基廢水是涂料行業廢水的主要污染源之一，CODCr濃度高達20×104～35×104mg/L，如采用室外自然加熱揮發，會引起二次污染(空氣污染)。若直接處理CODCr負荷沖擊大，影響后續生化處理。針對氨基廢水有機物濃度高、易揮發、沸點差異大等特點，我們進行了幾種不同處理方法的試驗研究。以下著重介紹蘋取、化學反應沉淀、酸性或堿性條件下蒸餾、多級精餾等試驗結果。

　　1 廢水的主要成份

　　氨基廢水大部分來自甲醛原料和反應生成水，CODCr平均濃度為22.7×104mg/L，每天排放水量約占投料量的40%左右，氨基廢水主要成份：甲醛3%～5%，甲醇7%～10%，丁醇6%～10%，還有小部分水溶性氨基樹脂，脲醛樹脂及未反應完全的三聚氰胺、尿素等。[1]

　　2 試驗方法與結果分析

　　氨基廢水處理試驗原水樣CODCr為22.7×104mg/L。每次試驗取廢水量為1000mL，按如下方法進行試驗。

　　2.1 靜置分離

　　氨基廢水中含有部分氨基樹脂，在預處理前用靜置分離法進行回收，試驗結果見表1。

　　表1 回收樹脂試驗結果

　　原廢水CODCr/(mg.L-1)回收樹脂后下層水CODCr/(mg.L-1)CODCr/去除率/%樹脂回收率/%

　　22.7×10420.5×1049.73.0

　　樹脂回收后不僅可以降低廢水的粘度，增加流動性，而且CODCr也下降了9.7%，回收的樹脂可重新用于生產。

　　2.2 萃取

　　廢水中丁醇含量高，丁醇在二甲苯中的溶解性遠比在水中大，可以用二甲苯萃取水中的醇，而二甲苯與丁醇的混合物可以作為稀釋劑再使用[2]。萃取試驗結果見表2。

　　表2 不同比例二甲苯萃取丁醇試驗結果

　　廢水：二甲苯(重比)萃后CODCr/(mg.L-1)CODCr去除率/%萃取物占原廢水百分率/%

　　1:0.518×10412.22.72

　　1:1.015.4×10424.911.9

　　用二甲苯革取水中的丁醇，革取回收率可達11.9%，但二甲苯的用量太大，明顯增加了處理費用;而且在萃取過程中還發現分離界面不易控制，很難操作，故不宜采用。

　　2.3 化學反應

　　2.3.1 堿性條件下反應

　　將原水樣各取1000mL分成二組，分別在堿性條件下加尿素進行反應，一組先用三聚氰胺進行沉淀，然后過濾，母液再常壓蒸餾脫醇;一組加尿素后直接蒸餾脫醇進行對照;試驗結果顯示在堿性條件下廢水加尿素反應并不產生沉淀，用三聚氰胺處理后CODCr的去除率也沒提高，故也不宜在堿性條件下加尿素反應。

　　2.3.2 酸性條件下反應

　　先調整廢水的pH至2.0，在酸性條件下，甲醛與尿素反應生成甲基基沉淀(白色、疏松狀)[3]。反應式如下：

　　然后用不同數量的尿素除甲醛，過濾沉淀，母液再進行常壓或減壓蒸餾脫醇，收集在64～94℃溫度下的餾份，結果見表3。

　　表3 在酸性條件下先加尿素除甲醛

　　試驗序號試驗條件除甲醛結果蒸餾脫醇結果

　　尿素用量/%蒸餾方式沉淀物濕重/g沉淀物干重/g濾液CODCr/(mg.L-1)64-94℃餾份/mL脫醇余液CODCr/(mg.L-1)CODCr總去除率/%

　　11.0減壓89.023.017.9×104205.39.1×10459.9

　　24.0減壓282.570.015.1×10498.67.9×10465.2

　　36.0減壓362.1102.514.6×10489.26.3×10472.2

　　44.0減壓213.062.016.7×10486.58.7×10461.7

　　55.0減壓330.195.715.9×104114.07.2×10468.3

　　由表3可知，在酸性條件下先加尿素除甲醛再蒸餾脫醇，其工藝是可行的，但在實際試驗中發現生成的甲基堿沉淀不易從反應器中分離，也不易過濾，且含水率高;一次性蒸餾出的醇類明顯低于堿性條件下的數量。另外，在減壓條件下蒸餾還發現餾份溫度很窄，蒸餾速度過快，終點難以控制，而且對設備的要求也較高，這樣增加了操作難度，而常壓蒸餾亦能達到預期的分離效果，故以選用常壓蒸餾為宜。

　　2.4 在堿性條件下先常壓蒸餾脫醇，再調PH至2.0加尿素反應除甲醛，試驗結果見表4。

　　表4 在堿性條件下先蒸餾后脫醇再調pH加尿素沉淀試驗結果

　　試驗序號試驗條件蒸餾結果

　　蒸餾pH蒸餾方式蒸餾時間/h加尿素pH尿素用量/%餾份體積/mL沉淀物濕重/g沉淀物干重/g濾液CODCr濃度/(mg.L-1)CODCr去除率/%

　　18.0常壓2.02.04.0158.0261.870.07.1×10468.7

　　28.0常壓1.52.00127.016.85.28.9×10460.8

　　38.0常壓2.02.02.0138.0216.060.05.8×10474.4

　　48.0常壓2.52.03.0168.0256.069.05.1×10477.5

　　由表4可知，在堿性條件下蒸餾脫醇回收的醇比酸性條件下先沉淀后蒸餾脫醇回收的醇明顯增多，經色譜分析，餾份中主要的醇類為：丁醇60%-70%，甲醇30%-40%;另外不同的蒸餾時間對餾份的體積、成份有影響，對CODCr的去除率也有差異，蒸餾時間以2-2.5h為好。

　　3 多級精餾試驗與結果分析

　　在堿性條件下一次蒸餾脫醇收集到的餾份是含甲醇、丁醇和水的混合物?；旌衔镫m然可以在氨基樹脂生產中作原料使用，其中丁醇能與氨基樹脂醚化而被消耗，而甲醇因含量低基本不參與反應，但甲醇經多次循環后會積累起來，到一定量后就參與甲醇化反應生成甲醇化樹脂，使樹脂親水性增加而降低樹脂的質量[2]。為此，針對上述原因和前面試驗結果，我們又利用甲醇沸點64℃，丁醇沸點118℃和水沸點為100℃，其混合物的共沸溫度為94℃的性質。進行了多級精餾試驗，具體過程如下：先把氨基廢水pH值調為8.8-9.8，再進行常壓精餾，收集64-75℃和76-94℃溫度下的餾份，到塔頂溫度為94℃時停止精餾，把剩余液pH值調到2.0-3.0，加尿素2%，升溫反應除甲醛，試驗結果見表5。

　　表5 多級精餾試驗結果

　　試驗序號試驗條件蒸餾結果除甲醛結果

　　精餾pH精餾方式加尿素pH尿素用量/%64-75℃餾份/mL76-94℃餾份/mL釜底余液CODCr/(mg.L)自然沉降上清液CODCr/(mg.L-1)CODCr總去除率/%

　　18.0常壓2.02.045.056.07.9×1044.5×10480.2

　　28.0常壓2.02.053.062.06.7×1043.9×10482.8

　　經色譜分析，塔頂溫度在64-74℃餾份以甲醇為主，約占85%;塔頂溫度在75-94℃餾份以丁醇為主，約占90%。為了獲得更高純度的丁醇和甲醇，可以利用同套設備進行重精餾。

　　4 方案的選擇與說明

　　從以上試驗結果可知，氨基廢水采用蒸餾的方式處理是可行的，無論從工藝上或CODCr去除效果看，都應該先在酸性條件下加尿素去除甲醛再蒸餾脫醇，這樣既方便又增加CODCr去除率。但是，由于加尿素時生成的甲基脲沉淀物疏松、含水率高、粘度大給實際操作帶來困難。而在堿性條件下，廢水可以直接進行蒸餾不產生沉淀，對設備要求低、操作簡便，CODCr一次性去除率可達60%以上。因此，本文選擇了堿性條件下直接蒸餾脫醇再在酸性條件下加少量尿素(大約2%左右)去除甲醛的處理工藝，該工藝的實際可操作性強，其后續去甲醛過程可直接在室外封閉的地池中進行，這樣就減少了設備投入，沉淀物在水抽干后可定期清理、外運。

　　5 工藝流程

　　按照上述試驗，氨基廢水預處理工藝確定如下：從反應釜底閥放出的下層廢水集中收集后，在貯存池內靜置分層，把上層樹脂回收直接回用于氨基樹脂生產。下層廢水進入調節池，調PH至8.0-9.0，再泵人精餾釜內精餾，分別收集64-75℃的餾份和76-94℃的餾份，塔頂溫度達到95℃時停止加熱，整個升溫精餾時間約為2-2.5sh，蒸餾釜底殘留液放入調節池調pH值為2.0-3.0，加尿素2%升溫到60℃反應2h左右，分層后上清液排入大池進入后續生化處理系統;下層沉淀物定期清理。收集后的醇類可用同套精餾裝置重新精餾進行提純，可以有效的提高醇利用率，降低生產成本。廢水CODCr去除率達80%以上，達到了氨基廢水的預處理目的。

