短程硝化反硝化

短程硝化反硝化（精选10篇）

短程硝化反硝化 第1篇

1 实验方案与设备

1.1 实验装置

反应装置为耦合式SBR反应器 (图1) 所示, 由有机玻璃制成, 反应器长、宽、高分别为35cm、35cm、120cm, 有效容积为120L, 反应器上部放置可供微生物附着生长悬浮填料, 下部为悬浮生长污泥区。

附着- 悬浮短程硝化- 反硝化除磷工艺运行过程为:污水首先经过底部悬浮污泥进行厌氧释磷和有机物的吸收, 同时开始对上方生物膜曝气进行好氧硝化反应;厌氧结束后, 通过回流泵把上方硝化液循环至下方厌氧进行反硝化除磷;缺氧吸磷完毕进行沉淀;最后利用水流的承托作用实现同步进行和溢流排水过程。

1.2 试验检测及分析方法

1.2.1 化学分析

DO, ORP, p H采用德国WTW公司的手提式p H溶氧测试仪在线测定, NH4+-N采用水杨酸分光光度法测定, NO2-N采用N- (1-萘基) -乙二胺盐酸盐光度法测定, NO3-N采用紫外分光光度法测定, TP采用钼酸铵分光光度法测定, CODcr采用重铬酸钾法测定。

2耦合后的运行效果

将城市污水短程反硝化除磷工艺各阶段参数列表1。

运行30 d后, 经过典型周期的检测, 结果显示:一个周期内最大释磷量高达12.4 mg/L, 出水磷酸盐含量仅为0.97 mg/L;短程硝化菌NO2--N的积累量高达18.0 mg/L, 缺氧结束出水NO2--N含量为0.1 mg/L。上述结果表明, 短程硝化细菌和反硝化除磷菌在耦合系统内均实现了良好的生长。系统耦合两周后, 连续三个月每周对COD、氨氮、TP等指标监测两次, 通过监测可以得出耦合后的系统对有机物、氨氮和TP有较稳定的去除效果, 去除率分别达到89%、90%和84%。

将两个独立的系统耦合后, 结果显示:出水COD浓度为25.9mg/L, 短程硝化菌亚硝酸盐的积累量高达18.04 mg/L, 缺氧结束出水亚硝酸盐的含量为0.1 mg/L。一个周期内最大释磷量高达12.98 mg/L, 出水磷酸盐含量仅为0.97mg/L;耦合后的反应器内COD、NH4+-N、TP都表现出较好的去除效果。上述结果表明将短程硝化和反硝化除磷两污泥在一个反应器中成为现实。

2.2 短程硝化过程中p H的变化特征

如上图4 所示p H值出现明显的变化, 由初始的7.38 逐渐下降到6.62 左右, 接着又升至7.82, 出现拐点的位置与溶解氧转折点相对应。其原因为, 短程硝化反应初期, 亚硝酸菌进行短程硝化反应, 产生酸性物质导致p H下降, 到第180min降到最小值, 亚硝化程度最大, 之后p H值稍有回升, 主要是由于反硝化过程产生一定的碱度引起的。由此可知, 短程硝化的程度与p H值有密切关系, 可通过p H控制短程硝化过程。

2.3 反硝化除磷过程中p H和ORP的变化

在反硝化除磷过程中, 以p H值和ORP作为在线控制参数, 每间隔5min取值记录。

从图5 可以看出, 反硝化脱氮除磷阶段在厌氧阶段, ORP值持续下降, 由厌氧开始时的- 30.4mv, 下降到- 263.2mv。在厌氧运行180min后, 向系统中投加亚硝酸盐作为电子受体, 反硝化聚磷菌开始缺氧吸磷, 作为电子受体的亚硝酸盐浓度和体系的磷酸盐浓度逐渐降低。亚硝酸盐的加入使反应器内氧化态物质增加, 在215min时达到最大值, 为- 166.9mv。随后ORP值开始下降;反应进行至260min, ORP下降趋势明显变缓, 并最终保持在0.04mv/min的速率。从图2~4 中可以看出, 当反应进行300min时, 反应器中磷酸盐的浓度值为0.3mg/L, 亚硝酸盐的浓度趋近于零, 由于受到缺少电子受体, 缺氧吸磷反应终止, ORP拐点的出现标志着缺氧反应的结束。

从图5 可知, 厌氧阶段p H值持续下降, 厌氧释磷, 产酸发酵, 使p H值由初始的7.82, 最后转变为6.62。随着系统COD的消耗, 磷酸盐量的增加速度变缓, p H值下降逐渐平缓。在缺氧阶段, p H值保持几乎匀速上升, 反硝化反应中NO2-- N被反硝化聚磷菌还原为氮气, 产生碱度使p H值上升, 过一段时间后又缓慢上升的原因与生化反应的动力有关。至反应进行至300min时 (即缺氧吸磷反应进行150min ) , p H值上升至最大值7.81, p H值变化的转折点标志着缺氧吸磷和反硝化反应的结束。

3 短程硝化反硝化除磷工艺的控制研究

3.1 自动控制要求

进水阶段, 控制进水泵工作0.5h。进水结束, 开始厌氧阶段和好氧硝化。反应阶段, 要求在3 小时的范围内, 反应过程通过PH传感器控制, 数值达到要求后停止反应 (停止搅拌和曝气) 。回流阶段, 要求在2h~3h的范围内, 循环泵动作, 当PH传感器数值达到要求时回流停止。静止 (沉淀) 阶段, 要求全部动作停止0.5h, 然后再进行进水环节0.5h。

3.2 自动控制系统实现

3.2.1 手动控制

组态界面, 手动控制设置为1, 自动控制设置为0。按下组态界面手动控制区域各阶段按钮, 可实现各阶段的启停。

3.2.2 自动控制

组态界面, 自动控制设置为1, 手动控制设置为0。设定好p H给定值, 按下启动按钮, 系统开始自动运行, PLC采集运行时间信号, 自动判断各阶段运行时间是否达到设定值, 达到则关闭该阶段, 自动进入下阶段, 并自动采集p H传感器监测信号, 自动监测系统各阶段运行状态, 从而实现系统运行时间和p H值双重控制。

3.2.3 自动控制系统结构设计

根据控制过程, 该系统由现场仪表、PLC及监控系统三部分组成。本套PLC采用Simens S7- 200 CPU266 模块、Siemens EM235模块。现场仪表采用p H传感器。监控系统采用一台PC, 用PC ACCESS建立OPC服务器, 并在OPC服务器建立所需访问的数据, 用IFIX的OPC客户端与PC ACCESS数据链接, 通过OPC可以实现其PLC与IFIX之间的数据交换。

3.2.4 自动控制流程

本系统的编程软件采用了西门子公司的STEP 7- Micro WIN V4.0 incl. SP6 编程软件, 可实现对现场模拟量信号的采集, 及按量程转换为可在人机界面中直接显示的十进制数据, 同时接收上位机发出的控制命令控制系统运行。在控制策略上找到NH4+- N的最低点可以通过以下途径:通过p H在线探头, 每隔一定的时间如5min读取在线数据p H (i) 反馈给计算机, 计算机把得到的数值p H (i) 和前一个数值p H (i- 1) 进行比较, 如果p H (i) <p H (i- 1) >, 可认为硝化没有完成, 此时继续曝气。如果p H (i) >p H (i- 1) , 理论上硝化已经完成, 但不停止曝气, 看下一个l0min的数值p H (i+1) 和p H (i) 的大小, 如果p H (i+1) >p H (i) , 则停止曝气, 如果p H (i+1) <p H (i) , 则前面的数值是仪器读数误差引起, 继续曝气。这样即使达到了硝化终点, 也会多出l0min的曝气保证时间, 提高系统的安全系数。根据我们的试验结果l0min的硝化保证时间已足够, 若出现两次以上的读数误差, 则应该对p H探头进行校正。通过这样的控制策略运行SBR反应器既可以保证硝化的完成, 又能节省曝气量, 节约电耗, 还能形成短程硝化反硝化。

4 结论与展望

(1) 耦合后的系统研究一般只是考察对污染物的处理效果, 而未能对系统内不同微生物菌种进行定性和定量的分析。 (2) 条件允许的情况下, 可以建立数学模型对两者的耦合效果进行理论预测, 以利于更好地指导两种菌种的耦合。 (3) SBR工艺污水处理过程需控制的参数较多, 常规控制难以达到要求。需要建立实现多变量、多目标的SBR工艺过程控制系统。

摘要：本实验将短程硝化和反硝化除磷相耦合而构建悬浮-附着式SBR短程反硝化脱氮除磷工艺, 对其处理低碳源城市污水处理中过程控制进行研究。耦合实验结果表明, 以p H、ORP作为控制参数, 系统对氨氮、COD和TP的去除率分别达到90%、85%和80%以上。自动控制应用结果表明, 实时监测p H的变化趋势与前期的研究结果较为一致, 因此可以通过实时控制p H以控制反应的进程。

关键词：自动控制,短程硝化,反硝化除磷,附着-悬浮式SBR

参考文献

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[3]荣宏伟, 等.序批式生物膜反应器挂膜启动实现短程硝化[J].环境工程学报, 2013, 7 (6) :2063-2068.

