反硝化速率范文

反硝化速率范文（精选8篇）

反硝化速率 第1篇

1 试验装置与方法

1.1 试验原理

反硝化反应是由反硝化菌在缺氧 (不存在分子态溶解氧) 条件下, 利用硝酸盐中的氧作为电子受体, 有机物作为碳源和电子供体, 将NO2--N及NO3--N还原为气态氮 (N2) 或N2O、NO。生物反硝化过程可以用式 (1) 和式 (2) 表示[1]:

反硝化速率[2]可以定义为单位质量的挥发性活性污泥在单位时间内的脱硝量, 如式 (3) 所示:

式 (3) 中:NUR反硝化速率, 单位为mg/ (gh) ;

N混合液中硝态氮 (NO 3--N) 浓度的

变化量, 单位为mg/L;

T为反应时间, 单位为h;

M混合液中的挥发性活性污泥浓度

(MLVSS) , 单位为g/L。

1.2 试验装置

测定反硝化速率的试验装置如图1所示, 为有机玻璃制成, 直径D=15cm, 高H=25cm, 有效容积V=4.2L。

1.3 测定方法

本次试验的取样点设在Orbal氧化沟曝气转碟后10m、水面以下2m处, 取样时同时在氧化沟的外沟、中沟和内沟各取4L混合液, 静沉30min后排出上清液。向间歇式反应器内 (如图1所示) 通入氮气以排除空气, 用漏斗将静沉后的活性污泥分别加入反应器中, 向各反应器中加入相同体积的原水

1反应器;2磁子;3磁力搅拌器;4取样口;5排气口;6氮气通口;7温度计

使反应器混合液容积达到4L, 经混合均匀后, 加入相同质量的硝酸钾 (KNO3) 和丙烯基硫脲 (ATU, 以抑制污泥的硝化反应) [3]。控制混合液中硝酸盐起始浓度为 (3040) mg/L。再次向反应器中通入氮气以隔绝氧气, 并采用磁力搅拌器搅拌, 使活性污泥混合液和原水充分混合, 然后开始计时并取第一个水样, 随后间隔4、8、12、16、20、25、3050、60、70100、120、140min取样并过滤 (因为刚开始碳源充足反应快, 所以间隔时间取短一些) 。测定所取样品的NO3--N值与混合液的MLVSS值。以时间为横坐标, 硝酸盐的浓度为纵坐标绘制曲线, 根据式 (3) 即可求得反硝化速率。

1.4 分析方法

硝氮浓度 (NO3--N) :采用紫外分光光度法测定;MLVSS:采用重量法测定;化学需氧量 (COD) :采用重铬酸钾标准法测定。

2 试验结果及分析

2.1 试验结果

研究期间共进行了5次试验, 结果如表1所示。图2为试验编号2实测的Orbal氧化沟外沟、中沟和内沟的反硝化速率曲线, 图3为三个沟道5次试验的反硝化速率 (第一段) 与混合液中SCOD浓度的关系。

2.2 结果分析

(1) 从表1可以看出, 奥贝尔氧化沟各沟道的反硝化速率均存在明显的三个阶段, 结合图2分析得出, 其中第一段反应时间为 (0.3-0.5) h, 试验取样期间得到的最大反硝化速率值为10.46mg/ (gh) , 第一阶段反硝化最大, 这主要是因为此阶段易生物降解的可溶性有机物较充足, 此时的反硝化速率与NO 3--N浓度高低无关, 而只与反硝化菌的数量有关;第二阶段反应时间为 (1-1.5) h, 此阶段的斜率明显变小, 该阶段最大反硝化速率值为6.96mg/ (gh) , 这是由于可被微生物直接利用的碳源已在第一阶段消耗完, 需要分解溶解性的COD用来提供反硝化的碳源;第三阶段反应时间 (1.8-2.5) h, 该阶段的最大反硝化速率值为2.01mg/ (gh) , 主要是由于可生物降解的碳源已基本耗尽, 反硝化菌只能通过内源呼吸代谢产物作为碳源进行反硝化反应。