　　A/DAT-IAT工藝處理高濃度氨氮廢水

　　隨著經濟的快速發展，石化、化肥、食品、煉焦和治金等行業以及垃圾填埋帶來大量高濃度氨氮廢水，造成了嚴重的環境污染，尤其是水體的富營養化[1][2]。根據傳統生物脫氮機理，微生物必須處于好氧和缺氧的交替環境中進行硝化和反硝化反應，才能順利完成脫氮的過程[3]。這種交替環境中可以通過兩種途徑來實現，一是在空間上設置不同的反應器來完成(如A/O法)，二是在同一個反應器通過時間順序來完成(如SBR法)。A/O法是目前運用最廣泛的生物脫氮工藝，具有流程簡單，裝置少，勿需外加碳源，因此其建設費用和運行費用較低，但是容易受外界因素影響，出水水質不穩定。傳統SBR法具有結構簡單、處理效果好的特點，但由于其間歇進水、反應周期長，如果有脫氮要求時需外加碳源，因而制約其大規模、大范圍的應用。A/DAT-IAT工藝是SBR工藝繼ICEAS、CASS、CAST、IDEA發之后不斷完善發展起來的一種新工藝，它的出現受到廣大學者的重視。試驗證明A/DAT-IAT系統具有良好的生物脫氮能力和運行穩定。

　　1 A/DAT-IAT系統介紹

　　A/DAT-IAT系統由一個缺氧池、一個DAT池和一個IAT池三部分串聯組成(如圖1)。原污水通過粗格柵、沉砂池等預處理設

　　圖1 A/DAT-IAT試驗裝置示意圖

　　1進水池 2進水泵 3攪拌器 4曝氣頭 5空壓機

　　6出水泵 7出水池 8回流泵 9回流泵

　　施后首******入缺氧池，與DAT池回流硝化液混合并完成微生物反硝化反應，生成N2和N2O逸出了污水。缺氧池內不曝氣，只攪拌，使污泥保持懸浮狀態。隨后上面的污水進入主曝氣DAT池，DAT池連續曝氣，在供氧充足的條件下，污水中有機物和氨氮得到有效地降解。DAT池中的大部分混合液通過內循環回流至前端的缺氧池，回流比控制在100~500%范圍內，少部分混合液流入IAT池。IAT池間歇曝氣、間歇沉淀和間歇潷水，有機物和氨氮進一步降解。 IAT池中底部沉降的活性污泥大部分作為該池下個處理周期使用，一部分污泥用污泥泵連續打回DAT池作為DAT池的回流污泥，多余的剩余污泥引至污泥處理系統進行污泥處理。

　　A/DAT-IAT系統實質由A/O法和SBR法串聯而成，具有兩者優點。A/DAT-IAT工藝與A/O法一樣連續進水，避免了進水控制繁瑣，提高了反應池的利用率，節約了成本，同時又與傳統SBR法一樣間歇曝氣，并根據原水水質水量變化來調整運行周期，使之處于******工況[4]。DAT池的硝化液通過內循環回流至缺氧池內完成反硝化反應，可以利用原污水中的有機物作為碳源，節約了外加碳源，同時反硝化是產堿反應，而硝化是耗堿反應，可以減少DAT池的堿投加量。IAT池可視為延時曝氣，溶解氧保持在0.5～1.5 mg/L范圍內，使該池形成了好氧、缺氧、厭氧環境，可以出現同步硝化和反硝化反應現象[5]，有機物和氨氮進一步去除，出水水質較好。

　　2 試驗裝置和方法

　　2.1 試驗裝置

　　試驗裝置如圖1所示，A/DAT-IAT為有機玻璃設備，整體尺寸為320mm×120mm×270mm，有效容積為9.6L，其中缺氧池為80mm×120mm×270mm，DAT池和IAT池分別為120mm×120mm×270mm。配水系統采用孔眼配水，前隔板在高度160mm處布置一排孔眼，共有8個φ8mm的孔眼，后隔板在高度30mm處布置一排孔眼，共有6個φ8mm的孔眼。

　　反應器置于恒溫水浴中，保持溫度恒定。進水量、出水量以及回流比可以通過蠕動泵來控制大小。曝氣和出水的間隔時間利用時間微電腦開關來控制。

　　2.2 試驗用水

　　原水來自鎮江市某化工有限公司，其水質如表1。該廢水屬于高濃度氨氮廢水，且高鹽、多成分的難治理的廢水。該污水擬采用兩階段處理，******階段超聲波預處理，第二階段生物脫氮處理。本試驗模擬第二階段生物處理，用葡萄糖和廢水稀釋液調節進水COD和氨氮濃度。

　　2.3 分析方法

　　氨氮采用鈉氏試劑分光光度法測定，COD采用重鉻酸鉀法測定，pH值采用玻璃電極法測定。

　　3 結果與討論

　　3.1 污泥培養和馴化

　　本試驗的污泥取自學校玉帶河底泥，污泥呈黑色，含大量泥沙等無機物，活性極差。污泥首先在一個有效容積為10L的玻璃缸內培養，取1L底泥，加9L配制水，悶曝22h，靜置2h，以后每個周期排放6L廢水，然后加入6L配制水，連續運行了12天。污泥顏色由黑色逐漸變成淺黑色，沉淀時泥水界面由開始模糊逐漸變得邊緣清晰，鏡檢可以觀察到草履蟲、漫游蟲、裂口蟲、吸管蟲等。隨著生物相逐漸變好，預示菌種已培養出來，但污泥活性還不強，需要繼續培養。培養12天以后，每天運行兩個周期，曝氣10h，靜置2h，連續運行了20天?；钚晕勰郤V為21%，MLSS達到3500 mg/L，污泥的絮凝和沉淀性能良好，混合液靜置半小時，上清夜清澈透明，泥水界面清晰，沉淀污泥呈黃褐色，鏡檢有大量新型菌膠團，較為密實，鏡檢可以觀察倒許多活躍鐘蟲，說明了活性污泥培養成功。

　　將活性污泥倒入A/DAT-IAT反應器中，A/DAT-IAT系統開始正常運行。IAT池反應周期為4h，其中曝氣2h，沉淀1h，排水及靜置1h。馴化初期進水COD濃度300mg/L，氨氮50mg/L，以后每隔1個星期提高COD和氨氮濃度一次，連續運行了3個月。在馴化結束時，COD濃度為600 mg/L，氨氮濃度120 mg/L，去除率分別達到94%和96%。

　　3.2 氨氮進水濃度的影響

　　進水流量0.6L/h，COD為600 mg/L，pH值7.6，不斷改變進水氨氮濃度，考察氨氮進水濃度對氨氮去除率的影響。由圖2可知，當氨氮濃度為150 mg/L，出水氨氮濃度低于 25 mg/L，可達到國家二級排放標準，說明A/DAT-IAT系統具有一定耐水質沖擊負荷的作用。當氨氮高于150 mg/L，出水水質明顯下降，分析脫氮效果下降主要的原因有兩個：一是游離態氨對微生物的抑制作用[6]，隨著廢水氨氮濃度增加廢水中的游離氨濃度液也升高，微生物正常生理活動受到游離態氨的抑制作用;二是隨著氨氮濃度的增加，微生物繁殖也增多，DO的量和COD的量供應不能滿足微生物的需要，這時有必要提高DO或者COD供應量。氨氮濃度越低硝化降解越******，出水水質越好。

　　3.3 pH的影響

　　進水COD濃度600 mg/L，氨氮濃度120 mg/L，流量0.6L/h，投加NaHCO3調節進水pH值，其處理效果見圖3。

　　由圖3可以看出， pH值低于7.4或者高于8.0時，脫氮效果快速下降。pH值對氨氮去除率影響非常大，硝化細菌適宜的pH值為6.0～7.5，亞硝酸菌適宜的pH值為7.0～8.5，反應器pH小于6或者高于9.6時整個硝化反應受到抑制[7]。對于反硝化過程，當pH值低于6或高于9時，反硝化速率很快下降，當pH值為7.6左右時，反硝化處于******狀態，pH值過高，硝化細菌會受到抑制而影響反硝化的反硝化速率[8]。本試驗A/DAT-IAT系統在pH值7.4～7.8范圍內時取得******脫氮效果。

　　3.4 碳氮比的影響

　　保持進水氨氮濃度120 mg/L，進水量0.6L/h，pH值7.6，調節進水COD濃度，改變碳氮比，其處理效果見圖5。

　　在活性污泥中，自養菌和異養菌的比例與污水的C/N比有關，氨氮除了為細胞提同化合成氮源外，還是硝化菌生長的能源。低C/N比的條件下，有利于自養硝化菌對低物和溶解氧的競爭，硝化細菌優勢生長;高C/N比導致廢水有機物負荷過高，活性污泥系統中的異養型好氧菌生長速度高，自養型硝化菌與異養型好氧菌在對氧的競爭中處于劣勢，使得硝化效果不理想。但是，并不是廢水C/N比越低越好，低C/N比限制了反硝化過程。理論上，C/N比大于2.86才能滿足反硝化作用對碳源的需要[9]。有文獻報道[]：在實際運行中應控制C/N比大于4.0，******高于5.7。試驗表明,A/DAT-IAT系統在C/N比為6時能取得良好的脫氮效果，說明了控制C/N比是生物脫氮的一個重要因素。

　　3.5 內回流比的影響

　　內回流比(r)是A/DAT-IAT系統脫氮一個重要控制參數，它直接決定了脫氮效率。假設生物硝化在DAT池為100%，反硝化在缺氧池也為100%，不考慮IAT池脫氮的效果，即所有的TKN均被硝化成NO3--N，回流到缺氧池的所有NO3--N均被反硝化為N2，此時脫氮效率EDN為[10]：