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[6]ZHANG S H, HUANG Y, HUA Y M.Denitrifying dephosphatatio over nitrite:Effects ofnitrite concentration, organic carbon, and p H[J].Biore-source Technology, 2010, 101 (11) :3870-3875.

短程硝化反硝化 第2篇

采用AOMBR处理模拟高氨氮废水,研究了短程硝化反硝化的效果,试验表明:在DO为1.0 mg/L～1.5 mg/L,系统温度为28℃,pH控制在7.5到8.6之间,进水NH3-N在598.2 mg/L～701.3 mg/L时,能够迅速启动反应器,在其他工况稳定不变的条件下,探讨了pH、温度和DO等对系统短程硝化稳定运行的影响,并探讨了此过程的影响机理.整个实验过程中,pH和进水氨氮的浓度能够短暂的影响亚硝酸盐的`积累,但是并不能长久的使之稳定运行.在形成短程硝化的过程中膜污染逐渐加剧,经过清洗之后膜通量并不能完全恢复.

作 者：孙星凡 文一波 张言 张璇 胡晓晖 陈伟山 Sun Xingfan Wen Yibo Zhang Yan Zhang Xuan Hu Xiaohui Chen Weishan  作者单位：孙星凡,Sun Xingfan(兰州交通大学,环境与市政工程学院,甘肃,兰州,730070;北京桑德环保产业集团,北京,101102)

文一波,Wen Yibo(北京桑德环保产业集团,北京,101102)

短程硝化反硝化 第3篇

深圳市南方水务有限公司 鹅公岭污水处理厂 深圳 518111

摘要：在水处理过程中，工艺的选择往往关系到水处理的最终效果。基于目前水处理的工艺发展，改良的AAO工艺得到了广泛的应用，并取得了积极的应用效果。但是考虑到改良AAO工艺的特殊性并结合实际，只有在改良AAO工艺中建立同步硝化反硝化和反硝化除磷反应，才能达到提高工艺、出水效果及降低运行费用的目的。基于这一认识，我们应认真分析改良AAO、同步硝化反硝化和反硝化除磷工艺的特点，主要是想，根据工艺要求，重点做好同步硝化反硝化和反硝化除磷工艺的建立，保证改良AAO工艺优化后能够取得积极的应用效果。

关键词：改良AAO工艺；同步硝化反硝化工艺；反硝化除磷工艺

一、前言

在污水处理厂中，污水的处理效果是衡量污水处理厂整体效益的关键指标。然而，改良AAO已不能满足目前污水的碳源低、磷和氮负荷高的外部环境，通过对污水处理厂的工作过程进行分析后可知，根据污水处理厂的现实需要，考虑到污水处理厂进水水质特征和节能降耗需求的现状，只有积极应用改良AA/O工艺，并在此基础上建立SND和反硝化除磷工艺，才能保证污水处理厂的水处理效果满足实际需要，并达到预期目标。基于这一认识，我们应在改良AAO工艺运行建立优化控制的条件和策略引，并讨论其影响的因素，实现高效的脱氮除磷功能，提高污水处理效果。

二、SND和反硝化除磷工艺的原理和特点

根据传统生物脱氮理论，脱氮途径一般包括硝化和反硝化2个过程，而在时间或空间上造成交替缺氧和好氧环境的同一个反应器中进行，即同步硝化反硝化（SND）。

反硝化除磷是利用厌氧/缺氧交替环境来代替传统的厌氧/好氧环境来培养出一种以硝酸根作为最终电子受体的反硝化聚磷菌（DPB）为优势菌种，通过其代谢作用来同时完成过量吸磷和反硝化作用而达到脱氮除磷的双重目的。

SND和反硝化除磷相结合的特点是应用于城市污水处理时不但能克服碳源不足，处理相对来较高的氮和磷负荷；而且能节省曝气量，减少回流量和剩余污泥量，有节能降耗的效果。

三、在改良AAO工艺中建立SND和反硝化除磷工艺的主要需求

从当前污水处理厂的工况指标和处理出水效果需求来看，改良AAO工艺已经难以满足水处理需要，结合污水处理厂的污水处理实际，之所以要在改良AAO工艺中建立同步硝化反硝化工艺，其主要需求主要表现在以下几个方面：

1.AA/O工艺存在的主要问题

氮磷的去除较复杂，涉及释磷、吸磷及硝化和反硝化等多个生化反应过程。而且这些过程产生了不同程度的矛盾关系，如碳源、泥龄、硝酸盐、硝化和反硝化容量、释磷和吸磷容量等问题。这些矛盾的本质主要是多种功能细菌群共存于同一个污泥系统，各种细菌所要求的最适宜条件各不相同，系统不能同时满足不同细菌的最佳需求，必然造成功能菌群之间的竞争。功能菌群对环境、营养物质和生存空间的竞争就构成了AA/O工艺在實际应用中达到一级A排放标准存在一定的难度和局限。

2.污水处理厂中碳源不足、氮和磷的含量高，决定了在改良AAO工艺中建立SND和反硝化除磷工艺

从污水处理厂进水的现有检验指标来看，污水中碳源严重不足、氮和磷的含量非常高，提高了污水处理的难度。在针对污水中的氮和磷的处理过程中，改良AAO工艺取得了积极的应用效果。但是考虑到污水中氮和磷超标严重的情况，单纯采用改良AAO工艺已经难以满足污水处理要求。经过对水处理工艺进行研究后可知，在改良AAO工艺中建立SND和反硝化除工艺，是提高污水处理效果和降低水中氮和磷含量的有效措施。因此，原污水中营养比例严重失衡是推动在改良AAO工艺中建立SND和反硝化除磷工艺的重要因素。

3.污水处理厂节能降耗任务的现实需求

在污水处理厂的水处理过程中，基于节能降耗的必然需求，要想满足节能降耗需要，就要从污水处理工艺入手，确保污水处理工艺能够在实效性上满足需要。根据这一需求，结合当前污水处理的先进工艺和成熟的处理经验，改良AAO工艺具有广泛的应用前景。除此之外，在改良AA/O工艺中建立SND和反硝化除磷工艺，也是对AA/O工艺的重要补充。

四、实现SND和DNPAOs相结合的途径

由于硝化菌的好氧特性和反硝化聚磷菌的聚磷特性，很可能在好氧区和缺氧区中实现SND和反硝化除磷。

1.利用好氧活性污泥絮体中的缺氧区来实现。

2.利用缺氧池功能环境来实现。

3.利用好氧池安装的曝气装置本身就不可能完全地均匀曝气而出现的局部缺氧/好氧交替的环境实现。

要实现以上目的及高效的同步硝化反硝化和反硝化除磷效果，必需创造以下条件：

1.维持低溶解氧浓度。

2.进水应有足够的碳源，并在流动过程中尽量减少碳源被氧化。

3.好氧池内应维持较大尺度的活性污泥。

五、建立SND和反硝化除磷工艺的具体过程分析

下面以鹅公岭污水处理厂工程为实例浅析建立SND和反硝化除磷工艺的过程及讨论。

1.鹅公岭污水处理厂主要概况

污水处理厂于2011年投产，设计处理规模5万m3/日，采用改良AA/O工艺，出水浓度执行一级A标准。

生化池分成两组，每组进水依次经预缺氧区、厌氧区、缺氧区、好氧区；混合液回流至缺氧区，污泥回流至预缺氧区。厌氧区和缺氧区有ORP仪，好氧区末端有DO仪和MLSS仪在线监测。好氧区分为4格室，每格有7个空气阀门以控制供氧大小，两组池各有一个空气总阀门。