(2) 实测得到的反硝化速率基本上呈现外、中、内三沟依次下降的规律。即外沟反硝化速率最大, 中沟与内沟存在一定的反硝化作用, 这与第三污水处理厂Orbal氧化沟工艺设计特性相符合。Orbal氧化沟的核心是外、中、内三沟溶解氧 (DO) 呈0-1-2 (mg/L) 分布, 该分布是由三沟不同的功能决定的。外沟总体亏氧、局部曝气, 大多数的BOD与NH3-N在此去除, 反硝化几乎全部在此进行;中沟设计介于缺氧与好氧区之间, 起调节缓冲作用;内沟设计为好氧区, 起精制作用。与其它缺氧区的设置不同, Orbal氧化沟外沟是在曝气转碟低速运转条件下实现缺氧状态, 好氧区与缺氧区的交替出现为硝化菌与反硝化菌的大量繁殖提供了条件。从菌胶团的微环境分析, 菌胶团表面处于好氧环境聚集了硝化菌, 而在菌胶团内部形成了缺氧环境聚集了反硝化菌, 即Orbal氧化沟外沟独特的亏氧环境与菌胶团微环境形成了同步硝化反硝化的独特脱氮机理[4]。

试验期间外沟溶解氧维持在 (1.3-2.0) mg/L, 中沟溶解氧为 (1.8-2.2) mg/L, 内沟为 (2.3-3.50) mg/L, 总氮平均去除率为48.2%。可以看出, 外沟、中沟和内沟溶解氧浓度梯度和反硝化速率区别不是很大, 外沟溶解氧偏大是导致系统总氮去除率较低的主要原因。这主要是因为工艺运行中对溶解氧的控制不到位, 没有发挥外沟的脱氮作用, 影响了整个工艺的脱氮效果。

(3) 由图3可以看出, 反硝化速率值与混合液中SCOD浓度大小成正比。即充足的易降解碳源是保证高效反硝化脱氮效果的前提。Orbal氧化沟将外沟设为缺氧区正是利用了这一原理。原水首先进入外沟, 反硝化菌利用充足的碳源将回流污泥中的硝酸盐以及在外沟硝化菌转化的硝酸盐还原为氮气。在达到同样的脱氮效果的同时, Orbal氧化沟工艺可比A 2O工艺少建一套内回流系统, 工艺流程简单运行管理方便。

3 结论与建议

3.1 结论

(1) 反硝化过程存在三个速率明显不同的阶段, 随着反应时间的延长, 反硝化速率逐渐降低。第一阶段反硝化速率最大, 实测最大反硝化速率为10.46mg/ (gh) , 所需时间为 (0.3-0.5) h;第二阶段反硝化速率次之, 实测最大反硝化速率为6.96mg/ (gh) , 所需时间为 (1-1.5) h;第三阶段反硝化速率最小, 实测最大反硝化速率为2.01mg/ (gh) , 所需时间为 (1.8-2.5) h。得到的反硝化速率值和反应时间可作为城市污水厂生化反应池缺氧区工艺设计计算时参考。

(2) Orbal氧化沟外沟、中沟和内沟反硝化速率依次下降, 且反硝化速率大小与初始SCOD浓度成正比。说明控制外沟溶解氧量可使反硝化菌大量繁殖, 利用充足的碳源可达到良好的脱氮效果。

3.2 建议

结合西安市第三污水处理厂实际运行中脱氮效率不高的情况, 笔者在曝气设备选型及运行管理上给出以下几点建议以供设计人员与管理人员参考。

(1) 在设计时, 各沟曝气转碟应设有独立的电机。不宜外沟与中沟共用一台电机, 以方便调控各沟的溶解氧含量, 也避免了因中沟的曝气破坏外沟的缺氧环境, 同时也可降低运行费用。

(2) 在运行管理时, 要严格控制外沟溶解氧含量、灵活调整中沟溶解氧含量、保持内沟较高的溶解氧含量。严格控制外沟溶解氧含量, 使外沟处于缺氧状态以实现反硝化脱氮反应。在遇到不利运行工况时, 可适时调整中沟溶解氧含量, 如当脱氮效果不理想时可调低中沟溶解氧, 加强反硝化脱氮效果。相反当需加强好氧处理效果时, 可调高中沟溶解氧。为了保证出水水质及防止二沉池的反硝化与释磷作用, 应时刻保持内沟高溶解氧含量。具体可以通过调整转碟的开启个数及运行时间来完成。

