奥贝尔氧化沟的工艺改良试验研究 56页

重庆大学硕士学位论文中文摘要摘要在城市污水生物脱氮工艺中，越来越多的研究表明硝化反硝化反应可以在奥贝尔氧化沟（Orbal）工艺的外沟道中同时进行，与传统的生物脱氮工艺相比，同时硝化反硝化可以减少反应设备的数量和尺寸，降低氧气的供给从而节省能耗，减少甚至不需要碳源的投加，节省药剂费用等。但就奥贝尔氧化沟的工艺构型来看，三沟道的圆形或椭圆形沟型对于狭长的工程选址地来说，平面布置相对困难；而且奥贝尔氧化沟需要独立的二沉池，占地较大；中心岛消耗一定的面积，增加了无效占地；另外，二沉池的污泥回流依靠动力回流，增加了基建和运行费用。为此，在对传统生物脱氮工艺、奥贝尔氧化沟生物脱氮工艺的空间特点进行分析的基础上，本试验保留了奥贝尔氧化沟外沟道低氧条件下的同时硝化反硝化特点，借鉴了卡罗塞尔氧化沟的跑道型构型和回流方式，同时将侧沟式一体化氧化沟的侧沟固液分离技术融合进来，提出了改良型的奥贝尔氧化沟模型。与典型奥贝尔工艺相比，改良型奥贝尔工艺简洁紧凑，无需建造单独的二沉池，占地可减少1/3～1/2；而且污泥和硝化液回流都能依靠水力回流，节省了动力回流的能量投入。在改良奥贝尔工艺模型上进行试验，重点考察DO、F/M、C/N、HRT和SRT各个运行参数对改良型奥贝尔氧化沟模型的运行效果的影响。试验结果表明，在其它参数相同的情况下，将外沟道的溶解氧分别控制在0.3～0.6mg/l和0.6～0.9mg/l两个水平，外沟道中TN去除率分别为80.0％和70.9％；系统中污泥负荷分别为0.1gCOD/gMLSS·d、0.07gCOD/gMLSS·d、0.05gCOD/gMLSS·d时，随着污泥负荷的降低，TN的去除率却是上升的，分别为80％、83％、84.1％；本试验中，当C/N为4时，仅能获得58％的脱氮率，当C/N为7或更高时脱氮率能达到80％以上，进水C/N比值越高，总氮的去除率越高；在本试验中采取的水力停留分别为12h、18h、24h时，外沟道中的总氮去除率随水力停留时间的增加而增加，分别为78.6％、82.0％和83.0％；当系统泥龄分别为18d、20d、24d时，系统平均TN去除率分别为75.6%、78.5%、83.0%，随着泥龄的增大TN的去除率增加；改良型奥贝尔模型的低氧条件并没有降低COD的去除效果，系统0－2－1mg/l的溶解氧梯度分布使得COD去除率一般都在80％～86％之间；本试验中磷的去除效果不好，去除率基本在40％～50％之间，有的甚至低于35％，出水磷的浓度在1.28～2.38mg/l之间，低于1.0mg/l的出水排放标准。对试验结果进行生化动力学分析，改良型奥贝尔模型系统的基质最大比去除-1速率Vmax＝6.96d，而有机污染物降解系数Ks＝108.8mgCOD/d；外沟道中氨氮I 重庆大学硕士学位论文中文摘要降解的反应级数n=1.0，反应速度常数k=0.23。关键词：奥贝尔氧化沟，工艺改良，同时硝化反硝化，运行参数控制II 重庆大学硕士学位论文英文摘要ABSTRACTInthebio-denitrificationprocessinthemunicipalwastewatertreatment,moreandmoreresearchindicatesthatthenitrification-denitrificationcanbeprocessedsimultaneouslyintheouterditchofOrbaloxidationditchprocess.Comparedwithtraditionalbio-denitrificaitonprocess,simultaneousnitrification-denitrificationprocesscanreducethenumberandsizeofthereactionequipments,decreasetheoxygensupplyamountthensaveenergy,decreaseorevenneednodosageofcarbonsources,andsaveexpendituresfordosages,etc.However,fromtheviewofthestructureandshapeoftheOrbaloxidationditch,(i)theroundorellipsetri-ditchtypemaybedifficulttoplanelayoutfortheengineeringwithnarrowlandlocations;(ii)theindependentsedimentationtankoccupiesrelativelylargeareaofland;(iii)centralislandcountssomeareaswhichenlargesinefficientlanddemand;and(iv)thebackflowofsludgeandnitrifiedwaterfromthesedimentationtankreliesondynamicsystem,whichincreasethecostofconstructionandoperation.Therefore,themodifiedOrbaloxidationditchmodelisputforward,whichisbasedonanalysisofspatialfeaturesofbio-denitrificationprocessofOrbaloxidationditch,withreservationofitssimultaneousnitrification-denitrificationcharacteristicsinthelowoxygenconditionintheouterditch,andwithreferenceofracetrackstyleconfigurationandbackflowwaysintheCarrouseloxidationditch,aswellasincombinationofsideditchsolid-liquidseparationtechniqueinthesideditchintegratedoxidationditch.IncomparisonwithtypicalOrbaloxidationditch,themodifiedOrbaloxidationditchillustratesmoreconciselyandcompactlywithnoneedtoconstructanindependentsedimentationtank,whichcandecrease1/3to1/2oflandoccupation;andthebackflowofsludgeandnitrifiedwatercanbehydraulicallyprocessed,whichsavestheenergyconsumptionfordynamicbackflow.IntheexperimentsofmodifiedOrbalprocessmodel,mainresearchhasbeenemphasizedontheeffectsofsomeoperationalparameters,suchasDO,F/M,C/N,HRTandSRT,onitsoperationalperformance.Theresultsindicates,withthesamelevelofotherparameters,(i)theTNremovalcanreach80.0%and70.9%withthecontrolofdissolvedoxygenunderthelevelsof0.3-0.6mg/land0.6-0.9mg/l,respectively;(ii)theTNremovalupgradesfrom80%,83%to84.1%withthedecreaseofsludgeloadinthesystemfrom0.1,0.07,to0.05gCOD/gMLSS·d;(iii)thenitrogenremovalonlyreachesIII 重庆大学硕士学位论文英文摘要58%whenC/Nis4,butcanreachmorethan80%whenC/Nisatorover7,whichindicatesthattheTNremovalincreaseswhenhigherC/Nratio;(iv)whenHRTincreasesfrom12h,18hto24h,theTNremovalalsoincreasesfrom78.6%,82.0%to83.0%;(v)theTNremovalaverageinthesystemincreasesfrom75.6%,78.5%to83.0%withtheincreaseofsludgeagefrom18d,20dto24d;(vi)thelowoxygenconditionsinthemodifiedOrbaloxidationditchmodeldonotdecreasetheeffectofCODremoval,andthedissolvedoxygengradientwiththedistributionof0-2-1mg/linthesystemensurestheCODremovalreachingtherangeof80%-86%;and(vii)thephosphateremoval,however,isnotgoodenough,whichvariesfrom40%to50%,evenlowerthan35%inoccasionalsituations,andthephosphateconcentrationintheoutflowvariesintherangeof1.28-2.38mg/l,whichdissatisfiesthedischargestandardwiththelevelof1.0mg/l.Finally,thebio-dynamicalanalysishasbeenmadewiththeexperimentalresultsinthemodifiedOrbaloxidationditchsystem,themaximumspecificvelocityofsubstrate-1removalVmax=6.96d,andtheorganiccontaminantdegradationcoefficientKs=108.8mgCOD/d;thereactionorderinofNH3-Ndegradationn=1.0,andthereactionvelocityconstantk=0.23.KeyWords:Orbaloxidationditch,Processmodification,Simultaneousnitrification-denitrification,ControlofoperationalparametersIV 重庆大学硕士学位论文1绪论1绪论1.1我国污水处理工程现状我国解决城市污水净化的问题始于20世纪70年代，一些城市利用郊区的坑塘洼地、废河道、沼泽地等稍微整修或围堤筑坝，建成稳定塘，对城市污水进行净化处理。80年代，随着城市化进程的加快和城市水污染问题日益受到重视，城市排水设施有较快发展，我国城市污水处理厂逐步进入全面建设时期，我国第一座大型城市污水处理厂－天津市纪庄子污水处理厂于1984年竣工投产运行，处理3规模为26万m/d。到1995年，城市排水管道增加54373km，城市污水处理厂169座（其中二级生化处理厂116座），年处理污水17.49亿立方米，城市污水处理率8.69％；与1990年相比，城市污水处理厂增加89座，平均每年建污水处理厂17座。“九五”期间，我国正式启动对“三河”（淮河、海河、辽河）、“三湖”（太湖、巢湖、滇池）流域以及“环渤海”地区的水污染治理。1996～1999年竣工投入运行的城市污水处理项目有22个，投资59.58亿元，日处理规模371.7万立方米；在建项目109个，计划投资161.83亿元，日处理规模832.0万立方米。据统计，到2001年底，我国已建成城市污水处理厂452座，其中生化处理厂[1]307座，二级处理能力达到每日3106万立方米，城市污水处理率为36%。尽管如此，我国的水污染状况仍然严峻，据监测，在全国七大水系中，仅有29.1%的监测断面满足1-3类水质的要求，有40.9%的断面属于几乎丧失了水功能的劣5类水[2]质。由此可见，我国城市污水处理厂的数量和处理效率还远远不能满足水环境保护的需要。根据我国国民经济发展计划和水污染防治规划中城市污水处理规划要求：到2010年，我国城市化率将达40％，污水处理率建制镇不低于50％，设市城市不低于60％，重点城市不低于70％。要实现这一目标，我国要建设城市污水处理厂1000余座。规划是宏伟的，但我国城市污水处理厂建设发展的现状却不容乐观，若以1995年为基准，1995年我国城市污水处理厂数量为169座，其中二级[3]处理厂116座，城市污水处理率约为20%，也就是说，从1995年到2001年，我国城市污水处理厂建设速度为每年平均40座左右，处理率每年平均增长2%左右，若按这样的速度发展，到2010年就很难实现规划目标，因此，今后的任务非常艰巨。1.2我国城市污水处理工程存在的问题我国现有城市污水处理厂80％以上采用的是活性污泥法，目前新建及在建的污水处理厂所采用的工艺中，各种类型的活性污泥法仍为主流，占90％以上，其1 重庆大学硕士学位论文1绪论余采用一级处理、强化一级处理、稳定塘法以及土地处理法等，生物膜法由于占地以及卫生的原因应用很少。