高浓度氨氮废水处理
废水处理, 高浓度废水处理, 高浓度
过量氨氮排入水体将导致水体富营养化，降低水体观赏价值，并且被氧化生成的硝酸盐和亚硝酸盐还会影响水生生物甚至人类的健康。因此，废水脱氮处理受到人们的广泛关注。目前，主要的脱氮方法有生物硝化反硝化、折点加氯、气提吹脱和离子交换法等。消化污泥脱水液、垃圾渗滤液、催化剂生产厂废水、肉类加工废水和合成氨化工废水等含有极高浓度的氨氮(500 mg/L以上，甚至达到几千mg/L)，以上方法会由于游离氨氮的生物抑制作用或者成本等原因而使其应用受到限制。高浓度氨氮废水的处理方法可以分为物化法、生化联合法和新型生物脱氮法。
1 物化法
1.1 吹脱法
在碱性条件下，利用氨氮的气相浓度和液相浓度之间的气液平衡关系进行分离的一种方法。一般认为吹脱效率与温度、pH、气液比有关。
王文斌等[1]对吹脱法去除垃圾渗滤液中的氨氮进行了研究，控制吹脱效率高低的关键因素是温度、气液比和pH。在水温大于25 ℃,气液比控制在3500左右，渗滤液pH控制在10.5左右，对于氨氮浓度高达2000～4000 mg/L的垃圾渗滤液，去除率可达到90%以上。吹脱法在低温时氨氮去除效率不高。
王有乐等[2]采用超声波吹脱技术对化肥厂高浓度氨氮废水(例如882 mg/L)进行了处理试验。******工艺条件为pH=11，超声吹脱时间为40 min，气水比为l000：1试验结果表明，废水采用超声波辐射以后，氨氮的吹脱效果明显增加，与传统吹脱技术相比，氨氮的去除率增加了17%～164%，在90%以上，吹脱后氨氮在100 mg/L以内。
为了以较低的代价将pH调节至碱性，需要向废水中投加一定量的氢氧化钙，但容易生水垢。同时，为了防止吹脱出的氨氮造成二次污染，需要在吹脱塔后设置氨氮吸收装置。
Izzet等[3]在处理经UASB预处理的垃圾渗滤液(2240 mg/L)时发现在pH=11.5，反应时间为24 h，仅以120 r/min的速度梯度进行机械搅拌，氨氮去除率便可达95%。而在pH=12时通过曝气脱氨氮，在第17小时pH开始下降，氨氮去除率仅为85%。据此认为，吹脱法脱氮的主要机理应该是机械搅拌而不是空气扩散搅拌。
1.2 沸石脱氨法
利用沸石中的阳离子与废水中的NH4+进行交换以达到脱氮的目的。沸石一般被用于处理低浓度含氨废水或含微量重金属的废水。然而，蒋建国等[4]探讨了沸石吸附法去除垃圾渗滤液中氨氮的效果及可行性。小试研究结果表明，每克沸石具有吸附15.5 mg氨氮的极限潜力，当沸石粒径为30～16目时，氨氮去除率达到了78.5%，且在吸附时间、投加量及沸石粒径相同的情况下，进水氨氮浓度越大，吸附速率越大，沸石作为吸附剂去除渗滤液中的氨氮是可行的。
Milan等[5]用沸石离子交换法处理经厌氧消化过的猪肥废水时发现Na-Zeo、Mg-Zeo、Ca-Zeo、k-Zeo中Na-Zeo沸石效果******，其次是Ca-Zeo。增加离子交换床的高度可以提高氨氮去除率，综合考虑经济原因和水力条件，床高18 cm(H/D=4)，相对流量小于7.8BV/h是比较适合的尺寸。离子交换法受悬浮物浓度的影响较大。
应用沸石脱氨法必须考虑沸石的再生问题，通常有再生液法和焚烧法。采用焚烧法时，产生的氨气必须进行处理。
1.3 膜分离技术
利用膜的选择透过性进行氨氮脱除的一种方法。这种方法操作方便，氨氮回收率高，无二次污染。蒋展鹏等[6]采用电渗析法和聚丙烯(PP)中空纤维膜法处理高浓度氨氮无机废水可取得良好的效果。电渗析法处理氨氮废水2000～3000 mg/L，去除率可在85%以上，同时可获得8.9%的浓氨水。此法工艺流程简单、不消耗药剂、运行过程中消耗的电量与废水中氨氮浓度成正比。PP中空纤维膜法脱氨效率>90%，回收的硫酸铵浓度在25%左右。运行中需加碱，加碱量与废水中氨氮浓度成正比。
乳化液膜是种以乳液形式存在的液膜具有选择透过性，可用于液-液分离。分离过程通常是以乳化液膜(例如煤油膜)为分离介质，在油膜两侧通过NH3的浓度差和扩散传递为推动力，使NH3进入膜内，从而达到分离的目的。用液膜法处理某湿法冶金厂总排放口废水(1000～1200 mgNH4+-N/L，pH为6～9)[7]，当采用烷醇酰胺聚氧乙烯醚为表面活性剂用量为4%～6%，废水pH调至10～11，乳水比在1:8～1:12，油内比在0.8～1.5。硫酸质量分数为10%，废水中氨氮去除率一次处理可达到97%以上。
1.4 MAP沉淀法
主要是利用以下化学反应：
Mg2 ++NH4++PO43-=MgNH4PO4
理论上讲以一定比例向含有高浓度氨氮的废水中投加磷盐和镁盐，当[Mg2 + ][NH4+][PO43 -]>2.5×10–13时可生成磷酸铵镁(MAP)，除去废水中的氨氮。穆大纲等[8]采用向氨氮浓度较高的工业废水中投加MgCl2·6H2O和Na2HP04·12H20生成磷酸铵镁沉淀的方法，以去除其中的高浓度氨氮。结果表明，在pH为8.9l，Mg2+，NH4，P043-的摩尔比为1.25:1:1，反应温度为25 ℃，反应时间为20 min，沉淀时间为20 min的条件下，氨氨质量浓度可由9500 mg/L降低到460 mg/L，去除率达到95%以上。由于在多数废水中镁盐的含量相对于磷酸盐和氨氮会较低，尽管生成的磷酸铵镁可以做为农肥而抵消一部分成本，投加镁盐的费用仍成为限制这种方法推行的主要因素。海水取之不尽，并且其中含有大量的镁盐。Kumashiro等[9]以海水做为镁离子源试验研究了磷酸铵镁结晶过程。盐卤是制盐副产品，主要含MgCl2和其他无机化合物。Mg2+约为32 g/L为海水的27倍。Lee等[10]用MgCl2、海水、盐卤分别做为Mg2+源以磷酸铵镁结晶法处理养猪场废水，结果表明，pH是最重要的控制参数，当终点pH≈9.6时，反应在10 min内即可结束。由于废水中的N/P不平衡，与其他两种Mg2+源相比，盐卤的除磷效果相同而脱氮效果略差。
1.5 化学氧化法
利用强氧化剂将氨氮直接氧化成氮气进行脱除的一种方法。折点加氯是利用在水中的氨与氯反应生成氨气脱氨，这种方法还可以起到杀菌作用，但是产生的余氯会对鱼类有影响，故必须附设除余氯设施。在溴化物存在的情况下，臭氧与氨氮会发生如下类似折点加氯的反应：
Br-+O3+H+→HBrO+O2，
NH3+HBrO→NH2Br+H2O，
NH2Br+HBrO→NHBr2+H2O，
NH2Br+NHBr2→N2+3Br-+3H+。
Yang等[11]用一个有效容积32 L的连续曝气柱对合成废水(氨氮600 mg/L)进行试验研究，探讨Br/N、pH以及初始氨氮浓度对反应的影响，以确定去除最多的氨氮并形成最少的NO3-的******反应条件。发现NFR(出水NO3--N与进水氨氮之比)在对数坐标中与Br-/N成线性相关关系，在Br-/N>0.4，氨氮负荷为3.6～4.0 kg/(m3·d)时，氨氮负荷降低则NFR降低。出水pH=6.0时，NFR和BrO--Br(有毒副产物)最少。BrO--Br可由Na2SO3定量分解，Na2SO3投加量可由ORP控制。
2 生化联合法
物化方法在处理高浓度氨氮废水时不会因为氨氮浓度过高而受到限制，但是不能将氨氮浓度降到足够低(如100 mg/L以下)。而生物脱氮会因为高浓度游离氨或者亚硝酸盐氮而受到抑制。实际应用中采用生化联合的方法，在生物处理前先对含高浓度氨氮的废水进行物化处理。
卢平等[12]研究采用吹脱-缺氧-好氧工艺处理含高浓度氨氮垃圾渗滤液。结果表明，吹脱条件控制在pH=9 5、吹脱时间为12 h时，吹脱预处理可去除废水中60%以上的氨氮，再经缺氧-好氧生物处理后对氨氮(由1400 mg/L降至19.4 mg/L)和COD的去除率>90%。
Horan等[13]用生物活性炭流化床处理垃圾渗滤液(COD为800～2700 mg/L，氨氮为220～800 mg/L)。研究结果表明，在氨氮负荷0.71 kg/(m3·d)时，硝化去除率可达90%以上，COD去除率达70%，BOD全部去除。Fikret等[14]以石灰絮凝沉淀+空气吹脱做为预处理手段提高渗滤液的可生化性，在随后的好氧生化处理池中加入吸附剂(粉末状活性炭和沸石)，发现吸附剂在0～5 g/L时COD和氨氮的去除效率均随吸附剂浓度增加而提高。对于氨氮的去除效果沸石要优于活性炭。
膜-生物反应器技术(MBR)是将膜分离技术与传统的废水生物反应器有机组合形成的一种新型高效的污水处理系统。MBR处理效率高，出水可直接回用，设备少战地面积小，剩余污泥量少。其难点在于保持膜有较大的通量和防止膜的渗漏。李红岩等[15]利用一体化膜生物反应器进行了高浓度氨氮废水硝化特性研究。研究结果表明，当原水氨氮浓度为2000 mg/L、进水氨氦的容积负荷为2.0 kg/(m3·d)时，氨氮的去除率可达99%以上，系统比较稳定。反应器内活性污泥的比硝化速率在半年的时间内基本稳定在0.36/d左右。
3 新型生物脱氮法
近年来国内外出现了一些全新的脱氮工艺，为高浓度氨氮废水的脱氮处理提供了新的途径。主要有短程硝化反硝化、好氧反硝化和厌氧氨氧化。
3.1 短程硝化反硝化
生物硝化反硝化是应用最广泛的脱氮方式。由于氨氮氧化过程中需要大量的氧气，曝气费用成为这种脱氮方式的主要开支。短程硝化反硝化(将氨氮氧化至亚硝酸盐氮即进行反硝化)，不仅可以节省氨氧化需氧量而且可以节省反硝化所需炭源。Ruiza等[16]用合成废水(模拟含高浓度氨氮的工业废水)试验确定实现亚硝酸盐积累的******条件。要想实现亚硝酸盐积累，pH不是一个关键的控制参数，因为pH在6.45～8.95时，全部硝化生成硝酸盐，在pH<6.45或pH>8.95时发生硝化受抑，氨氮积累。当DO=0.7 mg/L时，可以实现65%的氨氮以亚硝酸盐的形式积累并且氨氮转化率在98%以上。DO<0.5 mg/L时发生氨氮积累，DO>1.7 mg/L时全部硝化生成硝酸盐。刘俊新等[17]对低碳氮比的高浓度氨氮废水采用亚硝玻型和硝酸型脱氮的效果进行了对比分析。试验结果表明，亚硝酸型脱氮可明显提高总氮去除效率，氨氮和硝态氮负荷可提高近1倍。此外，pH和氨氮浓度等因素对脱氮类型具有重要影响。
刘超翔等[18]短程硝化反硝化处理焦化废水的中试结果表明，进水COD、氨氮、TN 和酚的浓度分别为1201.6、510.4、540.1、110.4 mg/L时，出水COD、氨氮、TN和酚的平均浓度分别为197.1、14.2、181.5、0.4 mg/L，相应的去除率分别为83.6%、97.2%、66.4%、99.6%。与常规生物脱氮工艺相比，该工艺氨氮负荷高，在较低的C/N值条件下可使TN去除率提高。
3.2 厌氧氨氧化(ANAMMOX)和全程自养脱氮(CANON)
厌氧氨氧化是指在厌氧条件下氨氮以亚硝酸盐为电子受体直接被氧化成氮气的过程。ANAMMOX的生化反应式为：
NH4++NO2-→N2↑+2H2O
ANAMMOX菌是专性厌氧自养菌，因而非常适合处理含NO2-、低C/N的氨氮废水。与传统工艺相比，基于厌氧氨氧化的脱氮方式工艺流程简单，不需要外加有机炭源，防止二次污染，又很好的应用前景。厌氧氨氧化的应用主要有两种：CANON工艺和与中温亚硝化(SHARON)结合，构成SHARON-ANAMMOX联合工艺。
CANON工艺是在限氧的条件下，利用完全自养性微生物将氨氮和亚硝酸盐同时去除的一种方法，从反应形式上看，它是SHARON和ANAMMOX工艺的结合，在同一个反应器中进行。孟了等[19]发现深圳市下坪固体废弃物填埋场渗滤液处理厂，溶解氧控制在1 mg/L左右，进水氨氮<800 mg/L，氨氮负荷<0.46 kgNH4+/(m3·d)的条件下，可以利用SBR反应器实现CANON工艺，氨氮的去除率>95%，总氮的去除率>90%。
Sliekers等[20]的研究表明ANAMMOX和CANON过程都可以在气提式反应器中运转良好，并且达到很高的氮转化速率。控制溶解氧在0.5mg/L左右，在气提式反应器中，ANAMMOX过程的脱氮速率达到8.9 kgN/(m3·d)，而CANON过程可以达到1.5 kgN/(m3·d)。
3.3 好氧反硝化
传统脱氮理论认为，反硝化菌为兼性厌氧菌，其呼吸链在有氧条件下以氧气为终末电子受体在缺氧条件下以硝酸根为终末电子受体。所以若进行反硝化反应，必须在缺氧环境下。近年来，好氧反硝化现象不断被发现和报道，逐渐受到人们的关注。一些好氧反硝化菌已经被分离出来，有些可以同时进行好氧反硝化和异养硝化(如Robertson等分离、筛选出的Tpantotropha.LMD82.5)。这样就可以在同一个反应器中实现真正意义上的同步硝化反硝化，简化了工艺流程，节省了能量。
贾剑晖等[21]用序批式反应器处理氨氮废水，试验结果验证了好氧反硝化的存在，好氧反硝化脱氮能力随混合液溶解氧浓度的提高而降低，当溶解氧浓度为0.5 mg/L时，总氮去除率可达到66.0%。
赵宗胜等[22]连续动态试验研究表明，对于高浓度氨氮渗滤液，普通活性污泥达的好氧反硝化工艺的总氮去除串可达10%以上。硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低而下降;反硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低而上升。硝化及反硝化的动力学分析表明，在溶解氧为0.14 mg/L左右时会出现硝化速率和反硝化速率相等的同步硝化反硝化现象。其速率为4.7mg/(L·h)，硝化反应KN=0.37 mg/L;反硝化反应KD=0.48 mg/L。