摘要：通过对西安市第三污水处理厂Orbal氧化沟反硝化速率的测定分析, 结果表明Orbal氧化沟外沟、中沟和内沟中的反硝化速率依次减小, 且反硝化速率与SCOD成正比。研究分析了污水厂脱氮效率不高的原因, 提出了相应的运行调整措施与建议, 以确保Orbal氧化沟外沟的反硝化环境, 从而提高系统的脱氮效果。

关键词：污水处理厂,Orbal氧化沟,反硝化速率

参考文献

[1]郑兴灿.污水除磷脱氮技术.北京:中国建筑工业出版社, 1999

[2]王社平, 彭党聪.城市污水分段进水A/O脱氮工艺实验研究.环境科学研究, 2006;19 (3) :78—83

[3]王社平, 王卿卿, 惠灵灵, 等.分段进水A/O脱氮工艺反硝化速率的测定.环境工程, 2008;26 (3) :56—58

反硝化速率 第2篇

侧向流曝气生物滤池的同步硝化反硝化研究

摘要：利用自行研制的`侧向流曝气生物滤池处理城市生活污水,考察了同步硝化反硝化现象.试验结果表明,在水力负荷分别为0.43、0.61 m3/(m2・h)以及气水比为10:1、进水COD负荷为0.395～2.523 kg/(m3・d)、NH3-N负荷为0.082～0.486 kg/(m3・d)、TN负荷为0.047～0.587 kg/(m3・d)的条件下,对氨氮的去除率分别为78.91%和53.33%,对总氮的去除率分别为52.58%和36.85%.对滤池内含氮化合物的空间分布、氧摄取速率以及底物转化速率和微生物数量的监测结果表明,滤池内发生了同步硝化反硝化.作 者：张红晶    龙腾锐    何强    曹艳晓    ZHANG Hong-jing    LONG Teng-rui    HE Qiang    CAO Yan-xiao  作者单位：张红晶,ZHANG Hong-jing(重庆大学,化学化工学院,重庆,400044)

龙腾锐,何强,曹艳晓,LONG Teng-rui,HE Qiang,CAO Yan-xiao(重庆大学,城市建设与环境工程学院,重庆,400045)

期 刊：中国给水排水  ISTICPKU  Journal：CHINA WATER & WASTEWATER 年，卷(期)：, 22(9) 分类号：X703.1 关键词：侧向流曝气生物滤池    同步硝化反硝化    氧摄取速率    氮化合物空间分布   

同步硝化反硝化的影响因素研究 第3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

反硝化速率 第4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。

反硝化速率 第5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

参考文献

[1]徐润,梁庆华.明胶生产及应用技术[M].北京:中国轻工业出版社,2000.

[2]杨健,杜文华.驯化活性污泥处理明胶有机废水的实验[J].环境污染与防治,2000,22(1):28-30.

[3]蔡木林,江跃林.二级SBR法处理高浓度氨氮化工废水研究[J].应用与环境生物学报,2000,6(6):581-585.

[4]曾薇,彭永臻.两段SBR法去除有机物及短程硝化反硝化[J].环境科学,2002,23(2):50-54.

[5]李秀金,董仁杰.ASBR-SBR组合反应器用于高浓度有机污水的处理[J].中国农业大学学报,2002,7(2):110-115.

[6]黄发明.化学混凝—气浮分离法处理明胶生产废水[J].明胶科学与技术,1987.7,P197-197.

[7]黄发明等.生物接触氧化法处理明胶生产废水[J].明胶科学与技术,1990.10,P141-147.