“七五”、“八五”、“九五”国家科技攻关课题的建立与完成，使我国在污水处理新技术等方面都取得了很大的发展，引进了国外许多新技术、新工艺、新设2备，AB法、氧化沟法、A/O工艺、A/O工艺、SBR法在我国城市污水处理厂中均得到应用。长期以来，城市污水的处理均以去除有机物和悬浮固体为目标，随着我国社会经济的快速发展，工业化和城市化程度的不断提高，污水排放总量的不断增加以及化肥、合成洗涤剂和农药的广泛应用，来自生活污水和一些工业废水的氮、磷进入水体，污水中氮、磷含量呈上升趋势，氮、磷对水体环境的影响最为突出的是造成水体的富营养化，破坏水体生态平衡，其中硝态氮和亚硝态氮会形成对人类具有“三致”作用的有害物质。水环境污染和水质富营养化问题的尖锐迫使越来越多的国家和地区制定严格的氮、磷排放标准，我国从颁布实施《污水综合排放标准》（GB8978-1996）就明确规定了严格的磷酸盐和氨氮排放标准，这就意味着今后绝大多数城市污水处理厂都需要考虑对氮、磷的处理。就城市污水处理厂发展现状而言，“建不起”或“用不起”的现象在我国较为普遍。目前，不管是已列入计划还是自行发展，我国尚有数百座城市污水处理厂正等待资金建设。与此同时，在我国已建成的城市污水处理厂中，能够满负荷运行的污水处理厂不足1/3，特别是中小城市污水处理厂更为严重，因运行费用不足，多数处理厂在经过调试运行并验收后就处于停运状态，或者运行不正常，发挥不了建设污水处理厂应有的效益。这些问题从表面上可归纳为资金问题，而从以下的分析来看，实质上却是技术问题。我国现有城市污水处理厂中，90%的处理工艺采用的是活性污泥法及其变形，2对于有除磷脱氮要求的处理厂则多采用A/O工艺方法。应用的工艺形式包括：传2统活性污泥法、UCT工艺、VIP工艺、A/O法、AB法、BIOLAKE、氧化沟工艺系列（普通氧化沟、Orbal氧化沟、Carrousel氧化沟、T型、D型、DE型氧化沟、一体化氧化沟等）、SBR工艺系列（普通SBR、CASS、ICEAS、DAT-IAT和MSBR、UNITANK等）等。在建设投资上，冯生华曾对我国已建的百余座城市污水处理厂建设情况作过统计，90年代以来我国所建的污水处理厂单位投资绝大多数是在1200～2000元/[4]吨水之间。课题组也曾对山东省已建的十余座城市污水处理厂建设和运行状况进行了调研，调研结果表明，除一体化氧化沟工艺、BIOLAKE工艺工程投资在600～900元/吨水以外，其余工艺工程投资均在1000元/吨水以上，有的达到2000元/吨水（威海第三污水厂Carrousel氧化沟工艺）以上。[5]在运行成本上，有人曾对华东地区城市污水处理厂运行成本做了调查，其结2 重庆大学硕士学位论文1绪论果为：3（1）不同工艺的小型污水处理厂平均运行成本为0.85（0.71）元/m（括号中为不含折旧的成本，下同）。3（2）不同工艺的中型污水处理厂平均运行成本为0.78（0.50）元/m。课题组在山东的调研结果也显示，不同工艺的污水处理厂运行成本平均为0.57元/吨水左右（不含折旧）。[6]在能耗上，羊寿生曾对我国典型一级、二级城市污水处理厂作了能耗估算。3污水处理规模按25000m/d计，污水提升能耗占总能耗的10～20％，污水生物处理能耗（主要用于曝气供氧）占总能耗的50％～70％，污泥处理占总能耗的10％～25％，三者能耗之和占总直接能耗的70％以上。城市污水处理厂比能耗值平均为30.266kwh/m污水。课题组为了解我国城市污水厂目前的能耗情况，专门组织了调研（十多座污2水处理厂、包括传统活性污泥法、水解+好氧法、AB法、A/O法、氧化沟法等多3种工艺），结果表明，调研的城市污水处理厂比能耗值平均为0.2874kwh/m污水。其中预处理占23.5％，二级处理占66.4％，污泥处理占10.1％。这一实际的比能耗值高于羊寿生的估算值。调研还发现，现有城市污水处理厂设备配置存在一定的空间剩余。设计比能耗值比实际大20％。设备利用率较低，在60～80％之间。3我国城市污水处理厂曝气设备比能耗值最高，为0.1～0.2kwh/m污水，占污水处理厂总能耗的45％之多。[7]3根据日本藤井的资料分析，日本城市污水处理厂比能耗平均0.260kW.h/m，3美国城市污水处理厂比能耗平均为0.20kWh/m。日本沉砂池普遍有洗砂、通风、3脱臭等，约耗电0.01kW·h/m；美、日两国普遍对出水进行消毒处理，该项电耗约30.002kW·h/m；美、日两国对污泥都进行消化、脱水、焚烧处理，美国还进行气3浮处理，约耗电0.05～0.1kW.h/m，而回收的能源均未计算在内。若扣除上述能耗，国外城市污水处理厂比能耗大大低于我国。上述情况表明，我国城市污水处理厂所采用的处理工艺基本上都从国外引进，拥有自主知识产权的技术相对较少，这些引进的工艺技术普遍的特点是工艺复杂，符合欧美等工业化国家经济和技术状况，但与我国的国情相差较远。由于我国经济技术尚不发达，对这样的投资和运行成本难于承受，特别是我国广大的中小城市（镇），要投资建设和负担运行更是难于想象，再加上我国城市污水处理厂能耗普遍较高，浪费较大，因此，直接的结果就是我国城市污水处理厂建设发展的速度缓慢，效率不高。综上所述，要加快我国城市污水处理厂建设发展速度，完成我国国民经济发展计划和水污染防治规划中城市污水处理规划要求，必须大力开发简易、高效的3 重庆大学硕士学位论文1绪论污水处理新技术，研究和探索城市污水处理工艺优化途径、节能降耗途径，从根本上改变城市污水处理厂高投资、高成本和运行管理复杂与我国中小城市不相适应的状况。1.3课题的提出、研究目的及主要内容1.3.1课题的提出、研究目的本课题是建设部“荷兰贷款项目——康定污水处理示范工程”中的一部分。康定县属于典型的中国西部中小城镇，经济发展水平不高。工程选址地地形狭长、可用地面积有限。康定污水处理示范工程拟采用奥贝尔氧化沟工艺，但奥贝尔氧化沟的圆形或椭圆形沟型对于狭长的工程选址来说，平面布置相对困难；而且奥贝尔氧化沟需要独立的二沉池，占地较大；中心岛消耗一定的面积，增加了无效占地；另外二沉池的污泥和硝化液回流依靠动力回流，增加了基建和运行费用。针对此，提出对奥贝尔氧化沟工艺进行改良的课题。正如前两节中所述，目前在我国众多的中小城市污水处理工程中，普遍存在着“建得起，用不起”的现象，很多污水处理厂由于无法负担高昂的运行费用而半运行或闲置；在所有的运行费用中污水生物处理能耗（主要用于曝气供氧）所占的能耗最大，一般都在50％以上，如果能在这个方面提高氧利用率、减少污水生物处理能量的投入有着很大的现实意义。而奥贝尔工艺的同时硝化反硝化同传统的生物脱氮工艺相比，可以节约氧和碳源的耗量，降低了设备投资和运行费用。因此，在分析奥贝尔氧化沟以及各种脱氮工艺的空间构型的基础上，结合康定污水处理工程的实际情况，提出了改良型奥贝尔氧化沟模型；在改良型奥贝尔氧化沟模型上进行试验，重点考察各个运行参数对同时硝化反硝化的影响。使奥贝尔氧化沟构型优化同时保留同时硝化反硝化的节能优势是本课题的研究目的。1.3.2研究主要内容本课题的主要研究内容包括以下几个方面：①在对传统污水生物脱氮工艺、卡罗塞尔氧化沟、一体化氧化沟以及奥贝尔氧化沟的空间特点分析的基础上，提出改良型的奥贝尔氧化沟模型。②借鉴国内外对同时硝化反硝化的研究成果以及实际工程的运行参数选取，设计若干组试验工况，考察改良型奥贝尔氧化沟的运行效果，重点考察DO、F/M、C/N、HRT、SRT等运行参数对同时硝化反硝化的影响。③对试验结果进行动力学分析，求定有机污染物和氨氮的降解动力学常数。4 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出2奥贝尔氧化沟改良模型的提出2.1污水生物脱氮工艺的空间特点分析2.1.1传统污水生物脱氮工艺污水中氮主要以氨氮和有机氮形式存在，通常只含有少量或没有亚硝酸盐和硝酸盐形态的氮。废水生物脱氮的基本原理就在于，在有机氮转化为氨氮的基础上，在好氧条件下由化能自养的硝化菌将氨氮转化为亚硝态氮、硝态氮，这一步称为硝化反应；再在缺氧条件下由异养性的反硝化菌将硝态氮转化为氮气从水中逸出，从而达到脱氮的目的，这一步称为反硝化反应。根据脱氮原理，生物脱氮工艺是一个包括硝化和反硝化的工艺流程，据此可采用多级活性污泥系统或单级活性污泥系统。多级活性污泥系统是传统的生物脱氮系统，即单独进行硝化和反硝化的工艺系统；单级活性污泥系统将含碳有机物的氧化、硝化和反硝化在一个活性污泥系统中实现。生物脱氮系统的基本工艺组成是在20世纪60年代得到开发的，但其应用还是在1969年美国的Barth提出三段生物脱氮工艺后。目前，主要几种生物脱氮工艺有：①A/O工艺（改良的Ludzach-Ettinger工艺）该工艺于1973年由Barnard提出（图2.1）。同Ludzach-Ettinger工艺相比，增加了从好氧反应器至缺氧反应器的混合液内回流，使缺氧池中得到好氧池中硝化产生的硝酸盐，提高了系统的脱氮效率。混合液回流进水缺氧池好氧池沉淀池出水回流污泥（20％～100％）剩余污泥[8]图2.1A/O工艺Fig2.1A/Oprocess2②A/O工艺2A/O即厌氧/缺氧/好氧工艺（图2.2）。在A/O工艺的基础上增加了前置厌氧池强化了系统除磷的能力。5 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出缺氧回流（100％～300％）进水厌氧池缺氧池好氧池沉淀池出水回流污泥（30％～50％）剩余污泥2[8]图2.2A/O工艺2Fig2.2A/Oprocess③Bardenpho工艺Bardenpho工艺（图2.3）与A/O脱氮工艺的区别是在曝气池末端又增设了一个缺氧段和一个好氧段，分别起着精脱氮、提高溶解氧以防止二沉池内反硝化发生的作用，因而也称为四区工艺。混合液回流进水出水缺氧池好氧池缺氧池好氧池沉淀池剩余污泥回流污泥[8]图2.3Bardenpho工艺Fig2.3Bardenphoprocess在Bardenpho工艺前增加一个厌氧段，使之在高效脱氮的同时获得一定的除磷效果，该改良型Bardenpho工艺也称为Phoredox工艺（图2.4）。混合液回流进水出水厌氧池缺氧池好氧池缺氧池好氧池沉淀池剩余污泥回流污泥[8]图2.4Phoredox工艺Fig2.4Phoredoxprocess④UCT（UniversityofCapetown）工艺2UCT工艺是美国开普敦大学开发的一种类似A/O工艺的一种脱氮除磷工艺，2工艺流程如图2.5。UCT工艺与A/O工艺的不同之处在于沉淀池污泥是回流到缺6 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出氧池而不是回流到厌氧池，这样可以防止由于硝酸盐进入厌氧池，破坏厌氧池的厌氧状态而影响系统的除磷效率；增加了从缺氧池到厌氧池的混合液回流，由缺氧池向厌氧池回流的混合液中含有较多的溶解性BOD，而硝酸盐很少，为厌氧段内所进行的发酵等提供了最优的条件。混合液回流（100％～300％）缺氧回流（100％～200％）进水厌氧池缺氧池好氧池沉淀池出水回流污泥（50％～100％）剩余污泥[8]图2.5UCT工艺Fig2.5UCTprocess⑤VIP(VirginiaInitiativePlant)工艺VIP工艺是美国Virginia州HamptonRoads公共卫生区与CH2MHILL公司为该区LambertsPoint污水处理厂的改扩建而设计的，该改扩建工程被称为VirginiaInitiativePlant(VIP)，并获得了专利。VIP工艺与UCT工艺非常类似，两者的差别在于池型构造和运行参数方面，其工艺流程如图2.6。VIP工艺反应池采用分格方式，将一系列体积较小的完全混合式反应格串联在一起，这种形式形成了有机物的梯度分布，充分发挥了聚磷菌的作用，提高了厌氧池磷的释放和好氧池磷的吸收速度，因而比单个大体积的完全混合式反应池具有更高的除磷效果。缺氧反应池的分格使大部分反硝化反应都发生在前几格，有助于缺氧池的完全反硝化，这样在缺氧池的最后一格硝酸盐的量极少，基本上没有硝酸盐通过缺氧池的回流液进入厌氧池，保证了厌氧池严格的厌氧环境。缺氧回流（100％～200％）进水厌氧池缺氧池好氧池沉淀池出水回流污泥（50％～100％）剩余污泥混合液回流（100％～300％）[8]图2.6VIP工艺Fig2.6VIPprocess7 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出⑥分段进水脱氮工艺分段进水生物除磷脱氮工艺将分段进水技术与UCT或VIP工艺结合起来，在分段进水的每一段均设有厌氧/缺氧/好氧区，进水分别流入各段的厌氧区后，与从缺氧区抽回的混合液相混合，这一混合液流经缺氧区再流入好氧区。工艺流程见图2.7。进水35％30％20％15％沉淀池出水回流污泥[9]图2.7分段进水脱氮工艺Fig2.7stageinflowdenitrificationprocess2⑦倒置A/O工艺22倒置A/O工艺也是针对经典A/O工艺存在的主要问题所进行的改进，这种工艺将缺氧区置于厌氧区前，形成缺氧/厌氧/好氧分区顺序，工艺流程如图2.8。进水缺氧池厌氧池好氧池沉淀池出水回流污泥剩余污泥2[9]图2.8：倒置A/O工艺2Fig2.8TheinverseA/Oprocess2综上所述，经典A/O工艺存在脱氮效率不高、脱氮和除磷效果不能兼顾的问题，特别是当进水中有机物浓度较低时除磷效果更难保证，因此一些工艺对此进行了改进。