在反硝化过程中会产生N2O是一种温室气体，产生新的污染，其相关机制研究还不够深入，许多工艺仍在实验室阶段，需要进一步研究才能有效地应用于实际工程中。另外，还有诸如全程自养脱氮工艺、同步硝化反硝化等工艺仍处在试验研究阶段，都有很好的应用前景。
4 小 结
虽然处理高浓度氨氮废水的处理方法有多种，但是目前还没有一种能够兼顾流程简单、投资省、技术成熟、控制方便以及无二次污染等各个方面。如何经济有效地处理高浓度氨氮废水仍是摆在环境工程工作者面前的一道难题，如何将新型高效的生物脱氮工艺投入实际应用以及简单实用的生化联合工艺应该成为今后研究工作的重点。
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[1]******作者：常功法，男，1981年生，硕士研究生，研究方向为水污染防治技术。
焦化废水物化处理方法综述
1 引 言
焦化废水是煤制焦炭、煤气净化及焦化产品回收过程中产生的高浓度有机废水。其组成复杂，含有大量的酚类、联苯、吡啶、吲哚和喹啉等有机污染物，还含有氰、无机氟离子和氨氮等有毒有害物质，污染物色度高，属较难生化降解的高浓度有机工业废水。因此焦化废水的处理，一直是国内外废水处理领域的一大难题。
目前处理焦化废水的技术主要有物化法、生化法以及物化-生化法等三大类。其中物化法简单易行，在焦化废水的处理中得到广泛应用。
2 焦化废水物化处理技术
2.1 吸附法
吸附法处理废水 ，就是利用多孔性吸附剂吸附废水中的一种或几种溶质，使废水得到净化。常用吸附剂有活性炭、磺化煤、矿渣、硅藻土等。这种方法处理成本高，吸附剂再生困难 ，不利于处理高浓度的废水。
夏海萍、柯家骏研究了膨润土粘土矿对焦化废水中氨氮的吸附作用，研究表明天然膨润土能够有效地吸附焦化废水中的氨氮;颗粒膨润土的吸附效果优于粉状膨润土。
吴声彪、肖波、史晓燕等研究比较了粉末活性炭和柱状活性炭对焦化废水COD的去除效率，结果表明，粉末活性炭对COD的去除率可高达98.5%;同时，粉末活性炭的颗粒有一个******尺寸范围，粒径为0.09mm的粉末活性炭对焦化废水COD的去除率最高。
粉煤灰处理废水是近几年粉煤灰综合利用研究的热点之一。粉煤灰主要成分是二氧化硅和硅酸盐。用粉煤灰作为吸附剂深度处理焦化废水时，脱色效果好，对COD、挥发酚、油等的去除效果好，费用低。
刘心中，姚德，董凤芝，杨新春对粉煤灰处理废水的机理得到了初步认识，其作用基本上以吸附为主，包括物理吸附和化学吸附，吸附规律符合Freundlich吸附等温式。
张昌鸣、李爱英等在实验室条件下，进行了用粉煤灰作吸附剂净化处理焦化生化出水废水的研究，指出，当粉煤灰添加量为1.5g/100mL和浸渍时间为20～25min的条件下，处理后的废水除氨氮外，其他各项指标均可达到外排标准。
2. 2 化学沉淀法
刘小澜，王继徽，黄稳水等采用化学沉淀剂MgCl2·6H2O和Na2HPO4·12H2O(或MgHPO4·3H2O) 对焦化剩余氨水进行预处理，取得了较好的效果，废水中氨氮的去除率高达99%以上。沉淀剂与焦化废水中的NH4+反应，生成磷酸铵镁沉淀。在PH为8.5～9.5的条件下，投加的药剂Mg2+∶NH4+∶PO43- (摩尔比)为1 4∶1∶0.8时，废水氨氮的去除率达99%以上，出水氨氮的质量浓度由2000mg/L降至15mg/L。达到国家排放标准。
2. 3 混凝沉淀法
混凝法是向废水中加入混凝剂并使之水解产生水合配离子及氢氧化物胶体，中和废水中某些物质表面所带的电荷，使这些带电物质发生凝集。混凝法的关键在于混凝剂 ，目前国内焦化厂家一般采用聚合硫酸铁(PFS)，助凝剂为聚丙烯酰胺(PDM)。赵玲，吴梅研究了混凝澄清法在焦化废水处理中的应用，生产实践证明，采用混凝澄清法对焦化生化后废水进行深度处理，聚合硫酸铁(PFS)的投加量在20~30mg/L，聚丙烯酰胺的投加量在0.25~0.13 mg/L，能够去除45%的COD、37%的氰化物，达到较好效果。
上海焦化总厂选用厌氧-好氧生物脱氮结合聚铁絮凝机械加速澄清法对焦化废水进行综合治理，使出水中COD<158mg/L， NH3-N<15g/L。卢建杭等人开发了一种专用混凝剂M180，该药剂可有效去除焦化废水中的CODcr、色度、F和总CN--等污染物，使废水出水指标达到国家排放标准。
近年来，新型复合混凝剂在焦化废水的处理中的应用得到广泛的研究。郭金华、田作林、冯天伟等用硫铁矿烧渣经过酸浸、聚合等工序而制备成的一种化学性质稳定、易溶于水的碱式氯化硫酸铁的聚合物，同时含有一定量的铝、钙、镁、锌等高价离子，介绍了新型复合混凝剂的混凝机理及处理焦化废水工艺，通过实验室小试及工业扩大实验，确定了药剂的******投入量及******PH值，以达到******的净水效果。
2.4 Fenton试剂法
Fenton试剂是由H2O2和Fe2+混合得到的一种强氧化剂，由于其能产生氧化能力很强的·OH自由基，在处理难生物降解或一般化学氧化难以奏效的有机废水时，具有反应迅速，温度和压力等反应条件缓和且无二次污染等优点。因此，近30年来越来越受到国内外环保工作者的广泛重视。
刘红，周志辉采用Fenton试剂氧化联合聚硅硫酸铝混凝沉降的方法，对气浮一隔油后的焦化废水进行了试验研究，获得了良好的效果，为该工艺实际处理焦化废水提供了科学依据。试验证明，在******处理条件下，废水的COD值可由1173.0mg/L降至38.2mg/L，符合国家一级排放标准，COD去除率达到96.7%。
3 结 语
深入研究焦化废水的******处理技术，既是当前经济建设面临的现实问题，也是将来进行技术攻关的重点，只有不断提高现有处理技术的处理能力、增强新技术的经济技术可行性，将各种方法有机地结合起来，取长补短才能找到治理焦化废水的******方法。其中化学氧化法具有去除率高，占地面积小、无二次污染的特点，是焦化废水处理的发展趋势。吸附法和混凝法是焦化废水深度处理的可靠方法 ，应着力进行新型吸附剂和混凝剂的开发。
焦化废水中难降解有机物处理试验研究
引言
焦化废水是一种含有大量有毒有害物质的有机废水。其有机组分除85%的酚类化合物以外，还包括脂肪族化合物、杂环化合物和多环芳香族化合物等[1]。一般来讲，酚类物质比较容易被生物降解，而杂环化合物、多环化合物等则难以被生物降解。正是由于这些难降解物质的存在，使得焦化废水经普通活性污泥法处理后其出水水质不能达到国家规定的排放标准。据对24家焦化厂污水处理系统出水水质的统计：CODcr含量低于150mg/L者，仅占12.5%，低于200mg/L者仅占29.2%[2]。为此，现有的焦化废水处理工艺必须进行技术改造。我们选择了焦化废水中比较具有代表性的3种难降解物质——喹啉、吲哚和吡啶，再加上焦化废水中含量最高的酚(采用苯酚)，构成了试验模拟废水。通过试验研究，以了解难降解物质在焦化废水中的处理性能，为提高焦化废水的处理效果及工艺改进提供必要的实验数据。
1 试验材料与方法
1.1 工艺流程与试验装置
经分析与筛选，工艺流程选择中温水解(酸化)、好氧两段SBR工艺。试验采用的两个反应器均为圆柱型。其中水解(酸化)段的反应器有效容积为5L，好氧段反应器的有效容积为3L。工艺流程见图1。其中，水解(酸化)段用温控仪控制水温在35℃左右，好氧段用可自动控温的加热棒控制水温在20℃左右。
1.2 试验用水水质
试验采用模拟废水，其中4种污染物的大致浓度为：苯酚500mg/L、喹啉100mg/L、吲哚40mg/L、吡啶40mg/L。并配以NaH2PO4和NH4Cl作为磷源和氮源，碳、氮、磷的比例为：m(C):m(N):m(P)=100:5:1。
1.3 试验测定项目及方法
每天对4种污染物的浓度、pH、DO进行测定，定期测定CODcr。其中4种污染物的测定，水解段采用液相色谱法，好氧段采用紫外分光光度法;DO的测定采用YSI Model 58型溶解氧测定仪;CODcr的测定采用30min回流法。
2 试验结果与分析
2.1 好氧段不同入流时间对处理效果的影响
在SBR工艺系统中人流时间是一个很重要的参数，对于有毒性的污水，如果入流期过短，则会因为入流期的基质积累形成抑制，此时，所积累的浓度越大，反应速度反而减小，从而延长了反应周期;如果入流期过长，则反应速度较低，也会延长反应周期。因此，有必要在SBR艺中控制入流时间，使反应不受抑制的影响，同时又获得较高的反应速度。
为了确定好氧段的******入流时间，我们采用了3种入流时段：2h、4h、6h进行实验研究(其中好氧段的进水均经过8h的中温水解《酸化》，相应的反应时间分别为6h、4h和2h，实验处理效果见表1、表2、表3所示。
表1 2h入流、6h反应时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水*30617.112.425.812567.37
好氧出水010.68.0912.872.47.92
去除率/%10038.034.850.494.2
其中：MLSS=5.2g/L SVI=68.1
注：*：好氧进水为经8h水解(酸化)后的出水，数值为多次测定结果的平均值
表2 4h入流、4h反应时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水30617.112.425.812957.40
好氧出水05.873.755.9942.57.87
去除率/%10065.769.876.896.7
其中：MLSS=5.0g/L SVI=70.3
表3 6h入流、2h反应时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水30617.112.425.813247.42
好氧出水013.79.2315.21037.88
去除率/%10019.925.041.192.2
其中：MLSS=5.3g/L SVI=75.4
从以上实验数据可以看到：在3种入流条件下，当反应结束时，苯酚的去除率达到100%，喹啉、吲哚以及吡啶都有不同程度的降解，但以4h入流条件下，反应结束时降解程度******。4h入流、4h反应时的处理效果均优于其他状态的处理效果。苯酚、喹啉、吲哚和吡啶的去除率分别达到100%、65.7%和69.8%。图2、图3、图4分别为入流时间2h、4h、6h时3种难降解物质的降解曲线对比图。从图中可以看到，在入流时间为4h时降解速率最快，出水中喹啉、吲哚和吡啶的浓度也******，因此，我们选定4h为******入流时间，在后面讨论不同的水解(酸化)时间对好氧段处理效果的影响时，入流时间均采用4h。
2.2 不同水解(酸化)时间对处理效果的影响
确定了******入流时间后，在此入流条件下，我们又分别对不同水解(酸化)时间对好氧段处理效果的影响做了实验研究，水解时间分别取6h、4h、2h，然后进行8h(入流4h，反应4h)的好氧处理，对其处理效果进行对比，拟确定一个对模拟废水比较适合的水解(酸化)时间。水解(酸化)6h、4h、2h后，经8h好氧处理后的结果见表4、表5及表6，水解(酸化)时间为8h时的处理效果见表2。
表4 水解6h时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水323.619.6513.126.511377.43
好氧出水07.203.084.1650.77.93
去除率/%10063.376.584.395.5
其中：MLSS=5.6g/L SVI=80.0
表5 水解4h时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水345.724.614.930.212267.42
好氧出水08.563.288.6552.88.01
去除率/%10065.278.074.795.7
其中：MLSS=5.8g/L SVI=78.2
表6 水解2h时的处理效果
水样污染物浓度/(mg·L-1)pH
苯酚喹啉吲哚吡啶CODcr
好氧进水365.533.317.635.613787.38
好氧出水09.335.407.9483.57.99
去除率/%10072.069.377.793.8
其中：MLSS=6.8g/L SVI=82.1
从表2、表4、表5、表6的实验数据可以看出，水解(酸化)时间为2h、4h时，出水中3种难解降物质的含量明显高于水解(酸化)时间为6h和8h时出水中的含量。
图5、图6、图7分别为4种水解(酸化)时间时，喹啉、吲哚、吡啶在好氧段降解曲线的对比。由图可以看出：对于喹啉，水解(酸化)时间越长，去除效果越好，但是经好氧段后去除效果提高不大;对于吲哚，除了水解(酸化)时间为2h时去除效果较差以
外，其它3种水解时间下，处理效果接近;而对于吡啶，水解(酸化)时间为2h和4h时去除效果稍差，水解(酸化)时间为6h和8h时的去除效果几乎相同。综上所述，我们认为6h的水解(酸化)时间比较适宜。
3 结论
① 用水解(酸化)、好氧两段SBR工艺能有效去除焦化废水中典型的3种难降解物，其中喹啉、吲哚的去除率在90%以上，吡啶的去除率接近90%，苯酚的去除率为100%。