反硝化速率 第6篇

近年来国内外有很多试验和报道证明在硝化和反硝化过程中存在同时硝化反硝化现象。如果能在单级SBR反应器中使两类不同性质的微生物 (硝化细菌和反硝化细菌) 共同生长形成同时硝化反硝化, 将脱氮工艺更加简化, 处理效能大为提高。

本试验以城市生活污水作为研究对象。试验过程中不投加碱度, 考察了不同C/N的生活污水在低DO水平下进行同时硝化反硝化的影响因素。

2 试验材料和方法

2.1 试验装置

实验装置为一个SBR反应器, 有效容积为5L, 材质为有机玻璃, 如图1所示。完全混合反应器内部安装了上部开三角堰的套管, 套管内放置曝气头。这一装置能够在系统内形成溶解氧的内循环, 并且可以通过调节上部三角堰的液面高度来控制反应器内溶解氧浓度。

2.2 试验水质

试验原水采用北京某小区生活污水经过A/O除磷工艺后的二沉池出水, 主要水质指标如下:CODCr约50mg/L~300mg/L, NH4+-N40mg/L~70mg/L, NO-2-N1mg/L~3mg/L, NO-3-N1mg/L~3mg/L, p H为7.8~8.1, 碱度为300mg/L~400mg/L (以Ca CO3计) 。

2.3试验方法和分析方法

本试验是在实现硝化良好的基础上进行的同时亚硝化反硝化研究。在试验过程中通过控制曝气量选取了3个不同的低DO浓度水平, 即0.2mg/L, 0.4mg/L, 0.8mg/L。由于进水水质的变化, 反应器运行过程中C/N没有稳定在同一个数值, 因此选取了运行周期完整的3个不同的C/N水平, 即1、2和5。

试验采用标准的分析方法, NH+4-N:纳氏试剂分光光度法;NO-2-N∶N- (1-萘基) -乙二胺光度法;NO-3-N:麝香草酚分光光度法;COD:重铬酸钾氧化法;DO:便携式溶解氧测定仪 (德国WTW) ;p H值:便携式p H值计;MLSS、MLVSS、SV和SVI均按国家环保局发布的标准方法测定。

3 结果和讨论

3.1 污泥的培养和驯化

本试验接种的活性污泥取自卡鲁赛尔氧化沟, 硝化功能良好。接种污泥量为1.5L, 污泥MLSS为3580mg/L。驯化期间通过控制曝气量, 调节反应器内溶解氧浓度在0.2mg/L~0.4mg/L, 培养驯化一个月后, 反应器内MLSS稳定在1350mg/L。氨氮去除率最高为99.5%, TN去除率最高为79.5%, COD去除率最高为82.1% (图3、图4) 。

在随后的同时硝化反硝化试验过程中还发现每还原1g TN, COD的消耗约为2.12g, 远低于传统反硝化工艺对COD的消耗[1], 判断系统内出现亚硝酸型同时硝化反硝化。

3.2 DO对同时亚硝化反硝化的影响

一般来讲, DO浓度可以影响硝化细菌的活性及增殖速度。DO过小, 氨氧化菌的活性受到限制, 从而影响硝化效果;DO过大, 溶解氧在微生物中浓度梯度增大, 势必使微生物絮体内部DO也增大, 从而破坏絮体内部的缺氧区, 抑制反硝化菌活性, 降低反硝化速率, 使硝化和反硝化出现不平衡, 脱氮速率下降。

表1为DO在0.2mg/L, 0.4mg/L, 0.8mg/L下COD, NH4+-N和TN的去除过程及脱氮效果。由表1可见, DO从0.2mg/L升高到0.4mg/L时氨氮的去除有较大提高, 相比于0.2mg/L这一水平, 0.4mg/L水平下氨氮多去除接近19mg/L, 氨氮去除率的增加较为明显。

对比图2的曲线可以看出, 当反应器内DO在0.4mg/L及0.8mg/L这两水平时, 氨氮和TN随时间浓度变化曲线斜率相同, 两条曲线甚至出现部分重合, 说明此时氨氮和TN的去除速率是相同的。DO在0.2mg/L时, 氨氮和TN随时间的去除曲线同0.4mg/L及0.8mg/L这两水平相比有了较大的偏移, 斜率减小, 并且周期反应时间延长, 说明此时氨氮和TN的转化速率均有较大幅度下降 (图3) 。