五阶段Bardenpho工艺、UCT工艺、VIP工艺等都增加了缺氧区的级数，反应的空间数增加、工艺流程加长强化了系统脱氮效果。五阶段Bardenpho工艺在回流方式上没有质的变化，主要的改进是在好氧区后再串联缺氧区，利用内碳源进一步反硝化脱氮，但由于利用内碳源的反硝化过程速率较慢，其水力停留时间相对较长。UCT和VIP工艺则是在空间顺序上没有质的变化，主要是在回流方式上进行了改进，都采用了回流污泥先到缺氧区再到厌氧区的方式，以求最大程度地减少硝态氮对厌氧区磷释放的影响，其中UCT工艺和VIP工艺在回流方8 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出式上有所不同，UCT工艺共有三套机械回流系统：回流污泥到第一缺氧区，经反硝化脱氮后再回流到前置的厌氧区进行磷的释放，好氧区的硝化液回流到第二缺氧区进行脱氮。VIP工艺则有两套机械回流系统，它是将回流污泥和好氧区的硝化液合并回流到缺氧区，经过两级缺氧反硝化脱氮后再回流到厌氧区进行磷的释放。虽然两种工艺的回流方式有所区别，但都是将硝化液和回流污泥回流到缺氧区，2因此提高了脱氮的总水平，由于回流至厌氧区的污泥浓度低于经典A/O工艺，因此厌氧区的水力停留时间相应地增长。分段进水生物除磷脱氮工艺将分段进水技术与UCT或VIP工艺结合起来，在分段进水的每一段均设有厌氧/缺氧/好氧区，进水分别流入各段的厌氧区后，与从缺氧区抽回的混合液相混合，这一混合液流经缺氧区再流入好氧区。在好氧区发生硝化作用，强化了除磷和生化需氧量COD的去除，在缺氧区发生反硝化和一些COD去除，在厌氧区发生磷的生物释放（生物强化除磷的前提）与一些挥发性脂肪酸（VFAs）的去除。分段进水生物除磷脱氮工艺设计和运行中的主要问题存在于进水的流量分配、回流污泥量、曝气区至非曝气区的溶解氧携带量、混合液内回流和聚磷菌的反硝化作用等。总的来看，分段进水生物除磷脱氮工艺就分区大小仍然是一些经验数据，有待上升到理论水平。22倒置A/O工艺也是针对经典A/O工艺存在的主要问题所进行的改进，该工2艺保留了经典A/O工艺流程简单的特点，不增加空间数量，但将空间分区的顺序作了调整，将缺氧区置于厌氧区前，形成缺氧/厌氧/好氧分区顺序，首先接受碳源的是缺氧区，硝化液和回流污泥先回流入缺氧区，经反硝化脱氮后进入厌氧区释磷。这一改进与前述的Bardenpho工艺、UCT工艺和VIP工艺不同之处在于回流的污泥全部经历了完整的厌氧释磷和好氧吸磷的过程，从而提高了除磷效率。另外，这种空间分区顺序使聚磷菌厌氧释磷后直接进入生化效率较高的好氧环境，使聚磷菌在厌氧条件下形成的吸磷动力可以得到充分的利用。同时，硝化液与回流污泥共同进入缺氧区，其脱氮效率有所提高。同样的，由于进入厌氧区的污泥2浓度低于A/O工艺，而且大部分碳源已在反硝化过程中消耗，厌氧区碳源偏少，因此其厌氧区水力停留时间增长。当进水有机物浓度偏低时，这种工艺仍有缺陷。2倒置A/O工艺的回流系统在一定措施下可以合并，简化工艺流程。从上可见，在A/O脱氮工艺之后的改进都兼顾了系统的除磷。将反应器进行分区以形成不同的生化反应环境是生物脱氮系统的一个显著特点，根据处理要求的不同分为厌氧区、缺氧区和好氧区，这种分区基本上是根据其最终电子受体的种类进行，在好氧区，氧是电子受体；在缺氧区，硝态氮是电子受体；而在厌氧2区，既没有氧也没有硝态氮。从分区顺序上，大多数工艺按照A/O工艺方式，从进水到出水依次是厌氧区、缺氧区和好氧区顺序，也就是说，系统中厌氧区首先9 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出得到碳源，然后是缺氧区和好氧区，这样的空间顺序使得聚磷菌能够得到更多的碳源，除磷效果最好。除分区特点外，生物脱氮系统还包含了多重回流系统，有从好氧区到缺氧区的内回流，其目的是将好氧区中的硝化液带到缺氧区进行反硝化脱氮；有从二沉池到缺氧区的回流，主要目的是富磷污泥释磷后的回流。对上述工艺的时空关系特点分析可以看出，这些工艺过程是建立在传统除磷脱氮原理的基础上的，工艺改进的本质在于强化脱氮、消除硝酸盐对厌氧释磷的影响，提高除磷效率。工艺流程上多是采用多个完全混合反应器或推流式反应器串联，在空间安排上各分区相对独立，优点是微生物的生存环境相对单纯，通过厌氧、缺氧环境的选择，容易形成除磷脱氮的优势菌种，工艺参数的控制较为容易。尽管UCT工艺、VIP工艺和五阶段Bardenpho工艺提高了系统的除磷脱氮效果，但都是以增大反应器体积为代价的，同时机械回流系统多，增加了系统运行的复杂程度，能耗也较高。2.1.2氧化沟生物脱氮工艺氧化沟工艺目前广泛地应用于除磷脱氮目的，在脱氮能力上氧化沟具有较强的优势。氧化沟工艺有一个重要的特点就是在单一的反应器内，可同时完成硝化和反硝化。氧化沟是活性污泥法的一种变形，其曝气池采用循环流反应器。从混合特征上分析，如果着眼于一个循环，这种反应器类似于推流式反应器，如果在整个停留时间上考察，又具有完全混合式反应器的特征。反应器的这种混合特征使氧化沟能够克服短流现象，具有显著的抗冲击负荷的能力。氧化沟一般采用表面机械曝气方式，曝气设备不是在氧化沟上均匀分布，而是采取定位分区布置，这种方式使氧化沟内具有明显的溶解氧浓度梯度，自然形成好氧区、缺氧区的分区形式，因此，氧化沟适合于生物脱氮。与前述工艺不同的是，氧化沟中的好氧缺氧分区不是相对独立的，微生物的环境并没有优化，同时，单一的氧化沟中硝化液的循环比较大，反硝化所需的碳源相对较少，多是以微生物内源代谢产物作为反硝化碳源，反硝化速率较慢，因此，在单一的氧化沟中要形成较为彻底的脱氮，其水力停留时间（HRT）较长，所需的空间增大，相应的污泥龄（SRT）也应较长，且污泥负荷（F/M）不宜太高。然而，这样的工况对除磷是不利的，内源代谢会造成已经吸收的磷重新释放出来，使出水中的磷偏高。①卡罗塞尔（Carrousel）氧化沟近年来，针对普通氧化沟在时间和空间上的不足，人们进行了一些改进，其中最有代表性的应当属荷兰DHV公司开发的Carrousel2000和Carrousel3000工艺，见图2.9和图2.10。Carrousel2000主要用于脱氮处理，Carrousel3000则用于同步除磷脱氮。两种工艺都在氧化沟中开辟了独立的前置缺氧区，这种空间安排弥补了单级10 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出氧化沟的不足，缩短了反硝化所需的水力停留时间，同时仍然保留了单级氧化沟中好氧缺氧交替的特点，且在硝化液高回流比的条件下使整个系统的脱氮效率大大提高，在水温7℃条件下，出水总氮仍可低于10mg/L。Carrousel3000还将前置缺氧区与上游厌氧区集合在一起，持续的低浓度硝酸盐有助于对磷有富集作用的微生物菌群的选择，以促进磷的去除。Carrousel2000和Carrousel3000工艺还巧妙地利用了氧化沟特殊的水力流态，以水力内回流取代了大回流比的机械内回流系统，节省了回流能耗。由于二次沉淀池是单独的，因此两种工艺的污泥回流仍需投入额外能量。总的来看，Carrousel2000和Carrousel3000工艺在空间顺序上2仍然为A/O方式，但氧化沟中本身存在的缺氧和好氧交替环境，又使工艺更接近于Bardenpho工艺。出水堰出水水流方向导流墙曝气器预脱硝池水下推进器控制循环阀门进水和回流污泥[10]图2.9Carrousel2000工艺Fig2.9Carrousel2000process[10]图2.10Carrousel3000Fig2.10Carrousel3000process11 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出Carrousel氧化沟工艺的回流方式是值得借鉴的，但由于设备配置的特殊性使得单点功率密度过大，单台设备推进的自由流程长，容易造成沟内的污泥沉淀，从实际应用情况来看，沟深并非如DHV公司所介绍的可达7m。国内目前应用该工艺存在较大问题，主要是没有掌握其专利的水力学设计，造成能量损失较大。②一体化氧化沟（IOD：IntergratedOxidationDitch）一体化氧化沟又称合建式氧化沟（CombinedOxidationDitch），集曝气、沉淀、污泥分离和污泥回流为一体，无需建造单独的二沉池。最早的一体化氧化沟是Pasveer教授1954年在荷兰Voorshoten研制成功的，据1987年统计，在美国已有92座合建式氧化沟，较有代表性的是联合工业公司（UnitedIndustriesInc.）的船式沉淀器（BOAT）、Armco环境企业公司的BMTS系统、EIMCO公司的Carrousel渠内分离器、Lakeside设备公司的边墙分离器、Lightin公司的导管式曝气内渠和边渠沉淀分离器以及Envirex公司的竖直式氧化沟。国内侧沟式一体化氧化沟工艺发展较快，全国已建成并投入运行的一体化氧化沟处理厂已达数十座，四川省新都县城北污水处理处理示范工程采用了该工艺，工艺流程如下：预缺氧区好氧区进水厌缺剩余污泥氧氧区区固液分离器出水[11]图2.11一体化氧化沟Fig2.11Integratedoxidationditch该工艺在单一反应池中按照不同的处理功能将反应池分为：厌氧区、缺氧区、2好氧区和固液分离器等功能区，其空间顺序仍然为A/O方式，但在好氧区中，由于曝气设备常位于氧化沟直段上的一侧，使好氧区中存在明显的缺氧段，因此，实际好氧区中仍然是好氧/缺氧交替环境，且缺氧区比例较大。这种形式使得一体化氧化沟从空间总体上更接近于Bardenpho工艺。一体化氧化沟的内回流方式借鉴了Carrousel2000和Carrousel3000工艺，从好氧区至缺氧区的回流利用了水力2作用，省去了大回流比的硝化液机械回流设备。与一般A/O不同，由于一体化氧化沟的固液分离区设置在与曝气设备相对的另一侧直段上，污泥实际上是回流至12 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出好氧区中的缺氧段。因此，从回流方式来看，一体化氧化沟的回流系统更类似于UCT和VIP工艺，若考虑回流污泥和回流硝化液之间的关系，确切地讲，一体化氧化沟更接近于VIP工艺。这种回流系统提高了工艺的脱氮效果，但由于回流污泥浓度较低，其缺氧区和厌氧区的水力停留时间相应加长。侧沟式一体化氧化沟的侧沟固液分离器具有与二沉池相同的功能，但沉淀机[12]理与主要是重力作用的二沉池又有显著的不同。当混合液由主沟进入固液分离器组件后（见图2.12），由于组件的特殊构造，水流方向发生很大的变化，造成强烈的紊动。这时混合液中的污泥颗粒正处于前期絮凝阶段，紊动对絮凝的影响不大。进水侧沟固液分离器主沟水流方向出水图2.12侧沟固液分离器示意图Fig2.12Sketchofsideditchsolid-liquidseparator随着絮凝的不断进行，污泥颗粒越来越大；污泥的絮凝过程到了后期絮凝阶段，紊动的不利影响也越来越大；与絮凝过程的要求相适应，这时混合液流过组件弯折，流速大大降低，且流动开始趋于缓和。因此在固液分离组件下部的很小底层里，絮凝作用已基本完成。絮凝成形的污泥颗粒在不断的上升过程中，密度越来越大，流速越来越小。慢慢开始发生沉降的污泥颗粒还会被池底不断涌入的混合液的上升水流所冲击，当重力与向上的冲击力相等时，污泥保持动态的静止，于是形成了一个活性污泥的悬浮层。悬浮层中的颗粒由于拦截进水中的杂质而不断增大，污泥颗粒沉速不断提高，从而可以提高水流上升流速和产水量，不仅提高了分离器的表面负荷，还取得了较高质量的出水。该工程中固液分离器的表面32负荷为50m/(m·d)，是一般二沉池的1.5～2倍，因此可比一般二沉池占地节省[13]1/3～1/2。与二沉池中成层沉淀形成的污泥悬浮层不同，固液分离器内的污泥层并不是固定不变的，而是一层处于动态平衡的活性污泥层。这是由于主沟内的水平流速及分离组件的特殊构造使发生絮凝的污泥不断向主沟回流，而混合液不断上升，这样悬浮层中的污泥得到不断的更新，避免了活性污泥因堆积缺氧而造成的腐化和反硝化浮泥现象，并实现了污泥的无泵回流。13 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出③奥贝尔（Orbal）氧化沟见2.2奥贝尔氧化沟工艺。2.2奥贝尔氧化沟（Orbal）工艺2.2.1工艺概述奥贝尔氧化沟是由南非Huisman构想、南非国家水研究所研究和发展的。在长期的试验性研究和几个小型处理厂几年的工作取得成功之后，该技术被转让给美国的Enviex公司，后者于1970年开始把它投放市场，并对该技术作了一些更改，使该系统在经济上更有竞争力。经过三十几年不断的工艺发展和设备改良，目前已有200多座奥贝尔氧化沟在运转，运转良好，效果显著。奥贝尔氧化沟系统是一种多渠道的氧化沟污水处理工艺，一般由三个同心椭圆形沟道组成（图2.13），污水由外沟道进入，与回流污泥混合后，由外沟道进入中间沟道再进入内沟道，在各沟道内循环达数十到数百次，兼有推流式和完全混合式两种流态的优点。最后经中心岛的可调节堰门流出，至二次沉淀池进行固液分离。在各沟道横跨安装有不同数量水平转碟曝气机，进行供氧兼有较强的推流作用。外沟道体积占整个氧化沟体积的50～55%，溶解氧趋于0mg/l，高效完成主要氧化和反硝化作用；中间沟道容积一般为25～30%，溶解氧控制在1.0mg/l，作为“摆动沟道”，可发挥外沟道或内沟道的强化作用；内沟道容积一般为15～20%，[14]需要较高的溶解氧，一般控制在2.0mg/l，以保证有机物和氨氮有较高的去除率。