②水解(酸化)段的时间长短对后续的好氧处理也有一定的影响，水解2h、4h时的处理效果明显低于水解8h的处理效果，而水解6h的处理效果与水解8h的处理效果相差不大，因此我们认为水解时间为6h比较适宜。
③由于焦化废水是一种有毒抑制性废水，因此，入流时间的长短对其处理效果影响比较大，水解(酸化)6h，好氧段入流期为4h时处理效果******。
化学沉淀法-A/O工艺处理合成氨有机废水的工程设计
山东某化工集团是一个集肥料、化工、科研、商贸流通、农化服务于一体的国有大型企业，该集团氮肥分厂废水主要是合成氨废水，日排废水1100m3,另有100m3/d的生活污水。原污水处理设施只对外排废水做沉淀处理，故废水中的污染物质如氨氮、氰化物、COD等还不能达到排放标准，造成水体“富营养化”和水中生物中毒，对当地水环境造成了较大污染。根据该厂实际情况，采用“化学沉淀法-A./O”工艺处理废水取得了良好效果。
1. 废水来源
废水主要产生于造气、合成和冷凝过程中，该废水的主要特征污染物为氨氮。
2. 方案的确定
2.1 设计原水水质：COD≤260 mg/L ，PH：7~9 ，SS≤400 mg/L ，
氰化物≤2.0 mg/L，氨氮≤500 mg/L ，挥发酚≤.1.50 mg/L ，硫化物≤2.0 mg/L 。
2.2 处理水质标准：COD≤200 mg/L ，PH：6~9 ，SS≤200 mg/L ，
氰化物≤1.0 mg/L,氨氮≤150 mg/L, 挥发酚≤.0.20 mg/L ，硫化物≤1.0 mg/L 。
2.3 在预处理阶段采用化学沉淀法，在废水中加入硫酸亚铁，在PH值为7.5～10.5的范围内，将氰化物转化为无毒的铁氰配合物。监测进水PH值为8.26(在7.5～10.5之间)，符合要求。
在生化阶段采用传统的生物脱氮方法，常用的生物脱氮方法有前置生物脱氮法(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;并且需要外加碳源，这样将增加废水的处理成本且外加碳源的量不易控制，易造成出水COD上升。而前置生物脱氮法具有占地少、不需外加碳源等优点，因此，本项目的主体工艺采用前置反硝化的生物脱氮法。
前置反硝化生物脱氮法分为分建式与合建式,即反硝化、硝化与BOD去除分别在两座不同的反应器内进行或在同一座反应器内进行。
合建式反应器节省了基建和运行费用，且容易满足处理工程对碳源和碱度等条件的要求，但影响因素不好控制。一、溶解氧(DO)指数至关重要，一般为0.5mg/l~1.5mg/l范围内;二、污泥负荷指数<0.1~0.15KgBOD/KgMLSS·d，以满足硝化的要求;三、C/N比(满足反硝化过程对碳源的要求，6~7之间合适);四、碱度(适宜范围为7.5~8.0)。
对于传统的“硝化—反硝化”分建式反应器(A/O工艺)，由于反应不在同一座反应器内进行，硝化、反硝化的影响因素控制范围相应增大，可以更为有效地发挥和提高活性污泥中某些微生物(如硝化菌、反硝化菌等)所特有的处理能力，从而达到脱氮除磷、处理难降解有机物的目的。这样的生物处理组合工艺可以减少生化池的容积，提高生化处理效率，既节省环保投资又可减少日常的运行费用。
2.4 工艺流程
2.5 工艺流程说明
本项目的工艺采用“硝化-反硝化”为核心的A/O法生物脱氮处理
工艺。A/O法生物去除氨氮原理是在充氧的条件下(O段),污水中的氨氮被硝化菌硝化为硝态氮，大量硝态氮回流至A段，在缺氧的条件下，通过兼性厌氧反硝化菌作用，以污水中有机物作为电子供体，硝态氮作为电子受体，使硝态氮被还原为无污染的氮气，逸入大气从而达到最终脱氮的目的。
2.5.1污水流程
生产废水经调节池调节水量，均衡水质后由水泵提升，加入FeSO4,
去除CN- ,生成络合沉淀物。出水进入一沉池沉淀去除部分悬浮物和沉淀物，一沉池出水和回流液混合进入缺氧池，进行反硝化脱氮反应，NO3- —N被还原成N2进入空气，污水则进入生物接触氧化池。在生物接触氧化池内进行降解和硝化反应，BOD大部分被降解，NH4+—N则转化为NO3- —N，出水大部分回流，剩余部分则进入二沉池沉淀脱落的生物膜，二沉池出水可直接达标排放，也可用泵泵入厂办公生活区的水景喷泉配水系统，这样即可美化厂区环境，又可利用在喷泉中水射流及曝晒起到的“氧化塘”作用，水质会得到更好的改善，从而充分保证了排放水的水质要求。
2.5.2污泥流程
沉淀池污泥进入污泥浓缩池，经浓缩后上清液回流至调节池重新处理，浓缩污泥由泥浆泵提升至干化场干化脱水
3.主要构筑物的设计说明
3.1 调节池
因原水排放氨氮值波动较大，且需要掺加生活污水，故在废水处理系统之前设此调节池，以均衡水质和调节水量。
调节池采用的是穿孔导流槽式调节池，进入调节池的废水由于流程长短的不同，达到自动调节均和水质的目的，减少了冲击负荷对后续处理单元的影响。
调节池有效容积为200m3,水力停留时间为4h。
3.2 一沉池
沉淀池去除部分悬浮物，COD和加药生成的铁氰络合物等。平流式沉淀池的多斗排泥，方式比较可靠，但斗内易积泥，排泥困难，只能采用定期放空，人工排泥的方式来维持生产，如排泥间隔时间过长，还可能出现管口堵塞现象。
本设计用吸泥机来排泥，采用钢制BXJ—3500型，含有电极、减速机、液下污泥泵，运行可靠，操作方便，广泛应用于平流沉淀池的排泥。
沉淀池有效容积为160m3,水力停留时间为3.2h。
3.3 缺氧池
缺氧池是通过栖息在软型填料上的世代时间较长的反硝化菌的作用使废水中的NO2-、、NO3-转化成CO2和N2，从而达到生物脱氮的要求。由于采用了前置反硝化脱氮工艺，利用进水的有机物作为碳源，所以反硝化池可以不另加碳源。
缺氧池为生物脱氮的主要反应器，在缺氧池内回流混合液和一沉池出水在搅拌机的作用下充分混合，在反硝化菌的作用下，发生反硝化反应。
硝态氮被还原为N2，完成脱氮反应。
从反硝化反应式中也可以得到三个结论：
⑴ 硝化过程后富余的溶解氧(DO约为0.7～.1.0mg/l)在反硝化过程中，被反硝化段中的部分有机物消耗掉，从而进一步保证了缺氧反硝化阶段溶解氧(DO<0.3mg/l)的工艺要求。
⑵ 在反硝化菌的作用下，NO3-被还原，而有机物被氧化，NO3-在还原过程中所获得的电子是由有机物质提供的。因此，在反硝化过程中，废水的C/N比是影响脱氮效果的一个重要因素。
⑶ 反硝化反应的结果使生化环境的PH值提高，反硝化作用最适宜的PH值也在7.5～9.2之间，由于硝化使PH降低而反硝化却使PH升高，两个过程中的PH变化彼此之间相互抵消，结果使系统内的PH保持不变。但是两个过程中碱度的变化可以作为一个参数用来判断硝化与反硝化进行的程度。
缺氧池容积可根据反硝化速率和需脱硝的硝酸氮量计算，公式如下：
3.4 生物接触氧化池
为有机物降解和NH4+ —N硝化的反应器，在充氧的条件下，有机物在微生物的作用下分解为CO2和H2O，NH4+ —N则发生硝化反应。硝化作用是在两类好氧菌的参与下完成的，首先是亚硝化单细胞菌将氨氮先氧化成亚硝酸盐，然后硝化杆菌将亚硝酸盐再进一步氧化成硝酸盐。
从上述反应式中可以得到三个结论:
1不论是亚硝化过程还是硝化过程，都要耗用大量的氧。要使一分子氨氮(NH3—N及NH4+ —N)完全氧化成NO3- 需耗用2分子的氧，即氧化1mg氨氮需要4×16 / 14 = 4.57 mg的氧，此值为生物氧化池脱氮的需氧量提供了一个工程设计的参考数据。由于硝化反应需要足够的氧量，因此大多数学者认为溶解氧应控制在1.5 ～ 2.0 mg/L以上，低于0.5mg/L则硝化作用完全停止。
2硝化反应的结果有硝酸(HNO3)生成，会使生化环境的酸性提高。因此废水中应有足够的碱度，以平衡硝化作用中产生的酸，一般认为硝化作用最适宜的PH值在7.5 ～ 9.2之间。
3硝化反应的结果可使氨氮转化为亚硝酸盐和硝酸盐，但废水中的总氮量并没发生变化。
硝化作用宜在低BOD负荷条件下进行，若硝化段的含碳有机基质的浓度太高，会使生长速率较高的非硝化菌迅速繁衍，从而使硝化菌得不到优势，结果降低了硝化速率。一般来说，硝化段的BOD应低于20mg/L。
采用污泥负荷计算好氧池容积，泥龄与污泥去除负荷的关系为：
好氧池设两座，并联式，总有效容积为800m3, 泥龄约为30天。
4. 处理效果分析
德州市陵县环境保护监测站于2001年6月15日～16日对该厂水样进行了48h的8次取样监测，监测结果见表1，表明该设施的处理出水达到了国家《合成氨工业水污染物排放标准》(GWPB4-1999)小型二级排放标准。(注：GWPB4-1999现已改为GB13458-2001)
5. 问题的探讨
为了使污泥均质，需用浆式搅拌机搅拌，使污泥成悬浮状态，这就需要一定的搅拌速度，而转速不能过快，否则，将带入部分空气而破坏厌氧环境，同时易引起漂泥，使污泥流失，因此，搅拌速度应控制在一定的范围内，我们在原设计中的搅拌速度为.5.2r / min ，在实际运行中此转速偏大，特别是在调试阶段，由于缺氧池污泥浓度太小(不足1000mg/l)，此转速时就更容易造成污泥流失，我们建议应将转速降低，这是需要进一步研究的问题。
6. 经济分析
工程总投资为163万元，其中污水处理站土建部分为83万元，主体设备60万元，其它费用20万元。直接处理成本为0.92元 / m3水，其中：固定资产折旧费为0.15元 / m3水;人工费为0.08元 / m3水;药剂费为0.39元 / m3水;电费为0.30元 / m3水。
根据设计方案，污水经处理后回用于生产中的部分工段(比如生产车间冲洗地面，锅炉车间冲渣冲灰等)。按20%的回用率，可节省的一次用水为240m3/d，每方水按0.5元计，为240×0.5 = 120 元/d = 0.1元 / m3水。则实际吨水处理费用：0.92-0.10 = 0.82元 / m3水。按每日处理1200立方米废水，每年生产300天计算，需净支出0.82元×1200×300 = 29520元。
6. 结语
采用化学沉淀法—A/O工艺处理合成氨有机废水，工艺技术可靠，操作简单，便于管理，运行成本低，处理出水符合国家《合成氨工业水污染物排放标准》(GB13458—2001)小型二级排放标准，同时可回用于生产过程的某些工段，获得了显著的环境效益和社会效益，总的来说，本处理工艺是科学适用的
高浓度NH3-N废水的处理与综合利用
某炼油厂催化剂厂在生产过程中产生一定量的过程凝缩水，其中含有较多的氯化氨(13500mg/l)和硝酸氨(4700mg/l)它的排水量不大(55.4m3/h)但如不经任何处理，直接排入炼油厂排水系统，则将严重破坏曝气池的操作，影响污水处理构筑物的正常运行，使出水水质恶化。对这种高浓度无机NH3-N废水如果单从环保角度来研究治理方案是不现实、不经济的。而应该把环境目标和能源目标结合起来考虑，在治理技术上采用回收技术，在治理过程中，能使处理后的水循环使用，达到零排放标准。
一、处理流程见工艺流程图(图一)
工艺流程图(图一)
二、流程简述
1. 预处理(调节池)：对两种废水(NH4CL、NH4NO3废水)进行水质水量均和，同时降解水中的不溶物质。
2. 氨的去除：采用汽提法脱除污水中的NH4+，脱除率据资料记载可达98%左右。汽提法处理废水的脱除率效果见表一。含氨废水经热交换器与汽提出水换热到95ºC左右，从塔顶进入塔内，蒸汽从塔底送入与废水逆向接触，汽提后的水汽，氨从塔顶逸出，经冷却器分离出凝缩水，进入回收系统回收NH3，从冷却器分离出来的水，其中含有较大量的NH3，可返回塔内，脱除的NH3可经过氨精制工段进行深加工，加工成氨水或化肥等。在脱除过程中，蒸汽消耗量为170~230kg/m3废水。汽提法处理流程见图二，汽提法脱氨效果见表一。
汽提法脱氨效果 表一
喷淋密度米3/米2/时氨mg/l
汽提前汽提后脱除率(%)
10.4414872019098.7
11.931780018798.9
13.6711420098.298.2
汽提法处理流程 图二
3. 水质净化：对脱氨后的废水进行深度处理，使废水经过压力过滤器处理后，使出水浓度控制在5%以下。为下一步离子交换处理作准备。
4. 离子交换：对NO3-离子的去除，采用离子交换法。去除水中的NO3-离子和其它离子。离子交换法采用顺流再生固定床工艺。采用的离子交换树脂分别为苯乙烯系强酸阳离子交换树脂(001X7)和苯乙烯系强碱(I型)离子交换树脂(201X7)，离子交换液分别为HCL和NaOH，离子交换器运行时可分别设三个柱，两个串联运转，第三个在再生中，当折点到达时，******柱停止工作进行再生，已再生的柱取代之用作串联的******柱，这样可获得连续性的运行效果。
三、结论
本处理工艺是资源优化方案，出水可以回用于循环水系统，回收的有效资源是氨水，经过本流程处理后的废水，NH3-N浓度下降到15PPm以下。它的前级处理类似氮肥厂排出的含氨废水的处理，国内外均有成熟的经验可借鉴;它的后级处理是国内外成熟的离子交换法。该工艺能耗主要是蒸汽，但它回收的是有用资源及水的循环回用，所产生的经济效益超过运行费用。
高浓度氨氮废水的短程硝化研究
1 试验装置、材料与方法
试验装置及工艺流程如图1所示。
废水经由进水泵从水箱中提升进入反应器底部，经反应后从出水口进到沉淀池中，沉淀后的上清液排走，污泥则经污泥泵回流进入反应器底部。空气通过气泵，经气体流量计控制气量后进入反应器。反应器置于恒温水浴[(35±1) ℃]中。试验中采用了pH在线控制，通过自动投加Na2CO3溶液将pH值控制在7.0～7.8。?