主要设备参数：提升泵Q=1400m3/h，3用一备；电磁悬浮鼓风机Q=6000m3/h，P=190KW，2台。

污水特征：进水浓度COD偏低，BOD/COD<0.4；磷和氮含量偏高，TP经常超出设计标准1～2倍，偶尔超出2～3倍，冬天浓度高尤为明显。

2.SND和反硝化除磷工艺相结合的建立

根据往年经验，该厂好氧末端DO浓度控制在2～3mg/L时，出水氮的主要产物是硝酸盐，氨氮和亚硝酸盐氮浓度都接近于0。因此，为实现目的，建立过程分二个运行阶段Ⅰ和Ⅱ，相应DO浓度分别为1.2±0.2mg/L和0.6±0.2mg/L。

为避免低DO浓度运行造成出水氨氮浓度超标，基于工艺和水质正常时的运行经验，对1#和2#生化池分别进行阶段Ⅰ和阶段Ⅱ试运行。2014年6月开始，调节生物池上的空气阀门，将1#好氧区1和2格室的DO浓度控制在2～3mg/L，3和4格室的DO浓度控制在1.2±0.2mg/L；将2#好氧区1和2格室的DO浓度控制在1.5～2.0mg/L，3和4格室的DO浓度控制在0.6±0.2mg/L。在试运行中定期从生化池的缺氧区和好氧区的不同棋格室收集水样，对COD、氨氮、（亚）硝酸盐氮、总氮、总磷、磷酸盐、好氧池前中端DO进行定期监测，而对PH、ORP、MLSS和池末端DO每天在线监测。

经过2个污泥龄周期的调整和运行，整理监测数据分析：A、当好氧池末端DO浓度控制到1.2±0.2mg/L时，好氧池出水氨氮浓度上升，但幅度微小，硝酸盐浓度降低，回流至缺氧区的硝酸盐浓度也随之降低，但是氨氮浓度在缺氧区出现大幅度下降，说明出现了SND现象；缺氧池前后端磷浓度下降，说明出现了吸磷现象。B、当好氧池末端DO浓度控制到0.6±0.2mg/L时，出水亚硝酸盐浓度上升，那么回流至缺氧区的硝酸盐浓度较低，缺氧吸磷时缺乏电子受体，导致缺氧区磷的去除率下降，虽然氨氮浓度下降梯度变小，硝化速率下降，但是出水总氮去除率增加了，反硝化速率有所上升，SND程度上升。至此，在实际工程的改良AA/O中已成功初步建立SND和反硝化除磷。取得明显效果后，两组生化池末端DO浓度均控制在0.6±0.2mg/L。

3.运行结果及讨论

成功建立了SND和反硝化除磷工艺后，经过2个月的试运行，取得了良好的工艺、出水和节能效果。

1）磷和氮的去除效果得到明显的提升。缺氧除磷量占总除磷量的80%以上，平均生物去除率达到95%以上，总氮去除率达到83%，这与王晓莲等研究报道基本一致。同时，减少了化学辅助除磷药剂在进水总磷严重超过设计值的情况下的投加量。

2）碳源得到有效利用。SND的出现使得出水硝酸盐浓度降低，减少了污泥回流至预缺氧区的硝酸盐浓度，从而减小了COD的初始消耗；低DO浓度运行，亚硝酸盐氮出现并累积，回流至缺氧区时直接被还原，跳过了 转为 这个环节，节省了碳源。

3）污泥的沉降性能明显提升。污泥浓度有所上升，但是SV30和SVI出现明显下降，分别由原来60～70和100～110降至20～30和60～70，二沉池池面由微混浊和漂泥变得非常清澈，污泥的沉降性能明显提高。

4）良好的节能效果。改良AA/O工艺DO一般控制在2mg/L左右，优化工艺后DO控制在0.6mg/L左右。若进水水质浓度在正常范围内，供氧量由4500m3/h降到3000m3/h，可节省供氧量33%。

4.实践的经验总结

由于SND和反硝化除磷工艺的工程运用尚不够完善，笔者结合学者研究和实践经验进行了简单的总结。

1）低DO浓度控制是最关键的一环。厌氧区和缺氧区的DO浓度应保持在0.2mg/L以下，只有保证严格的DO浓度，使缺氧硝化和反硝化反应、厌氧释磷与缺氧吸磷处于平衡状态，才能取得高效的脱氮除磷。所以说，操作人员需要很好地控制DO。需要注意的是，长期低DO浓度运行，可引起污泥膨胀；适当提高好氧池前端的DO，可有效解决这个问题。

2）配合ORP参数进行指导。实际运行中，我们还结合厌氧区的ORP参数辅助调整，若ORP在-200mv～-300mv，我们发现总磷的去除率极高，达95%以上。

3）适当提高污泥浓度，延长污泥龄。高浓度的污泥混合液有利于污泥絮凝，更可能存在一个缺氧区，形成有利于反硝化的微环境，过分地充氧，必然是气泡的剧烈扰动，活性污泥颗粒很难长大。污泥龄延长，污泥易于在系统内絮凝。

4）维持充足的碳源。系统内功能菌群的特性及电子受体的存在形式和COD有密切的关系。本文介绍建立的工艺虽然在一定程度上克服了碳源的不足，但若进水COD浓度过低，无论如何调整工艺将无法让出水水质达到理想的效果。

5）合适的混合液回流比。混合液回流量过低，向缺氧区提供不了足够的硝酸盐，而缺氧吸磷需要以硝酸根作为电子受体。回流量过高，大部分污泥不能完整地经历厌氧释磷、缺氧吸磷和好氧吸磷反应过程。

整体来说，各个条件之间的关联性非常强，要想使建立的系统处于优化并长期稳定的状态，了解微生物变化及组成才是控制生物脱氮除磷、同步硝化反硝化脱氮、反硝化除磷系统运行的关键。遗憾的是，由于条件的限制及水量水质浓度波动的外部环境，笔者未能更深入地进行实践。

六、结论

实践证明，通过对系统DO浓度的有效控制在改良AA/O工艺中建立稳定SND和反硝化除磷性能是可行的。当进水浓度在设计值内或超出其范围不大且碳源充足的情况下，DO控制在0.6±0.2mg/L时，出水优于一级A标准。

在改良AA/O工艺上建立SND和反硝化除磷，其優势表现在：在不改变现在反应容器的前提下，提高处理负荷；有效利用碳源，现有工艺结构条件下提高磷和氮的去除率；低DO浓度运行，节省供氧能耗；减少内回流泵的能耗。

通过试运行和本文的浅析可知，在污水处理厂中，在改良AAO工艺中建立SND和DNPAOs是提高污水处理质量的必然选择。之所以这样认为，主要是因为同步硝化反硝化因为具有能耗低、物耗低、反应器容积小、操作灵活、具有较高的脱氮除磷效果等诸多优点，受到人们的关注。目前，国内外学者对同步硝化反硝化研究尚处于实验室阶段，对其作用机理及动力学模型正在做进一步的研究工作，对SND和反硝化除磷技术进行深入研究，为其在实际的设计及运行中提供理论依据和技术参数，是摆在水处理工作者面前的重任。因此，我们应认真分析改良AAO工艺中建立SND和DNPAOs的必要性，并提高其构建的质量。

参考文献：

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[6]聂福胜，罗万申.深圳市南山污水处理厂除磷脱氮工艺设计.中国给水排水，2002，18（8）：53-55

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（一）室内消火栓的设置范围

（1）高层建筑的主体及裙房内；（2）消防电梯前室或与防烟楼梯间的合用前室内，方便消防队员尽快利用消火栓向火灾发起进攻和开辟通道；（3）避难层内设置用于人员自救保护；（4）屋顶或直升飞机停机坪处，用于检查消火栓压力和防止火灾蔓延至顶层及保护人员的作用；（5）室内消火栓箱内应设消防卷盘，用于非消防专业人员扑救初起火灾。

（二）室内消火栓设置的技术要求

（1）消火栓充实水柱需经水力计算，且不小于13 m，以避免浓烟高热对灭火工作的影响，又能保证消防队员正常使用；（2）消火栓间距在高层内不大于30 m，在裙房内不大于50 m，保证两股充实水柱同时到达同层内任何部位；（3）采用分区给水系统，有串联供水和并联供水两种方式，当消火栓栓口处的出水压力大于0.5 MPa 时，应设减压装置；（4）屋顶水箱。为了保证初起火灾时消防用水量和消防水压的要求，超高层建筑屋顶水箱设置高度应满足最不利点消火栓静水压力0.15 MPa。不能满足时，应设气压水罐或稳压泵等增压设施。如是并联给水方式，其分区消防水箱的容量应与高位消防水箱的容量相同，发生火灾时，消防水泵供给的消防用水应进入高位水箱，而串联给水方式中是允许的；（5）水泵接合器。在消防车供水压力范围内的各个分区均需分别设置水泵接合器。