123中心岛二沉池回流污泥进水1，2，3－同心圆型沟道图2.13奥贝尔氧化沟工艺Fig2.13Orbalprocess与其它氧化沟工艺一样，奥贝尔氧化沟也具有工艺流程简单的优点。对于中小规模的城市污水厂，一般可不设初次沉淀池和污泥消化池。悬浮状有机物可在14 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出氧化沟内基本得到好氧稳定。由于奥贝尔氧化沟属于多反应器系统，在一定程度上有利于难降解有机物的去除，且抗冲击负荷能力强，其三个相对独立的沟道，进水方式灵活，在暴雨期间，进水可以超越外沟道，直接进入中沟道或内沟道，由外沟道保留大部分活性污泥，避免了固体流失且利于系统恢复，因此对于合流制或部分合流制的系统均有很好的适用性。43奥贝尔氧化沟一般适用于20×10m/d以下规模的城市污水处理厂，尤其推荐[15]应用于中小规模的城市污水处理厂。2.2.2工艺特点①流态特点奥贝尔氧化沟系统中，几个串连的完全混合槽与单槽的动力学是不同的，系统中的每一圆形沟渠均表现单个反应器的特性。例如，对氧的吸收率进水槽最高，最后一槽最低，槽与槽之间有相当大的变化，由此可见奥贝尔系统具有接近推流反应器的特征，可以达到快速去除有机物和氨氮的效果。另外，奥贝尔氧化沟系统中，进水通过淹没式输水口从一条渠道顺序流入下一条渠道，它具有没有终端的流线，每一个水流质点在排入下一条渠道之前都要经过数十到数百次循环，对于每个沟道来讲，混合液的流态基本为完全混合式，具有较强的抗冲击负荷能力。而对于三个沟道来讲，沟道与沟道之间的流态为推流式，有着不同的溶解氧浓度和污泥负荷，兼有多沟道串联的特性，有利于难降解有机物的去除，并可减少污泥膨胀的发生。因此，奥贝尔氧化沟具有推流和完全混合式两种流态的优点。②分区特点第一槽：工作槽（Workchannel），在康科迪亚（Concordia）的运转数据表明[16]，大部分的BOD和氨氮在氧化沟的第一槽里被氧化，所有的反硝化都在此发生。即使在负荷条件变化的情况下，槽中溶解氧浓度几乎接近于零（≤0.4mg/l）。在该槽中，混合液进入转盘曝气器时，溶解氧为零，而经曝气器出来的混合液中的溶解氧还是接近于零，这是因为混合液对氧的吸收率高于供氧速率，供给的溶解氧立即被消耗掉。第二槽：摇摆槽（Swingchannel），第二槽中，溶解氧浓度呈波动状态。康科迪亚的数据表明，溶解氧在0.2～2.8mg/l范围内变化，这种情况是因负荷变化而出现。在第一槽中，曝气盘数目是固定的，BOD和氨氮去除量也是一定的，所以过量的负荷可能进入下一槽，负荷的变化导致了工艺中氧化作用的位置转移到第二槽。也就是说该沟道继续氧化第一沟尚未氧化完全的有机物和继续硝化作用，起到了互补调节作用，提高了运行的可靠性和可控性。第三槽：精炼槽（Polishingchannel），作为最后一槽，其平均溶解氧浓度为15 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出4.0mg/l，从未低于2.3mg/l。这使得将有相当量的溶解氧可带入二沉池，可防止氨氮和溶解性BOD进入最终溢流，起到出水把关的作用。奥贝尔氧化沟外、中、内三个沟道的容积占总容积的百分比分别为50～60%、[17]30～35%、15～20%，多采用50%：33%：17%。③同时硝化反硝化特点除沟形上的特征外，奥贝尔氧化沟的一个最显著特征是三个沟的溶解氧（DO）呈0—1—2mg/l（外—中—内）的梯度分布。典型的设计是将碳源氧化、反硝化及大部分硝化设定在第一沟内进行，控制其DO在0～0.5mg/l；第二沟的DO控制在0.5～1.5mg/l，可进一步去除剩余的BOD或继续完成硝化；第三沟的DO为2～2.5mg/l，以保证出水中有足够的DO带入二沉池。此种DO的分布方式使得奥贝尔氧化沟导致外沟道中形成的宏观、微观曝气环境，有利于同时硝化反硝化的进行。2.3奥贝尔氧化沟改良模型的提出及其运行控制从以上对传统生物脱氮和氧化沟脱氮工艺的空间特点分析中可以看出，传统生物脱氮工艺是把硝化和反硝化作为两个独立的阶段分别在不同的反应器（空间上）来进行的；而卡罗塞尔和一体化氧化沟工艺中则不作反应器的划分，只是通过池型和构造上的改进，在同一反应器的不同区段分区优化达到硝化、反硝化脱氮；奥贝尔氧化沟工艺与卡罗塞尔、一体化氧化沟工艺不同的是并不作空间上的严格分区，而是通过对溶解氧的控制使得硝化和反硝化反应在同一操作条件在同一反应器内进行，即同时硝化反硝化（SND即simultaneousnitrificationanddenitrification）。奥贝尔氧化沟的同时硝化反硝化具有不可比拟的优越性：可以减少反应设备的数量和尺寸；降低了氧气的供给，从而节省能耗；减少甚至不需要碳源的投加，节省药剂费用等。但奥贝尔氧化沟在池型构建上并不是最优：圆形或椭圆形沟型，平面布置相对困难；中心岛消耗一定的面积，增加了无效占地；需要独立的二沉池，占地较大；污泥和硝化液回流依靠动力回流，需要能量的投入，不利于进一步的节能。由此，奥贝尔改良工艺模型的提出着重在保留奥贝尔氧化沟同时硝化反硝化优势，同时克服工艺占地面积大的缺点。借鉴卡罗塞尔氧化沟跑道型沟道的构型和水力内回流方式，考虑将奥贝尔氧化沟的同心圆型沟道展开，去掉中心岛的无效占地，同时又保留其三沟道串连层层推进的流态特点。另外，将一体化氧化沟中的侧沟分离器技术也糅合了进来，不设置单独的二沉池并实现污泥的无泵自动回流。改良型奥贝尔氧化沟模型见图2.14：16 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出水流方向①外沟内沟中沟④③⑤②出水进水①曝气转刷②可调节阀门③水下推进器④固液分离器⑤出水槽图2.14改良型奥贝尔氧化沟模型Fig2.14ModelofmodifiedOrbaloxidationditch对比图2.13和图2.14，可以直观的看到改良型奥贝尔氧化沟利用圆弧形的隔墙将中沟和内沟分开，大大减少了奥贝尔氧化沟中心岛的占地；侧沟固液分离器实现高效的固液分离作用，其平均表面负荷是一般二沉池的1.5～2倍，因此可比一般的二沉池节省占地1/3～1/2；而且侧沟固液分离器实现了污泥的无泵自动回流功能，内沟到外沟的硝化液内回流也可以依靠水力自动回流（回流量通过活动堰门调节），省去了2套动力回流系统，可以节省工程造价和日常运行、管理及维护费用。分析奥贝尔氧化沟三沟道DO的0－1－2mg/l分布特点，改良型奥贝尔模型运行采取0－2－1mg/l的DO分布形式，即外沟、中沟、内沟的DO分别为0.5mg/l、2.5～3mg/l、1～1.5mg/l。这样的DO分布原因在于：外沟道的DO为0mg/l实际是保持溶解氧在0.5mg/l左右，这样的溶解氧水平是由于外沟的氧利用率大于供氧率所导致的，在这样的溶解氧水平下有利于同时硝化反硝化的实现，而且可以充分利用外沟进水所提供的碳源，有利于反硝化的进行；中沟溶解氧在2.5～3mg/l，实现很强的氧化作用，保证COD的充分降解和氨氮的硝化；经过外沟同时硝化反硝化碳源的利用以及中沟的强氧化作用，进入内沟的污水COD水平实际上已经很低，溶解氧为1mg/l只是为了残余氨氮继续硝化保证氨氮的去除率，并避免污泥在侧沟固液分离器里发生缺氧反硝化导致污泥上浮，而且内沟溶解氧不宜过高，以避免回流到外沟时对外沟的0mg/l溶解氧影响太大。本试验中，外沟设置曝气转盘，兼具充氧和推进混合作用，调节曝气转盘转速以控制充氧量。中沟和内沟采用微孔鼓风曝气方式充氧，推进混合依靠水下推进器实现。17 重庆大学硕士学位论文2奥贝尔氧化沟改良模型的提出2.4小结①奥贝尔工艺改良模型是在综合分析各种脱氮工艺的基础上提出的。借鉴了卡罗塞尔氧化沟的构型和内回流方式，引用了侧沟式一体化氧化沟的侧沟固液分离技术，同时保留了奥贝尔氧化沟三沟串连层层推进的流态特点，是多种先进工艺的集成。②奥贝尔工艺改良模型三沟道的溶解氧采取了0－2－1mg/l的梯度分布形式：外沟道保持了同时硝化反硝化的节能优势；中沟实现很强的COD降解和硝化作用；内沟溶解氧起着出水把关的作用，而且在回流到外沟时不会对其0mg/l的溶解氧造成影响。③与典型奥贝尔工艺相比，改良型奥贝尔工艺简洁紧凑，无需建造单独的二沉池，占地可减少1/3～1/2；而且污泥和硝化液回流都能依靠水力回流，节省了动力回流的能量投入。18 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验3同时硝化反硝化试验3.1国内外研究动态[18]八十年代，BruceE.etal以只有一个渠道的工程上的氧化沟做试验，发现了同时硝化反硝化现象。他们并未象传统的氧化沟处理工艺那样控制曝气量将氧化沟分为明显的好氧和缺氧两部分，而是使整个氧化沟的溶解氧基本处于同一水平下，约为0.5～0.85mg/l，进水COD为250mg/l，TKN为25mg/l，污水在氧化沟里运行一周需10～30min，系统的COD去除率为84％，而TKN的去除率高达97％，他们认为发生的是同时硝化反硝化。因为污水运行一周所需的时间很短，在两个曝气池之间的运行时间就更短，在这么短的时间里，细菌不可能从厌氧呼吸转到好氧呼吸或者从好氧呼吸转到厌氧呼吸。而最有可能的解释就是反硝化的发生在生物絮凝体内部的厌氧区，只要大部分时间里接近絮凝体中心部位的溶解氧几乎为零，反硝化就能在整个反应器内发生。他们还提出同时硝化和反硝化的基本控制参数只有氧的传递速率和溶解氧浓度。[19][20]KlangduenPochanaetal采用SBR工艺，反应器容积为4.8L，循环周期为6h，其中进水2h，厌氧反应0.5h，曝气3h，沉淀和排出上清液0.5h。进水COD平均为200mg/l，TKN平均为21mg/l。水力停留时间为36h，泥龄为15d，温度o为18～22C，溶解氧控制在0.2～0.6mg/l，pH为7.0～8.0。试验结果表明，TKN去除率达到了95％。他们发现污泥粒径为382um、155um和77um时，TKN的去除率分别为98.5％、26.3％和4.3％。这表明较大的污泥粒径才能产生好氧区和厌氧区，发生同时硝化反硝化。[21]另外，Watanabeetal在低氧条件下的生物转盘中也发现了同时硝化反硝化，他认为，硝化反应主要是在生物膜的表面发生，尤其在生物转盘处于空气中时，而硝化反应则主要发生在生物转盘处于污水中时。目前，关于同时硝化反硝化的机理研究，国内外学者普遍集中在以下观点：①宏观混合方式造成的缺氧-好氧环境即在高浓度有机物中，微生物对有机物的快速好氧降解导致高氧条件下的缺氧环境的形成。在生产规模的生物反应池中，整个反应池处于完全均匀混合状态的情况并不存在，就氧化沟而言，高度的充氧发生在曝气转刷前后，远离曝气转刷部分形成缺氧区，混合液在曝气（好氧区）及非曝气段（缺氧区）间循环，这就形成了宏观上的“同时硝化反硝化”。②微环境的缺氧－好氧环境[22]微环境理论认为，微环境个体的体积非常小，微生物个体所处的环境也是19 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验微小的。微环境直接决定微生物个体的活动状态，而宏观环境的变化往往导致微环境的急剧和不均匀分布，从而影响微生物群体的活动状态。由于各种物质传递的变化、各类微生物的代谢活动及其相互作用，微环境所处的物理、化学和生物状态是可变的。在活性污泥中，决定各类微环境分布状况的因素包括：有机物和电子受体（溶解氧、硝态氮）的物质传递特性、菌胶团的结构特性、各类微生物的分布和活动状况等。由于受菌胶团结构和耗氧速率变化的影响，氧传递和硝态氮传递的不均匀性，曝气状态下菌胶团也可存在一定比例的缺氧微环境。在某种条件下，例如采用点源性曝气装置或曝气不均匀时，易出现较大比例的缺氧微环境，因此曝气状态下也可出现某种程度的反硝化，也就是所谓的同时硝化反硝化。在某些运行环境条件下，菌胶团中具有不同功能的微生物呈不均匀分布也可能导致同时硝化反硝化的发生。就每一个微小的活性污泥絮体而言，其外围暴露在好氧条件下，而其内部则处于缺氧条件下。在低溶解氧条件下，这种微环境尤其容易形成。可以认为，由于氧在微生物絮凝体的物质传递受阻，而在活性污泥絮凝体内部或生物膜里侧形[23]成一个微生物缺氧区，从而为异养反硝化菌提供了条件使其进行反硝化，见图3.1，图中表示出了活性污泥絮凝体内部发生的反应。好氧区（硝化反应）缺氧区CO2（反硝化反应）N2①④O2②③有机物O2①呼吸作用②化氨作用③硝化作用④反硝化作用图3.1污泥絮凝体内的基质转化Fig3.1Substratetransformationinsidethesludgefloc③微生物因素对于以上的关于同时硝化反硝化的物理学解释是一种比较传统的观点。[24]ChristineHelmeretal在用生物转盘处理垃圾渗滤液时，用机械方法使生物膜均20 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验质（Homogenizing），以破坏生物膜内可能存在的厌氧区，结果发现在氧的浓度为1mg/l，且未加碳源的条件下，有近90％的氨氮被去除，但只有少量的硝酸盐产生，也未发现亚硝酸盐的积累。他们推测在生物膜上生长着一大群自养型微生物可以进行好氧反硝化，但也不排除存在硝化菌的可能性。事实上，早在80年代生物学家就在研究中发现，许多硝化菌如荧光假单胞菌（PseudomonasFluorescens）、粪产碱菌（Alcaligenesfaecalis）、致金色假单胞菌（Pseudomonasaureofaciena）、铜绿假单胞菌（Pseudomonasaeruginos）等都可以[25]～[27]进行异养硝化。