另外, 观察图2中COD随时间的变化曲线, 可以发现在不同的DO水平下三条曲线拥有相同的斜率, 这说明在DO三种水平下COD的去除速率是相同的。在0.2~0.8mg/L低溶解氧条件下, DO的变化对COD的去除速率没有明显影响。

图4为3个不同DO水平下氨氮去除率和TN去除率的变化曲线图。从变化曲线可以看出, 随着DO水平的升高, 氨氮去除率由65.4%提高到99.5%。说明在本试验的低溶解氧浓度梯度条件下, 处于氨氧化菌对溶解氧浓度饱和系数, 即KDO为1级和1/2级反应区内, 故氨氧化菌的氨氧化速率以及氨氮去除率随溶解氧浓度的提高而升高。另外, TN去除率曲线伴随DO的升高 (0.2mg/L~0.8mg/L) , 呈现先升高后小幅降低的现象, 这说明当反应器内溶解氧过低时, 氨氧化菌的活性受到抑制, 使亚硝酸盐浓度成为同时亚硝化反硝化的瓶颈因素, 直接影响TN的去除。但是, 当溶解氧从0.4mg/L上升到0.8mg/L时, 溶解氧在系统内浓度的升高, 使溶解氧对污泥絮体内部的渗透力相应提高, 会对污泥絮体内部的缺氧区产生一定的破坏, 造成对污泥絮体内部反硝化菌活性的抑制, 因此才会出现反应器内TN去除率并没有随着氨氮去除率的升高而升高的现象。

3.3 C/N对同时亚硝化反硝化的影响

污水的碳氮比可以影响系统的脱氮效果, 但是, 在低溶解氧下有机碳源对硝化的影响研究较少。对于同时亚硝化反硝化系统, 由于有氧环境与缺氧环境的一体化以及硝化与反硝化反应的同时发生, 使得有机碳源对整个反应体系的影响较为复杂。因此, 对于同时亚硝化反硝化单级生物脱氮过程, 有必要考察有机碳源对该过程的影响。

试验通过控制控制曝气, 调节反应器内DO在0.4mg/L水平。C/N则选用了三个不同水平, 分别为1、2和5, 并考察了这三种不同水平下COD, NH4+-N和TN的去除过程及脱氮效果, 试验结果见表2。

图5为低溶解氧, 不同C/N比条件下COD、NH4+-N和TN的去除率变化曲线。从变化曲线可以看出, 随着系统C/N的升高, 氨氮的去除率出现下降。主要因为硝化细菌为自养型好氧菌, 当进水COD较高时, 反应器内异养菌开始大量增殖, 同时消耗大量溶解氧, 氨氧化菌对溶解氧的亲和力相对下降, 氨氧化菌的活性受到抑制, 导致硝化速率下降。由图4可以发现, 随着进水C/N的升高, TN的去除率也相应升高, 说明随着系统内有机碳源的增加, 可以提高同步硝化反硝化的TN去除率。当进水C/N比由1升高到2时, TN的去除率从61.6%升高到78.4%, 这主要是由于随着系统内有机碳源的增加, 提高了系统内有机碳源的浓度梯度, 有利于有机碳源向污泥絮体内部缺氧区扩散, 增强了反硝化菌活性, 因此TN去除率有较大提高。但是, 当进水C/N从2上升到5时, TN去除率仅增长2%, , 而氨氮去除率却降低6%。分析认为, 同时亚硝化反硝化系统的脱氮效率取决于硝化菌和反硝化菌的共同作用, 单一增加有机碳源的基质浓度不一定提高整体的脱氮效率, 因此选择适宜的C/N才能实现高效的同时亚硝化反硝化。

4 结论

(1) 常温条件下 (16-20℃) , 以城市生活污水经过A/O除磷工艺的出水为原水, 通过对具有硝化功能的活性污泥1个月的驯化, 系统内氨氮去除率最高为99.5%, TN去除率最高为79.5%, COD去除率最高为82.1%。反硝化过程中每还原1g TN, COD的消耗约为2.12g, 系统内出现亚硝酸型同时硝化反硝化。

(2) 对于亚硝酸型同时硝化反硝化, 溶解氧浓度过低和过高都会对系统产生不利影响通过本试验的数据分析, 认为DO浓度在0.4mg/L时是同时亚硝酸型硝化反硝化的最佳反应溶解氧浓度。

(3) 对于亚硝酸型同时硝化反硝化, 适宜的C/N有利于提高同时硝化反硝化的反应效率。在本试验中, 当C/N=2时亚硝酸型同时硝化反硝化取得最高的脱氮效率。

参考文献

[1]叶建峰.废水生物脱氮处理新技术[M].化学工业出版社, 2006.