　　從上式可以看出來，r越大，系統脫氮效率越高，出水氨氮濃度越低。實際并不是如此，因為r越高，通過內回流自DAT池帶至缺氧池的溶解氧就越多，當溶解氧較高時，反硝化會受到干擾，使得脫氮效果下降。本試驗進行了內回流比為100%、200%，300%，400%，500%，600%六個工況的運行試驗，結果如表2。確定本試驗******內回流比為400%。

　　3.6 污泥回流比的影響

　　A/DAT-IAT系統在不同的反應池內為混合流，在時間上是推流，DAT池內的廢水連續不斷流入IAT池，使得DAT池污泥不斷流失，最后沒有污泥了。為了避免這種情況出現，必需設置回流泵，將IAT池內污泥回流至DAT池。本試驗分別進行了回流比為50%、100%、150%、200%、250%、300%、400%的試驗，試驗結果如表3所示。氨氮去除率隨著回流比增大開始升高后來降低，回流比為250%時氨氮去除率最高。當回流比過小時，缺氧池和DAT池內污泥量少，不能有效進行有機物和氨氮降解反應;當回流比過大時，IAT池與DAT池混合液氨氮濃度不存在濃度差，幾乎合并成為一個反應池。

　　進水COD濃度600 mg/L，氨氮濃度120 mg/L，流量0.6L/h，pH值7.6，投加NaHCO3改變進水pH，其處理效果見圖4。

　　硝化細菌對溫度非常敏感，在5～35℃的范圍內能進行正常的生理代謝活動，并隨著溫度的升高，生物活性增大。而反硝化細菌對溫度不如硝化細菌敏感，但反硝化效果也會隨溫度變化而變化。

　　4 結論

　　1.A/DAT-IAT工藝實質是A/0法和SBR法結合，它具有兩者優點。不需外加碳源，出水水質好，運行成本低，是一個有效脫氮的新途徑。

　　2.本試驗考察了進水水質對氨氮去除率的影響。試驗表明進水氨氮為120mg/L時，碳氮比為6，pH為7.6能取得良好脫氮效果。

　　3.回流比對脫氮影響也非常大.

　　ADAT-IAT工藝脫氮機理初探及其ADAT-IAT工藝的特點

　　一.A/DAT-IAT工藝脫氮機理初探

　　A/DAT-IAT工藝和傳統活性污泥法一樣，都是利用微生物對廢水中污染物進行分解，達到凈化水質的目的。與傳統活性污泥法不同的是，A/DAT-IAT工藝是由三個不同功能的反應池組合而成，這三個池既可看作在DAT-IAT池的基礎上前置了一個缺氧池，也可看作A/O池與SBR池的串聯。

　　設計缺氧池就是為了改善DAT-IAT工藝脫氮效率低的缺點。在缺氧池內的缺氧環境下，DAT池中的硝態氮液大量回流至缺氧池進行反硝化反應。反硝化菌可以利用原水中充足的有機碳源來作為電子供體，以回流混合液中的硝態氮作為電子受體進行厭氧呼吸。

　　從動力學的角度分析，反硝化過程應屬于零級反應。多數學者認為：當反硝化過程中有充足的有機碳源，同時NO3--N的濃度高于0.1mg/L時，反硝化速率與NO3--N的濃度無關，只與反硝化菌的數量有關[1]。缺氧池在脫氮的同時還可以降解有機污染物，降低了DAT池有機負荷，提高了DAT池硝化速率，增強了DAT池的硝化效果。此外，缺氧池還存在水解發酵作用，難降解的COD水解為易降解的COD，使得系統生物降解更加容易。

　　硝化菌是化能自養菌，生長率低，對環境條件變化較為敏感。DAT池連續曝氣，整個池處于完全混合狀態，流入DAT的廢水很快就被稀釋了，減少了一些有毒物質和重金屬對細菌的破壞或抑制。由于廢水中大部分有機物被用作反硝化的外加碳源，因此在DAT池中有機負荷較低，有利于硝化菌的繁殖，硝化反應可以高效地進行。硝化速率還與硝化菌數量有關，由于A/DAT-IAT有獨特的沉淀分離功能，無需像其它工藝那樣需要大體積的沉淀池，就可以保證系統內高濃度的MLSS，從而維護了較高濃度的硝化菌。IAT池在曝氣階段進行硝化反應，在沉淀階段和排水階段可以利用內源碳源進行反硝化反應，進一步降低了NH3-N濃度。

　　綜上所述，A/DAT-IAT系統既發揮了DAT-IAT對有機物廢水處理效果的優點，又改善了DAT-IAT系統脫氮效率低的缺點。因此，A/DAT-IAT工藝對高濃度的有機物和NH3-N廢水的處理具有良好的應用前景。

　　二. A/DAT-IAT工藝的特點

　　綜上所述，從A/DAT-IAT系統的工作原理及運行方式可以看出，A/DAT-IAT工藝在結構上和工藝上具有許多其它工藝無法比擬的優點。

　　1、池型結構

　?、贅嬛锝Y構緊湊，集水量及水質調節、生化反應與污泥沉淀功能于一身，無需另建二沉池。池型采用矩形，可以利用公用池壁，池體之間水力相通，中間池壁不用承受單向壓力，既有利于保溫又能節省了土建費用和占地面積。

　?、趦沙刂g設有導流墻，避免了兩池水力干擾，改善了水力狀態。在沉淀和排水時，DAT池中的混合液從隔墻底部平緩流入IAT池，將IAT池上清夜上托，不會對沉淀污泥產生擾動，IAT池幾乎處于靜態沉淀，其沉淀效果要優于二沉池。

　　③根據生物反應動力學原理兩池或者兩池以上串聯運行的系統，從整個反應器內看水流呈現推流態，而在不同反應器里為完全混合的復雜流態，這樣不僅保證了穩定的處理效果，還提高了反應器的容積利用率。

　?、芄に嚵鞒潭蹋鬯畯S主要構筑物為集水池、沉砂池、A/DAT-IAT池、污泥池，沒有初次沉淀池、二次沉淀池，布局緊湊，易于實現自動化。

　　2、工藝結構

　?、貯/DAT-IAT系統的運行經歷了好氧、缺氧、厭氧、沉淀等階段，篩選了優勢菌種，抑制了絲狀菌的生長，污泥的沉降性能和脫水性能良好。微生物可通過多種途徑進行代謝，利用不同形態的氧源作為電子受體，使有機物的降解更完全且能耗又省，脫氮效果更好。

　?、趶U水先流入缺氧池與經硝化后含有NO2--N和NO3--N的回流液混合，進行反硝化反應。廢水中的有機物為該段反硝化提供了外加碳源，另外，反硝化產生的堿度可以提供給硝化段，中和該段產生的H+。

　?、跘/DAT-IAT工藝適應水量水質變化大的廢水，具有抵抗毒性的功能、運行穩定、處理效率高、出水質量好。因為進水沖擊負荷在經過多級處理后，對出水水質的影響也大為降低。

　?、苡捎谒械纳磻寂c反應物濃度有關。從連續運行的缺氧池進水也就加速了缺氧反應，缺氧后的廢水進入反應池，提高了反應池的COD降解和硝化反應速率，從而改善了系統的整體處理效果，提高了出水水質。

　?、軮AT池可視為延時曝氣，有機物負荷非常低，有利于硝化反應的進行，在沉淀階段可利用內源碳進行反硝化反應。廢水中的有機物和NH3-N在IAT池進一步降解，確保了出水水質。

　　ADAT-IAT工藝的由來及其運行過程

　　1.A/DAT-IAT工藝的由來

　　活性污泥法是一種應用廣泛且非常具有潛力的廢水處理技術[1]。自1914年該技術在英國被應用以來至今已有90多年的歷史了，在該技術出現的初期，由于受到理論水平、運行和管理等技術條件的限制，使它的應用和推廣工作進展緩慢。近50年來，隨著對其生物反應和凈化機理的廣泛深入的研究以及該法在生產應用技術上的不斷改進和完善，使它得到了很大的發展。相繼出現了多種工藝流程和工藝方法，使得活性污泥法的應用范圍逐漸擴大，處理效果不斷提高，工藝設計和運行管理更加科學化。目前，該方法在廢水生物處理中還處于首要地位，據******資料顯示，在全球近6萬座城市污水處理廠中，有3萬多采用活性污泥工藝，其中美國有9000余座，日本采用活性污泥法的污水廠占污水廠總數的86.7%?；钚晕勰喾ㄊ俏覈壳安捎米钪饕奈鬯幚砉に?，占已建成的污水處理廠總數超過了70%。

　　盡管活性污泥法得到了廣泛的應用，但它還存在一些缺點，給污水處理廠生產運行帶來一定的困難。以傳統活性污泥法為例，歸納一下活性污泥法在運行中存在的主要問題。

　　1.活性污泥法對廢水水量、水質變化的適應性較差;

　　2.污泥膨脹問題是活性污泥法自產生以來一直伴隨并常常發生的一個棘手的問題。它引起污泥結構松散，沉淀壓縮性能差，直接影響出水水質，并危害整個生化系統的運作[2];

　　3.污泥產量大，通常占廢水總量的0.5%～1%，成分復雜既含有大量的有機物，又含有害的重金屬、病原微生物等，處理和處置費用高[3];

　　4.脫氮除磷效果差，一般只有20%～30%左右;