同自养型硝化菌相比，异养型硝化菌具有生长速率快，细菌产量高；要求的溶解氧浓度低；能够在偏酸性环境中生长等特点。文献报道在实验室里的纯菌种和混合菌种的培养中，以及在城市污水、垃圾[24][28]～[33]渗滤液处理时都发现了好氧反硝化的现象。通常认为反硝化菌在有微量分子态氧存在的条件下，总会优先利用氧作为电子受体而不是亚硝酸盐和硝酸盐中[23]的氮。在纯培养条件下，0.2mg/l的溶解氧即可使反硝化过程停止运行。但好氧[29]反硝化中氧的浓度可在0.1～0.8mg/l，甚至达到1.0mg/l。氧化还原电位（ORP）[30]控制在-50mv~+50mv或-100mv~+100mv。[26][27][34][34]大量研究表明，传统的硝化菌可以进行好氧反硝化。Bocketal在纯细菌培养中发现硝化杆菌（Nitrobacter）在交替的好氧和厌氧的条件下不仅可以氧化亚硝酸根，而且还能够将硝酸盐依次还原成亚硝酸根，氨氮直至氮气或N2O释放。继而在纯细菌和混合细菌培养中发现，亚硝化单胞杆菌（Nitrosomoaseuropea）[34][30]可以用氢和氨作电子供体进行反硝化，但氨的去除率极低。Linpingetal在用SBR反应器处理含氨浓度较高的废水中发现以氨的氧化菌为主的硝化菌的好氧反硝化。同厌氧反硝化相比，好氧反硝化的特点是：反硝化率相对比较低；在交替好氧和厌氧的条件下在某些适当的位置具有生态上的优势；需要特定的碳源如甲醇[28]等。[27]关于好氧反硝化的解释，Robertsonetal认为好氧反硝化菌也能进行异养硝化，这样反硝化菌就可以在微量氧存在的条件下直接把氨氮转化为气体产物而去除。他就此提出好氧反硝化和异养硝化的工作模型，即Thiosphaerupantotropha和其他的好氧反硝化菌将氨氧化（异养硝化），用亚硝酸盐或硝酸盐呼吸（好氧反硝化），形成β羟丁酸（PHB）（作为过量还原能量的累计过程）。其工作模型见图3.2。在完全好氧条件（溶解氧的浓度约为空气中饱和溶解氧的25％）下，并提供合适的电子供体（比如乙酸）。Thiosphaerupantotropha就会依次并同时发生如式3.1~式3.3的反应，其好氧反硝化率可达到与厌氧反硝化率相同。21 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验NAD(P)H是电子是否能自由到达氧原子？O2否是反硝化是否能进行？进行反硝化否是硝化是否能进行？进行硝化否形成PHB[27]图3.2同时硝化和反硝化的过程模型Fig3.2processmodelofsimultaneousnitrification-denitrification+-NH4→NH2OH→NO2（式3.1）-NO2→NO2→N2（式3.2）O2→H2O（式3.3）也有人认为，好氧反硝化是由于氧的呼吸作用受到亚硝酸盐的抑制，这种抑制作用在亚硝酸盐平均浓度为1.0mg/l时就存在，由于这种抑制作用，微生物即使[28]在氧的浓度较高的情况下也利用硝态氮作为电子受体，而不是氧。值得一提的是有学者就methanotriphs对反硝化过程的影响作了研究，并至少分离出了三种与其生长和繁殖活动有关的反硝化菌。Methanotriphs对反硝化的作用主要有两个：一个是减小氧的压力；一个是向反硝化菌提供有机化合物。因此o在氧的浓度比较低的条件下，用嗜高温（53C）的methanotriphs把硝化和反硝化[35]结合起来进行。在生物学的研究不断取得进展的同时，一些学者正在从另外一些角度进行同时硝化反硝化的研究。这包括短程硝化和反硝化、好氧氨化、厌氧氨化和好氧反氨化等，它们不仅同微生物的特性有关而且涉及到了不同于传统的硝化和反硝化反应。3.2试验研究内容本试验是在提出的改良型奥贝尔氧化沟模型上进行的，主要研究DO、F/M、C/N、HRT、SRT等单因素运行参数对改良奥贝尔氧化沟模型的同时硝化反硝化的22 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验影响。综上所述，在同时硝化反硝化的研究中，无论是宏观或是微观的因素，都与DO水平密切相关，即DO是导致同时硝化反硝化的关键因素，在各种试验研究中，均将DO控制在0.5mg/l左右或控制在0.3～0.8mg/l范围内的，都取得不同程度的脱氮效果，因此本试验将模型外沟道的DO控制在0.3～0.6mg/l和0.6～0.9mg/l两个水平段以考察在1.0mg/l以下的低溶解氧对同时硝化反硝化的影响。另外，F/M是对微生物的微观环境主要的影响因素，污泥负荷的高低直接决定着微生物的同时硝化反硝化微环境的形成，而C/N则是系统反硝化进行程度的关键影响因素，决定着系统的同时硝化反硝化脱氮效率；依据工程实际，试验中取不同的污泥的浓度，在进水水质变化范围稳定的条件下，考察F/M和C/N对同时硝化反硝化的影响。在活性污泥系统中，HRT和SRT是两个重要的设计运行参数：水力停留时间关系到系统的空间大小，同时决定污水在模型各分区中的循环次数、停留时间，对硝化和反硝化的进行程度有着重要的影响，由于改良型奥贝尔氧化沟模型的设计特点，水力停留时间也决定着污水的回流比，即不同的水力停留时间对应着不同的回流比；污泥龄决定着系统的污泥浓度、对溶解氧的需求等，对除磷脱氮系统来讲，一般情况下，长泥龄对脱氮有利，短泥龄对有利于除磷，但本研究前期3在成都市城北污水处理厂1万m/d生产性规模的一体化氧化沟工艺上进行的试验[11]～[13][36]～[38]却表明，当泥龄大于25d时，系统的总氮去除率反而下降，这与一般规律有所不同，分析主要原因，还是由于低碳源条件下微生物缺乏必要的代谢能量，内源代谢过程明显的缘故。因此本研究也将HRT和SRT的控制作为考察参数，分析其对同时硝化反硝化的影响。3.3试验工艺流程、设备以及试验污水水质3.3.1试验工艺流程本试验在四川省华健环保集团（新都县环境工业设备厂）进行，试验用水取自流经厂区的新都县旧城区合流制城市污水管道。试验流程如图3.3所示。设置高位水箱的目的是减少提升泵的运行时间，节约电耗。试验为保证稳定的进水流量以调整系统不同的水力停留时间，因此设置了恒位水箱。两个水箱的设置虽然有沉砂的作用，同时也因沉淀作用使进入反应器模型的有机物、氮、磷浓度更低。恒位水箱的出水口前设置了格网，以消除纤维和其它粗大漂浮物对处理工艺的影响。试验采用的模型见图2.14，实物图片见图3.4，模型的总容积为1m3，模型的相关尺寸见表3.1。23 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验提升泵市政污水井高位水箱恒位水箱模型出水剩余污泥图3.3试验流程图Fig3.3Processofthisexperiment图3.4奥贝尔改良模型实物图Fig3.4ModelofmodifiedOrbaloxidationditch表3.1模型尺寸表Tab3.1Dimensionsofthemodel总尺寸有效水深3名称有效容积m（L×B×H）mmmm外沟3000×1000×5004000.76中沟1000×400×5004000.14内沟1400×400×5004000.21固液分离器940×100×4003000.0233.3.2试验设备①提升水泵3试验用的提升水泵型号为IS65-30-125A，流量23.5m/h，扬程为17.0m，功率1.6kw。污水直接提升至高位水箱。②油泵24 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验由于本试验进水量小，一般水泵难以适用，因此在恒位水箱内设一油泵用以提升。油泵为环保厂内工人师傅自行改装而成，出水流量由球阀控制。③水平轴卧式曝气转刷设置于模型的曝气转刷为水平轴Kenssener转刷。转刷有效长度为0.14m，直径0.42m。整个转刷共有12个轴片固定在两端的圆盘上，与轴留有1.5cm的空隙，轴片沿轴向以间距18mm排列成3或4个矩形齿片，齿片宽18㎜，长50㎜。相邻轴片上齿片错开排列。试验过程中发现该转刷曝气量过高，因此增大了齿片的宽度从而减少每排齿片的数量，达到了控制外沟道低溶解氧的目的。转刷配用齿轮减速单相无级调速电动机，型号为YTCJ-90-4/100，功率90w，电机固定在横跨主沟的板桥上。调速器为US型单相交流电子调速器，功率120w。④ACO电磁式空气压缩机本试验模型与奥贝尔氧化沟相比，三个沟道的水流方向变化很大，内沟与中沟的水流方向与外沟是相反的，因此奥贝尔氧化沟的三沟道转刷布置不适用于本模型。为此，模型的中沟和内沟采用鼓风曝气方式，选用了一台型号为ACO－003的电磁式空气压缩机，功率45w，排气量50L/min；空气压缩机通过塑料软管与微孔曝气头相接，软管带分接口可调节曝气头数量，各分接口有可控制曝气量的旋钮；软管利用夹子固定于中沟和内沟的沟壁，曝气头利用重力沉在沟底，增大了曝气时气水的接触面积。⑤水下推进器为强化中沟和内沟水流循环，保证池内污泥不发生沉淀淤积，选用两台摩擦式无极变速水下推动器，分别置于中沟和内沟，以改善沟内流速分布及泥水混合效果。摩擦式无极变速器功率0.18kw，调速范围200～1000r/min，配套三相异步电动机，功率180w。3.3.3试验污水水质试验用水系新都县老城区部分住宅区的生活污水。污水先经过化粪池，其各项水质指标见表3.2。表3.2原水水质指标Tab3.2Qualityofinfluent+－NH4-NNOX-N项目CODcr（mg/l）BOD5（mg/l）TP（mg/l）（mg/l）（mg/l）112.61～46.71～13.64～1.16～范围0.11～0.20213.08105.6032.556.20均值146.3564.4022.680.172.9725 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验从表中数据分析，原水的平均BOD5/CODcr=0.44，可生化性较好，但营养比例相对失调，CODcr∶N∶P=50∶8∶1，碳源不足。由图3.3可以看出，由于高位水箱和恒位水箱的设置，使得进水的COD、BOD、SS均偏低，相当于在单池工艺前设置了初次沉淀池，造成更为苛刻低碳源条件。3.3.4活性污泥的驯化试验用的活性污泥取自四川省污水处理示范工程——成都市城北污水处理厂一体化氧化沟中的混合液。由于试验用水与示范工程进水来自同一下水道，同时试验模型的三沟道相对独立，相互之间的影响较小，在适宜的生长条件下，污泥比较容易驯化。在本试验中，污泥引入模型后，主要控制三沟道的溶解氧，连续稳定运行一周之后，开始试验。3.3.5分析项目与方法物理记录项目：水温、流量、排泥量、SV30和流速（XKC-3型流速测定仪）等；化学分析项目：测定方法及频度见表3.3；生物镜检项目：污泥性状、微生物菌属，原生动物等（XSJ-1生物显微镜，不定期）。表3.3化学分析项目表Fig3.3Itemsforchemicalanalysis分析项目分析方法频度PH精密试纸不定期DOJPB-607便携式溶解氧仪数次/日MLSS烘干称量法不定期SV30标准法不定期CODcr标准重铬酸钾氧化法1次/日+NH4-N纳氏试剂比色法1次/日NOX－N酚二磺酸分光光度法1次/日TN过硫酸钾氧化－紫外分光光度法1次/日TP钼锑抗分光光度法1次/日3.4试验方案及运行数据汇总本试验根据国内外对同时硝化反硝化的研究现状以及前期在成都市城北污水3处理厂1万m/d生产性规模的一体化氧化沟工艺上进行的试验，结合工程实际选取各个运行参数，着重研究DO、F/M、C/N、HRT、SRT等单因素运行参数对改良奥贝尔氧化沟模型的同时硝化反硝化的影响。具体的试验工况分两部分：26 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验3.4.1不同DO、F/M下外沟道的同时硝化反硝化试验在所提出的改良型奥贝尔氧化沟模型上，连续进出水，单独验证不同的溶解氧下外沟道的同时硝化反硝化水平。取SRT=24d，HRT=24hr的长泥龄低负荷条件，控制外沟道的DO在0.3～0.6mg/l、0.6～0.9mg/l两个水平，在不同的污泥浓度下分别连续运行一个星期，在工况稳定后，连续五天测定外沟道进出水各水质指标，具体试验工况如下：工况1：DO=0.3～0.6mg/l，MLSS=1800～2200mg/l；工况2：DO=0.6～0.9mg/l，MLSS=1800～2200mg/l；工况3：DO=0.3～0.6mg/l，MLSS=2800～3200mg/l；工况4：DO=0.3～0.6mg/l，MLSS=3800～4200mg/l。