CSTR反应器由有机玻璃加工而成，呈圆柱状，高45cm，内径为14cm，有效容积为6L。进水口位于反应器底部，曝气管从中部取样口(距底部19cm)进入反应器，出水口距反应器底部39cm。
原水的配制：在自来水中加入一定量的氯化铵作为基质，同时加入一定量的磷酸二氢钾和微量元素。
接种颗粒污泥取自北京红牛维他命饮料有限公司的曝气池(污泥的SS为14.2g/L，VSS为11.4g/L，VSS/SS=0.8)。在反应器中接种约2.5L污泥后的SS和VSS分别为6.3和4.7g/L。
分析时，COD测定：COD速测仪;pH值：pH计;SS和VSS：标准称重法;氨氮：纳氏试剂分光光度法;NO2--N和NO3--N：离子色谱法和N-(1-萘基)-乙二胺光度法;溶解氧：溶解氧仪。
2 试验结果
2.1 运行结果
根据反应器的运行情况，可将试验过程分为两个阶段：启动期(第1～23天)和提高负荷期(第24～141天)。在提高负荷期又可分为无回流阶段(第24～40天)、间歇回流阶段(第41～93天)和连续回流阶段(第94～141天)。
整个运行过程中进、出水氨氮浓度及出水NO2--N和NO3--N浓度的变化如图2所示。
从图2可以看出，在整个运行过程中多数情况下出水的氨氮浓度<800mg/L，而在第125～139天时则基本保持在50mg/L以下。此外，出水NO2--N浓度在第84天以前一直保持上升趋势，后期则由于受进水氨氮浓度下降的影响，也相应地有所下降，而出水中的NO3--N先是逐渐升高，然后再下降，到第26天时出水中的NO3--N浓度已经低于NO2--N浓度，NO2--N浓度与NO2--N、NO3--N浓度之和的比值达到了0.57，说明此时该反应器已成功实现了短程硝化。此后，NO3--N浓度一直在持续下降，到第73天时已经检测不到NO3--N，在试验后期即使增加了污泥回流，出水中也没有检测到NO3--N，这表明反应器中几乎完全淘汰了硝化细菌。
氨氮去除率和容积负荷的变化如图3所示。?
由图3可以看出，随着反应器运行时间的延长，容积负荷也逐渐提高，启动初期容积负荷仅为0.02kgNH3-N/(m3·d)，到启动期结束时(第23天)达到了0.1kgNH3-N/(m3·d)左右;在第72～123天基本保持在0.6～0.8kgNH3-N/(m3·d);此后进一步提升负荷，最高时达到了1.4kgNH3-N/(m3·d)。从图3可以看出，氨氮去除率出现了4次较大的下降，分别出现在第37天、第68天、第86天以及第111～117天之间，其原因主要是反应器内污泥浓度的降低导致了生物活性下降。
反应器内MLSS的变化如图4所示。
从图4可以看出，反应器内的MLSS波动较大。在反应器运行过程中污泥的增长量始终跟不上污泥的流失量，所以在没有污泥回流(第41天以前)的情况下，反应器中污泥浓度呈下降趋势，MLSS从接种时的6300mg/L一直降到了300mg/L。为保证反应器内具有足够的污泥量，在第41～93天改按人工间歇回流污泥的方式运行。反应器外排的污泥都被收集起来并加以培养，当反应器内的MLSS<1000mg/L时再把这些污泥补充到反应器中以保证反应器内的污泥浓度。从第94天开始增加了沉淀池和污泥回流系统(如图1中虚线部分所示)，反应器的运行改为连续污泥回流，所以从第41～141天反应器内平均MLSS基本维持在2000mg/L。
反应器内平均DO浓度变化见图5。
从图5可以看出，反应器中DO浓度主要控制在两个水平，即在第121天以前反应器内DO为1mg/L左右，从第122～141天则主要控制在2mg/L左右。
进、出水总氮的变化见图6。
由图6可以看出，在反应器运行的141d中进、出水总氮浓度始终存在一定的差异，这说明并非所有被氧化的氨氮都转化成了NO2--N。其相差部分可能是被用于合成新的细胞物质，但计算表明用于合成的氨氮非常少，仍有部分氨氮以其他方式消失了，由于反应器内DO浓度较低，消失的这部分氨氮有可能与其他氮素转化途径有关，比如好氧反硝化、由自养硝化细菌引起的反硝化或同时硝化反硝化(SND)等，这些仍有待进一步证实。
2.2 污泥状况
反应器运行到第87天时从排泥中取样进行扫描电镜观察，发现泥中细菌数量较多(以短杆菌和球菌为主)，但其表面似乎包裹着一层粘性物质。从细菌形态看，球菌可能是亚硝化球菌属(Nitrosococcus?)的细菌，而杆菌则可能是亚硝化单胞菌属(Nitrosomonas)的细菌。
3 讨论
有、无污泥回流的运行试验结果均表明，泥龄的长短并不影响短程硝化的实现，即使在比1. 5d更长的泥龄条件下硝化细菌仍逐渐被淘汰出反应器，从而实现了NO2--N的稳定积累。在连续进行污泥回流的情况下仍能够稳定地实现短程硝化，表明该工艺有望进一步直接应用于处理低浓度氨氮废水中。
4 结论
①以自行配制的高氨氮废水为进水，以普通活性污泥为种泥，在温度为35℃、CST R反应器平均DO浓度为0.5～2.5mg/L、pH值为7～7.8的条件下连续运行，在无污泥回流的状况下从第26天开始出水中的NO2--N浓度超过了NO3--N浓度，成功地实现了短程硝化;
②反应器在增加间歇污泥回流的条件下运行，出水中NO3--N浓度仍一直呈下降趋势，约30d后出水中检测不出NO3--N;当反应器采用连续污泥回流的方式运行时，反应器出水中也一直检测不到NO3--N，表明在泥龄较长的运行条件下也能够成功地实现短程硝化;
③反应器在进水氨氮容积负荷达到1.2kg/(m3·d)时，氨氮去除率仍保持在95%以上;
④扫描电镜的观察结果表明污泥中的细菌以短杆菌和球菌为主。
废水生物化脱氮工艺
1. 氯化法
氯化法是通过投加足量氯气至废水中使NH3-N氧化成氮气，其主要反应式如下：
(1-6)
(1-7)
(1-8)
(1-9)
加氯反应需氯量(以Cl2计算)对NH3-N的重量比为7.6:1，为了保证反应完全进行，加氯应略过量，重量比在8:1～10:1[1]。虽然氯化法反应迅速完全，所需设备投资较少，但液氯的安全使用和贮存要求高，并且氯的耗量较高。与此同时，应防止氯与水中有机物反应生成有机氯化物，导致二次污染。因此，氯化法一般用于给水的处理，对于大水量高浓度NH3-N废水不适合。
2. 磷镁沉淀法
NH4+一般情况下不与阴离子生成沉淀，但它的某些复盐不溶于水，如MgNH4PO4(MAP)、MnNH4PO4、NiNH4PO4、ZnNH4PO4等。因此可以采用向含NH4+废水中加入Mg2+和PO43-，使之生成难溶复盐MgNH4PO4(MAP)沉淀的方法将NH3-N去除[2]。该方法的优点是沉淀反应不受温度、水中毒素的限制，且可以处理高浓度NH3-N废水，设计和操作均很简单。但生成沉淀所需的药剂费用太高，所得的沉淀物缺少出路。
3. 离子交换法
离子交换法是借助于离子交换剂与废水中的离子进行交换而除去其中有害离子的方法[3]。离子交换剂有天然的和合成的两种，通常，在工业上仍采用廉价的天然离子交换剂—氟石进行脱氮处理。当含有NH4+废水以一定流速通过氟石交换柱时，NH4+被吸附除去。吸附一定容量的氟石可采用NaCl、HCl或NaOH溶液进行再生，并回收NH4+。但对于高浓度NH3-N废水，氟石再生频繁而造成操作困难，且再生所得稀释氨溶液不易进行回收利用，故成本较高。
4. 空气吹脱法
废水中的NH3-N通常以铵离子(NH4+)和游离氨(NH3)的状态保持平衡而存在的(NH4++OH-=NH3+H2O)。当pH为中性时，NH3-N主要以铵离子(NH4+)形式存在。当pH值为碱性时，NH3-N主要以游离氨(NH3)状态存在。吹脱法是在废水中加入碱，调节pH值至碱性，先将废水中的NH4+转化为NH3，然后通入蒸汽或空气进行解吸，将废水中的NH3转化为气相，从而将NH3-N从水中去除[4]。用吹脱法处理NH3-N废水时，需要考虑游离氨排放总量应符合氨的大气排放标准，以免造成二次污染。
氮肥工业废水处理设计及运转
概况
我国年生产合成氨30万吨，尿素52万吨的大氮肥装置按原料性质划分主要有⑴以天然气为原料，⑵以石脑油为原料，⑶以渣油为原料的三种类型。由于利用原料不同，产生的废水水质不同，废水处理采取的措施也不一样。前2种一般采用氨汽提法和酸碱中和法处理废水。而第3种则采取物理、化学、生化相结合的方法处理废水，包括灰沉降单元、化学处理单元和生化处理单元。灰沉降单元主要利用颗粒重力沉降作用去除灰份;化学处理单元通过投加NaOH、FeSO4和阴离子高分子絮凝剂，在絮凝作用下除去重金属V、Ni;生化处理单元采用A/O法去除COD、NH3-N。
1.工艺流程介绍
灰沉降单元主要处理合成氨气化部分约40T/h的碳黑废水，碳黑废水经灰沉降罐，除去部分碳黑后，约30T/h送入渣油汽化工段回用，约10T/h进入污水汽提塔脱除NH3、H2S后，经化学处理单元处理,脱除重金属V、Ni后，送入均衡池。
生化处理单元主要处理经化学单元处理后的废水、合成氨装置的CO2洗涤水、尿素装置工艺冷凝液、生活污水、经过隔油池处理的罐区污染雨水，这五股来水首******入反硝化池，与回流污泥经推流式搅拌机混合均匀，发生反硝化反应;然后水经底部回流窗进入硝化池发生硝化反应;硝化后的水在鼓风动力作用下一部分通过上部回流窗回流到反硝化池，一部分经溢流堰通过重力作用流入脱气池脱气，使附着在活性污泥上的气泡被释放，避免活性污泥在二沉池内漂浮;脱气后的水最终在二沉池内进行泥水分离，澄清后的水经溢流堰流入暴雨调节池外排。污泥一部分回流，一部分与灰沉降器、澄清池底部的污泥一起浓缩脱水外运;整个A/O工艺采取A、B两个系列并列运行,处理水量1200m3/d。
流程图如下：
2、主要工艺设备及构筑物
单元名称规格附属设备数量设计运行参数
灰沉降单元灰沉降罐立式：φ：8000mm,H：3400mm配刮泥机，刮板式，φ8000mm,n:0.072r/min线速：0.03m/s,电机功率：8.6 kw1座水力停留时间4小时
回水容器卧式：V：28m3φ：2.8m，H：1.1m配6000V高压泵，Q：41m3/h，H：713.6m1座
废水汽提塔立式：φ1200×25200 mm1.5″拉西环填料 13.8 m31座
化学处理单元
反应器1 立式，V:5.5m3,φ:2.8m,H:1.8m，机械反应式配推进式ST-GPR-1.5型，φ400mm搅拌机1座水力停留时间15min
反应器2立式，V:5.5m3,φ:2.8m,H:1.8m，机械反应式配推进式ST-GPR-1.5型，φ400mm搅拌机1座水力停留时间15min
反应器3立式，V:1.35m3,φ:1.0m,H:1.5m，机械反应式配推进式ST14-GPR-0.2型，φ400mm搅拌机1座
澄清池机械搅拌式，V：51m3，φ：5.0m，H：4.6m配刮泥机，刮板式，φ5000mm,n:0.072r/min线速：0.0167m/s,电机功率：0.4 kw1座水力停留时间3小时
生化处理单元
硝化/反硝化池硝化区体积：318m3，反硝化区体积：205m3配推进式n:90r/min,φ480mm,N:3.7kw液下混合器2座水力停留时间21小时
均衡池/事故池均衡池体积：720m3，
事故池体积：300m3 1座
二沉池V：140m3,表面负荷q:1.0m3/m2*h，沉淀面积：47m2，中心进水，四周出水辐流式。中心转动φ：11200mm，n:0.09r/min虹吸式 吸泥机2座水力停留时间5.6小时
脱气池矩形，V：16m3配推进式φ400mm搅拌机2座水力停留时间30min
回流污泥池矩形，V：18m3回流污泥泵Q：50m3/h1座
浓缩池辐流式，V：36m3 2座
隔油池矩形，V：300m3 1座
鼓风机D45-81型离心鼓风机，Q=45Nm3/min,N=75kw
D20-62型离心鼓风机，Q=20Nm3/min,N=20kw D45-81三台，D20-62二台，D45-81向硝化/反硝化池鼓风D20-62向均衡池鼓风
3、运行效果分析
3.1 灰沉降单元
该单元设计进水SS≤820mg/l,出水SS≤40mg/l，从运行的效果来看，能满足碳黑灰份的去除。但在试车阶段出现了高压回水泵叶轮结垢现象，结果导致泵轴断裂。结垢的主要原因是由更换泵的密封水引起的，原设计该泵的密封水为透平冷凝水，由于试车阶段透平冷凝水压力不足，为了不影响试车的进度，采用生产水代替透平冷凝液做密封水后，运行不到半个月就出现泵断轴现象，拆开泵体，发现叶轮表面结了一层致密的碳黑晶体，并且该晶体只有采用NaF、HNO3、六次甲基四铵溶液才能清洗掉。由于生产水中总硬度为109 mg/l(CaCO3计)，密封水经机封流入泵体内与碳黑水循环使用，并且碳黑水温度可达到138℃，致使钙盐在水中的溶解度下降，达到饱和状态结晶析出。这些结晶体粘附在泵的叶轮上，增大了泵轴的扭矩，导致了泵轴的断裂。