反硝化速率 第7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

[1]齐唯,李春杰,何义亮.浸没式膜生物反应器的同步硝化反硝化效应.中国给水排水,2003;19(7):8—11

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反硝化速率 第8篇

本工作配制了不同Cd2+质量浓度的模拟废水,研究了在SBR中Cd2+对好氧颗粒污泥同步硝化反硝化过程的影响,分析了Cd2+对硝化速率、反硝化速率和同步硝化反硝化行为的影响规律,为好氧颗粒污泥技术在重金属废水处理中的应用提供参考。

1 实验部分

1.1 实验材料

好氧颗粒污泥:实验室自培养。

由于国内工业废水总Cd质量浓度通常小于5mg/L,并结合原国家环境保护总局批准的第一类污染物最高排放浓度规定(总Cd的最高容许排放质量浓度为0.1 mg/L),本实验配制模拟废水Cd2+质量浓度分别为0,0.1,3.0,5.0 mg/L。模拟废水化学组成见表1,碳氮质量比为10,p H为7~8,含微量元素混合液1 m L/L,微量元素混合液组成见表2。

mg/L

mg/L

1.2 实验装置及流程

SBR由有机玻璃制成,内径5 cm,高127 cm,有效容积2.25 L。好氧颗粒污泥接种量0.7 L,MLSS为22~40 g/L。反应温度25℃左右,曝气量140 L/h,表观气体上升流速2 cm/s左右,曝气期间DO维持在6 mg/L以上。SBR运行周期为240 min,其中进水8 min,好氧反应224 min,沉降3 min,出水5 min,换水率为67%。

实验的前20 d为启动期,当SBR的COD和NH4+-N去除率分别稳定在90%和80%以上时,认为SBR的启动已完成,实验进入稳定运行期。连续检测运行周期内NH4+-N、NO2--N和NO3--N的转化情况。

1.3 分析方法

按照GB1191489《水质化学需氧量的测定重铬酸盐法》[8]测定COD;按照GB747987《水质铵的测定纳氏试剂比色法》[9]测定ρ(NH4+-N);按照GB748087《水质硝酸盐氮的测定酚二磺酸分光光度法》[10]测定ρ(NO3--N);按照GB749387《水质亚硝酸盐氮的测定分光光度法》[11]测定ρ(NO2--N);按照GB1189489《水质总氮的测定碱性过硫酸钾消解紫外分光光度法》[12]测定TN。

同步硝化反硝化脱氮效率(η,%)计算公式见式(1)。

式中:ρ0(NH4+-N)为初始NH4+-N质量浓度,mg/L;ρt(NH4+-N)为反应t时刻NH4+-N质量浓度,mg/L;ρt(NOx--N)为反应t时刻NO2--N和NO3--N质量浓度的和,mg/L。

反应速率抑制率(I,%)计算公式见式(2)。

式中:r0为未加入Cd2+时的硝化或反硝化速率,mg/(Lh);r为加入Cd2+后的硝化或反硝化速率,mg/(Lh)。

2 结果与讨论

2.1 运行过程中ρ(NH4+-N)和ρ(NOx--N)的变化

运行过程中ρ(NH4+-N)的变化见图1。由图1可见:运行2 min内,ρ(NH4+-N)迅速由140 mg/L降至90 mg/L;运行2~150 min时,无Cd2+系统中的ρ(NH4+-N)略高于其他系统;运行150 min后硝化反应基本结束,ρ(NH4+-N)保持平稳。