　　5.曝氣結構膨大，占地面積大;

　　6.運行管理操作復雜，管理專業水平要求高。

　　以上概括以傳統活性污泥法為中心的工藝在應用中存在的一些問題。國內外許多學者進行了大量的研究和探討，在傳統活性污泥法的基礎上進行了各種改進，產生了很多種不同的活性污泥工藝，一些工藝較傳統工藝處理功能增強，一些工藝運行更加穩定，而另外一些工藝的費用大大降低或者運行更加方便。這些工藝上的改進，充分滿足了各種不同的處理要求。其中SBR法就是為了克服傳統活性污泥法的缺點發展起來的。

　　20世紀70年代初，美國R.Irvine教授等開展了活性污泥SBR法的初步研究，并于1971年發表了《運用間歇式活性污泥法處理廢水》的著名論文，為SBR法以后的發展奠定了理論基礎。80年代后，由于現代儀表和控制技術的巨大發展，電磁閥、氣動閥、液位傳感器、電子定時控制器，龍其是微機等自動控制裝置廣泛應用于水處理技術，使得SBR法運行操作自動化控制得以實現，在歐、美、澳、日等國家得到了迅速的發展。80年代中期，我國開始對SBR法進行系統研究與應用，1985年虞壽樞等為上海市吳凇肉聯廠設計并投產了我國******座SBR法廢水處理設施，劉永凇等人也展開了對SBR法特性的研究。在SBR法的控制技術方面，哈爾濱建筑大學的彭永臻等人對SBR法反應時間的計算機控制參數進行了研究。90年代尤其是近幾年來，該工藝在我國工業廢水處理領域應用非常廣泛，在全國各大中城市已有多座SBR法處理設施投入運行，其中采用SBR法處理的廢水主要是屠宰廢水、苯胺廢水、含酚廢水、啤酒廢水、化工廢水、淀粉廢水等，為我國的環境保護發揮積極作用。

　　但傳統的SBR法在工程應用中仍存在一定局限性。譬如，若進水量較大，則需要調節反應系統，從而增大投資，而對出水水質有特殊要求，如脫氮、除磷等，則還需對工藝進行適當改進。因而SBR工藝在設計和運行中，根據不同的水質條件、使用場合和出水要求有了許多新的變化和發展，產生了許多變型，主要包括ICEAS、CASS、IDEA、UNITANK和DAT-IAT等工藝。DAT-IAT工藝是為了克服ICEAS的缺點將預反應池改為與SBR反應池(IAT)分立的預曝氣池DAT，DAT池連續進水、連續曝氣，IAT池間歇曝氣、沉淀和排水，在沉淀階段不受進水的影響，且增加了從IAT到DAT的回流裝置。

　　根據本課題處理水質要求，在DAT-IAT工藝基礎上前置一個缺氧池(A)，即形成了A/DAT-IAT工藝，由缺氧池、DAT池和IAT池三部分串聯而成的。

　　2.A/DAT-IAT工藝運行過程

　　缺氧攪拌 曝氣 曝氣 缺氧攪拌 曝氣 沉淀 缺氧攪拌 曝氣 潷水

　　圖2.1 A/DAT-IAT工藝工序

　　Figure2.1 DAT-IAT technique working procedure

　　A/DAT-IAT工藝的反應機理及污染物的去除機理與傳統活性污泥法、SBR法基本相同，僅是構筑物的構成方式和運行操作不同[4]。它是在一組反應池中，在時間上進行各種目的不同的操作。具體操作工序如下：

　　1.進水階段

　　廢水首先連續流入缺氧池，連續進水使得A/DAT-IAT工藝比典型的SBR法更有優越性，不需要調節池和進水控制系統，節約了建設成本和占地面積。缺氧池和DAT池混合液分別通過雙層導流設施流入DAT池、IAT池，這樣避免了水力短路。

　　2.反應階段

　　缺氧池內的進水與從DAT池中回流來的硝化液完全混合，在反硝化菌的作用下進行脫氮反應，將NOX--N轉化成氮氣，可以利用進水中的有機碳源，減少了外加碳源，甚至不需要外加碳源，同時產生的堿度可以下硝化段的堿度，中和該段產生的H+。缺氧池內不曝氣，只攪拌，保持污泥處于懸浮狀態。曝氣分兩部分，DAT池連續曝氣，池中水流呈完全混合狀態，絕大部分NH3-N被硝化菌轉化為NO3―-N。IAT池間歇曝氣，難降解有機物和NH3-N在IAT池進一步降解。為了達到更好的沉淀效果，在沉淀階段前進行短暫的曝氣，以除去附著在污泥上的氮氣。

　　3.沉淀階段

　　沉淀階段相當于傳統活性污泥法的二次沉淀池的功能。沉淀階段只發生在IAT池，混合液中的污泥與上清夜分離。DAT池中的水從底部平緩流入IAT池，對IAT池不會產生干擾，因此其沉淀效率顯著高于一般二沉池的動態沉淀。

　　4.排水階段

　　排水水階段只發生在IAT池，當水位達到最高時，沉淀階段結束，開始進入排水階段。排水有專門潷水設備，對沉淀下去的污泥不會產生擾動，當水位達到******時，停止潷水，剩下的一部分處理水可作循環和稀釋用。IAT池不直接排放處理水，因此不像連續進水連續出水的活性污泥法那樣容易受負荷變化的影響。IAT池底部沉降的活性污泥大部分作為該池下個處理周期使用，一部分污泥用污泥泵連續打回DAT池作為DAT池的回流污泥，多余的剩余污泥引至污泥處理系統進行污泥處理。

　　5.閑置階段

　　IAT池中沉淀階段結束到下個周期開始期間會出現一個閑置期，根據廢水的性質和處理要求決定其長短或者取消。在該時段內可進行攪拌或曝氣，以保持污泥的活性。

　　A/O工藝處理己內酰胺生產廢水及運行控制

　　中石化巴陵分公司己內酸膠產品部和簾子布產品部是目前國內規模******，技術最******的己內配膠和簾子布生產廠家。原設計年產己內酚胺5萬噸。1999年工廠對己內酷胺裝置進行了“六改七”工程。該工程工藝******，生產工序復雜。所排廢水含有大量環狀有機物和低聚物，CODcr值和BOD5。值高NH3-N含量高;生物可降解性差，是當前石化行業難處理的生產廢水之一。

　　工廠于1992年建成一套A/O廢水處理裝置，又于1996年底對廢水處理裝置進行了擴容改建，為今后己內酷胺裝置和簾子布裝置持續擴能改造創造了條件。由于工廠廢水排放位于長江與洞庭湖過渡段的黃金水域，國家要求擴容改建后的廢水處理執行《污水綜合排放標準》GB8978-1996的一級排放標準[1]。

　　表1 實際排入度水處理榮亞的水量水質

　　裝置

　　名稱廢水來源流量/(m3·h-1)ρ(CODcr)/(mg·L-1)ρ(NH3-N)/(mg·L-1)備注

　　設計 實際 設計 實際 設計 實際

　　己內酰 E—5606 5.2 5.6 23300 14892

　　胺裝置 E—6506 13 13 1040 526 160 80.3

　　V—4601 10 6 167 13213 740 3025

　　7000離子交換液 　6.5 / 4500 　　其中含生活污水

　　27.5 m3/h雨水及

　　地面沖洗水 80 m3/h

　　簾子布 9號管 104 120 200-300 3000-5000 　600

　　裝置 從管架來水 28 28 2000 2000

　　9號管 30 30 500 500 　　9號管為生活污水及簾子

　　布裝置排水管

　　總計 　　210 　3500 　440

　　1 廢水水量水質

　?、購U水水量水質見表1。

　　②設計水量水質。根據表1的水量水質情況進行加權平均，考慮不均勻系數之耐沖擊水量的要求。設計水量為 250 m3/h;設計水質為 ρ(CODcr)ρ2000 mg/L，ρ(BOD5)≤1 200 mg/L，ρ(NH3-N)≤200mg/L。

　?、厶幚砗蟮乃|要求。ρ(CODcr)≤100 mg/L，ρ(BOD5)≤30 mg/L，ρ(NH3-N)≤15 mg/L，ρ(SS)≤70 mg/L。

　　2 廢水處理工藝

　　2.1 處理方法的確定

　　己內酷胺生產廢水以有機物為主，主要來源于環己酮、己內酚胺、羥胺、硫鉸等車間的工藝廢液、廢堿液、沖洗、清洗廢液及油相水相排出物?？找廴疚餅榄h己酮、環己醇、環己烷、苯、甲苯、己內酷胺、石油類、硫酸鹽、氨氮等。廢水的排放具有很強的不均勻性。為了處理好己內酰胺生產廢水，設計提出了兩個處理方案。方案一是將環己烷氧化與環己酮肟化兩套裝置排出的高質量濃度有機廢水(ρ(CODcr)≤2 400 mg/L，pH值≤4)首******行厭氧處理，然后與其它廢水進行混合，再進行缺氧-好氧(A/O法)處理。方案二是全部廢水混合后用 A/O法處理。A/O工藝用于城市污水及某些工業廢水處理生物脫氮效果較好。但應用于己內酰胺生產廢水處理，國內尚無實例。經試驗方案一的結果表明，高濃度有機廢水pH值較低，必須投加大量的堿進行中和，并加水稀釋后才有明顯效果，這使得厭氧池體積很大，基建投資高。方案二的結果表明，能同時達到降解水中有機物及脫氮的目的，處理效果好，運行穩定，在技術和經濟上明顯優于方案一，出水水質完全可以達到排放標準。因此，設計選用方案二。