3.2 化学处理单元
3.2.1 设计水质
设计水质见表(一)
表(一)化学处理单元设计水质表
项目COD(mg/l)V(mg/l)Ni(mg/l)NH3-N(mg/l)
进水≤300≤52≤141≤265
出水--≤1≤4--
3.2.2 反应机理
已配好的15%的FeSO4溶液用计量泵加入到反应器1中，同时用NaOH调节PH值，PH值控制在9.5～11，加入的二价铁与易溶的五价钒反应，生成难溶的四价钒。最终Ni以Ni(OH)2，V以VO(OH)2的形式沉淀下来，然后在反应器3中投加0.1%阴离子高分子电解质，促进沉淀微晶的长大和凝聚。FeSO4和阴离子高分子电解质的加药量通过进入反应器1的在线流量计调节。
3.2.3 运行效果评价
原设计V去除率为98%，Ni去除率为97%，但实际平均分别只有60%、12%左右，主要的原因是进水含量V和Ni低的缘故。因此，原设计15%的FeSO4浓度是否应该降低，节约FeSO4的投加量，需要做进一步试验。
3.3 生化单元
3.3.1 设计水质
设计水质见表(二)
表(二)生化处理单元设计水质表
项目PHSS(mg/l)COD(mg/l)NH3-N(mg/l)
进水----≤1100≤80
出水6～9≤70≤100≤15
3.3.2设计特点
硝化池内安装PH、D0在线监测仪，PH值的信号传递给酸碱计量泵，自动调节泵的冲程，自动控制PH在7.5～8.4，DO的信号传递给鼓风管上气动阀上，自动调节阀门的开度，自动控制DO在2～3 mg/l。
在反硝化池内安装推进式液下混合器，由德国EMU液下混合器股份公司提供。为了保护电动机，设定两个跳闸温度：140℃和125℃，在125℃以下，就会自动再启动，若在140℃被切断后，必须以手动方式再进行启动。运行几年来未出现故障，并且检修方便。
3.3.3运行效果评价
生化单元处理水质见表(三)
表(三)生化处理水质表
项目
月份COD(mg/l)NH3-N(mg/l)
进水出水去除率合格率进水出水去除率合格率
97.4875.159.993.2%90%75.811.485.0%79%
97.11109027.497.5%100%8014.182.4%87%
98.4212131.898.5%97%47.48.2782.6%80%
98.677353.893.0%100%55.41082.0%87%
99.42050.758.697.2%94%41.24.3689.4%96%
99.51210.954.0695.6%100%44.883.9491.2%100%
从表(二)中可以看出：进水COD平均在770～2100mg/l，COD去除率为93%以上，合格率为90%以上。NH3-N在40～80 mg/l，NH3-N去除率为82%以上，合格率在87%以上。表明该系统抗COD冲击能力较强，NH3-N在40 mg/l左右低负荷的情况下去除率为90%左右，而在45～80 mg/l，去除率为82%，合格率也略低。根据现场运行结果表明，COD/NH3-N的比值在10～16，NH3-N去除能力较稳定，抗NH3-N的冲击能力也较强。而97年、98年COD/NH3-N的比值则在30以上。正是由于NH3-N长期处于低负荷运行，系统抵御浓度冲击的能力比较脆弱，从而影响出水合格率。
3.3.4运行维护
97年二月份COD合格率仅为26%，NH3-N合格率为0，主要原因是系统遭受C0D冲击，进水COD最高值达到25万mg/l，遭受COD冲击不久，系统又遭受NH3-N冲击，NH3-N达到3065 mg/l ，因此整个系统C/N比完全失调，硝化细菌基本死亡，整个系统丧失处理NH3-N功能。由于营养过剩，其他类微生物有充足的食料，新陈代谢速度加快，相互间吸附能力减弱，导致污泥松散，沉降性能差，与此同时，硝化细菌和其他类菌种死亡，“尸体”随二沉池排放水流出，影响SS的出水水质，97年二月份的合格率为78%。处理这种污泥被严重受冲击的办法：利用硝化细菌的自然世代更替规律(一般为15～30d)，引进生活污水作其营养源，停止进工业废水，提高DO至3～4 mg/l，优先考虑硝化细菌生长条件，抑制其他菌类的生长。
98年9月COD、NH3-N合格率也偏低，也是受COD冲击的缘故，但冲击程度没有97年2月份那么严重，COD最高达16795 mg/l，并且冲击时间相对较短，一般采取的措施是往硝化/反硝化池投加阳离子高分子电解质，投加浓度为10 mg/l，一边鼓风曝气，一边投加，约1小时后，停止鼓风曝气，净置，泥水分离，在分离过程中，二沉池中有一些悬浮物随排水漂走，净置2小时后，转入鼓风曝气。每天投加一次，待硝化功能恢复，污泥沉降性能增强，停止投加阳离子高分子电解质。
98年10月出水NH3-N比进水NH3-N还要高，原因是污泥遭受重金属中毒，由于该装置污泥脱水单元处于停工状态，澄清池的污泥堆积逐渐加厚，致使泥水一起流入生化处理单元，因污泥底部沉积的V、Ni等重金属，从而导致污泥重金属中毒。系统中微生物失去活性，出水NH3-N比进水NH3-N还要高，二沉池出水颜色呈橙黄色，并发出恶臭气味。处理办法是：利用阳离子高分子电解质将具有活性微生物吸附在一起，让死去的微生物通过二沉池排走。操作方法基本同前，只是发生中毒时，阳离子高分子电解质投加量大，时间持续长。
5、结束语
1.该处理装置在解决废水污染的同时，考虑到灰水的再利用，可以节约30T/h的脱盐水。
2.该处理装置取消初沉池，将硝化、反硝化池建成同心圆式，采用缺氧-好氧的内外循环流程，流程简单，省却了传统工艺必不可少的一部分土建投资。满足COD/TN≥10的要求，不需外加碳源。将生活污水引进系统中，不需投加磷营养源。基本实现了自动化操作，节省了操作费用。
3.该装置的生化单元具有较高的有机物去除能力和稳定的硝化作用，主要是缺氧池能降解大部分的COD，大大缓解了硝化池的COD负荷，并且提供硝化反应的碳源，稳定硝化反应的速度。
4.该装置的生化单元耐COD负荷冲击能力强，COD/TN的比值范围较宽，并且系统受冲击后，恢复速度较快。
处理高浓度氨氮废水硝化时亚硝酸盐积累的研究
1、介绍
生物硝化-反硝化在废水氨氮去除中使用最普遍的工艺，龙其城市污水。该工艺在高浓度氨氮工业废水处理的运用已经做了大量的研究。由于氨氧化需要大量氧气，曝气在该系统中是主要的成本。
硝化反应分两步。******步氨氮在氨氮氧化菌作用下转化为亚硝酸盐。第二步亚硝酸在氧化菌作用下转化硝酸盐(如图1)。氧化1mol氨氮，氨氮氧化菌需要1.5mol的氧气，亚硝酸盐氧化菌需要0.5莫尔氧气。完全硝化每mol氨氮中需要2莫尔的氧气。这意味着短程硝化生成亚硝酸盐氮，每mol氨氮仅需要1.5mol氧气,暗示着短程硝化比完全硝化可以节约25%的氧气。
在反硝化过程中硝酸盐转化为亚硝酸盐，然后转化为N2O3、N2O，最终生成氮气。每一步都要消耗COD。如果考虑快速反硝化，短程硝化生成亚硝酸盐等，缩短了硝化意味着反硝化需要总的COD量减少了，因为硝酸盐转化为亚硝酸盐不需要COD。
由于上述原因短程硝化生成亚硝酸盐有吸引力，因为它导致在硝化过程中需氧量减少，节约了曝气量;后面反硝化减少了COD的需求。
为了取得了短程硝化生成亚硝酸盐已经做了一些研究，但是那些成果适应于低浓度氨氮废水。目前还没有研究高浓度氨氮，主要的问题是高浓度亚硝酸盐浓度，它会抑制硝化菌。
为了取得短程硝化有必要降低亚硝酸氧化菌的活性而不影响氨氮氧化菌的活性。必须采取一些措施确保氨氮氧化菌的培养有利条件。表1中动力学公式适合硝化菌，由于各个常数值不同，培养基浓度、温度、PH值和DO在不同时期对它们的活性的影响不同。另外，pH值在每步影响培养基浓度，由于酸碱平衡的发生了变化。
在那些变量中，基质浓度不是一个运行参数，因为在废水处理中它是一个客观变量。温度对两种类型细菌的生长率的影响不同：在高温时氨氮氧化菌比亚硝酸氧化菌有更高的生长率。在SHARON工艺后这是真正思想。然而在大多数情况下温度在整个反应器中是一个不容易修改和控制的参数，主要是经济角度考虑。因此PH值和DO浓度是主要运行变量去控制系统。
这篇论文的目的是研究PH值和DO浓度在硝化过程中对亚硝酸盐积累的影响，这样的话，可以减少大量的曝气量。而且本工艺在反硝化过程中额外地节约COD量。
NH4++3/2O2 → O2-+H2O+2H+ 氨氮氧化菌
N02-+1/2O2 →NO3- 亚硝酸氧化菌
动力学系数随着温度变化，这种关系在这里没有考虑。际生长率;μmax：******实际生长率;KSH:未电离基质饱和系数;KIH：未电离基质抑制系数;[O2]：溶解氧浓度;e(AE/T):：离解基质平衡常数，AE是激活能量，T是******温度。
2、材料和方法
2.1 试验搭建
活性污泥单元由一个有效容积2.5L反应器和外部沉淀器组成(图2)。通过调整空气流量来控制曝气达到所需要得溶解氧浓度。通过加入浓度为80g/L的NaHCO3溶液自动控制PH值，NaHCO3溶液用作PH缓冲剂和硝化菌碳源。温度保持在30℃，加入到反应器的污泥来自于一个运行了一年多的硝化活性污泥反应器。
图2：活性污泥单元实验启动示意图：(1)进水池，(2)进水水泵，(3)重碳酸盐容器，(4)重碳酸盐水泵，(5)pH值控制器，(6)pH仪表，(7)气流管，(8)反应器，(9)反应器进水口，(10)反应器进水口，(11)反应器出水口。
启动的反应器到稳定运行共运行了175天。水力停留时间为5.7小时，如果该系统维持两天(4.2个水力停留周期)，可以认为取得了稳定运行。人工废水的氨氮浓度为610mgN-NH4+/L，氨负荷率(NLR)为3.3kg N-NH4+/m3.d。用自来水稀释浓缩的人工废水到所需要的浓度。浓缩氨氮废水(10gN-NH4+/L)的成分如表2所示。在试验开始时，pH和DO浓度分别保持在7.85和5.5mg/L。
70天后稳定运行取得，去除率没有太大的变化。启动后，pH值和DO浓度在逐步变化如表3所示。
图3硝化单元启动
******步研究，在7.85-6.35范围内逐步改变pH值，在各个PH值条件下有足够的时间取得稳定运行。这个研究结束后，反应器在pH值7.85下运行10天，为了恢复微生物的活性。最后，pH值在7.85-9.05(基本范围)内逐步变化。
PH的影响研究结束后，恢复反应器微生物的活性。第二步研究，DO浓度在5.5-0.5mg/L内逐步变化。在每一条件下取得稳定运行。2
2.2 分析方法
氨氮分析使用离子选择电子仪(检测范围95-12)，硝酸盐用220和275纳米的紫外线吸收测定，亚硝酸盐用硫磺酸反应测定。DO浓度用氧电子仪(YSI-95,YSI公司)，氨氮、硝酸盐、亚硝酸盐每天测定，溶解氧每天测两次和生物量(VSS)每三天测一次。
3、结果与讨论
3.1 启动
如图3所示，氮负荷率(NLR)从0.3kgN-NH4+/m3.d增加到3.3kgN-NH4+/m3.d，进水氨氮浓度从260 mgN-NH4+/L增加到610mgN-NH4+/L，进水量从3.8L/d增加到10.6L/d。pH自动控制在7.8至7.9之间。
在整个试验中保持生物浓度6.3gVSS/L，连续混合液流入(每天开始50)。如图3所示，70天的氨氮负荷率和氨氮浓度保持不变，可以认为稳定运行取得了。完全硝化取得了，即驯化阶段结束(图.4)
常温下A/O工艺的短程硝化反硝化
1 试验装置与设备
1.1 试验流程及设备
A/O工艺模型主要由合建式缺氧—好氧反应器和竖流沉淀池组成，如图1所示。
合建式反应器分为3个廊道，总有效容积为85L;沿池长方向设置若干成对的竖向插槽，配以相应大小的插板，可以将整个反应器沿池长方向分成若干个小格，在每个插板上开一个25mm的圆孔，安放时使相邻圆孔上下交错以防止发生短流;在反应器顶部布置环状曝气干管，并设置若干个小阀门，由橡胶管连接烧结砂头作为微孔曝气器，气量由转子流量计测量;根据缺氧段所占比例，选择安放若干搅拌器用于保持泥水混合均匀;在距池底20cm的高度上设置若干取样口。进水、污泥回流和内循环流量分别用3台蠕动泵控制。沉淀池的沉淀区呈圆柱形，直径为30cm;污泥斗为截头倒锥体，倾角为60°;采用中心管进水、周边三角堰出水方式。?