总之，防火一定要从设计、维护方面双管齐下，从设计源头做好防火要求，从维护方面时刻做到科学的预防和管理。广大设计人员需要通过对高层建筑的深入了解和对防火知识的全面掌握，才能从设计方面将建筑的防火安全性能发挥到极致，同时与管理和消防协调配合，做到预防为主，将先进的建筑防火技术有效的运用到高层建筑的防火设计环节中，将很大程度上遏制火灾事故的发生，充分保障國家利益和人民群众的生命、财产安全。

参考文献：

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短程硝化反硝化 第4篇

该专利涉及一种对氨基二苯胺生产废水短程反硝化积累亚硝态氮的方法。具体方法如下:将对氨基二苯胺生产过程中产生的含甲酸废水与含硝酸根的废水混合, 调节废水的碳氮比和p H, 添加氮、磷营养盐, 经过沉淀、气浮等处理后, 通过缺氧短程反硝化反应去除废水中的高浓度有机物, 并产生含亚硝态氮的出水, 以利于后续的厌氧氨氧化反应。该专利方法投资少、收益高、操作简便、处理效果稳定, 产生的废水可进一步处理利用, 既达到了减排废水的目的, 又提高了经济效益。/CN103663846 A, 2014-03-26

同步硝化反硝化研究进展 第5篇

结合国内外最新研究成果,阐述了同步硝化反硝化技术的影响因素及其研究进展.

作 者：李文君 王增长 LI Wen-jun WANG Zeng-zhang  作者单位：太原理工大学,山西,太原,030024 刊 名：科技情报开发与经济 英文刊名：SCI-TECH INFORMATION DEVELOPMENT & ECONOMY 年，卷(期)：2007 17(32) 分类号：X703 关键词：同步硝化反硝化   产生机理   研究进展  

短程硝化反硝化 第6篇

××化工有限公司属于中小型化工企业, 设计1920m3/d工业废水项目处理, 该企业所排放的废水中含有难闻的甲萘酚等化学物质, 其中, 化学需要量含量高、具有较强的毒性等特点[1], 这些废水如果未经处理直接排放到环境中, 既会对周围的环境带来严重危害。根据该化工厂的经济条件, 以及生产工艺和出水水质的特点, 本文拟采用短程硝化A-SBR组合工艺对化工厂所排放的废水进行处理[2]。

设计进水量为1920 m3/d, 化工企业的生产污水经过A-SBR组合工艺处理后的出水水质符合《污水综合排放标准》 (GB8978-1996) 中的三级标准, 可以直接排入到城市市政排水管网系统。

2 工程设计

2.1 废水处理工艺

全厂末端污水由排水沟或管路经格栅拦截水中大块漂浮物后进入调节池, 并由提升泵将污水抽入A反应池, 经过间歇或连续进水到SBR池, 经过曝气反应、沉淀, 完成水质净化后滗水达标排放或进行中水回用处理。SBR池中剩余污泥排至污泥浓缩池, 重力分离后再由污泥泵提升送至带式压滤机, 固液分离, 上清夜返回均质池, 半干污泥外运, 可作农用土杂肥。

如果含油废水中含油量过多的话建议采取分别治理, 可经过除油一元净化器加药处理后汇入附近的循环水系统作补水用或排入终端进行生化处理。

2.2 主要构筑物及工艺参数

2.2.1 格栅。

该化工企业排放的原水中含有大量的悬浮物, 因此, 可以采用格栅进行简单的拦截处理措施, 待污水汇集到处理站后, 再通过粗、细格栅对原水中的悬浮物再进行处理。粗细栅间隙:20mm, 细格栅间隙:10 mm, 倾角60°。人工清除污物。

2.2.2 调节池。

该化工企业排放的污水是一种间歇性的, 污水的排放量也很不均匀, 水量以及水质的波动都比较大, 为了达到进水的均衡, 就需要在处理系统中设置调节池, 调节池内设有潜水搅拌机用来搅拌、调节水质, 在调节池的后端设离心式提升泵, 将污水按A/SBR运行要求, 提升至A/SBR系统进行处理。

2.2.3 A池。

通过不间断的进水和出水, 结合污泥回流水来不断稀释原水中的污染物浓度, 从而达到除去部分COD和SBR池回流液的亚硝态氮和硝态氮的效果。

2.2.4 SBR反应池。

SBR反应池为本工程主体构筑物, 该池集均化、初沉、生物降解、二沉等功能于一体, 去除污水中的COD和氨氮, 后置反硝化反应, 使污水中的COD, 氨氮, 总氮等指标达到国家要求。

2.2.5 缓冲池。

均匀排放合格污水, 如回用, 可做回用水处理系统调节池用。

2.2.6 生物净化器。

能够保证原水经过生物净化器处理后, 出水水质的化学需氧量和悬浮物浓度达到排放标准, 在生物净化器内装有专用的填料, 回收活性污泥不外排。

2.2.7 PLC自动控制系统。

该工程中所使用的是可编程控制器控制与现场手动控制相结合。把设备进行联合, 并编制相应的程序从而实现自动控制和管理。例如, 根据原水水位以及预先设定好的时间, 引入可编程控制器对SBR反应系统内设备的启停进行控制。此外, 由于可编程控制器的引入提升了电控系统的自动化, 极大地减少了人力, 也大大减轻了工人劳动强度。

3 运行效果

本工程实施后, 全部设备投入到实际的试运行中, 各个单元的出水水质均较原水水质有很大提升 (见表2) , 而且设备运行稳定。

由表2可以看出, 本工程对化学需氧量、总磷、氨氮的处理效率较高, 其中化学需氧量的去除率为90.8%, 氨氮的去除率为92.86%, 总磷去除率为95.9%, 完全符合国标出水要求。

4 结语

本方案运用到实际中, 通过检测该化工厂的出水水质之后发现, 出水水质好, 通过一级生化处理就实现了达标排放, 比传统的A/O工艺降低投资及运行费用在20%~30%左右, 具有良好的节能效果。一次性投资可节省大量费用, 且运行费用的实用性很强, 值得推荐。出水水质好, 一级生化处理即可达标, 且耐进水负荷波动冲击。不但除氨氮效果好, 还可以去除总氮, 以适应治污排放的新标准, 一步到位。

摘要：针对氮肥生产企业废水特点, 采用短程硝化ASBR组合工艺。介绍了工程设计参数、处理工艺流程及设计特点。考察了工艺运行的情况, 结果表明, 该组合工艺对化工废水有稳定的处理效果, 对COD的去除率可达90.8%。

关键词：短程硝化ASBR,化工废水

参考文献

[1]钱汉卿, 左宝昌.化工水污染防治技术[M].北京:中国石化出版社, 2004, 1-5.

同步硝化反硝化的影响因素研究 第7篇

同步硝化反硝化 (SND) 是指在空间上没有明显缺氧和好氧分区或者在时间上没有缺氧/好氧交替的条件下, 硝化和反硝化反应在空间和时间上同步进行的生物脱氮过程[1]。同步硝化反硝化作为一种经济有效的脱氮工艺具有明显的优越性。它简化了生物脱氮工艺流程, 缩短了废水处理周期, 在一定程度上减小了污水处理占地面积、降低了处理能耗, 进而大大提高了生物脱氮效率, 目前已成为研究热点, 并受到国内外的广泛重视[2]。同步硝化反硝化与多种因素有关, 例如, DO、C/N、pH、有机碳源、温度、污泥龄、水力停留时间等。本文对几种常见的影响因素加以阐述, 为同步硝化反硝化在水处理中的应用加以指导。

2 同步硝化反硝化的影响因素

2.1 DO

荣宏伟等[3]研究了序批式生物膜反应器 (SBBR) 同步硝化反硝化生物脱氮城市污水处理工艺。试验结果表明:DO是影响SBBR工艺实现同步硝化反硝化的一个重要因素, 将DO控制在2.8~4.0mg/L的范围内, 可以取得较好同步硝化反硝化效果, 总氮去除率可达67%以上。SBBR工艺同步硝化反硝化主要是由微环境引起的, 生物膜在好氧条件下能创造缺氧微环境, DO浓度直接影响生物膜内部好氧区与缺氧区比例的大小, 进而影响硝化和反硝化的效果。