　　2.2 處理工藝流程

　　廢物水處理工藝流程見圖1。

　　2.3 主要設計參數

　?、傥勰嘭摵桑?/p>

　　Fw=0.2-0.25kg[BOD5]/(kg[MLSS]·d);

　?、谌毖醭氐南趸摵桑?/p>

　　FNH3=0.08-0.10kg[NH3-N]/(kg[MLSS]·d);

　?、廴毖醭氐拿撓踟摵桑?/p>

　　FNOx-1=0.12-0.14[NOx--N]/(kg[MLSS]·d);

　　2.4 主要構筑物和設備

　?、賱蛸|調節池：矩形鋼混結構，共2間，每間池子結構尺寸20m×20m×6.5m,有效容積5000m3。池底布有穿孔管，以利于攪拌混合。

　?、谌毖醭兀壕匦武摶旖Y構，共2間。每間池子結構尺寸18m×14m×5.3m,有效容積2600m3。設潛水攪拌器4臺，控制溶解氧0.2～0.5 mg/L。

　?、垲A曝氣池：矩形鋼混結構，共2座。其中一座池子分2間，每間池子結構尺寸 30 m × 14 m ×5.3 m，有效容積 2 600 m3。池底設有雙螺旋曝氣器。另一座分3間，每間尺寸為21.25 m × 15 m ×5.2 m，有效容積 5 000 m3。池底布有曝氣軟管。

　　④一段曝氣池：短形鋼混結構，共6間。每間池子結構尺寸 30 m × 15 m × 4.05 m，有效容積6 000 m3。池底布有中微孔曝氣器和少量旋混曝氣器。一段曝氣池CODcr容積負荷 1.8 kg/(m3·d)，污泥質量濃度 3.5～4.5 g/L，溶解氧 2～3 mg/L，混合液回流比100%回流到缺氧池，進水CODcr質量濃度 1800 mg/L左右，CODcr去除率 80%～86%。

　?、莩恋沓兀憾脸睾徒K沉池各2座。中心進水，周邊出水的輻流式沉淀池，二沉池直徑φ12m，終沉池直徑φ14 m，廢水停留時間 2 h。

　　⑥二段曝氣池：矩形鋼混結構，共2座。其中一座池子分2間，每間池子結構尺寸18 m×15 m ×4 m，有效容積 2 000 m3。另一座池子分 3間，每間池子結構尺寸 20 m × 4 m × 4 m，有效容積 1000 m3。池底均布有可變微孔曝氣器。二段曝氣池CODcr容積負荷 0.7 kg/(m3·d)，污泥質量濃度 l～2 g/L，溶解氧質量濃度 3～4 mg/L，混合液回流比 200%回流到缺氧池。進水ρ(CODcr)=250～350 mg/L，CODcr去除率64%～74%，出水 ρ(CODcr)<100 mg/L。

　　3 A/0工藝在運行管理中的重要控制參數

　　影響A/O生物脫氮系統運行的因素可分為二大類：一類是基礎因素，如污泥負荷、回流比、泥齡等;另一類為環境因素，如 pH值、溫度、溶解氧等。通常，環境因素決定生物脫氮過程的成敗，基礎因素控制生物脫氮效率的高低。下面對影響系統運行的6個重要參數進行分析研究。

　　3.l pH值

　　pH值對硝化和反硝化都有一定的影響，由于在硝化過程中有H+產生，水的pH值將下降，要使硝化過程正常穩定運行，曝氣池混合液必須有足夠的堿度。以保證硝化作用完成以后，水中尚有30～50 mg/L剩余堿度為宜。根據運行經驗，pH值控制在8～8.4范圍內是硝化速率的高效反應區。

　　3.2 溶解氧

　　生物硝化脫氮處理，氨氮硝化需氧量很大，曝氣池內必須供給足夠的溶解氧，硝化反應才能正常進行。通常當曝氣池內溶解氧質量濃度在2～6mg/L時，硝化率與溶解氧質量濃度關系不大，如果在 2 mg/L以下，溶解氧濃度就成了硝化反應的抑制因素。

　　根據運行經驗，本裝置要保持NH3-N有較好的去除效果，曝氣池內溶解氧的質量濃度應保持在 2.0-4.0 mg/L范圍內。

　　3.3 污泥負荷

　　生物脫氮是在CODcr，BOD5 充分去除的基礎上才發生的，若污泥負荷過高，則曝氣池僅產生有機物氧化反應而不產生硝化反應，因此要保持較高的脫氮效率，污泥負荷必須控制在一定范圍內。

　　當進水的CODcr濃度高，污泥負荷超過0.25kg [BOD5]/(kg[MLSS]·d)時，好氧池中的異養菌增多，使得硝化細菌的增殖受到限制，使硝化反應不完全。后來，在勻質池進口外增加 2根 DNO稀釋水管線，保證了進水濃度的相對穩定，污泥負荷穩定控制在 0.25 kg[BOD5]/(kg[MLSS]·d)以下，脫氮效果很好，NH3-N去除率由50%上升到90%以上。CODcr，BOD5 去除率分別為 95%，99%左右。

　　3.4 硝化負荷

　　硝化負荷將影響氨氮的轉化，負荷太大，硝化反應不完全，脫氮效果變差。當硝化負荷超過0.10 kg[NH3-N]/(kg[MLSS]·d)時，出水 NH3-N明顯上升，去除率急劇下降，活性污泥結構松散，終沉池污泥成顆粒狀隨水帶出。當發現硝化負荷高時，可采取減少進水量，降低硝化負荷;適當提高勻質池 CODcr的濃度，保持 m(C)：m(N)= 6：l左右，這個比例能使硝化菌較快地增長;為保持曝氣池適當污泥濃度和增加供氧，可將污泥全部回流至曝氣池。

　　根據經驗，硝化負荷控制在0.04-0.06 kg[NH3-N」/(kg[MLSS]·d)范圍內，脫氮效果好，NH3-N去除率在85%以上。

　　3.5 回流比

　　回流比(R)也是A/O系統運行中的一個重要控制參數，包括混合液回流比(R)和污泥回流比(r)?；旌弦夯亓鞯淖饔檬窍蛉毖醭靥峁┫鯌B氮. 作為反硝化的電子受體;污泥回流的作用主要是保持系統的污泥平衡。

　　前置反硝化 A/O工藝要求大部分混合液回流到缺氧池，以確保反硝化的正常進行，因此回流比的大小直接影響系統的脫氮效果?；亓鞅忍?，則出水NO3--N偏高，大部分硝態氮隨終沉池出水流出;無足夠的硝態氮供反硝化，勢必影響脫氮效率，且廢水中有機碳源不能充分利用。一般認為回流比越大，脫氮效率越高，其實不然，當回流比過高，則不僅多耗費動力，還會因回流量增加，導致缺氧池中m(BOD5)/m(NO3--N)比值下降，若低于1.0時，脫氮速率反趨變慢。我們分別在回流比在2，3，4三種情況下進行運行比較，當回流比控制在4時，去降率可達到91.3%，脫氮效果好。

　　3.6 A/O容積比

　　在 A/O工藝中，好氧池的作用是使有機物碳化和使氮硝化;缺氧池的作用是反硝化脫氮，故兩池的容積大小對總氮的去除率極為重要。A/O的容積比主要與該廢水的曝氣分數有關。缺氧池的大小首先應滿足NO3--N利用有機碳源作為電子供體，完成脫氮反應的需要，與廢水的碳氮比，停留時間、回流比等因素相應存在一定的關系。借鑒于類似的廢水以及正交試驗，己內酷胺生產廢水的A/0容積比確定在1：6左右，較為合適。

　　而本設計的A/ 0容積比為亞：2，缺氧池過大，導致缺氧池中的m(BOD)/m(NO3--N)比值下降，當比值低于1.0時，脫氮速率反趨變慢。另外，缺氧池過大，廢水停留時間過長，污泥在缺氧池內沉積，造成反硝化嚴重，經常出現大塊上浮死泥，影響后續好氧處理。后將A/O容積比按1：6改造，缺氧池運行平穩。

　　4 結論

　　A/O活性污泥法處理己內既胺生產廢水，只要控制pH值在8-8.4，水溫15-30℃，溶解氧2.0 -4.0 mg/L，污泥負荷 0.25 kg [BOD5]/(kg[MLSS]·d)以下，硝化負荷 0.04-0.06kg[NH3--N]/(kg[MLSS]·d)，回流比4左右，A/O容積比1：6左右時。對氨氮去除率平均可達85%以上，最高可達 99%，CODcr去除率可達 95%以上，BOD5 去;除率為99%左右。其它指標也符合國家規定的排放標準。

　　CASS工藝處理高氨氮生活污水試驗研究

　　長期以來，高濃度氨氮一般出現在工業廢水中，處理這部分廢水大多采用物化和生化方法相結合的工藝或者完全物化工藝。但是，隨著人們消費結構的變化，生活污水的高氨氮已經成為一個不容忽視的問題，解決這一問題對于防止水體富營養化和解決水體環境污染問題具有重要意義。生活污水中氨氮的變化范圍一般在20～150mg/L，通常把氨氮濃度在80mg/L以上的生活污水稱為高氨氮生活污水。本試驗所研究的高氨氮生活污水濃度范圍在80～150mg/L。