实际运行中，各个工况运行条件都控制在指定范围内变动，各工况的运行结果见表3.4：表3.4不同DO、F/M下外沟道的同时硝化反硝化试验数据汇总Tab3.4GeneraltableofSNDexperimentresultsofouterditchunderdifferentDOandF/MconditionsCODNH3-NNO3-NTN工况进水出水进水出水进水出水进水出水120.5838.7313.983.070.110.9716.913.38148.6950.1219.824.530.150.8723.964.781125.7443.4322.124.910.130.9326.75.32129.4236.7620.193.730.140.9224.404.87110.6449.1817.653.350.110.8721.314.26均值127.01437.3418.753.92--22.664.52去除率70.6%79.1%-80.0%171.5642.219.583.010.13.9223.627.01195.5453.3118.722.950.173.2822.676.332184.2145.2620.363.280.113.6324.567.12191.4558.9519.282.860.123.9523.286.98168.7347.7621.653.420.163.8926.177.58均值182.3049.5019.923.10--24.067.00去除率72.9%83.9%-70.9%157.2434.0621.363.750.100.5325.754.363135.1643.8925.303.420.150.6830.544.1527 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验(续上表)149.2641.0819.203.250.160.5923.233.943167.2537.1419.504.050.110.4723.534.65151.4635.8317.013.110.100.7520.533.91均值152.0738.4020.473.52--24.704.20去除率74.8%82.7%-83.0%175.7136.8923.523.820.10.3824.774.21137.2333.7822.303.530.150.5228.544.114121.6529.0317.823.020.160.4323.863.64134.7438.8121.613.170.110.4823.523.73113.4628.5216.842.970.10.5621.453.57均值136.5633.4120.423.30--24.433.85去除率75.5%83.8%-84.2%注：表中“－”表示未作统计或未作计算。3.4.2不同HRT、SRT下模型的运行效果试验在以上DO、F/M对同时硝化反硝化影响研究的基础上，在所提出的改良型奥贝尔模型上进行试验，驯化污泥保持其浓度在3000～4000mg/l的范围，控制外沟溶解氧在同时硝化反硝化效果最好的DO＝0.3～0.6mg/l水平段，三沟道的溶解氧采取0－2－1mg/l的梯度分布，考察系统在不同的SRT与HRT下的运行效果,具体试验工况如下：工况5：HRT=12，SRT=24；工况6：HRT=18，SRT=24；工况7：HRT=24，SRT=24。工况8：HRT=24，SRT=20；工况9：HRT=24，SRT=18；各工况的运行结果见表3.5：表3.5不同HRT、SRT下模型运行效果试验数据汇总Tab3.5GeneraltableofexperimentresultsofoperationaleffectofthemodelunderdifferentHRTandSRTconditionsCODNH3-NNO3-NTNTP工况进水出水进水出水进水出水进水出水进水出水172.1131.0122.360.810.124.3126.985.325.683.975152.3828.3130.100.910.136.4836.287.213.552.1328 重庆大学硕士学位论文3同时硝化反硝化试验续上表122.7321.3518.670.720.134.1622.524.491.960.965147.7426.220.170.700.114.0924.344.863.012.25160.4228.1219.850.820.113.8823.954.792.151.12均值151.0827.0022.230.79--26.825.753.272.09去除率82.1%96.4%-78.6%43.9%211.1336.1123.850.800.103.9828.745.173.252.25195.2724.6720.560.760.153.6124.854.472.281.196230.8638.7919.580.770.143.3423.664.261.820.86160.2924.5620.460.890.113.4624.684.452.561.16170.3828.0317.880.720.113.1721.593.893.652.30均值193.5930.4320.470.78--24.714.452.711.55去除率84.3%96.2%-82.0%42.8%157.2422.8921.360.780.103.2625.754.361.670.93135.1619.7825.300.830.153.0230.544.154.763.187149.2620.0319.200.700.163.1823.233.946.264.49167.2520.8119.500.710.113.6123.534.653.442.47151.4620.5217.010.760.103.0420.533.911.830.83均值152.0820.8120.470.76--24.704.203.592.38去除率86.3%96.3%-83.0%33.7%120.1620.3329.100.910.136.0830.987.212.121.02160.7622.1230.360.810.124.3132.285.325.563.168167.2621.4520.670.720.135.2622.526.163.142.13135.3325.8718.870.700.114.3920.345.263.011.29118.6219.2229.850.820.114.5831.955.691.960.87均值140.4321.8035.820.79--27.615.933.161.69去除率84.5%96.9%-78.5%46.4%188.3529.8118.250.760.105.2621.756.162.851.12125.1322.2526.510.800.155.0231.546.051.920.859134.6721.8828.260.700.166.1832.237.243.331.21197.3828.7617.630.760.115.6120.536.654.102.51170.326.9224.150.710.106.0430.137.121.540.72均值163.1725.9222.960.74--27.236.652.751.28去除率84.1%96.8%-75.6%53.4%注：表中“－”表示未作统计或未作计算。29 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析4.1COD的去除试验中所有工况COD的去除率变化幅度并不大，去除率一般在82％～86％之间，去除率相对比较稳定，见图4.1。87.00%86.00%85.00%率除84.00%去D83.00%OC82.00%81.00%80.00%56789工况图4.1各个工况下的COD去除率Fig4.1CODremovalunderdifferentoperationalconditionsCOD去除率的稳定，主要归因于改良型奥贝尔氧化沟三沟道独特的0－2－1mg/l溶解氧梯度分布，在外沟道除了好氧异养菌的分解，还有反硝化反应的碳源[23]-利用，理论上，每转化1gNO2－N为N2，需有机物（以BOD表示）1.71g；每-转化1gNO3－N为N2，需有机物（以BOD表示）2.86g，由此可见绝大部分的易降解碳源作为反硝化反应的电子供体而去除。另外，中沟和内沟有着较高的溶解氧浓度，对于从外沟进入的残留有机污染物起到了进一步降解的作用，保证了出水质量。4.2同时硝化反硝化的影响因素4.2.1DO的影响在考察溶解氧对改良型奥贝尔氧化沟外沟道的同时硝化反硝化的试验中，将外沟道的溶解氧分别控制在0.3～0.6mg/l和0.6～0.9mg/l两个水平段（见工况1、2），在这两个工况中，DO的变化范围实际只是一个平均值，实际的溶解氧分布见图4.2和图4.3（图中将整个外沟道按曝气转刷前后平均划分成三个区，测定每个区的溶解氧值分布情况）：30 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析12DO=0.8~1.2mg/lDO=0.5~0.8mg/l213DO=0.2~0.5mg/l3出水进水图4.2DO=0.3～0.6mg/l时外沟道的DO分布Fig4.2DOdistributionofouterditchinDO=0.3～0.6mg/lcondition12DO=0.9~1.3mg/lDO=0.6~0.9mg/l213DO=0.4~0.6mg/l3出水进水图4.3DO=0.6～0.9mg/l时外沟道的DO分布Fig4.3DOdistributionofouterditchinDO=0.6～0.9mg/lcondition由图可见，两个工况中在1－1、2－2、3－3断面之间的各个溶解氧分区并不明显，污水在整个外沟运行一圈的时间仅需0.5～1min，在每个分区中停留的时间就更短，污水在进入内沟之前在外沟道要循环流动几十到上百圈。在这么短的时间里，微生物不可能从厌氧呼吸转到好氧呼吸或者从好氧呼吸转到厌氧呼吸。即宏观曝气方式造成的好氧－缺氧环境不是造成本模型同时硝化反硝化的主要原因，而最有可能的解释就是反硝化的发生在生物絮凝体内部的缺氧区，即微生物微观环境的好氧－缺氧造成的同时硝化反硝化，只要大部分时间里接近絮凝体中心部位的溶解氧几乎为零，反硝化就能在整个反应器内发生。在改良型奥贝尔氧化沟系统的同时硝化反硝化中，溶解氧浓度的控制是很重要的。DO过高，宏观好氧区体积增大而缺氧区的比例减小，同时由于氧的穿透能力增强，使得生物絮凝体内部难以形成缺氧区，或者是形成的缺氧区太小不利于反硝化进行；另外，DO太高还可使生物絮体好氧区的异养好氧菌活性增强，有机31 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析物的氧化速率增高，生物絮体内部即使有缺氧区，也因为碳源或碳源不足使反硝化能力下降。DO对硝化反应和反硝化反应的影响见图4.4和图4.5（图中横坐标按进水的先后顺序排列而不是大小顺序是为了反应实际的工况，以下同）：6）5l/g4m（3氮氨2水出1019.5818.7220.3619.2821.65进水氨氮（mg/l）DO=0.3~0.6mg/lDO=0.6~0.9mg/l图4.4DO对硝化反应的影响Fig4.4TheeffectofDOonnitrification5）l4/gm3（氮2硝水1出00.10.170.110.120.16进水硝氮（mg/l）DO=0.3~0.6mg/lDO=0.6~0.9mg/l图4.5DO对反硝化反应的影响Fig4.5TheeffectofDOondenitrification0.820.80.780.76率0.74除去0.72NT0.70.680.660.6423.6222.6724.5623.2826.17进水TNDO=0.3~0.6mg/lDO=0.6~0.9mg/l图4.6DO对TN去除率的影响Fig4.6TheeffectofDOonTNremovalratio32 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析由图可见，在工况2中将DO控制在0.6～0.9mg/l，与DO控制在0.3～0.6mg/l的工况1相比，其出水中氨氮相对较低（小于4mg/l）而硝态氮较高（大于3mg/l），总氮去除率最低，仅为70.9％。这证明了在较高的溶解氧情况下，硝化反应很充分，而由于微观下的缺氧区比例减小，反硝化反应受到抑制，硝态氮累积造成总氮去除率下降。从工况1中可见，溶解氧控制在0.3～0.6mg/l其出水氨氮虽然相对较高，但硝化反应与反硝化反应能到达很好的平衡，反硝化反应很充分，生成的硝态氮经反硝化反应几乎百分百能被去除，总氮的去除率也较高，一般都能达到并稳定在80％左右，两个工况下总氮的去除率见图4.6。由上可见，溶解氧的影响主要体现在对微生物的微环境上，微环境决定着硝化和反硝化的进行完全程度，较高的溶解氧对硝化反应有利而反硝化反应却受到抑制，总氮去除率不高；相反，较低的溶解氧对反硝化反应有利，但氨氮的氧化不充分，仍然不能达到很高的总氮去除率。从试验数据统计结果看，溶解氧低于0.3mg/l或高于0.9mg/l都不利于同时硝化反硝化的进行，溶解氧要在硝化和反硝化反应之间达到适当的平衡才能有较好的总氮去除率，DO控制在0.3～0.6mg/l水平段同时硝化反硝化效果最好。4.2.2F/M的影响在同样的污泥龄和水力停留时间下，改良型奥贝尔氧化沟系统随着污泥负荷的不同也不尽相同，在工况1、3、4中污泥负荷分别约为0.1gCOD/gMLSS·d、0.07gCOD/gMLSS·d、0.05gCOD/gMLSS·d，随着污泥负荷的降低，总氮的去除率却是上升的，分别为80％、83％、84.1％。见图4.7：0.880.860.84率除0.82去NT0.80.780.7624.7728.5423.8623.5221.45进水TNF/M=0.1gCOD/gMLSS.dF/M=0.07gCOD/gMLSS.dF/M=0.05gCOD/gMLSS.d图4.7不同F/M下的TN去除率Fig4.7TNremovalindifferentF/M由图可见，有机负荷的增加会降低总氮的去除率，分析其原因在于在活性污泥系统中，异养氧化菌对氨的同化作用速率远远大于硝化菌对氨的氧化速率，并且随着有机负荷的增加，硝化作用的饱和常数也随之增加。