1.2 原水
采用由黄豆粉、葡萄糖、NH4Cl、KH2PO4和NaHCO3与自来水配制的模拟生活污水。?
1.3 分析项目与方法
COD：重铬酸钾法;MLSS：滤纸称重法;DO、温度：WTWDO测定仪及探头;pH值：WTWi nolab pH level2和NTC30电极;NO2--N,：N-(1-萘基)-乙二胺光度法;NO3--N,：麝香草酚分光光度法;NH3-N：纳氏试剂分光光度法。
2 结果及分析
2.1 对NH3-N的去除率和NO2--N的积累率
试验期间测得进水平均NH3-N浓度为40.21mg/L，对NH3-N的平均去除率为90.78%，出水中NO2--N,占TN的比例平均为75.29%。
在前51天，出水中NO2--N,含量占TN的50%以上(平均为87.36%)，维持了稳定的NO2--N积累。第50～53天配制原水时以Na2CO3代替NaHCO3来提供碱度，使硝化类型发生显著变化，转化为全程硝化反硝化。从第54天开始配制原水时仍然以NaHCO3提供碱度，又出现了NO2--N,积累现象，但是在其后的试验中NO2--N,积累率不稳定。?
2.2 温度的影响
试验启动后未进行温度控制，水温随室温的日变化为(±0.5)℃。在温度为18～25℃的变化区间内反应器NO2--N的积累比较稳定，说明A/O工艺可实现常温硝化反硝化。
Balmelle等认为在10～20℃时硝化菌属很活跃，无论游离氨(FA)浓度多大，NO2--N的积累率都很低，此条件下温度对硝化菌活性的影响比FA对其抑制作用大。当温度为20～25℃时硝化反应速率降低而亚硝化反应速率增大。当温度>25℃时FA对硝化菌的抑制作用大于温度的作用，可能因FA的抑制造成NO2--N的积累[1]。此外，由SHARON工艺机理可知，亚硝化菌在数量上可能形成优势的温度范围为30～36℃[2]，而笔者试验中在18～25℃实现了短程硝化反硝化并不符合上述文献中的观点。试验结果表明，即使温度<25℃，FA、HRT、碱度类型以及反硝化是否充分等因素也会对硝化菌活性产生影响。?
2.3 pH值和FA的影响
在试验前期配制原水时没有补充碱度，原水pH值一般在7.1左右。第23～28天由于室温升高和原水在配水箱内的停留时间较长，水解酸化比较严重，pH值降到6.48。为了不影响硝化效率，同时更真实地模拟生活污水，配制原水时投加了NaHCO3，将pH值调至7.00～7.29。在第50～53天改投Na2CO3提供碱度。虽然pH值提高至7.62～8.44，但是NO2--N积累率锐减，硝化菌的活性迅速恢复、数量增加，造成了硝化类型的转变。第54天后重新投加NaHCO3提供碱度，在第55天NO2--N积累率上升，但是在其后的试验中NO2--N积累率不稳定，从而实现了向全程硝化类型的转变。试验结果表明，在较低的pH值下也可能发生短程硝化反硝化，而碱度类型对硝化类型也有影响。
据文献介绍，FA是对NO2--N积累有重要影响的因素之一。一般认为硝化杆菌属比亚硝化单胞菌 属更易受FA的抑制，而关于FA的抑制浓度的说法不尽相同，一种是FA对硝化菌的选 择性抑制发生在0.1～10mg/L[3]。试验中短程硝化反硝化呈比较稳定时期的原水中FA为0.06～1.02mg/L，平均为0.25mg/L。在投加Na2CO3后原水中FA增至1.31～3.22mg/L，反而没能抑制硝化菌的活性。原水进入反应器后被内循环流量稀释，同时伴随着NH3-N的降解，反应器中的FA降低。试验结果表明，硝化菌属对外界环境很敏感，即使FA浓度很低(0.06mg/L)也会对其产生抑制作用，此外FA浓度不会单独成为NO2--N积累的主要影响因素。?
2.4?DO的影响
Celcen和Gonenc[4]认为在硝化反应阶段当(DO∶FA)<5时会产生NO2--N的大量积累，因而抑制了NO2--N的生成，当(DO∶FA)>5时则不会出现NO2--N。本试验为保证好氧段的泥水混合均匀而采用较大的曝气量，反应器内DO浓度较高(在好氧段始端DO>1.5 mg/L)，同时原水的平均FA为0.25mg/L，DO∶FA值较高，故可认为DO不是发生短程硝化的主要原因。
2.5 反硝化的程度
在试验的第6、11、13、24、28天，在缺氧段末端检测到一定浓度的NO2--N，说明反硝化不******。同期监测发现原水在配水箱中停留时间过长，水解严重而造成COD下降，影响了反硝化效果，造成缺氧段末端和好氧段始端积累较多的NO2--N，抑制了亚硝化反应，并为硝化菌提供大量的底物。一般在其后第2天出水中NO2--N的积累率下降，说明这种响是滞后的，而且短期内可以恢复。
此外，反硝化不******会造成出水中残余NO2--N浓度较高，这会影响后续消毒效果和消毒剂用量。因此，对于A/O工艺有必要监测原水的水质、水量变化以判断有机碳源是否充分，并及时调整内循环比来实现比较******的反硝化。?
2.6?HRT的影响
在试验的第23天和35天，出水中NO2--N含量仅占TN的40%左右，这是由于HRT增至12h造成的，说明NO2--N的积累与HRT相关。因硝化反应存在滞后现象，故控制较短的HRT有助于NO2--N的积累。同时，延时曝气可以减少NO2--N的积累。试验中A/O工艺的HRT为6～8h，这既可保证NH3-N的充分硝化，又能促进NO2--N的积累。?
设计传统脱氮工艺时通常不考虑HRT对硝化类型的影响，认为亚硝化菌在常温下的数量和活性在硝化系统中都不占优势。如果仅控制HRT且使其值较小，则可能存在NO2--N的积累，但NO2--N的积累率很难达到50%以上。?
2.7 污泥浓度和泥龄的影响
试验启动后测得初期反应器内MLSS约为1287mg/L(不排泥)，到第17天的MLSS达到2122mg/L，但随后由于蠕动泵故障又导致MLSS迅速下降到1014mg/L，之后仍然不排泥，到MLSS浓度达3412g/L时泥龄已达35d以上。由于长期不排泥，泥龄远远大于常温下亚硝化菌和硝化菌的世代时间，二者在反应器内都可能形成优势菌种。试验阶段曾出现过NO2--N积累率的波动，也说明反应器内硝化菌和亚硝化菌长期共存，而发生短程硝化反硝化主要是因为硝化菌的活性受到抑制，使得硝化反应滞后于亚硝化反应的时间更长，同时控制HRT可使A/O工艺通过短程硝化反硝化途径实现脱氮。
3 结论
①A/O工艺在常温(18～25℃)下可以发生比较稳定的短程硝化反硝化。
②在pH<7.5时也可能发生短程硝化反硝化，这对生活污水的处理具有重要意义。
③硝化菌属对外界环境很敏感，即使FA很低(0.06mg/L)也会产生抑制作用，但FA浓度不会单独成为影响亚硝酸盐积累的主要因素。
④反硝化是否******将影响硝化类型。反硝化不完全时硝化类型向全程硝化转化，一旦反硝化比较******则可以在短时间内恢复短程硝化反硝化。
⑤因硝化反应存在滞后现象，故控制较短的HRT有助于NO2--N的积累。同时，延时曝气可以减少NO2--N的积累。
⑥反应器内的泥龄≥35d时硝化菌和亚硝化菌长期共存。发生短程硝化反硝化主要因为硝化菌的活性受到抑制而不是数量少。
图4氨氮浓度变化
3.2 pH影响
如图5所示pH值影响试验的结果。在酸性范围pH值7.85-6.45内(低于7.85)对硝化没有影响，但低于6.35硝化完全抑制。酸性范围研究结束后，反应器在pH值7.85运行，为了恢复微生物的活性。恢复活性阶段结束后，在正常pH值范围里研究pH值对亚硝酸盐积累影响，可以观察到在pH值7.85-8.95内pH值没有影响(见图5)，尽管在pH值在8.65和8.95发生了亚硝酸盐短暂积累。在pH值9.05，完全抑制硝化反应的发生，没有亚硝酸盐积累。
图5 pH值对亚硝酸盐积累的影响的示意图
那些结果显示在大的pH值范围(pH6.45-8.95)内研究完全硝化会发生。在pH低于6.45和高于8.95时，完全抑制硝化反应，没有亚硝酸盐的积累。图6总结了研究pH对亚硝酸盐积累的结果。
图6 pH值对氨氮氧化百分率和亚硝酸盐积累的影响。(X)氨氮消耗百分率，
(●)亚硝酸盐积累百分率。
在正常PH值内PH值的影响被预料到了，由于自由氨氮对氨氮和亚硝化氧化菌的抑制，正如以前报道。同行工作者解释说在酸性PH值仅有亚硝酸盐氧化菌被自由氮酸抑制。但是在本研究中两菌种均受到抑制。这意味着自由氮酸能产生抑制氨氮氧化菌的物质，但是以前还没报道。
Suthersan 和 Ganczarcczyk发现在高的pH值亚硝酸盐积累可以取得，建议通过控制pH可以引起亚硝酸盐积累。在我们的研究中，短程亚硝酸盐积累发生，龙其改变了pH设定值后，但是由于微生物的适应，在几天后完全硝化发生了(如图5)。连续培养和足够的时间适应可以解释在每个pH值试验结束时不能取得亚硝酸盐积累的原因。这意味着长期用pH值作为一个关键的参数不可能取得亚硝酸盐的积累。
3.3 DO影响
如图7所示本系统在DO值连续变化中系统的特征，可以发现DO浓度在5.7-2.7mg/L对亚硝酸盐积累没有影响。在DO值为1.7mg/L亚硝酸盐短暂积累发生了。在DO值为1.4mg/L和0.7mg/L时，氨氮消耗相同，亚硝酸盐积累增加。在DO值为0.5mg/L时，亚硝酸盐积累和氨氮消耗量都减少了。
图7 DO浓度对亚硝酸盐积累影响的示意图
图8概要了那些结果。每一点在各个条件下稳定运行取得的值。可以知道亚硝酸盐在DO值为1.7mg/L时亚硝酸盐积累开始，在DO值为0.7mg/L时******，氨氮完全消耗了。
图8 DO浓度对氨氮氧化和亚硝酸盐积累百分数的影响
(□)氨氮消耗百分比，(●)亚硝酸盐积累百分比，每个值在各个条件下稳定运行取得的。
那些结果显示在本研究条件下，长期运行系统12天(超过50个水力停留时间周期)在DO值为0.7mg/L,至少65%的NLR以亚硝酸盐形成积累和98%的氨氮消耗。根据化学计量法这个积累意味着着在硝化阶段氧需求量减少17%(对照完全硝化需要2莫尔每莫尔氨氮消耗1.67莫尔氧)，它将减少曝气量。正如前面所述，亚硝酸盐积累意味着反硝化进一步节约了COD量。
4 结论
在pH值大范围(在pH 6.45和8.95之间)内，完全硝化有可能发生。在pH值低于6.45和高于8.95硝化突然下降，氨氮氧化和亚硝酸氧化菌完全受到抑制。
DO值在5.7～1.7mg/L硝化不受影响，但DO为1.4mg/L亚硝酸盐积累发生，并且随DO浓度减少逐渐增加，但不会影响全部氨氮转化。在DO值研究内，******亚硝酸盐积累发生在DO浓度为0.7mg/L时。在DO值为0.5mg/L时氨氮转化受影响，意味着氨氮积累发生。
在本研究的条件下，至少65%NLR以亚硝酸盐形式积累，98%氨氮转化(保持12天DO值为0.7mg/L)。根据化学计量法这意味着硝化阶段可以减少17%氧需求量。这个减少将节约曝气量和在反硝化时进一步节约COD需求量。
氨基废水的预处理研究
前言
氨基废水是涂料行业废水的主要污染源之一，CODCr浓度高达20×104～35×104mg/L，如采用室外自然加热挥发，会引起二次污染(空气污染)。若直接处理CODCr负荷冲击大，影响后续生化处理。针对氨基废水有机物浓度高、易挥发、沸点差异大等特点，我们进行了几种不同处理方法的试验研究。以下着重介绍苹取、化学反应沉淀、酸性或碱性条件下蒸馏、多级精馏等试验结果。
1 废水的主要成份
氨基废水大部分来自甲醛原料和反应生成水，CODCr平均浓度为22.7×104mg/L，每天排放水量约占投料量的40%左右，氨基废水主要成份：甲醛3%～5%，甲醇7%～10%，丁醇6%～10%，还有小部分水溶性氨基树脂，脲醛树脂及未反应完全的三聚氰胺、尿素等。[1]
2 试验方法与结果分析
氨基废水处理试验原水样CODCr为22.7×104mg/L。每次试验取废水量为1000mL，按如下方法进行试验。
2.1 静置分离
氨基废水中含有部分氨基树脂，在预处理前用静置分离法进行回收，试验结果见表1。
表1 回收树脂试验结果
原废水CODCr/(mg.L-1)回收树脂后下层水CODCr/(mg.L-1)CODCr/去除率/%树脂回收率/%
22.7×10420.5×1049.73.0
树脂回收后不仅可以降低废水的粘度，增加流动性，而且CODCr也下降了9.7%，回收的树脂可重新用于生产。
2.2 萃取
废水中丁醇含量高，丁醇在二甲苯中的溶解性远比在水中大，可以用二甲苯萃取水中的醇，而二甲苯与丁醇的混合物可以作为稀释剂再使用[2]。萃取试验结果见表2。
表2 不同比例二甲苯萃取丁醇试验结果
废水：二甲苯(重比)萃后CODCr/(mg.L-1)CODCr去除率/%萃取物占原废水百分率/%
1:0.518×10412.22.72
1:1.015.4×10424.911.9
用二甲苯革取水中的丁醇，革取回收率可达11.9%，但二甲苯的用量太大，明显增加了处理费用;而且在萃取过程中还发现分离界面不易控制，很难操作，故不宜采用。
2.3 化学反应
2.3.1 碱性条件下反应
将原水样各取1000mL分成二组，分别在碱性条件下加尿素进行反应，一组先用三聚氰胺进行沉淀，然后过滤，母液再常压蒸馏脱醇;一组加尿素后直接蒸馏脱醇进行对照;试验结果显示在碱性条件下废水加尿素反应并不产生沉淀，用三聚氰胺处理后CODCr的去除率也没提高，故也不宜在碱性条件下加尿素反应。
2.3.2 酸性条件下反应
先调整废水的pH至2.0，在酸性条件下，甲醛与尿素反应生成甲基基沉淀(白色、疏松状)[3]。反应式如下：
然后用不同数量的尿素除甲醛，过滤沉淀，母液再进行常压或减压蒸馏脱醇，收集在64～94℃温度下的馏份，结果见表3。
表3 在酸性条件下先加尿素除甲醛
试验序号试验条件除甲醛结果蒸馏脱醇结果
尿素用量/%蒸馏方式沉淀物湿重/g沉淀物干重/g滤液CODCr/(mg.L-1)64-94℃馏份/mL脱醇余液CODCr/(mg.L-1)CODCr总去除率/%
11.0减压89.023.017.9×104205.39.1×10459.9
24.0减压282.570.015.1×10498.67.9×10465.2
36.0减压362.1102.514.6×10489.26.3×10472.2
44.0减压213.062.016.7×10486.58.7×10461.7
55.0减压330.195.715.9×104114.07.2×10468.3