　　對高氨氮生活污水的處理研究可適用的范圍為：城市生活污水、小城鎮污水、高校生活污水、小區生活污水以及工業廢水。

　　國內外目前對于應用CASS工藝處理高氨氮生活污水的研究還處于起步階段，處理效果也不理想，脫氮率較低。研究如何將CASS工藝用于高氨氮生活污水的處理，充分發揮CASS工藝脫氮除磷效果好、耐沖擊負荷能力強、防止污泥膨脹、建設費用低和管理方便等優點，對于促進CASS工藝的發展和改善水體環境具有現實意義。

　　1.試驗裝置和試驗方法

　　1.1 試驗裝置

　　試驗采用的CASS反應器

　　反應器尺寸大?。篖×B×H=1000mm×320mm×450mm，分為缺氧區和好

　　氧區兩個部分，其中缺氧區長度為200mm，好氧區為800mm。潷水部分采用絲杠套筒式潷水器，受PLC控制器控制。

　　1.2 試驗條件

　　試驗原水取自某高校學生公寓樓前化糞池上清液。生活污水由廁所、廚房排水，洗浴水和其它污水組成，其中，廁所污水和廚房排水是生活污水的主要來源。污水中的NH3-N濃度高，濃度在90～120mg/L，占進水總氮的92%左右，COD濃度在400～900 mg/L。

　　試驗周期運行時間設定為4h，各階段時間分配一般為：曝氣120min，沉淀90min，排水20min，閑置10min。試驗采用均勻曝氣方式，每個周期的曝氣量保持不變，以曝氣期末端DO作為控制目標，試驗過程中末端DO一般控制為2.5mg/L。CASS工藝采用變容積運行，最高水位和******水位的MLSS相差較大，系統內的MLSS始終處于一個變化狀態。一般平均MLSS控制在4000～4500 mg/L。

　　2.試驗結果和討論

　　2.1 污泥負荷對脫氮的影響

　　試驗分別采用HRT為12h和16h;周期運行時間為4h，各階段時間分配為：曝氣120min，沉淀90min，排水20min，閑置10min;以曝氣期末端DO控制在2.5～3.0mg/L?；亓鞅炔捎?50%。

　　圖1表明，試驗中污泥有機負荷對各種物質的去除均有重要影響。當污泥有機負荷低于0.25kgCOD/(kgMLSS·d)時，硝化率在96%以上，COD去除率為88%左右，而脫氮率在50～70%之間。當污泥有機負荷在0.18～0.25 kgCOD/(kgMLSS·d)時脫氮效果******，脫氮率在60～70%;當污泥有機負荷高于0.28kgCOD/(kgMLSS·d) 時，COD去除率降低到80%以下，硝化率在50～80%，脫氮率在39～60%。

　　圖2表明，NH3-N負荷對硝化的影響較大，當NH3-N負荷低于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)時，硝化率達到96%以上，而當NH3-N負荷高于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)時，硝化率明顯下降，僅達到50～80%。NH3-N負荷對反硝化的影響不明顯。

　　2.2 回流比對脫氮的影響

　　分別采用50%、100%、150%、200%、250%五種回流比進行對比試驗。HRT為16h;周期運行時間為4h，各階段時間分配為：曝氣120min，沉淀90min，排水20min，閑置10min;曝氣期末端DO控制在2.5～3.0mg/L。

　　回流比試驗數據如表1所示, 回流比對脫氮效果的影響曲線如圖3所示：

　　表1 回流比試驗數據表

　　回流比%進水COD mg/L出水COD mg/LCOD去除率%進水總氮mg/L進水NH3-Nmg/L出水NH3-Nmg/LNH3-N去除率%出水NO3-Nmg/L脫氮率%

　　50485.5634.4492.91105.7597.292.4997.4461.2139.76

　　100518.3365.4587.37118.15108.720.5899.4957.7950.60

　　150528.2661.9088.28127.07116.912.7397.6844.7362.65

　　200479.4957.9787.91121.20111.540.7399.3654.4754.46

　　250483.1535.3992.68113.91104.800.8299.2455.8350.29

　　圖3表明，當生活污水試驗的回流比從50%到250%以每次50%的速度遞增時，系統的脫氮率呈現出先增大后減小的趨勢，當回流比增大到150%時，系統的脫氮率達到******，其數值為62.65%，NH3-N保持97%以上的去除率， COD去除率也達到88%以上。

　　2.3 曝氣時間和溶解氧對脫氮的影響

　　改變曝氣量以控制末端DO，并改變曝氣時間，具體組合工況見表2，

　　表2 試驗工況數據表

　　工況曝氣量(m3/h)曝氣時間(min)沉淀時間(min)

　　10.812090

　　20.912090

　　30.815060

　　40.715060

　　50.615060

　　試驗采用 HRT為16h，回流比為150%。

　　圖4表明，當曝氣量和曝氣時間發生變化時，各工況一個周期內DO的變化并不相同，但是各個工況都表現出由小到大的一個變化過程。

　　五種工況的出水水質情況如表3所示。

　　表3 五種工況試驗結果數據表

　　工況進水COD(mg/L)出水COD(mg/L)COD去除率(%)總氮(mg/L)進水NH3-N(mg/L)出水NH3-N(mg/L)NH3-N去除率(%)出水NO3-N(mg/L)脫氮率(%)

　　1565.50 47.7891.55 132.51 121.9120.5583.14 36.2657.13

　　2553.37 41.1092.57 151.36 139.259.6193.10 48.7161.47

　　3635.06 44.8892.93 136.88 125.930100.00 46.6465.93

　　4687.21 66.5090.32 116.02 106.7415.8985.11 30.0060.45

　　5542.07 44.9491.71 105.64 97.1918.3381.14 35.3849.16

　　圖5表明，五種工況下，DO和曝氣時間的改變對NH3-N去除率影響******，NH3-N去除效果好的工況脫氮效果也相應較好，硝化******的工況3脫氮效果******，脫氮率達到了65.93%，而硝化率******的工況5脫氮率則******，為49.16%;DO和曝氣時間對COD去除率的影響則很小，各種工況下COD的去除率都達到了90.32%以上，

　　從上述分析可知，DO的控制對脫氮效果的影響較大。要取得好的脫氮效果，首先要將硝化進行得比較******，而DO對于硝化反應有著重要的影響。試驗表明，適合于脫氮的DO濃度反映在兩個方面：一是曝氣階段的******DO濃度必須達到一定水平，根據試驗，這個******DO濃度水平是1.40 mg/L;二是曝氣期末端DO水平也要達到一個較高值，這個值的選擇范圍要寬一些，根據試驗結果， 2.5～3.5 mg/L的控制范圍比較合理。

　　曝氣時間對脫氮的影響也是存在的，試驗表明，要取得較好的脫氮效果，縮短曝氣時間就必然需要增大曝氣量，即便如此，試驗中的工況2和工況3的脫氮效果還是有差異，若工藝曝氣時間采用定時控制，在選擇合適的曝氣量下，應盡量選擇較長的曝氣時間。

　　2.4 CASS工藝曝氣時間控制研究

　　關于DO和曝氣時間對系統脫氮影響的研究表明，曝氣時間可以根據污水處理的需要進行靈活的選擇，但是如何選擇最合理的曝氣時間是下面試驗需要討論的問題。

　　對曝氣時間控制目的有三個：一是實現計算機自動控制;二是在保證出水水質前提下盡可能節省運行費用;三是避免曝氣量不足或反應時間過長而引起的污泥膨脹。

　　目前CASS工藝對曝氣時間的控制有兩種方法，即定時控制和實時控制。

　　定時控制是將曝氣時間設定為某一固定值。實時控制是采用現代監測儀器對反應時間進行控制。一種是通過在線COD或BOD儀監測污水，一旦達到出水要求即停止曝氣，這是最理想的控制方式，但是對監測儀器的要求較高;另一種是通過ORP、DO、pH儀來控制曝氣時間，由于曝氣期內CASS池的COD、NH3-N和NO3-N等物質濃度的變化與ORP、DO和pH等值之間存在著一定的相關性，這種相關性可有效地指導工程曝氣時間的控制。實時控制是目前研究和應用最為廣泛的方法，但是對于不同的水質，曝氣過程中的參數變化規律是不同的，需要作具體的分析。

　　試驗研究了DO與NH3-N、NO3-N和COD濃度變化的相關性，試驗數據來自于2.3試驗的工況3，試驗結果如下：

　　1、一個周期內NH3-N與DO變化關系

　　一個周期內NH3-N與DO變化關系如圖6所示。

　　圖6表明，NH3-N濃度與DO在曝氣階段具有較好的相關性。在前15min內，NH3-N濃度明顯升高，而DO則急劇下降，隨后NH3-N濃度進入一個大幅下降的過程，而DO則進入了一個緩慢上升的過程，到第100min時，NH3-N濃度下降到幾乎為零，而DO則進入了一個急速增長階段，一直持續到曝氣期末DO達到3.59mg/L。

　　2、一個周期內NO3-N與DO變化關系

　　一個周期內NO3-N與DO變化關系如圖7所示。

　　圖7表明，NO3-N濃度與DO在曝氣階段具有一定的相關性。在前20min內，NO3-N濃度和DO均是急劇下降，隨后二者均進入一個緩慢上升的過程，到第100min時，NO3-N 濃度進入一個穩定階段，一直持續到曝氣期末。