马放等[4]利用培养驯化出高效同步硝化反硝化活性污泥, 研究有机物负荷、溶氧和温度等因素对SBR反应器同步硝化反硝化脱氮效能的影响。结果表明:当温度为25~30℃、pH值为7~9时, 系统脱氮效果较好;当碳氮比在1∶1~8∶1时, COD、氨氮、TN去除率随着碳氮比的升高而降低, 分两次投加有机物有利于提高好氧反硝化同步脱氮效果;当曝气量在0.12~0.80L/min时, 氨氮去除率随曝气量的升高而升高, 最后稳定在99.8%以上;TN去除率随曝气量升高先升高后降低, 在曝气量为0.2L/min时达到最大值95.52%;COD去除率一直稳定在91%以上, 曝气量的改变对COD去除率的影响不明显。系统温度为25~30℃、碳氮比为1.5∶1、曝气量为0.2L/min、pH值为7~9时, 分两次投加有机物同步脱氮效果最优。其他一些学者也报道了DO对SBR反应器同步硝化反硝化的影响[5,6]。罗思音[7]研究了DO对SBR反应器短程同步硝化反硝化除磷工艺的影响, 同时对短程同步硝化反硝化和反硝化除磷的机理进行探讨。试验表明:控制DO浓度可在同一个反应器内既实现短程同步硝化反硝化反应又达到反硝化除磷的效果。

2.2 水力停留时间

张楠[8]研究了不同水力停留时间对于膜生物反应器中同步硝化反硝化效果的影响。结果表明, 随着水力停留时间的减少, 同步硝化反硝化效果在增加。在COD/TN为8~10, COD容积负荷为3.36kg/ (m3.d) , HRT为2.5h, SRT为45d, DO为0.2~0.3mg/L, pH值为7.0~8.0时, COD的去除率达到96.3%, 硝化率达到91.7%, 同步硝化反硝化率为56.7%。

2.3 pH值

张志等[9]从反应器脱氮性能和好氧颗粒污泥理化性状方面研究了pH值对好氧颗粒污泥同步硝化反硝化脱氮过程的影响。结果表明:好氧颗粒污泥微生态环境的形成, 大大增强其耐酸碱冲击负荷能力, 在pH值8~9范围内氨氮去除率均达到95%以上。在pH值6~9范围内, 好氧颗粒污泥理化性状稳定, 没有发生解体现象。方茜等[10]也发现pH值在中性和略偏碱性的范围内有利于SBR反应器内SND的发生。彭赵旭等[11]发现pH处于7.6~8.4的情况下, SND率随着pH的增加先升高后下降, 当pH处于8时, SND率达到最高。

2.4 温度

温度也可以对同步硝化反硝化的发生产生影响, 张可方等[12]发现当温度为21~35℃时均能实现亚硝酸型同步硝化反硝化。随着温度的上升, 氨氧化速率及对TN的去除速率均加快, 31℃时达到最大值, 其中氨氧化速率为4.71mgNH4+-N/ (L.h) , 对TN的去除率为84.8%;但当温度升高到35℃时去除速率会略有下降, 且所需反应时间延长。张兰河等[13]也考察了温度对SBR反应器工艺同步硝化反硝化的影响。

2.5 碳源

魏海娟等[14]利用序批式移动床生物膜反应器研究了有机碳源对低碳氮比ρC/ρN (指ρCOD/ρTN, 以下同) 生活污水同步硝化反硝化脱氮的影响, 结果表明, 在无外加碳源时, 同步硝化反硝化条件下TN去除率为59.8%, COD平均去除率为83.12%, NH4+-N去除率为94.9% (最高达到99.8%) ;分别以淀粉、葡萄糖和甲醇为外加碳源, ρC/ρN=7时, 发现投加外碳源有利于有机物、NH4+-N和TN的降解和转化, NH4+-N转化受碳源种类影响不大, 投加淀粉时有机物降解不完全导致系统有恶化趋势, 投加甲醇碳源时系统脱氮效率最高, TN去除率达84.5%, 投加葡萄糖时, TN去除率为80.55%, 从安全和经济方面考虑, 确定投加葡萄糖较为合适。也有其他关于报道碳源[15]、碳源浓度[16]、碳源利用方式[17]对同步硝化反硝化的影响。

2.6 C/N

赵冰怡等[18]研究了C/N比和曝气量对同步硝化反硝化的影响, 结果表明, 在环境温度13~23℃, MLSS为6.0~6.8g/L, 进水NH4+-N浓度50mg/L, 曝气量0.5m3/h, HRT为6h实验条件下, 总氮去除率随着进水C/N比的增加而增加, 在C/N比为6∶1~8∶1时, TN去除率达到79%~89%, 低的C/N比抑制反硝化, 过高的C/N比增加了碳源补加的成本。改变反应曝气量, 当C/N比为6∶1, 曝气量为0.4m3/h时, TN的去除率达到了最大值85%。曝气量过高或过低, TN去除率均下降。马志华等[19]研究了不同DO和C/N对侧沟式一体化OCO反应器同步硝化反硝化和COD降解效果的影响。蒋胜韬等[20]通过膜生物反应器的连续运行, 研究了DO、C/N比、F/M和pH等影响因子对膜生物反应器同步硝化反硝化的影响, 并对其影响机制进行了分析。实验结果表明, DO、C/N比、F/M和pH是同步硝化反硝化效果的重要影响因子。

2.7 其他

陈英文等[21]利用自培养硝化污泥与实验室筛选的1株反硝化细菌共培养形成共生污泥, 构建膜生物反应器 (MBR) 单一反应体系同步硝化反硝化系统, 得到系统良好同步硝化反硝化曝气量和污泥浓度的最优条件。方茜等[22]在不同间歇曝气 (IA) 模式下, 采用序批式活性污泥法 (SBR) 处理模拟低碳城市污水, 并考察了ORP和pH值的变化规律与同步硝化反硝化 (SND) 持续稳定性之间的关系。运行结果表明, 低曝气百分数和高曝气频率的间歇曝气模式有利于SND过程的持续稳定, 且ORP均值的均化程度与ORP和pH值的稳定性可控制SND过程的稳定性。

3 结语

短程硝化反硝化 第8篇

1实验材料与方法

挑选粗砂、中砂和细砂三种不同粒径土样进行对比实验( 土样颗粒级配数据见表1) 。土样经20天风干后,在121 ℃下烘半小时,称取20 g放入250 m L锥形瓶中,分别加入配制好的100 mg / L氯化铵溶液和100 mg /L硝酸钾溶液分别进行硝化和反硝化反应。溶液分别用去离子水与分析纯NH4Cl和分析纯KNO3配制。进行硝化反应时,锥形瓶敞口, 模拟有氧反应; 进行反硝化反应时,锥形瓶用保鲜膜密封,在保鲜膜上扎几个眼,模拟无氧环境。

不少学者认为,生物的硝化反应适宜温度为20 ~ 30 ℃ ,硝化过程形成的亚硝酸可完全被氧化成硝酸[14,15]。当温度超过25 ℃,硝化反应速率降低,而亚硝化反应速率增大[16]。反硝化反应适应温度25 ℃ 左右[17]。适合硝化反应的最佳p H值范围为6. 0 ~ 7. 5,适合亚硝化反应的最佳p H值范围为7. 0 ~ 8. 5[18,19],反硝化反应最佳p H范围为7 ~ 8。因此本次实验为尽量避免温度和p H变化对实验的影响, 选择在25 ℃恒温培养箱中进行实验,并控制p H值为7 ~ 7. 5,同时也可抑制NH4+水解。

实验过程中,样品静置,分别在0. 5 d、1 d、2 d、 3 d、…、30 d( 反硝化实验因在25 d内数据稳定,所以取样时间为25 d。) 取5 m L水样测量p H、氨氮、硝态氮、亚硝态氮在水中的浓度。

2实验结果及分析

2.1不同介质中三氮硝化反应特征

分别考虑了细砂、中砂和粗砂三种不同粒径的介质对三氮硝化反应的影响,从同种介质中三氮浓度随时间的变化( 见图1) 和不同介质中同种物质随时间变化( 见图2) 两种情况分别进行比较。图1中,氨氮浓度对应左侧坐标轴标示浓度,硝氮和亚硝氮浓度对应右侧坐标轴标示浓度。