由表3可知，在酸性条件下先加尿素除甲醛再蒸馏脱醇，其工艺是可行的，但在实际试验中发现生成的甲基碱沉淀不易从反应器中分离，也不易过滤，且含水率高;一次性蒸馏出的醇类明显低于碱性条件下的数量。另外，在减压条件下蒸馏还发现馏份温度很窄，蒸馏速度过快，终点难以控制，而且对设备的要求也较高，这样增加了操作难度，而常压蒸馏亦能达到预期的分离效果，故以选用常压蒸馏为宜。
2.4 在碱性条件下先常压蒸馏脱醇，再调PH至2.0加尿素反应除甲醛，试验结果见表4。
表4 在碱性条件下先蒸馏后脱醇再调pH加尿素沉淀试验结果
试验序号试验条件蒸馏结果
蒸馏pH蒸馏方式蒸馏时间/h加尿素pH尿素用量/%馏份体积/mL沉淀物湿重/g沉淀物干重/g滤液CODCr浓度/(mg.L-1)CODCr去除率/%
18.0常压2.02.04.0158.0261.870.07.1×10468.7
28.0常压1.52.00127.016.85.28.9×10460.8
38.0常压2.02.02.0138.0216.060.05.8×10474.4
48.0常压2.52.03.0168.0256.069.05.1×10477.5
由表4可知，在碱性条件下蒸馏脱醇回收的醇比酸性条件下先沉淀后蒸馏脱醇回收的醇明显增多，经色谱分析，馏份中主要的醇类为：丁醇60%-70%，甲醇30%-40%;另外不同的蒸馏时间对馏份的体积、成份有影响，对CODCr的去除率也有差异，蒸馏时间以2-2.5h为好。
3 多级精馏试验与结果分析
在碱性条件下一次蒸馏脱醇收集到的馏份是含甲醇、丁醇和水的混合物。混合物虽然可以在氨基树脂生产中作原料使用，其中丁醇能与氨基树脂醚化而被消耗，而甲醇因含量低基本不参与反应，但甲醇经多次循环后会积累起来，到一定量后就参与甲醇化反应生成甲醇化树脂，使树脂亲水性增加而降低树脂的质量[2]。为此，针对上述原因和前面试验结果，我们又利用甲醇沸点64℃，丁醇沸点118℃和水沸点为100℃，其混合物的共沸温度为94℃的性质。进行了多级精馏试验，具体过程如下：先把氨基废水pH值调为8.8-9.8，再进行常压精馏，收集64-75℃和76-94℃温度下的馏份，到塔顶温度为94℃时停止精馏，把剩余液pH值调到2.0-3.0，加尿素2%，升温反应除甲醛，试验结果见表5。
表5 多级精馏试验结果
试验序号试验条件蒸馏结果除甲醛结果
精馏pH精馏方式加尿素pH尿素用量/%64-75℃馏份/mL76-94℃馏份/mL釜底余液CODCr/(mg.L)自然沉降上清液CODCr/(mg.L-1)CODCr总去除率/%
18.0常压2.02.045.056.07.9×1044.5×10480.2
28.0常压2.02.053.062.06.7×1043.9×10482.8
经色谱分析，塔顶温度在64-74℃馏份以甲醇为主，约占85%;塔顶温度在75-94℃馏份以丁醇为主，约占90%。为了获得更高纯度的丁醇和甲醇，可以利用同套设备进行重精馏。
4 方案的选择与说明
从以上试验结果可知，氨基废水采用蒸馏的方式处理是可行的，无论从工艺上或CODCr去除效果看，都应该先在酸性条件下加尿素去除甲醛再蒸馏脱醇，这样既方便又增加CODCr去除率。但是，由于加尿素时生成的甲基脲沉淀物疏松、含水率高、粘度大给实际操作带来困难。而在碱性条件下，废水可以直接进行蒸馏不产生沉淀，对设备要求低、操作简便，CODCr一次性去除率可达60%以上。因此，本文选择了碱性条件下直接蒸馏脱醇再在酸性条件下加少量尿素(大约2%左右)去除甲醛的处理工艺，该工艺的实际可操作性强，其后续去甲醛过程可直接在室外封闭的地池中进行，这样就减少了设备投入，沉淀物在水抽干后可定期清理、外运。
5 工艺流程
按照上述试验，氨基废水预处理工艺确定如下：从反应釜底阀放出的下层废水集中收集后，在贮存池内静置分层，把上层树脂回收直接回用于氨基树脂生产。下层废水进入调节池，调PH至8.0-9.0，再泵人精馏釜内精馏，分别收集64-75℃的馏份和76-94℃的馏份，塔顶温度达到95℃时停止加热，整个升温精馏时间约为2-2.5sh，蒸馏釜底残留液放入调节池调pH值为2.0-3.0，加尿素2%升温到60℃反应2h左右，分层后上清液排入大池进入后续生化处理系统;下层沉淀物定期清理。收集后的醇类可用同套精馏装置重新精馏进行提纯，可以有效的提高醇利用率，降低生产成本。废水CODCr去除率达80%以上，达到了氨基废水的预处理目的。
A/DAT-IAT工艺处理高浓度氨氮废水
随着经济的快速发展，石化、化肥、食品、炼焦和治金等行业以及垃圾填埋带来大量高浓度氨氮废水，造成了严重的环境污染，尤其是水体的富营养化[1][2]。根据传统生物脱氮机理，微生物必须处于好氧和缺氧的交替环境中进行硝化和反硝化反应，才能顺利完成脱氮的过程[3]。这种交替环境中可以通过两种途径来实现，一是在空间上设置不同的反应器来完成(如A/O法)，二是在同一个反应器通过时间顺序来完成(如SBR法)。A/O法是目前运用最广泛的生物脱氮工艺，具有流程简单，装置少，勿需外加碳源，因此其建设费用和运行费用较低，但是容易受外界因素影响，出水水质不稳定。传统SBR法具有结构简单、处理效果好的特点，但由于其间歇进水、反应周期长，如果有脱氮要求时需外加碳源，因而制约其大规模、大范围的应用。A/DAT-IAT工艺是SBR工艺继ICEAS、CASS、CAST、IDEA发之后不断完善发展起来的一种新工艺，它的出现受到广大学者的重视。试验证明A/DAT-IAT系统具有良好的生物脱氮能力和运行稳定。
1 A/DAT-IAT系统介绍
A/DAT-IAT系统由一个缺氧池、一个DAT池和一个IAT池三部分串联组成(如图1)。原污水通过粗格栅、沉砂池等预处理设
图1 A/DAT-IAT试验装置示意图
1进水池 2进水泵 3搅拌器 4曝气头 5空压机
6出水泵 7出水池 8回流泵 9回流泵
施后首******入缺氧池，与DAT池回流硝化液混合并完成微生物反硝化反应，生成N2和N2O逸出了污水。缺氧池内不曝气，只搅拌，使污泥保持悬浮状态。随后上面的污水进入主曝气DAT池，DAT池连续曝气，在供氧充足的条件下，污水中有机物和氨氮得到有效地降解。DAT池中的大部分混合液通过内循环回流至前端的缺氧池，回流比控制在100~500%范围内，少部分混合液流入IAT池。IAT池间歇曝气、间歇沉淀和间歇滗水，有机物和氨氮进一步降解。 IAT池中底部沉降的活性污泥大部分作为该池下个处理周期使用，一部分污泥用污泥泵连续打回DAT池作为DAT池的回流污泥，多余的剩余污泥引至污泥处理系统进行污泥处理。
A/DAT-IAT系统实质由A/O法和SBR法串联而成，具有两者优点。A/DAT-IAT工艺与A/O法一样连续进水，避免了进水控制繁琐，提高了反应池的利用率，节约了成本，同时又与传统SBR法一样间歇曝气，并根据原水水质水量变化来调整运行周期，使之处于******工况[4]。DAT池的硝化液通过内循环回流至缺氧池内完成反硝化反应，可以利用原污水中的有机物作为碳源，节约了外加碳源，同时反硝化是产碱反应，而硝化是耗碱反应，可以减少DAT池的碱投加量。IAT池可视为延时曝气，溶解氧保持在0.5～1.5 mg/L范围内，使该池形成了好氧、缺氧、厌氧环境，可以出现同步硝化和反硝化反应现象[5]，有机物和氨氮进一步去除，出水水质较好。
2 试验装置和方法
2.1 试验装置
试验装置如图1所示，A/DAT-IAT为有机玻璃设备，整体尺寸为320mm×120mm×270mm，有效容积为9.6L，其中缺氧池为80mm×120mm×270mm，DAT池和IAT池分别为120mm×120mm×270mm。配水系统采用孔眼配水，前隔板在高度160mm处布置一排孔眼，共有8个φ8mm的孔眼，后隔板在高度30mm处布置一排孔眼，共有6个φ8mm的孔眼。
反应器置于恒温水浴中，保持温度恒定。进水量、出水量以及回流比可以通过蠕动泵来控制大小。曝气和出水的间隔时间利用时间微电脑开关来控制。
2.2 试验用水
原水来自镇江市某化工有限公司，其水质如表1。该废水属于高浓度氨氮废水，且高盐、多成分的难治理的废水。该污水拟采用两阶段处理，******阶段超声波预处理，第二阶段生物脱氮处理。本试验模拟第二阶段生物处理，用葡萄糖和废水稀释液调节进水COD和氨氮浓度。
2.3 分析方法
氨氮采用钠氏试剂分光光度法测定，COD采用重铬酸钾法测定，pH值采用玻璃电极法测定。
3 结果与讨论
3.1 污泥培养和驯化
本试验的污泥取自学校玉带河底泥，污泥呈黑色，含大量泥沙等无机物，活性极差。污泥首先在一个有效容积为10L的玻璃缸内培养，取1L底泥，加9L配制水，闷曝22h，静置2h，以后每个周期排放6L废水，然后加入6L配制水，连续运行了12天。污泥颜色由黑色逐渐变成浅黑色，沉淀时泥水界面由开始模糊逐渐变得边缘清晰，镜检可以观察到草履虫、漫游虫、裂口虫、吸管虫等。随着生物相逐渐变好，预示菌种已培养出来，但污泥活性还不强，需要继续培养。培养12天以后，每天运行两个周期，曝气10h，静置2h，连续运行了20天。活性污泥SV为21%，MLSS达到3500 mg/L，污泥的絮凝和沉淀性能良好，混合液静置半小时，上清夜清澈透明，泥水界面清晰，沉淀污泥呈黄褐色，镜检有大量新型菌胶团，较为密实，镜检可以观察倒许多活跃钟虫，说明了活性污泥培养成功。
将活性污泥倒入A/DAT-IAT反应器中，A/DAT-IAT系统开始正常运行。IAT池反应周期为4h，其中曝气2h，沉淀1h，排水及静置1h。驯化初期进水COD浓度300mg/L，氨氮50mg/L，以后每隔1个星期提高COD和氨氮浓度一次，连续运行了3个月。在驯化结束时，COD浓度为600 mg/L，氨氮浓度120 mg/L，去除率分别达到94%和96%。
3.2 氨氮进水浓度的影响
进水流量0.6L/h，COD为600 mg/L，pH值7.6，不断改变进水氨氮浓度，考察氨氮进水浓度对氨氮去除率的影响。由图2可知，当氨氮浓度为150 mg/L，出水氨氮浓度低于 25 mg/L，可达到国家二级排放标准，说明A/DAT-IAT系统具有一定耐水质冲击负荷的作用。当氨氮高于150 mg/L，出水水质明显下降，分析脱氮效果下降主要的原因有两个：一是游离态氨对微生物的抑制作用[6]，随着废水氨氮浓度增加废水中的游离氨浓度液也升高，微生物正常生理活动受到游离态氨的抑制作用;二是随着氨氮浓度的增加，微生物繁殖也增多，DO的量和COD的量供应不能满足微生物的需要，这时有必要提高DO或者COD供应量。氨氮浓度越低硝化降解越******，出水水质越好。
3.3 pH的影响
进水COD浓度600 mg/L，氨氮浓度120 mg/L，流量0.6L/h，投加NaHCO3调节进水pH值，其处理效果见图3。
由图3可以看出， pH值低于7.4或者高于8.0时，脱氮效果快速下降。pH值对氨氮去除率影响非常大，硝化细菌适宜的pH值为6.0～7.5，亚硝酸菌适宜的pH值为7.0～8.5，反应器pH小于6或者高于9.6时整个硝化反应受到抑制[7]。对于反硝化过程，当pH值低于6或高于9时，反硝化速率很快下降，当pH值为7.6左右时，反硝化处于******状态，pH值过高，硝化细菌会受到抑制而影响反硝化的反硝化速率[8]。本试验A/DAT-IAT系统在pH值7.4～7.8范围内时取得******脱氮效果。
3.4 碳氮比的影响
保持进水氨氮浓度120 mg/L，进水量0.6L/h，pH值7.6，调节进水COD浓度，改变碳氮比，其处理效果见图5。
在活性污泥中，自养菌和异养菌的比例与污水的C/N比有关，氨氮除了为细胞提同化合成氮源外，还是硝化菌生长的能源。低C/N比的条件下，有利于自养硝化菌对低物和溶解氧的竞争，硝化细菌优势生长;高C/N比导致废水有机物负荷过高，活性污泥系统中的异养型好氧菌生长速度高，自养型硝化菌与异养型好氧菌在对氧的竞争中处于劣势，使得硝化效果不理想。但是，并不是废水C/N比越低越好，低C/N比限制了反硝化过程。理论上，C/N比大于2.86才能满足反硝化作用对碳源的需要[9]。有文献报道[]：在实际运行中应控制C/N比大于4.0，******高于5.7。试验表明,A/DAT-IAT系统在C/N比为6时能取得良好的脱氮效果，说明了控制C/N比是生物脱氮的一个重要因素。
3.5 内回流比的影响
内回流比(r)是A/DAT-IAT系统脱氮一个重要控制参数，它直接决定了脱氮效率。假设生物硝化在DAT池为100%，反硝化在缺氧池也为100%，不考虑IAT池脱氮的效果，即所有的TKN均被硝化成NO3--N，回流到缺氧池的所有NO3--N均被反硝化为N2，此时脱氮效率EDN为[10]：
从上式可以看出来，r越大，系统脱氮效率越高，出水氨氮浓度越低。实际并不是如此，因为r越高，通过内回流自DAT池带至缺氧池的溶解氧就越多，当溶解氧较高时，反硝化会受到干扰，使得脱氮效果下降。本试验进行了内回流比为100%、200%，300%，400%，500%，600%六个工况的运行试验，结果如表2。确定本试验******内回流比为400%。
3.6 污泥回流比的影响
A/DAT-IAT系统在不同的反应池内为混合流，在时间上是推流，DAT池内的废水连续不断流入IAT池，使得DAT池污泥不断流失，最后没有污泥了。为了避免这种情况出现，必需设置回流泵，将IAT池内污泥回流至DAT池。本试验分别进行了回流比为50%、100%、150%、200%、250%、300%、400%的试验，试验结果如表3所示。氨氮去除率随着回流比增大开始升高后来降低，回流比为250%时氨氮去除率最高。当回流比过小时，缺氧池和DAT池内污泥量少，不能有效进行有机物和氨氮降解反应;当回流比过大时，IAT池与DAT池混合液氨氮浓度不存在浓度差，几乎合并成为一个反应池。
进水COD浓度600 mg/L，氨氮浓度120 mg/L，流量0.6L/h，pH值7.6，投加NaHCO3改变进水pH，其处理效果见图4。
硝化细菌对温度非常敏感，在5～35℃的范围内能进行正常的生理代谢活动，并随着温度的升高，生物活性增大。而反硝化细菌对温度不如硝化细菌敏感，但反硝化效果也会随温度变化而变化。
4 结论
1.A/DAT-IAT工艺实质是A/0法和SBR法结合，它具有两者优点。不需外加碳源，出水水质好，运行成本低，是一个有效脱氮的新途径。
2.本试验考察了进水水质对氨氮去除率的影响。试验表明进水氨氮为120mg/L时，碳氮比为6，pH为7.6能取得良好脱氮效果。
3.回流比对脱氮影响也非常大.