另外在低氧和有机物对硝化作用的共同作用的研究表明，在无有机物时，低溶解氧（DO＝0.5mg/l）对硝化作用无任何影响，但当有机物增加时，低溶解氧将强化有机物对硝化作用的33 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析影响。因此，在低氧和高有机负荷下，在活性污泥系统中占优势的异养氧化菌将会首先利用氨物质进行合成代谢，大量消耗溶解氧，从而抑制硝化作用的顺利进行。加上在高的有机负荷下，溶解氧的穿透能力较弱，也会影响硝化反应。另外一个原因在于宏观低氧条件下对微环境污泥絮体的影响。在反应器中维持微量曝气，气流对污泥的剪切力较小，有利于污泥絮体的长大，从而有利于污[39]泥的颗粒化。正常的污泥絮体，粒径通常为几十微米，形成颗粒污泥后，粒径可以达到几百微米甚至几毫米。在试验过程中明显观察到，在污泥浓度较高即污泥负荷较低的情况下，污泥絮体体积变大，污泥颗粒化现象明显。污泥的颗粒化实质上是微生物的自固定化过程，包括硝化细菌和反硝化细菌在内的多种微生物形成了良好稳定的共生关系。由于颗粒污泥具有较大的粒径，对氧的穿透具有适当的抵制作用，即使颗粒外部有一定的氧浓度，内部仍然会形成缺氧的微环境。颗粒污泥可以创造不同的微环境，使硝化细菌和反硝化细菌具备各自适合的空间，能够同时发挥作用，有利于同时硝化和反硝化的进行。因而，低负荷下的污泥颗粒化，有利于COD的去除、硝化以及反硝化的同时发生。由上可见，低氧条件下降低污泥负荷，有利于污泥的颗粒化，颗粒化的污泥絮体由于其独特的微环境为同时硝化反硝化的进行提供了有利的条件。在现行的污水处理氧化沟工艺中，维持很高的污泥浓度是困难的，考虑到康定城市污水的低浓度以及低温气候，改良型奥贝尔氧化沟中采取污泥浓度在3000～4000mg/l之间。在本试验中，同时硝化反硝化的最佳有机负荷为0.05gCOD/gMLSS·d。4.2.3C/N的影响从表3.5中工况5、6、7中可以看出，在有机负荷和泥龄相同的情况下，虽然水力停留时间不同，但C/N对总氮的去除率影响却是相同的。选取这三组工况中6组不同的C/N比和总氮的去除率作曲线,见图4.8。从图中可见，进水C/N比值越高，总氮的去除率越高。这是因为总氮的去除要综合考虑有机物降解、硝化反应和反硝化反应的影响因素。在生物絮凝体中好氧区的异养好氧菌和缺氧区的反硝化菌为了生存将竞争共同的有机物。由于好氧区的异养好氧菌处于絮凝体的外层空间，更易获得食物，而缺氧区的反硝化菌由于处于生物絮凝体的内层，有机物必须通过好氧区扩散至缺氧区，才能到达反硝化菌，在这一过程中有机物就会被异养好氧菌大量吸收，从而减少了缺氧区的有机物量，抑制反硝化作用。因此，C/N比值高才能使反硝化菌获得更多的碳源，反硝化脱氮效率才能提高。34 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析10.8率0.6除去0.4NT0.20456789C/N图4.8C/N对TN去除率的影响Fig4.8TheeffectofC/NonTNremovalratio本试验中，当C/N为4时，仅能获得58％的脱氮率，当C/N为7或更高时脱[40]氮率能达到80％。文献报道在SBR反应器中，C/N比值越高，总氮的去除率也越高，最高的C/N比值为7.9，与本试验结果相一致。4.2.4HRT的影响TN去除率随水力停留时间增加而升高，见图4.9:0.880.86率0.84除0.82去NT0.80.780.7625.7530.5423.2323.5320.53进水TNHRT=12hrHRT=18hrHRT=24hr图4.9HRT对TN去除率的影响Fig4.9TheeffectofHRTonTNremovalratio在同样的污泥负荷下，如工况5、6中，水力停留时间短抑制了硝化反应，虽然在外沟道的反硝化几乎可以达到100％，但硝化反应不完全，残留氨氮进入中沟和内沟才被完全氧化为硝酸盐，导致出水总氮偏高，一般在4.5～7.0mg/l之间，同时硝化反硝化效果不好。而在水力停留时间长的工况7中，由于在外沟道中的硝化反应完全，虽然总氮的去除率受到进水碳源的影响，但从平均总氮去除率来看同时硝化反硝化效果最好，出水总氮低。4.2.5SRT的影响在长泥龄条件下，好氧异养菌分解含碳有机物的速率较低，即使溶解氧浓度较低，仍可保证生物絮体内部存在溶解氧，从而使硝化反应正常进行，另外泥龄35 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析越长硝化菌的竞争优势越强，硝化效果和稳定性就越好。硝化反应的完全进行保证了在缺氧区反硝化反应的进行，同时在缺氧区的进水为反硝化反应提供了充足的碳源，致使同时硝化反硝化的效果最好。从试验结果（表2）可看出，TN去除率随泥龄的增加而大幅升高。在同样的HRT＝24hr下，如工况7、8、9其平均总氮去除率分别为83.0%、78.5%、75.6%，随着泥龄的增大总氮的去除率增加。泥龄对总氮去除率的影响见图4.10：10.90.80.7率0.6除0.5去N0.4T0.30.20.1025.7530.5423.2323.5320.53进水TNSRT=18dSRT=20dSRT=24d图4.10SRT对总氮去除率的影响Fig4.10TheeffectofSRTonTNremovalratio由此可见，在同时硝化反硝化系统中，泥龄不宜过短，因为硝化菌是自养菌，和异养菌相比比增长速率低、世代期长，且微生物在低氧条件下的代谢活动较低，生长速率缓慢，需要的泥龄相对较长。但泥龄也不宜过长，过长的泥龄会使得污泥絮凝性能下降，不利于沉降，并可能引起污泥的丝状膨胀。4.3TP的去除[41]磷的生物去除机理包括厌氧作用、好氧作用和剩余污泥的排放三部分：在没有溶解氧和硝态氮存在的条件下，兼性细菌将溶解性BOD转化成VFAs（低分子发酵产物）。VFA易于被生物贮磷菌所吸收，并将其运送到细胞内，同化成胞内碳能源存贮物（PHV/PHB），所需的能源来源于聚磷的水解以及细胞内糖的酵解，并导致磷酸盐的释放；在好氧状态下，细菌以聚磷的形式存贮超出生长所需的磷量，通过PHV/PHB的氧化代谢产生能量，用于磷的吸收和聚磷的合成，能量以聚磷高能键的形式捕集存储，磷酸盐从液相中去除。另外在好氧条件下，贮磷菌合成和存贮细胞内糖，从而合成新的贮磷菌细胞，产生富磷污泥；最后通过剩余污泥的排放将磷从系统除去。因此，大部分磷的去除需要交替的好氧和厌氧条件。36 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析本试验中磷的去除效果不好。去除率基本在40％～50％之间，有的甚至低于35％，出水磷的浓度在1.28～2.38mg/l之间，低于1.0mg/l的出水排放标准。磷的去除率不好，原因在于试验模型内没有独立完全的厌氧区，磷得不到有效的初级释放，从而导致在好氧区过量吸收磷的能力下降；另外，硝化过程产生的硝酸盐，反硝化过程消耗掉生物降解基质都使得聚磷菌的竞争优势得不到发挥。本试验的泥龄较长，也影响了磷的去除。所以本试验中磷的去除基本是通过细胞合成作用和剩余污泥排放作用去除的，主要是用来维持微生物生长所需的营养，去除率自然不会很高。这与一般的奥贝尔氧化沟除磷情况基本相同。由此可见，为了强化除磷效果，在改良型奥贝尔氧化沟前设置厌氧生物选择池是很必要的。4.4改良奥贝尔氧化沟的节能效果分析改良型奥贝尔氧化沟三沟道的0—2—1mg/l的溶解氧分布秉承了典型奥贝尔氧化沟的同时硝化反硝化特性，与常规的单沟式氧化沟或一般延时曝气活性污泥法处理系统相比，改良型奥贝尔氧化沟对能耗的节省主要表现在两个方面：1）同时硝化反硝化系统比单独的硝化或需依靠内回流进行反硝化的系统要节省能耗。延时曝气活性污泥系统由于泥龄长、投入的氧量多以及池容大，其成本超过常规活性污泥法系统。需要特别注意的是，造成高动力费用的最主要原因是为硝化提供所需要的氧，即使不需要除氨氮，混合液中的氧也会被硝化菌所利用，-硝化氨氮所需要的氧量较BOD氧化所需要的氧量高很多，大量的氧被NO3化合物所占有。仅有硝化而无反硝化的处理系统，往往出现终沉池内有气泡产生且有污泥上浮的现象，这不仅仅影响出水水质，而且硝酸盐中的氧此时也被“浪费”掉了。然而，改良型奥贝尔氧化沟将反硝化设定在生物反应池内进行，不会存在侧沟固液分离器中产生氮气的问题，同时又为除碳菌提供了辅助氧源，改良型奥贝尔氧化沟0—2—1mg/l的溶解氧分布正是提供了这样一种脱氮环境，在改良型奥贝尔系统内不仅发生硝化作用，还发生了反硝化反应，特别是发生在外沟道的同时硝化反硝化作用基本上完成了80～100%的硝化和80%以上的反硝化。反硝化细菌利用硝酸盐中的氧，以有机物作为碳源及电子供体，使有机物得到分解氧化，这[23]就相当于回收了一部分被消耗的氧。理论上，每硝化1g氮需要4.57g氧，而每还原1gNO3-可提供2.86g氧。若外沟反硝化率为80%，则有50%硝化所需的氧被回收，这就减少了供氧量，也就节省了供氧能耗。另外，发生于改良型奥贝尔氧化沟中的同时硝化反硝化作用使不需内回流即可达到脱氮效果，或至少比常规脱氮工艺所需内回流量少。在系统总脱氮率相同37 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析的条件下，比如常规脱氮工艺（如A/O工艺）所需的内回流比为200%，而奥贝尔氧化沟仅需50%（假设外沟道的脱氮率仅为50%），这样就减少了供氧能耗。2）在奥贝尔氧化沟中需氧量最大的外沟道有最大的氧转移修正系数（因DO[42]平均为零）。在一个有硝化反硝化的生物反应池中，实际需氧量可由式4.1计算：AOR1.7QS1.42X4.57QD2.86QD（4.1）BODVSSNDN式中AOR－实际需氧量，kgO2/d；3Q－设计进水量，m/d；SBOD－设计BOD去除浓度，g/L；XVSS－活性污泥生成量，kg/d；DN－需硝化的氮量，g/L；DDN－需反硝化的氮量，g/L。在设计条件、设计参数相同的条件下，任何处理系统对氧的需求量理论上是相同的，但由于氧在实际传递过程中受多种因素的影响，在转换为需氧量（作为选择曝气设备依据的标准）时各处理系统会有所差别，故引入一个系数即现场修[42]正系数FCF。对表面曝气设备，其值可由式4.2计算：bpCSC(TMAX20)FCFa1.024（4.2）C20式中a-清、污水中氧传递速率修正系数，污水中的氧转移系数K"Laa；清水中的氧转移系数KLab-清、污水中的氧饱和度修正系数，污水中的氧饱和度Cs"b；清水中的氧饱和度Csp-海拔高度修正系数，所在地区实际气压（Pa）p；51.01310oC20-标准大气压下水温20C时氧的饱和溶解氧，mg/L；CS-设计最高水温TMAX下氧的饱和溶解度，mg/L；oTMAX-设计最高水温，C；C-设计反应池内平均DO浓度，mg/L。于是标准需氧量（SOR）为：38 重庆大学硕士学位论文4改良型奥贝尔氧化沟运行效果分析AORSOR(kgO2/d)（4.3）FCF由式4.1和4.2可知，反应池混合液中DO越小，现场修正系数就越大，则相应的标准需氧量就少，实际供氧量降低，从而也就降低了动力消耗。当混合液中的DO为零时，由于其时推动力最大，因此氧的转移速率最大，现场修正系数最大，能耗节省最多。这样就大大减少了实际所需供氧量，在其他条件相同的状况下，DO为2mg/l时比DO为0mg/l时的标准需氧量要多出约30%，或说DO为0mg/l[42]时标准需氧量仅为DO为2mg/l时的70%。一般的脱氮工艺（如A/O工艺）中，好氧池中较高的溶解氧浓度并不利于氧的传递。改良型奥贝尔氧化沟特有的DO梯度分布很好地解决了这一矛盾，约占一半总池容的外沟道DO接近于0mg/l,不仅节省了能耗还提高了氧转移速率；内沟的DO维持1mg/l可保证有足够的溶解氧不至于在固液分离器中发生反硝化反应。39 重庆大学硕士学位论文5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析5.1有机物降解动力学分析5.1.1动力学模式本试验改良型奥贝尔氧化沟模型兼具推流、完全混合两种流态形式，在分析其生物处理动力学时，先做以下两点假设：①整个系统是在稳定状态下运行的，且反应器内的物料混合充分；②进入反应器中的污水中的基质均为溶解性的，水中不含微生物群体。[43][44]根据以上假设，由Lawrence-McCarty模式知：vSmaxv（5.1）KsS对式（5.1）取倒数，则可写成：1Ks11（5.2）vvSevmaxmax又有：1dS1SeSov（5.3）XdtXt综合以上三式，得：XtKs11（5.4）SoSevSevmaxmax-1式中v－基质比去除速率，d；-1vmax－基质的最大比去除速率，d；So－进水基质浓度，mg/L；Se－出水基质浓度，mg/L；X－污泥浓度MLSS，g/L；t－水力停留时间，h；Ks-有机污染物降解系数，mgCOD/d或mgBOD/d；-1Kd－衰减系数，d；Y－理论产率，mg微生物/mg基质。按式（5.2）和（5.4），用图解法求得有机物降解的动力学常数Ks、vmax、Kd和Y。40 重庆大学硕士学位论文5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析5.1.2动力学常数的求定选择脱氮效果最好的工况7的试验数据，将其进行整理，可得到表5.1。