ρ(Cd2+)/(mgL-1):●0;■0.1;▲3.0;◆5.0

运行过程中ρ(NOx--N)的变化见图2。由图2可见:运行20 min后,随运行时间的延长,ρ(NOx--N)逐渐增加;运行120 min后ρ(NOx--N)达到平衡;当ρ(Cd2+)为0.1 mg/L时,在运行20~85 min过程中,系统中ρ(NOx--N)增速最快,且平衡时ρ(NOx--N)最大。

ρ(Cd2+)/(mgL-1):●0;■0.1;▲3.0;◆5.0

2.2 ρ(Cd2+)对硝化速率、反硝化速率的影响

ρ(Cd2+)对硝化速率、反硝化速率的影响见表3。

由表3可见:ρ(Cd2+)为0.1 mg/L时的硝化速率高于无Cd2+时的硝化速率;ρ(Cd2+)为3.0 mg/L和5.0 mg/L时的硝化速率低于无Cd2+时的硝化速率;随ρ(Cd2+)的增加,反硝化速率逐渐降低。即对硝化过程而言,低ρ(Cd2+)(0.1 mg/L,下同)可促进硝化,而高ρ(Cd2+)(大于3.0 mg/L,下同)抑制硝化;对反硝化过程而言,Cd2+的加入对其造成了明显的负面影响。这一研究结果与Paolo等[13]在活性污泥中的研究基本一致,即相对于异养菌来说,自养菌对重金属的敏感性更低。由表3还可见,加入Cd2+对同步硝化反硝化脱氮效率具有一定的抑制作用。当硝化速率与反硝化速率接近时,同步硝化反硝化脱氮效率高[14,15,16]。当ρ(Cd2+)为0.1 mg/L和5.0mg/L时,硝化速率和反硝化速率相差较大,因此同步硝化反硝化脱氮效率较低。

ρ(Cd2+)对硝化速率和反硝化速率抑制率的影响见图3。由图3可见,Cd2+的加入对反硝化速率的抑制率大于硝化速率抑制率。通过计算机拟合发现,Cd2+对反硝化速率的抑制率符合指数增长函数

●反硝化速率抑制率;■硝化速率抑制率;反硝化速率抑制率拟合曲线

2.3 ρ(Cd2+)对出水COD和TN的影响

ρ(Cd2+)对出水COD的影响见图4。由图4可见:运行223 min后,当ρ(Cd2+)为0.1 mg/L时,出水COD低于未加Cd2+时的出水COD;而ρ(Cd2+)为3.0 mg/L和5.0 mg/L时,出水COD均高于未加Cd2+时的出水COD。由此可见,低ρ(Cd2+)可以促进COD的去除,而高ρ(Cd2+)则会抑制COD的去除。

ρ(Cd2+)/(mgL-1):●0;■0.1;▲3.0;◆5.0

ρ(Cd2+)对出水TN的影响见图5。由图5可见,Cd2+的加入对TN的去除起到抑制作用。运行223 min后,未加Cd2+TN由107.07 mg/L降至20.95 mg/L,TN去除率为80.43%;而当ρ(Cd2+)为0.1,3.0,5.0 mg/L时,TN由102.04 mg/L降至33.04,22.56,31.4 mg/L,TN去除率分别为68.11%、76.28%和69.23%。在高ρ(Cd2+)条件下,Cd2+对TN去除的抑制可能是由于硝化过程受抑制引起的。在低ρ(Cd2+)条件下,则主要是由于去除COD过快,反硝化碳源不足,导致TN去除率降低。

ρ(Cd2+)/(mgL-1):●0;■0.1;▲3.0;◆5.0

3 结论

a)对SBR中Cd2+对好氧颗粒污泥同步硝化反硝化过程的影响进行了研究。系统稳定运行2 min后,ρ(NH4+-N)迅速由140 mg/L降至90 mg/L;运行150 min后硝化反应基本结束;运行120 min后ρ(NOx--N)达到平衡。

b)低ρ(Cd2+)时,可促进硝化反应的进行;高ρ(Cd2+)时,对硝化反应产生抑制作用;Cd2+的加入对反硝化过程造成明显的负面影响。另外,加入Cd2+对同步硝化反硝化脱氮效率具有一定的抑制作用。