从图1看出,三种介质中三氮整体变化规律: 氨氮都呈减少趋势,亚硝态氮呈先增加后减少趋势,硝态氮呈“S”型累加趋势,符合三氮硝化过程[20]。三种介质在第0. 5 d时溶液中氨氮浓度都在75 mg /L左右,实验得出氨氮动力学吸附解吸平衡时间皆为20 min( 数据未列出) ,判断0. 5 d内各介质已达到吸附平衡,吸附量25 mg /L,去除率25% 。从0. 5 d到30 d,经硝化反应氨氮去除率细砂7. 7% ,中砂34. 4% ,粗砂32. 4% 。硝氮积累率细砂7. 4% ,中砂48. 9% ,粗砂30. 8% 。亚硝态氮是中间反应产物, 先增加后减少到0,从整个过程看无积累。

三种介质变化规律不同之处: 细砂氨氮浓度从第20天有明显降低,亚硝态氮在第20天有增加,在第30天接近0,硝态氮在第20天有增加,在第29天稳定变化,说明细砂硝化反应从第20天开始,第30天结束,历经10 d。中砂氨氮从第10天有明显降低,亚硝态氮在第10天增加,第29天接近0,硝态氮从第10天增加,第29天达到稳定变化,说明中砂硝化反应在第10天开始,第29天结束,历经19 d。 粗砂氨氮从第20天有明显降低,但受到在第5天左右氨氮波动的影响,亚硝态氮在第12天开始就有增加,第29天接近0,硝态氮在第12天开始就有增加,第24天后变化慢,判断粗砂硝化反应从第12天开始,第29天结束,历经17 d。因此,硝化反应开始时间: 细砂在第20天,晚于粗砂在第12天,晚于中砂在第10天。硝化反应结束时间: 三种介质均在第29 ~ 30天,时间相差不大。硝化反应持续时间长短: 中砂 > 粗砂 > 细砂。

从图2看出,细砂中氨氮减少缓慢,中砂粗砂中氨氮减少幅度大,中砂减少速率较均匀,粗砂在25 d后减少速率加快。因此,三种介质中氨氮变化幅度: 中砂 > 粗砂 > 细砂。三种介质中亚硝态氮都从第0. 5天开始有少量增加,细砂从第20天开始明显增加到第26天达最大值1. 9 mg /L后下降到接近0, 虽在第16天有个峰值,但在前20 d整体值偏小; 中砂从第10天开始明显增加到第17天达最大值13 mg / L后下降接近0; 粗砂从第12天开始明显增加到第22天达最大值10 mg /L后下降到接近0。因此,亚硝态氮的变化幅度: 中砂 > 粗砂 > 细砂,达到最大浓度用时长短: 细砂 > 粗砂 > 中砂,能达到的最大浓度值: 中砂 > 粗砂 > 细砂。三种介质中硝态氮都从第6天开始有缓慢增加,滞后于亚硝态氮增加约5 d。细砂从第26天后明显增加到第30天5. 7 mg / L,前26 d浓度都在1 mg / L左右波动,后5 d平均硝化反应速率0. 82 mg /( L·d) 。中砂和粗砂都从第12天开始迅速增加到第29天的46. 8 mg /L和第24天的20. 8 mg /L后稳定缓慢增长,平均硝化反应速率中砂1. 9 mg /( L·d) ,粗砂1. 15 mg /( L· d) 。因此,硝态氮硝化反应速率: 中砂 > 粗砂 > 细砂。

以上规律可得出: 硝态氮与氨氮呈反比例变化, 亚硝态氮作为硝化反应的中间产物,在硝化过程初期,氨氮在亚硝酸菌作用下生成亚硝酸氮,而后很快会在硝酸菌作用下反应生成硝酸氮,整个过程中亚硝氮的生成速度几乎与其进一步氧化速度一样快, 没有积累。氮的硝化反应速率、开始时间、持续时间,浓度变化幅度,氨氮去除率,硝氮积累率都与颗粒粒径大小有关。粒径越大,硝化反应效率越高。 因为粒径越大,微生物絮体能接触的颗粒表面越多, 培养的微生物数量越多,参与硝化反应的微生物越多,微生物硝化能力越强,所以可以理解为微生物絮体的硝化能力会随着颗粒大小的增加而提高。

2.2不同介质中氮反硝化反应特征

从图3中看出,三种介质中硝态氮在第1天浓度在90 mg /L左右,实验得出硝氮动力学吸附平衡时间为30 min( 数据未列出) ,所以0 ~ 1 d硝态氮迅速降低可判断为吸附阶段且已达到吸附平衡,同时进行微生物培养阶段。1 d后进入反硝化反应阶段,此阶段主要考虑反硝化反应使硝氮浓度降低。 三种介质中硝氮反硝化反应都遵循一级动力学反应,反应速率分别为细砂0. 863 mg /( L·d) ,中砂1. 96 mg / ( L·d) ,粗砂1. 718 mg / ( L·d) 。三种介质相比,细砂反硝化反应速率相比中砂粗砂明显偏慢,硝氮减少量16. 89 mg /L; 中砂反硝化速率最快, 硝氮减少量35. 16 mg /L; 粗砂反硝化速率居中,但与中砂相差不大,硝氮减少量30. 05 mg /L。反硝化结束阶段表现为硝氮浓度变化稳定,减少量接近0。 此时,三种介质反硝化反应结束时间分别为: 细砂第23天,中砂第20天,粗砂第16天。三种介质在25 d内就可完成完整反硝化反应的四个阶段: 吸附阶段、微生物培养阶段、反硝化反应阶段和反硝化结束阶段。说明介质颗粒越大,反硝化速率越快,反硝化反应持续时间越短。

3结论

( 1) 介质颗粒大小也是影响三氮硝化反硝化能力的因素之一,当粒径以毫米计时,随着粒径的增大,硝化反硝化能力增加,即随着粒径的增加,介质对氮的净化能力增加。

( 2) 硝化过程中,氨氮、亚硝态氮、硝态氮浓度的变化与颗粒粒径的关系: 随着介质颗粒粒径增大, 硝化能力增强,可表现在硝化速率增快,硝化反应持续时间长,氨氮去除率高,三氮浓度变化幅度大等特征。

( 3) 反硝化过程中,随着介质颗粒粒径增大,反硝化反应持续时间变短,反硝化速率变大,硝氮减少率变大。

摘要：为了探索自然条件下毫米级砂颗粒粒径大小对三氮硝化反硝化的影响,分别用细砂、中砂和粗砂进行了室内静态实验,分析了粒径对氮硝化反硝化的影响规律。结果发现:三氮的硝化反硝化能力与介质颗粒粒径大小有关。随着颗粒粒径的增大,硝化反应开始时间越早、持续时间越长和反应速率越快;对应的氮浓度变化幅度越大,表现为氨氮去除率增高和硝氮积累率增大。而且反硝化反应持续时间和反硝化速率也会随着颗粒粒径的增大而增加。该规律对自然条件下不同粒径的含水系统对氮的自净能力的大小有一定的指导意义。

短程硝化反硝化 第9篇

明胶是胶原的水解产物,无脂肪的高蛋白,不含胆固醇,是一种天然营养型的食品增稠剂、稳定剂、增稠剂、发泡剂、乳化剂、分散剂、澄清剂等,应用广泛。

明胶生产工业的耗水量大、污染物排放量大,明胶废水的高钙、高碱、高有机污染物含量使得其对人类的生产、生活及生态环境的危害较大[1],处理难度也相对较高,仅采用单一的好氧生物处理难以达标排放[2],而采用物化法则成本太高。为此,笔者借鉴了传统AB法的基本思想,开发了厌氧水解—硝化反硝化的二级生化工艺来处理利用猪皮、牛皮加工生产明胶的生产废水,第Ⅰ级厌氧水解进行预处理,使高浓度有机污染物得到一定程度的降解,同时将废水中的有机氮转化为氨氮;第Ⅱ级则采用在时间序列上实现A-O的运行方式,从而达到硝化反硝的处理效果。

1 明胶生产工艺及废水特点

漯河市某明胶有限公司成立于始创于1996年12月,生产车间按GMP标准设计,净化级别达30万级。公司充分利用漯河食品名称的加工优势,利用牛皮,猪皮边角废料及牛骨猪骨为原料生产明胶精细化工产品,年产食用明胶3000吨。

目前企业主导产品明胶生产工艺采用的是碱法生产工艺,其工艺流程见图1。

明胶生产的工艺决定了明胶生产既是用水大户,也是污染大户,特别是明胶生产浸灰工段排放高有机物废水,严重地污染了周围环境。

为了治理明胶生产废水污染,各国科研和工程技术人员做了大量研究工作。在发达国家,明胶废水的污染问题得到了一定的控制,有许多值得借鉴的治理经验,但由于明胶生产耗水量大,污染物总量多,排水量大,处理费用负从工艺流程上分析,该项目污水主要来源于设备冲洗、鲜皮清洗、浓缩、冷却水的浓水排放。