根据表5.1的数据，以1/Se为横坐标、Xt/(So-Se)为纵坐标做图，见图5.1。表5.1系统有机物去除动力学常数计算结果Tab5.1Calculationresultsofdynamicsconstantfororganicsremovalinthesystem编号t(h)So（mg/L）Se（mg/L）X（g/L）1/SeXt/(So-Se)124157.2422.893.10.04360.5538224135.1619.783.20.05050.6656324149.2620.033.50.04990.6500424167.2520.813.50.04810.5736524151.4620.523.30.04870.60480.70.6)0.5eS-0.4y=15.63x-0.1436oS(2/0.3R=0.7749tX0.20.100.0420.0440.0460.0480.050.0521/Se图5.1系统有机物去除回归线Fig5.1Regressionoforganicsremovalinthesystem2该直线的回归方程为y=15.63x-0.1436，其相关系数为R＝0.7749，相关性较好。该直线的斜率为Ks/Vmax值，而截距为1/Vmax，因此有：Ks/Vmax＝15.631/Vmax＝0.1436求得：-1Vmax＝6.96dKs＝108.8mgCOD/do对大多数有机物，在好氧条件下20C的Ks和Vmax大致为：Ks在15～70-1[44]mgCOD/d之间，而Vmax在2～10d之间。本实验所得的基质的最大比去除速41 重庆大学硕士学位论文5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析率Vmax比较正常，而有机污染物降解系数Ks要远大于此值，分析原因主要在于改良型奥贝尔氧化沟的三沟道独特的溶解氧分布方式，外沟的同时硝化反硝化进行有机物的降解、硝化反应和反硝化反应，有机物除了通过异养好氧菌的好氧氧化作用去除以外，异养反硝化菌利用硝化反应产生的NO2-N和NO3-N中的氧作为电子受体，同时以有机物作为碳源和电子供体，在脱氮的同时也消耗了大量的有机物，从而加速了有机物的降解，而中沟和内沟的强氧化作用保证了有机物的充分降解，因此在本系统中有机污染物降解系数Ks增大；另外本试验污水直接取自城市污水下水道，污水没有外加易降解碳源，因此基质的最大比去除速率Vmax-1并没有提高很多，一般在2～10d正常范围内变动。5.2氨氮去除动力学分析5.2.1动力学模式[43][44]在本试验模型内，氨氮的去除遵循下述反应速度方程，用式（5.5）表示：dSnvkS（5.5）dt上式可改写成：lgvnlgSlgk（5.6）式中v－氨氮的去除速率[S]－氨氮浓度k－反应速度常数n－反应级数按式（5.6），同样用图解法求得反应速度常数k和反应级数n。5.2.2动力学常数的求定氨氮的去除速度v可以表示为：NoNevt式中v－氨氮的去除速率No-进水氨氮浓度Ne-出水氨氮浓度选择脱氮效果最好的工况7的试验数据，将其进行整理，可得到表5.2。根据表5.2的数据，以lgNe为横坐标、lgv为纵坐标作图求解整个模型系统的反应速度常数k和反应级数n，见图5.2。42 重庆大学硕士学位论文5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析表5.2系统氨氮去除动力学常数计算结果Tab5.2CalculationresultsofdynamicsconstantofNH3-Nremovalinthesystem编号t(h)NoNe（mg/L）vlgvlgNe（mg/L）12421.360.780.8575-0.0668-0.107922425.300.831.01960.0084-0.080932419.200.700.7708-0.1130-0.154942419.500.710.7829-0.1063-0.148752417.010.760.6771-0.1694-0.11920.050-0.2-0.15-0.1-0.050-0.05vgl-0.1y=1.4474x+0.08762R=0.4465-0.15-0.2lgNe图5.2系统氨氮去除回归线Fig5.2RegressionofNH3-Nremovalinthesystem2该直线的回归方程为y=1.4474x+0.0876，其相关系数R为0.4465，相关性不好。分析原因在于从本试验模型整个系统来看，外沟道主要是低溶解氧条件下的同时硝化反硝化，而中、内沟道主要是充足溶解氧下的硝化反应，这样就造成了整个系统中三个沟道不同的氨氮去除动力环境，如果此时仍从整个系统出发求解氨氮的去除动力常数，当然得不到相关性强的结果。表5.3外沟道氨氮去除动力学常数计算结果Tab5.3CalculationresultsofdynamicsconstantofNH3-Nremovalintheouterditch编号t外(h)NoNe（mg/L）vlgvlgNe（mg/L）116.423.523.821.20120.07960.5821216.422.303.531.14450.05860.5478316.417.823.020.9024-0.04460.4800416.421.613.171.12440.05090.5011516.416.842.970.8457-0.07280.472843 重庆大学硕士学位论文5改良型奥贝尔氧化沟系统的生化动力学分析而从本试验的目的来看，考虑外沟道同时硝化反硝化状态下的氨氮去除动力学常数，意义更大，因此选取工况3下的试验数据，将其进行整理，可得到表5.3。根据表5.3的数据，同样以lgNe为横坐标、lgv为纵坐标作图，见图5.3。0.150.1y=1.2626x-0.63810.05vR2=0.7501gl000.10.20.30.40.50.60.7-0.05-0.1lgNe图5.3外沟道氨氮去除回归线Fig5.3RegressionofNH3-Nremovalintheouterditch2该直线的回归方程为y=1.2626x-0.6381，其相关系数R为0.7501，相关性较好。该直线的斜率即n值，而截距为lgk。因此有：n=1.2626lgk=-0.6381求得：n=1.0k=0.23因此，外沟道中氨氮降解的反应级数为1，反应速度常数为0.23。44 重庆大学硕士学位论文6结论与建议6结论与建议6.1结论本试验模型在综合分析借鉴传统脱氮工艺、卡罗塞尔氧化沟以及一体化氧化沟的基础上对奥贝尔氧化沟进行的改良工艺；试验重点考察了DO、F/M、C/N、HRT和SRT等运行参数对改良型奥贝尔氧化沟模型的运行效果的影响，尤其是对外沟道的同时硝化反硝化的影响。通过对改良工艺模型和试验结果的分析，可得出以下结论：1、改良型奥贝尔模型借鉴了卡罗塞尔氧化沟的构型和内回流方式，引用了侧沟式一体化氧化沟的侧沟固液分离技术，同时保留了奥贝尔氧化沟三沟串连层层推进的流态特点，是多种先进工艺的集成；与典型奥贝尔工艺相比，改良型奥贝尔工艺简洁紧凑，无需建造单独的二沉池，占地可减少1/3～1/2；而且污泥和硝化液回流都能依靠水力回流，节省了动力回流的能量投入；改良模型三沟道的溶解氧采取了0－2－1mg/l的梯度分布形式：试验结果显示这样的溶解氧分布方式既保持了外沟道同时硝化反硝化的节能优势，又实现中沟很强的COD降解和硝化作用，内沟溶解氧起着出水把关的作用，而且在回流到外沟时不会对其0mg/l的溶解氧造成影响。2、改良奥贝尔模型外沟道在低氧条件下，硝化和反硝化可以同时发生。本试验将外沟道的溶解氧分别控制在0.3～0.6mg/l和0.6～0.9mg/l两个水平，外沟道中TN去除率分别为80.0％和70.9％；通过对整个外沟道溶解氧的断面分布测定表明，外沟道中并没有形成严格的好氧、厌氧区域环境，其同时硝化反硝化的发生机理主要应归因于微环境理论。3、在同样的污泥龄和水力停留时间下，改良型奥贝尔模型系统随着污泥负荷的不同其处理效果也不尽相同，在工况1、3、4中污泥负荷分别约为0.1gCOD/gMLSS·d、0.07gCOD/gMLSS·d、0.05gCOD/gMLSS·d，随着污泥负荷的降低，总氮的去除率却是上升的，分别为80％、83％、84.1％；在试验过程中明显观察到，在低溶解氧和低污泥负荷的情况下，污泥絮体体积变大，污泥颗粒化现象明显，污泥的颗粒化实质上是微生物的自固定化过程，包括硝化细菌和反硝化细菌在内的多种微生物形成了良好稳定的共生关系，由于颗粒污泥具有较大的粒径，对氧的穿透具有适当的抵制作用，即使颗粒外部有一定的氧浓度，内部仍然会形成缺氧的微环境，颗粒污泥可以创造不同的微环境，使硝化细菌和反硝化细菌具备各自适合的空间，能够同时发挥作用，有利于同时硝化和反硝化的进行。45 重庆大学硕士学位论文6结论与建议4、本试验中，当C/N为4时，仅能获得58％的脱氮率，当C/N为7或更高时脱氮率能达到80％。进水C/N比值越高，总氮的去除率越高。这是因为总氮的去除要综合考虑有机物降解、硝化反应和反硝化反应的影响因素。在生物絮凝体中好氧区的异养好氧菌和缺氧区的反硝化菌为了生存将竞争共同的有机物。由于好氧区的异养好氧菌处于絮凝体的外层空间，更易获得食物，而缺氧区的反硝化菌由于处于生物絮凝体的内层，有机物必须通过好氧区扩散至缺氧区，才能到达反硝化菌，在这一过程中有机物就会被异养好氧菌大量吸收，从而减少了缺氧区的有机物量，抑制反硝化作用。因此，C/N比值高才能使反硝化菌获得更多的碳源，反硝化脱氮效率才能提高。5、在本试验中采取的水力停留时间范围内（12h、18h、24h），外沟道中的总氮去除率随水力停留时间的增加而增加，分别为78.6％、82.0％和83.0％。水力停留时间的长短对硝化反应的影响较大，反硝化反应的进行完全程度决定于硝化反应的进行程度，硝化反应和硝化反应应达到合适的平衡才能取得较好的总氮去除效果，考虑到对模型处理流量的影响，水力停留时间取12h比较合理。6、从试验结果可看出，在同样的HRT＝24hr下，泥龄分别为18d、20d、24d下其平均总氮去除率分别为75.6%、78.5%、83.0%，随着泥龄的增大总氮的去除率增加。由此可见，在同时硝化反硝化系统中，泥龄不宜过短，因为硝化菌是自养菌，和异养菌相比比增长速率低、世代期长，且微生物在低氧条件下的代谢活动较低，生长速率缓慢，需要的泥龄相对较长；但泥龄也不宜过长，过长的泥龄会使得污泥絮凝性能下降，不利于沉降，并可能引起污泥的丝状膨胀，而且对本模型而言过长的泥龄更不利于磷的去除。7、改良型奥贝尔模型的低氧条件并没有降低COD的去除效果。在试验的所有工况中可以看出，经过外沟道同时硝化反硝化的碳源利用，COD的去除一般都能达到70％，再经过中沟和内沟的强氧化作用，系统的COD去除率一般都在80％以上。8、本试验中磷的去除效果不好。去除率基本在40％～50％之间，有的甚至低于35％，出水磷的浓度在1.28～2.38mg/l之间，低于1.0mg/l的出水排放标准。磷的去除率不好，原因在于试验模型内没有独立完全的厌氧区，磷得不到有效的初级释放，从而导致在好氧区过量吸收磷的能力下降；另外，硝化过程产生的硝酸盐，反硝化过程消耗掉生物降解基质都使得聚磷菌的竞争优势得不到发挥。本试验的泥龄较长，也影响了磷的去除。所以本试验中磷的去除基本是通过细胞合成作用和剩余污泥排放作用去除的，主要是用来维持微生物生长所需的营养，去除率自然不会很高。这与一般的奥贝尔氧化沟除磷情况基本相同。9、对试验结果进行生化动力学分析，改良型奥贝尔模型系统的有机物基质的46 重庆大学硕士学位论文6结论与建议-1最大比去除速率Vmax＝6.96d，而有机污染物降解系数Ks＝108.8mgCOD•d；外沟道中氨氮降解的反应级数n=1.0，反应速度常数k=0.23。6.2建议1、对DO、F/M、C/N、HRT和SRT等运行参数进行正交实验，以确定改良奥贝尔模型系统的最佳运行工况。2、对低氧条件下改良奥贝尔模型系统中微生物的生物相进行深入的分析，同时对氮在系统中的迁移转化规律进行深入研究，以便了解同时硝化反硝化机理，进一步提高系统的脱氮效果。3、为了强化除磷效果，应对奥贝尔工艺进一步改良，在改良奥贝尔模型前设置厌氧生物选择池或在模型内充填厌氧段有待今后探索。47 重庆大学硕士学位论文致谢致谢本论文从选题到研究重点的确定直至最后定稿的整个过程中，都是在导师邓荣森教授的悉心指导下完成的。在此向恩师表达衷心的感谢！恩师严谨的治学态度、渊博的学术知识和不断进取的精神都是我永远学习的楷模。在本论文的进行过程中，还得到了王涛副教授一直以来的指点和无私帮助。王涛老师“单池分区优化”课题模型的提出给了我很大的启发，在此表示由衷的感谢。对资料收集过程中给予极大帮助的山东城建集团刘俊福、山东省城建设计院尘锋院长等致以深深的谢意。感谢山东省建设厅及山东省各地方部门多位领导的大力协助和支持。在试验过程中，得到四川新都环境工程设备厂全厂领导和员工的对本试验的大力支持，感谢他们试验期间对我的生活照顾，没有他们这些的付出就没有本试验的完成！在此特别感谢张总、张总工、钟厂长、陈厂长、童主任、周叔、张姐、任姐等的热情帮助。感谢课题组各位师兄（姐）弟（妹）的帮助。感谢与我一起完成试验的聂卓娜、赵娜和李媛同学，与她们一起交流学习让我受益良多，真心感谢她们对我试验的建议与生活上的照顾。感谢各位评委老师辛劳的审阅工作。最后，要感谢我的父母与女友，她们最无私的爱和鼓励是我不断进步的最大动力！2005年4月于重庆48 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