　　試驗結果表明，DO與NH3-N和NO3-N的濃度變化具有一定的相關性。

　　本試驗研究的主要問題在于處理過程中曝氣時間的控制，從2.3的五種工況的比較中可以看出，各工況******的區別在于硝化反應的進行的程度，因此，硝化進行得******，脫氮率就相應提高，故可以利用NH3-N和DO之間的相關性對曝氣時間進行控制。

　　3. 結論

　　1、污泥有機負荷控制在0.18～0.25kgCOD/(kgMLSS· d)左右，其反硝化效率較高，脫氮率可以達到60～70%。而當污泥有機負荷高于0.28 kgCOD/(kgMLSS·d)時，COD的降解和含氮物質的硝化都開始受到很大影響，出水中COD和NH3-N的濃度都偏高，出水水質變壞。

　　當NH3-N負荷低于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)時，硝化進行得比較******，硝化率達到96%以上。反之，則硝化效果急劇下降，硝化率明顯下降，僅達到50～80%, 但NH3-N負荷對反硝化效果影響不明顯。

　　2、當回流比從50%增加到250%時，系統脫氮率先增后減，在回流比為150%時達到******值。

　　3、DO對于硝化效果有著重要的影響。要取得較好的硝化效果，一是主反應區******的DO要達到1.40 mg/L以上;二是曝氣期末端DO控制在 2.5～3.5 mg/L范圍。

　　4、曝氣時間對脫氮效果也存在影響，要取得較好的脫氮效果，縮短曝氣時間就需要增大曝氣量，對于采用時間作為控制參數的CASS工藝，在選擇合適的曝氣量、滿足沉淀和潷水要求的前提下，應盡量選擇較長的曝氣時間。

　　5、實時控制優于定時控制，CASS工藝在處理高氨氮生活污水時采用DO與NH3-N的相關性作為控制曝氣時間的依據比較合理，這種控制方式可實現計算機自動控制，在保證出水水質前提下盡可能節省運行費用。

　　Carrousel氧化溝脫氮除磷工藝設計探討

　　Corrousel氧化溝工藝設計中所涉及的主要參數是：硝化速率、各反應單元的污泥齡及總污泥齡、反硝化速率或能力、污泥產率、污泥負荷、污泥回流比、******除磷能力、異養菌體比例、活性污泥濃度、活性污泥需氧量、去除BOD5需氧量等。對以上參數計算得正確與否將直接影響設計精度及碳化、脫氮除磷的效果。?

　　1 生物除磷脫氮

　　1.1 影響生物除磷效果的因素

　　1.1.1 污泥齡

　　經研究發現，影響除磷效果的因素之一是活性污泥中聚磷菌的含量及其對磷的吸收能力，當總污泥齡為8～10d時活性污泥中的******磷含量為其干污泥量的4%，為異養菌體質量的11%，但當污泥齡超過15d時污泥中******含磷量明顯下降，反而達不到******除磷效果。因此，一味延長污泥齡(例如20d、25d、30d)是沒有必要的，宜在8～15d范圍內選用，最終應以各反應階段污泥齡的計算公式進行校核，當兩者接近時說明假定是合理的，反之則需重新假定，直至結果相近為止。除磷效果與異養菌體質量和污泥齡、BOD5去除的關系可用下式表示：?

　　?　　　　　　　P0-Pe=0.11ZaLC0·η(1-e-0.24tST)　　　(1)?

　　式中 P0-Pe——進、出水磷濃度之差，mg/L

　　?　　　LC0、η——分別為進水BOD5濃度及其去除率，mg /L、%

　　tST——污泥齡，d?

　　?a——污泥產率，kg TS/kg BOD5?

　　?　　　a=0.6(TS0/BOD5+1)-0.072×0.60×1.072(T-15)/[1/tST+0.08×1.072(T-15)]　　　　(2)?

　　式中　Z——活性污泥中異養菌體重量所占比例，%

　　?　　　　Z=[B-B2-8.33Ns·1.072(T-15)]0.5　　　　　　　　　(3)?

　　?B=0.555+4.167(1+TS0/BOD5)Ns×1.072(T-15)?　　　　(4)?

　　式中 ?Ns——BOD5—SS負荷，kgBOD5/(kgMLSS·d)

　　Ns=1/a·tST　　　　　　　　　(5)?

　　式中 ?TS0——進水中懸浮固體濃度，mg/L

　　顯而易見除磷效果與多項因素有關，決非為假定厭氧區HRT=1.5 h那樣輕而易舉可以確定的，且污泥產率也受多項因子的制約，不同的進水水質及污泥齡和水溫得出的污泥產率不同，因此不是簡單地假定a=0.6所能概括的。

　　1.1.2 硝酸鹽及基質濃度

　　前置厭氧池有利于聚磷菌對污水中易于降解的有機基質的儲備和對磷的釋放，加強了在好氧條件下對污水中磷的吸收。

　　研究同時發現，未進行反硝化或反硝化不充分的高濃度NO3-N的存在將阻礙對磷的釋放，聚磷菌將直接利用有機酸呼吸，由其他異養細菌降解有機物，其關系式為：

　　?　PF=[a0LC0-2.9(NO3-Np)]f/(1+Rp)　　(6)?

　　?　P0-Pe=1.55e0.2038PF?　　(7)?

　　式中　PF——當有NO3-N存在時所能除磷的期望值

　　NO3-Np——[ZK(]進入厭氧池的NO3-N濃度，mg/L

　　NO3-Np=(NO3-N)0+(NO3-N)e·Rp　　　　(8)?

　　式中(NO3-N)0、(NO3-N)e——分別為進、出水中的NO3-N濃度，mg/L

　　?f——容積比系數，%

　　?f=Vp/(Vp+Vn+Va)　　　(9)?

　　式中　Vp、Vn、Va——分別為厭氧區、缺氧區、好氧區反應池容積，m3

　　Rp——至厭氧區之污泥回流比，%?

　　?　　　　a0——進水中易降解BOD5所占比例，

　　?　　　　a0=0.30

　　從上述公式可知，在低基質污水、高NO3-N及高污泥回流比的條件下，為達到同等除磷效果必須通過加大厭氧區容積的措施予以解決，因而隨意確定厭氧區的HRT(例如1.0 h、1.5 h等)將事與愿違。

　　1.2 影響生物脫氮效果的因素

　　1.2.1 DO

　　盡管人們對好氧區中伴隨反硝化作用的發生具有濃厚的興趣，但并不認為當好氧區的DO達2～4mg/L時以及在強烈的空氣擾動下阻礙活性污泥絮體直徑的增大也會帶來反硝化作用。同時研究結果表明，當好氧區DO保持在0.5～0.7mg/L時才會產生有限的反硝化作用(總氮去除率達65%左右)。這一發現與以往的研究成果一致，即活性污泥在DO存在時異養細菌將優先利用DO作為最終電子受體，只有在缺氧環境中(僅有NO3-存在時)才有可能利用NO3-被降解時釋放出的氧來降解有機物。

　　因A2/O系統大量的內回流而導致缺氧區DO增高影響脫氮效果的事實已被大家認同。因此，在前置缺氧區的氧化溝內設置適當的(不宜過大)反硝化段(見圖1)以預先削減來自好氧段的DO，再以無動力回流至前置缺氧區是必要的。

　　1.2.2 碳源及硝酸鹽含量

　　當有足夠的碳源存在時(前置反硝化)脫氮反應過程迅速，所需反硝化容積小;但當內源呼吸時(同步反硝化)脫氮反應過程緩慢，所需反硝化容積大，其關系可用增速系數K=[Vn/(Va+Vn)]-0.235表示。

　　從有機物的降解反應和活性污泥的脫氮反應式可以看出，需反硝化的NO3-越多所需碳源越多;反之，如果需反硝化的NO3-濃度高，則必須供給足夠的碳源，而若碳源不足則會影響反硝化能力。為達到設計脫氮量，在不另加碳源的情況下，在有限的范圍內可加大反硝化容積來解決(反硝化速度決不單是水溫的函數)，其關系可用下式表示：

　　[NO3-Nn]/[BODs]=0.75×0.80Oc/2.9 ×(Vn/Va+Vn)　　　(10)?

　　或：

　　[NO3-Nn]/[BOD5]=(0.75×0.80×Oc/2.9]×(VnVa+Vn)0.765　　　(11)?

　　式中[NO3-Nn]/[BOD5]——反硝化能力，kg(NO3-N)/kg BOD5

　　?　　　　Oc——BODs去除需氧量，kgO2/(kg BOD5·d)

　　式(10)適用于同步反硝化，式(11)適用于前置反硝化。?

　　?　　　　　Oc=OR/Ns　　　(12)?

　　式中 ?OR——單位活性污泥需氧量，kgO2/(kgMLSS·d)

　　?　　　　OR=0.5η·Nv+0.24Z·MLSS·1.072(T-15)?　　　(13)?

　　式中?Nv——BOD5容積負荷，kgBOD5/(m3·d)

　　?　　　　NO3Nn——能提供給反硝化區的硝酸鹽濃度，mg/L

　　NO3-Nn=TN0-TNe-Nus-Nes?　　　(14)?

　　式中 TN0、TNe——分別為進、出水中總氮濃度，mg/L

　　?　　　　Nus、Nes——分別為排出剩余污泥中氮合成濃度和出水懸浮濃度中含氮量，mg/L

　　?Nus=0.125aZ(Lc0-Lr)　　　(15)?

　　?　　　　　Nes=0.125Z·Lse?　　　　　(16)?