公司原建设有原有3000t/d污水处理设施,处理工艺设计为A2/O,处理简单,水中悬浮物多,分离效果差,不能实现达标排放。根据新的环保要求,对现有废水处理系统进行升级改造,通过改造,提高废水处理系统的处理效果,增加废水的深度处理设施,处理后排放水达到《城市杂用水水质标准》(GB18920-2002)主要指标,回用于生产中的预处理环节,减少一次水用量,实现节水。

2 明胶生产废水处理工艺选择

明胶生产废水COD比较高,油脂是引起COD的主要因素,污水处理的重点是除油,难点是除氮。

2.1 除油工艺的选择

明胶生产废水重污染污水主要来源于鲜皮清洗、浓缩、设备冲洗。排放废水中的油脂主要为脂类。脂类以两种形式存在于水中,鲜皮清洗废水中的脂类大多以游离状态存在;浓缩、冲洗设备废水中的脂类主要以O/W(水包油)的乳化状态形式存在。废水中的氮主要由动物蛋白质引起。脂类和动物蛋白质是废水COD的主要构成部分,因此该废水的处理首先从除油开始,尽量通过简便的方法将油脂去除。

游离状态的油可以通过比重差分层去除,采用隔油沉淀池分层,刮油系统和收集系统将此部分油分离。

气浮的作用是进行废水的固液分离,将压缩空气在一定压力下溶解于水中,将施加于水的压力降低至大气压时,空气则呈微小气泡释放出来,这种微小气泡则与刚刚形成的微细絮粒的碰撞粘附,然后在上浮过程中再相互聚合长大,形成“颗粒~气泡”复合体,浮至液面,使废水得到澄清。气浮法与其他处理方法相比有如下优点:反应时间短,一般为30min;去除率高,一般SS去除率在80%左右,COD去除率为50%左右,且投资省、占地面积少、运行简便。

乳化状态油非常细小,表面有一层稳定的隔膜,阻碍油滴合并。该部分油水的分离有许多方法,但是比较常见的主要是电介质破乳、生化破乳,所以本方案采用加药气浮的方法将乳化状态的油除去。

溶解状态的油一般水中仅有几个ppm,不作为重点考虑。

2.2 脱氮工艺的选择

目前常用的去除污水中氨氮的方法主要分为物化法和生化法两大类。对于氨氮含量高的废水,目前普遍采用物化之后加A/O的处理工艺,即硝化、反硝化的生物处理工艺。

2.2.1 传统硝化——反硝化工艺

传统硝化——反硝化工艺常用的工艺形式有氧化沟、(A/O法)、SBR及生物转盘等。这些工艺的优点是:都能产生较好的脱氮效果,且不造成二次污染,能耗较物理化学法低。

缺点:工程实施占地面积较大,脱氮效率不高。而且由于基质NH3等对于生物(尤其硝酸细菌)有较强的抑制效应,因而针对氨浓度较高的废水,传统工艺就显现出其不足。

2.2.2 短程硝化——反硝化工艺

此工艺是较之传统硝化反硝化工艺而得名的。该工艺将硝化控制在亚硝酸盐阶段,反硝化则从亚硝酸盐而至氮气,比传统硝化反硝化流程缩短:

该工艺较传统工艺流程短,从式(1)和式(2)可以看出氧气节省25%;从式(3)和式(4)看出反硝化阶段甲醇投加量节省40%。而且系统对基质毒性的耐受力增强,这对系统稳定高效运行产生积极影响,不需回流即可充分利用反硝化产生的碱度。

系统运行对温度要求较高,系统运行环境条件要求苛刻,调试技术性较高。

2.2.3 厌氧氨氧化工艺

厌氧氨氧化是20世纪90年代发现的微生物反应。反应过程中的亚硝酸盐作为氧化剂将氨氧化成氮气。

优点:与传统生物脱氮相比,此工艺节省大量能源及化工原料,减少了费用支出。产泥量小,减轻了对剩余污泥处理的负担。

由于菌体倍增时间较长,该工艺生物培养、系统启动需较长时间,优化营养条件和环境条件有利于细菌生长,且目前国内尚无成功工程实例。

新型的短程硝化与Anammox(厌氧氨氧化)工艺以及一些物化工艺虽然从不同方面显示出优越性,但我们从运行的稳定性和是否对环境形成二次污染等方面综合考虑,并针对该厂综合废水的特点,选用了硝化反硝化工艺作为主要处理工艺。

3 废水处理工艺设计

为了达到良好的除油,降低COD的目的,采用化学方法投加电解质破乳除油。常用的硝化反硝化工艺有前置生物脱氮法(A/O工艺)和后置生物脱氮法。后置生物脱氮法占地比前置生物脱氮法的大,增加了工程的基建投资。而前置生物脱氮法具有占地少、效果好的优点,因此,本工程的主体工艺采用前置反硝化的生物脱氮方法即A/O工艺。

综上所述,该废水预处理采用隔油沉淀池和浅层气浮池,生化处理采用水解酸化加硝化反硝化的工艺,由于该污水处理工程COD的去除主要以除油和生化反应为主。游离油比较容易去除,该方案将隔油沉淀池放置在工艺的前端。浅层气浮池需要相对稳定的流量,为了便于操作,将加药破乳除油放置在调节池之后,末端设置硝化和反硝化池,重点去除污水中的氨氮。由于本工艺要求回用,本方案采用二级出水+组合气浮+过滤+消毒的处理工艺,该方案工艺流程确定如图2。

4 主要设施

工程主要设施见表2。主要工序处理效果见表3。

5 运行效果及成本

5.1 运行效果

该工程于2011年06月建成,监测表明,出水水质稳定COD在40-60mg/L之间,氨氮稳定在3-6mg/L之间,实现稳定达标排放,并实现部分回用。

5.2 运行费用

本工程最大装机容量约为96.5kW,运行功率约为62.8kw,吨水运行电费1.25元/吨,人均工资福利0.09元/吨,絮凝剂等药剂费约合0.10元,助凝剂约合0.10元。

正常运行后,絮凝剂、助凝剂用量也相应减少,此时运行费用可降低到每吨水1.4元以下。

6 结论

6.1 水解工艺主要完成对进水中有机氮的氨化作用,可将水解产生的NH3-N全部转化。

6.2 水解—硝化反硝化处理工艺对明胶浸灰工序生产废水的处理效果颇佳,出水COD<60mg/L,达到《污水综合排放标准》(GB8978-1996)的一级标准。

6.3 该工艺的脱氮效果良好,系统对TN的去除率>80%,出水TN浓度为10~35mg/L。

从以上分析可以看出,该工程投入运行后减少了对受纳水体污染物排放量,对改善受纳水体水质起到积极的作用,保证了当地控制检测断面水质的稳定达标。

摘要：采用预曝气—水解酸化-硝化反硝化工艺处理明胶生产废水,水解工艺对进水悬浮物去除效果和有机氮的氨化作用明显,硝化反硝化可将水解产生的NH3—N全部转化。实际运行结果表明,在进水COD为2500mg/L、氨氮为200mg/L的情况下,系统出水COD<60mg/L,氨氮<10mg/L,达到了《污水综合排放标准》(GB 8978-1996)的一级标准。

关键词：明胶生产废水,水解酸化,硝化反硝化

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短程硝化反硝化 第10篇

根据膜生物反应器系统中同步硝化反硝化的实验研究,认为膜生物反应器系统中同步硝化反硝化的机制可以从微观环境和微生物学机理两个方面进行解释[1,2]。从微生物学角度来看,由于超滤膜的强制截留作用,使得自养型硝化菌和异养型反硝化菌能够在MBR中并存,从而使同步硝化-反硝化的发生成为可能。硝化细菌是自养型好氧微生物,依靠氨氮和亚硝酸盐氮的氧化获得能量生长,需要氧气作为呼吸的最终电子受体;反硝化细菌大多为异养性兼性厌氧微生物,在缺氧和低溶解氧的条件下利用有机物的氧化作为能量来源,而将硝酸盐和亚硝酸盐作为无氧呼吸时的电子受体。对于反硝化细菌来说,氧气的存在对反硝化过程有抑制作用,主要表现在电子受体(氧气、亚硝酸盐、硝酸盐)之间争夺电子的能力差异上,通常氧气接受电子的能力远远高于亚硝酸盐和硝酸盐,但是氧气的存在对绝大部分反硝化菌本身并不抑制,而且这些细菌呼吸链的某些成分甚至需要在有氧的条件下才能合成。从微观环境角度而言,由于MBR中能够存在高浓度的活性污泥,限制了氧气向污泥絮体内部的扩散,因而在污泥絮体内部能够形成缺氧环境,在这种条件下,硝化反应可以在有氧的污泥絮体表面进行,而反硝化则可以在缺氧的絮体内部进行。基于上述分析进行了一体式膜生物反应器中同步硝化-反硝化动力学模型的推导[3]。

1同步硝化反硝化基础动力学

1.1硝化反应基础动力学

生物硝化是在两组自养型硝化细菌-亚硝酸细菌和硝酸细菌的作用下,将氨氮转化为硝态氮的反应过程。硝化作用作为生物硝化-反硝化脱氮系统的第一步,它的好坏将直接影响脱氮效率。

自养型硝化细菌增殖与底物去除的动力学模型与异养型细菌的动力学模型相似。亚硝酸细菌和NH 4+-N,以及硝酸细菌和NO 2--N的关系可以用Monod方程来表示:

(1)式中μ为硝化菌的比增长速率;μmax为硝化菌的最大比增长速率;KS为底物的饱和常数,其值为μ=μmax/2时的底物浓度;S为底物(NH 4+-N或NO 2--N)浓度。

亚硝化菌和硝化菌的反应速率常数见表1,其中总过程表示把整个硝化作用作为一步看待时得到的结果。

由式(1)可以看出,当KS S时,可以认为比增长速率μ与底物浓度S之间呈零级反应关系。一些研究表明,稳定状态下,硝化过程中由NO 2--N转化为NO 3--N的速率很快,NO 2--N很少积累,说明NH 4+-N转化为NO 2--N是硝化反应的控制步骤,因此式(1)可改写为[4,5,6]

(2)式中,μ为亚硝酸菌的比增长速率;μmax为亚硝酸菌的最大比增长速率;SNH 4-N为氨氮的浓度;KS为底物的饱和常数。

1.2反硝化反应基础动力学

影响反硝化细菌进行同化作用和异化作用的底物有两种:NO 3--N和有机物。研究表明[4,5],反硝化细菌的增殖与NO 3--N和有机物的关系可以用式(3)表示

(3)式中,μ和μmax分别表示反硝化细菌的比增长速率和最大比增长速率;S和N表示污水中有机物和NO 3--N的浓度;KS和KN分别对应于有机物和NO 3--N的饱和常数。反硝化过程的反应速率常数见表2。

KS一般的取值范围为(5～10)mg/L,KN在(0.2～0.5)mg/L之间。因为硝化出的NO 3--N浓度一般大于(2～4)mg/L,所以KN与N相比可以忽略;又因为为了能使反硝化作用以最大速率进行,必须有过量的有机物存在,这时KS和S相比很小可以忽略不计,于是式(3)简写为:

*以甲醇作为碳源

式(4)表示当有机物大大过量时,反硝化速率遵循零级反应关系。研究证明硝酸盐浓度只要超过0.1mg/L,便对反硝化反应速率无影响。因而认为反硝化速率与NO 3--N之间的呈零级反应关系,而与反硝化细菌的浓度呈一级反应关系[4]。如式(5)所示:

式中,表示反硝化速率;x表示反硝化细菌的浓度;K表示反硝化反应速率系数。

2同步硝化反硝化反应动力学模型的推导

实验流程如图1所示。由进水泵将原水箱中的原水打入反应器上部的进水口,随着原水的流入,水位上涨,达到预定的高水位时,高水位液位计发出电信号,进水泵停止工作,进水结束。膜组件通过PLC控制,实现间歇出水,出水时间的控制采取出6停2的方式,即出水泵连续工作6分钟后停止运行2分钟,再运行6分钟停2分钟的循环方式。当反应器中水位到达低液位时,出水泵停止出水,进水泵开始工作,从原水箱中抽取原水送至反应器。试验工艺参数为:MLSS为6 520mg/L,DO维持在0.8mg/L左右,pH为7.1,水温为20～22℃。

实验结果见图2和图3所示,在此基础上进行了同步硝化-反硝化动力学模型的推导。

进行模型推导时,主要的假设条件如下。

(1)在反应周期内,通过检测反应前后污泥浓度的变化,发现污泥增长量较少,故假定活性污泥中硝化菌和反硝化菌的性质和数量稳定,不随时间的变化而变化。即忽略同化作用对氮类物质变化的影响。

(2)硝化反应和反硝化反应同时进行,互不干扰,并且都符合Monod模型。因此,MBR反应器中NH3-N的变化可以认为完全是由于硝化作用引起的,并用式(6)来表示:

(6)式中:SNH为氨氮浓度(mg/L);KNH为氨氮的饱和常数(mg/L);YA为自养菌污泥产率系数(kg/kg);μA为自养菌最大比增长速率(h-1);SO为溶解氧浓度(mg/L);KOA为自养菌溶解氧饱和常数(mg/L);XBA为自养菌浓度(mg/L)。

式中,YA、μA、SO、KOA、XBA均为常数,根据表1,KNH取值范围在0.3～0.7mgNH3-N/L之间。在试验的前期和中期,氨氮的含量均远大于KNH,故将式(6)简化为:

(7)式中:k为常数。

从式(7)可以看出,硝化过程中氨氮的变化呈线性降低,这也与试验结果(图2所示)基本相吻合。

根据试验结果,对数据进行拟和,如图4所示。由此可以得到k值为4.07。

因此硝化反应的模型为:

对MBR反应器中NO 3--N做物料衡算,列方程如式(8)

在整个试验期间,NO 2--N的含量均较低,可以近视认为硝化过程中氨氮完全转化成NO 3--N,因而可以得到式(9)

对于反硝化过程,则有

式中:SNO 3为硝酸盐氮浓度(mg/L);KNO 3为硝酸盐氮的饱和常数(mg/L);YH为异养菌污泥产率系数(kg/kg);μH为异养菌最大比增长速率(h-1);SS为有机物浓度(mg/L);KS为有机物饱和常数(mg/L);KOH为异养菌溶解氧饱和常数(mg/L);XBH为异养菌浓度(mg/L);ηg为污泥缺氧生长校正系数(0ηg1)。(10)式中,YH、μH、SO、KS、KOH、ηg、XBH均为常数,在试验过程中,间隔一段时间向反应器中补充一定量的有机物以满足同步硝化-反硝化对碳源的需求,反应器中的有机物浓度被维持在一个较小的范围内波动。KS取值一般在20mg/L左右,在试验期间,KS一直远低于SS。故将SS/(KS+SS)项看作常数。根据上述分析,可将式(10)简化为式(11)。

(11)式中A为常数。

对式(11)进行分项积分,得式(12)。

在前面已经解得k=4.07,将式(12)与试验结果(图2所示)用Matlab软件进行拟合,得到

因此同步硝化反硝化的动力学模型为

在模型中,求得反硝化过程中得硝酸盐氮饱和常数KNO 3=3.7mg/L,该值远远大于单级反硝化过程中得硝酸盐氮饱和常数(0.2～0.5mg/L)。由于同步硝化-反硝化的实现是依赖于好氧-厌氧的微环境,传质过程中扩散阻力的存在,使得反硝化过程缺氧区的硝酸盐浓度要比主体溶液中的硝酸盐浓度为低。因而反硝化实际进程要比主体溶液中相同硝酸盐氮含量的单级反硝化过程为慢,从而在模型上表现为硝酸盐氮的饱和常数值大为提高。

3结论与建议

在对硝化基础反应动力学和反硝化基础反应动力学分析的基础上,建立了一体式膜生物反应器中的同步硝化反硝化反应动力学模型。通过一体式膜生物反应器运行的实验数据和模型推导,求得的硝酸盐饱和常数KNO 3要远远高于传统单级反硝化过程中的硝酸盐饱和常数,从量化的角度解释了同步硝化反硝化现象,为进一步研究同步硝化反硝化模型和指导工程应用提供一定的借鉴。

摘要：在对硝化基础反应动力学和反硝化基础反应动力学分析的基础上,建立了一体式膜生物反应器中的同步硝化反硝化反应动力学模型。通过一体式膜生物反应器运行的实验数据和模型推导,求得的硝酸盐饱和常数KNO3要远远高于传统单级反硝化过程中的硝酸盐饱和常数,从量化的角度解释了同步硝化反硝化现象。

关键词：膜生物反应器,硝化,反硝化,同步硝化反硝化,动力学模型

参考文献

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