　　式中 ?LC0、Lse——分別為出水中BOD5懸浮物濃度，mg/L

　　?　　　　　Lr=Lce=ZLse·1.42(1-e-k1t)　　　　(17) ?

　　1.3 影響好氧硝化效果的因素

　　1.3.1 硝化速率與水溫、堿度關系

　　研究表明，硝化速率不僅是污水水溫的單一函數，且受DO、堿度的影響。通常情況下硝化反應池內保持DO在2mg/L左右是可以實現的，不會對硝化速率產生明顯的影響，主要問題是當進水溫度<20℃、堿度低(pH<8.0～8.4)時將會對硝化速率構成影響，其關系可用下式表示：?

　　?　　　　　μn(T·pH)=[μmax(20℃)·100.033(T-20)]/[1+0.04(10pH0-pH-1)]　　　　　　(18)?

　　式中 ?μmax(20℃)——當水溫為20℃時的******硝化速率，d-1;取μmax(20℃)=0.3～0.4d-1?

　　pH、pH0——分別為進水和******酸堿度，當pH0=8.0～8.4時μmax(pH0)=1d-1

　　按式(18)計算的硝化速率即為設計采用值，無需按假定的污泥齡推算硝化速率，以避免假定不合理而產生任意性。

　　1.3.2 硝化污泥齡及NH3-N與硝化速率的關系

　　通常當硝化速率確定之后取其倒數作為硝化污泥齡似乎是合理的，但由于目前均采用單一水溫函數關系推求μn，一旦不能滿足設計者的要求時，甚至會出現以穩定污泥為理由無限加大污泥齡(例如25、30d等)的問題，這將意味著無限制地增大氧化溝好氧區容積，故推薦采用下列公式推算硝化污泥齡：

　　?E=1-[100.051T-1.156/(NH3-N)0[tSN·μ n(T·pH)-1]　　　　(19)?

　　式中　tSN——硝化污泥齡，d?

　　?　　　　E——NH3-N去除率，%?

　　(NH3-N)0——進水中NH3-N濃度，mg/L

　　2 反應池容積計算

　　以生物除磷脫氮為目標的反應池包括厭氧池、缺氧池和好氧池三部分(或區)，為便于比較，本文也按兩個缺氧區計算：一部分(完成80%的反硝化)設在氧化溝的后段，該部分容積按同步反硝化方法計算;另一部分(完成20%的反硝化)設在厭氧池之后，該部分容積按前置反硝化方式計算。各區段所需污泥齡與相應階段容積比的關系可用以下聯合公式表示：

　　tSR=tSN·[(Vn+Va)/Va]　　　　 　　　　　　　　　　(20)?

　　?　　　tSP=tSR·[(Vn+Va+VP)/(Vn+Va)]　　　　　(21)?

　　?　　　tST=tSP·[(Vn+Va+Vp+Vd)/(Vn+Va+Vp)]　　　(22)?

　　式中 tSN、tSR、tSP、tST——分別為硝化、反硝化、厭氧階段污泥齡及總污泥齡，d

　　?　　　　　　　　　　　　Vd——二沉池容積，m3;HRT≤3.0 h?

　　氧化溝好氧區容積也可按下式計算：?

　　?　　　　Va=[KaQ(LC0-Lr)/(Ns·MLSS)]　　　　　 (23)

　　式中 ?Q——處理污水量，m3/d?

　　?　　　　 K——變化系數

　　3 工程算例

　　為便于比較，設計基本條件及工藝同引文。處理水量Q=15000m3/d(不考慮變化系數)，進、出水水質見表1。

　　表1 　 進、出水水質

　　項 目COD(mg/L)BOD5(mg/L)SS(mg/L)TKN (mg/L)TP(mg/L)NH3-N(mg/L)NO3-N(mg/L)pH水溫(℃)

　　進水300150200304.0　　7.015

　　出水602020　1.05.010.06-9

　　設計參數及結果見表2。

　　表2 設計參數及結果

　　設計參數引 文本 文

　　結 果來 源結 果來 源

　　硝化速率μ(d-1)0.04假定0.129式(18)

　　總污泥齡tST(d)25假定15式(22)

　　污泥負荷Ns[kgBOD5/(kgVSS·d)]0.15推算0.093式(5)

　　MLSS(mg/L)4 000設定4 000設定

　　污泥產率a(kgTS/kgBOD5)0.60假定0.946式(2

　　剩余污泥產量(kgTS/d)585推算1 915.65

　　反硝化速率[kgNO3-N/kgVSS·d]0.013 6推算

　　NO3-Nn(kg/d)合計

　　其中，氧化溝(80%)

　　前置缺氧池(20%)153推算145.4式(14)

　　122.4　116.3

　　30.6　29.1

　　厭氧池污泥回流比RP(%)100按好氧推算60設定

　　硝化污泥齡tSN(d)　　8.2式(19)

　　異養菌體比例Z(%)　　0.288式(3)

　　BOD5去除需氧量Oc[kgO2/(kgBOD5·d]　　1.421式(12)

　　活性污泥需氧量OR(mg/L)　　0.398式(13)

　　厭氧池NO3-NP(mg/L)　　6.0式(8)

　　除磷期望值PF(mg/L)　　3.25式(6)

　　Vn/(Va+Vn)同步反硝化　　0.176式(10)

　　Vn/(Va+Vn)前置反硝化　　0.016 8式(11)

　　Vp/(Vn+Va+Vp)　　0.190式(6)、(7)、(9)

　　反硝化污泥齡tSR(d)　　10.1式(20)

　　厭氧污泥齡tSP(d)　　12.5式(21)

　　氧化溝總容積(m3)

　　其中，好氧區容積Va(m3)

　　缺氧區容積Vn(m3)7857

　　4 643

　　3 214推算8 302

　　6 841

　　1 461式(23)

　　式(10)、(20)

　　前置缺氧池容積(m3)1 221　117式(11)、(21)

　　厭氧池容積Vp(m3)938HRT=1.5h1975式(6)、(9)

　　4 工藝設計優化及討論

　　從表2可知，引文中總有效反應池容積為10016m3(HRT=16.0h)，本文為10394m3(HRT=16.6h)，即總反應池容積比較接近，但從各功能反應區的容積來看則差別甚大，從而可能導致好氧硝化、厭氧釋磷不******(容積偏小)，且大大超出了脫氮所需的缺氧池容積，因而增加了不必要的投資。為避免此種結果的發生，提出以下幾點改進建議：

　?、?宜按照本文提出的公式，緊密結合進、出水質進行各項設計參數的計算，防止假定的任意性;

　?、?要使厭氧池容積減小，一是要盡可能降低排放水中NO3-N濃度，二是防止過多的污泥回流至厭氧池;

　?、?如果在氧化溝內不設反硝化段，或者只承擔反硝化的20%，將80%改由前置缺氧池承擔以得到充足的碳源，進一步減少缺氧池容積則有利于降低出水NO3-N濃度;

　?、?可將圖1工藝改為60%的污泥回流至厭氧池，40%回流至缺氧池，這樣既可同時滿足厭氧、好氧段對活性污泥的需求，又能達到預期的處理效果;

　　⑤ 將表面曝氣機改為轉碟曝氣機，以提高溶氧效率和有效水深，并減小占地面積。

　　高難度廢水處理技術與成套設備

　　多年來，科學家利用水體自凈及土壤自凈的原理，開發出了各種利用自然微生物處理工業廢水及城市污水的技術，集中分布于活性污泥法和生物膜法兩大系列。

　　現行污水處理技術主要可分為物理法、化學法和生物法。

　　物理法包括沉淀、過濾、吸附、萃取等，不改變污染物的化學形式。其設備簡單、運行費用低、工藝成熟，主要用于去除水中難溶解的大顆粒污染物，為污水一級處理的******技術。

　　化學法包括絮凝沉淀和化學氧化，改變污染物的存在形式，主要用于去除溶解于水中的小顆粒，通過電性改變、交聯架橋等形式，使之成為大的顆粒沉淀分離出來。大量用于廢水的預處理及深度處理。

　　生物法是利用大自然處理廢水的原始形式，利用微生物代謝來達到水資源凈化的目的。微生物代謝環境存在好氧、厭氧、兼氧三種類型，由此也衍生了好氧、厭氧的處理方法。生物法主要用于污水的二級處理或高級處理，是目前污水處理的主要形式。各種處理污水方式的主要過程如下圖所示：

　　現有的污水處理技術大多是這三種方法的組合，來達到污水凈化或回用的目的。

　　考察一項技術******程度的標準主要有兩項：一是技術上是否能夠有效處理固有特征的污水;二是處理相同特征、相同水量污水所需的建設投資和運行成本。圍繞這兩個方面，污水生物處理技術集中于以下幾個方面進行研發突破：

　　1、新的高效生物菌種的開發;

　　2、耐極端環境的微生物的培養;

　　3、高效酶的固定，尤其復合酶的固定;

　　4、好氧、兼氧、厭氧容為一體的裝置用于氮、磷的去除;

　　5、處理裝置小型化，高效率;

　　6、高濃度COD、氨氮的去除;

　　7、使用封閉式運營、減少異味及池蠅等。

　　高效催化氧化反應裝置系列

　　活細胞固定化污水處理技術

　　ALAO系統處理高濃度有機廢水

　　濕式催化氧化法處理高濃度工業有機廢水

　　濃縮燃燒法處理糖蜜酒精廢液技術

　　生化處理5萬mg/l CODcr以下高濃度有機廢水技術