ADAT-IAT工艺脱氮机理初探及其ADAT-IAT工艺的特点
一.A/DAT-IAT工艺脱氮机理初探
A/DAT-IAT工艺和传统活性污泥法一样，都是利用微生物对废水中污染物进行分解，达到净化水质的目的。与传统活性污泥法不同的是，A/DAT-IAT工艺是由三个不同功能的反应池组合而成，这三个池既可看作在DAT-IAT池的基础上前置了一个缺氧池，也可看作A/O池与SBR池的串联。
设计缺氧池就是为了改善DAT-IAT工艺脱氮效率低的缺点。在缺氧池内的缺氧环境下，DAT池中的硝态氮液大量回流至缺氧池进行反硝化反应。反硝化菌可以利用原水中充足的有机碳源来作为电子供体，以回流混合液中的硝态氮作为电子受体进行厌氧呼吸。
从动力学的角度分析，反硝化过程应属于零级反应。多数学者认为：当反硝化过程中有充足的有机碳源，同时NO3--N的浓度高于0.1mg/L时，反硝化速率与NO3--N的浓度无关，只与反硝化菌的数量有关[1]。缺氧池在脱氮的同时还可以降解有机污染物，降低了DAT池有机负荷，提高了DAT池硝化速率，增强了DAT池的硝化效果。此外，缺氧池还存在水解发酵作用，难降解的COD水解为易降解的COD，使得系统生物降解更加容易。
硝化菌是化能自养菌，生长率低，对环境条件变化较为敏感。DAT池连续曝气，整个池处于完全混合状态，流入DAT的废水很快就被稀释了，减少了一些有毒物质和重金属对细菌的破坏或抑制。由于废水中大部分有机物被用作反硝化的外加碳源，因此在DAT池中有机负荷较低，有利于硝化菌的繁殖，硝化反应可以高效地进行。硝化速率还与硝化菌数量有关，由于A/DAT-IAT有独特的沉淀分离功能，无需像其它工艺那样需要大体积的沉淀池，就可以保证系统内高浓度的MLSS，从而维护了较高浓度的硝化菌。IAT池在曝气阶段进行硝化反应，在沉淀阶段和排水阶段可以利用内源碳源进行反硝化反应，进一步降低了NH3-N浓度。
综上所述，A/DAT-IAT系统既发挥了DAT-IAT对有机物废水处理效果的优点，又改善了DAT-IAT系统脱氮效率低的缺点。因此，A/DAT-IAT工艺对高浓度的有机物和NH3-N废水的处理具有良好的应用前景。
二. A/DAT-IAT工艺的特点
综上所述，从A/DAT-IAT系统的工作原理及运行方式可以看出，A/DAT-IAT工艺在结构上和工艺上具有许多其它工艺无法比拟的优点。
1、池型结构
①构筑物结构紧凑，集水量及水质调节、生化反应与污泥沉淀功能于一身，无需另建二沉池。池型采用矩形，可以利用公用池壁，池体之间水力相通，中间池壁不用承受单向压力，既有利于保温又能节省了土建费用和占地面积。
②两池之间设有导流墙，避免了两池水力干扰，改善了水力状态。在沉淀和排水时，DAT池中的混合液从隔墙底部平缓流入IAT池，将IAT池上清夜上托，不会对沉淀污泥产生扰动，IAT池几乎处于静态沉淀，其沉淀效果要优于二沉池。
③根据生物反应动力学原理两池或者两池以上串联运行的系统，从整个反应器内看水流呈现推流态，而在不同反应器里为完全混合的复杂流态，这样不仅保证了稳定的处理效果，还提高了反应器的容积利用率。
④工艺流程短，污水厂主要构筑物为集水池、沉砂池、A/DAT-IAT池、污泥池，没有初次沉淀池、二次沉淀池，布局紧凑，易于实现自动化。
2、工艺结构
①A/DAT-IAT系统的运行经历了好氧、缺氧、厌氧、沉淀等阶段，筛选了优势菌种，抑制了丝状菌的生长，污泥的沉降性能和脱水性能良好。微生物可通过多种途径进行代谢，利用不同形态的氧源作为电子受体，使有机物的降解更完全且能耗又省，脱氮效果更好。
②废水先流入缺氧池与经硝化后含有NO2--N和NO3--N的回流液混合，进行反硝化反应。废水中的有机物为该段反硝化提供了外加碳源，另外，反硝化产生的碱度可以提供给硝化段，中和该段产生的H+。
③A/DAT-IAT工艺适应水量水质变化大的废水，具有抵抗毒性的功能、运行稳定、处理效率高、出水质量好。因为进水冲击负荷在经过多级处理后，对出水水质的影响也大为降低。
④由于所有的生化反应都与反应物浓度有关。从连续运行的缺氧池进水也就加速了缺氧反应，缺氧后的废水进入反应池，提高了反应池的COD降解和硝化反应速率，从而改善了系统的整体处理效果，提高了出水水质。
⑤IAT池可视为延时曝气，有机物负荷非常低，有利于硝化反应的进行，在沉淀阶段可利用内源碳进行反硝化反应。废水中的有机物和NH3-N在IAT池进一步降解，确保了出水水质。
ADAT-IAT工艺的由来及其运行过程
1.A/DAT-IAT工艺的由来
活性污泥法是一种应用广泛且非常具有潜力的废水处理技术[1]。自1914年该技术在英国被应用以来至今已有90多年的历史了，在该技术出现的初期，由于受到理论水平、运行和管理等技术条件的限制，使它的应用和推广工作进展缓慢。近50年来，随着对其生物反应和净化机理的广泛深入的研究以及该法在生产应用技术上的不断改进和完善，使它得到了很大的发展。相继出现了多种工艺流程和工艺方法，使得活性污泥法的应用范围逐渐扩大，处理效果不断提高，工艺设计和运行管理更加科学化。目前，该方法在废水生物处理中还处于首要地位，据******资料显示，在全球近6万座城市污水处理厂中，有3万多采用活性污泥工艺，其中美国有9000余座，日本采用活性污泥法的污水厂占污水厂总数的86.7%。活性污泥法是我国目前采用最主要的污水处理工艺，占已建成的污水处理厂总数超过了70%。
尽管活性污泥法得到了广泛的应用，但它还存在一些缺点，给污水处理厂生产运行带来一定的困难。以传统活性污泥法为例，归纳一下活性污泥法在运行中存在的主要问题。
1.活性污泥法对废水水量、水质变化的适应性较差;
2.污泥膨胀问题是活性污泥法自产生以来一直伴随并常常发生的一个棘手的问题。它引起污泥结构松散，沉淀压缩性能差，直接影响出水水质，并危害整个生化系统的运作[2];
3.污泥产量大，通常占废水总量的0.5%～1%，成分复杂既含有大量的有机物，又含有害的重金属、病原微生物等，处理和处置费用高[3];
4.脱氮除磷效果差，一般只有20%～30%左右;
5.曝气结构膨大，占地面积大;
6.运行管理操作复杂，管理专业水平要求高。
以上概括以传统活性污泥法为中心的工艺在应用中存在的一些问题。国内外许多学者进行了大量的研究和探讨，在传统活性污泥法的基础上进行了各种改进，产生了很多种不同的活性污泥工艺，一些工艺较传统工艺处理功能增强，一些工艺运行更加稳定，而另外一些工艺的费用大大降低或者运行更加方便。这些工艺上的改进，充分满足了各种不同的处理要求。其中SBR法就是为了克服传统活性污泥法的缺点发展起来的。
20世纪70年代初，美国R.Irvine教授等开展了活性污泥SBR法的初步研究，并于1971年发表了《运用间歇式活性污泥法处理废水》的著名论文，为SBR法以后的发展奠定了理论基础。80年代后，由于现代仪表和控制技术的巨大发展，电磁阀、气动阀、液位传感器、电子定时控制器，龙其是微机等自动控制装置广泛应用于水处理技术，使得SBR法运行操作自动化控制得以实现，在欧、美、澳、日等国家得到了迅速的发展。80年代中期，我国开始对SBR法进行系统研究与应用，1985年虞寿枢等为上海市吴凇肉联厂设计并投产了我国******座SBR法废水处理设施，刘永凇等人也展开了对SBR法特性的研究。在SBR法的控制技术方面，哈尔滨建筑大学的彭永臻等人对SBR法反应时间的计算机控制参数进行了研究。90年代尤其是近几年来，该工艺在我国工业废水处理领域应用非常广泛，在全国各大中城市已有多座SBR法处理设施投入运行，其中采用SBR法处理的废水主要是屠宰废水、苯胺废水、含酚废水、啤酒废水、化工废水、淀粉废水等，为我国的环境保护发挥积极作用。
但传统的SBR法在工程应用中仍存在一定局限性。譬如，若进水量较大，则需要调节反应系统，从而增大投资，而对出水水质有特殊要求，如脱氮、除磷等，则还需对工艺进行适当改进。因而SBR工艺在设计和运行中，根据不同的水质条件、使用场合和出水要求有了许多新的变化和发展，产生了许多变型，主要包括ICEAS、CASS、IDEA、UNITANK和DAT-IAT等工艺。DAT-IAT工艺是为了克服ICEAS的缺点将预反应池改为与SBR反应池(IAT)分立的预曝气池DAT，DAT池连续进水、连续曝气，IAT池间歇曝气、沉淀和排水，在沉淀阶段不受进水的影响，且增加了从IAT到DAT的回流装置。
根据本课题处理水质要求，在DAT-IAT工艺基础上前置一个缺氧池(A)，即形成了A/DAT-IAT工艺，由缺氧池、DAT池和IAT池三部分串联而成的。
2.A/DAT-IAT工艺运行过程
缺氧搅拌 曝气 曝气 缺氧搅拌 曝气 沉淀 缺氧搅拌 曝气 滗水
图2.1 A/DAT-IAT工艺工序
Figure2.1 DAT-IAT technique working procedure
A/DAT-IAT工艺的反应机理及污染物的去除机理与传统活性污泥法、SBR法基本相同，仅是构筑物的构成方式和运行操作不同[4]。它是在一组反应池中，在时间上进行各种目的不同的操作。具体操作工序如下：
1.进水阶段
废水首先连续流入缺氧池，连续进水使得A/DAT-IAT工艺比典型的SBR法更有优越性，不需要调节池和进水控制系统，节约了建设成本和占地面积。缺氧池和DAT池混合液分别通过双层导流设施流入DAT池、IAT池，这样避免了水力短路。
2.反应阶段
缺氧池内的进水与从DAT池中回流来的硝化液完全混合，在反硝化菌的作用下进行脱氮反应，将NOX--N转化成氮气，可以利用进水中的有机碳源，减少了外加碳源，甚至不需要外加碳源，同时产生的碱度可以下硝化段的碱度，中和该段产生的H+。缺氧池内不曝气，只搅拌，保持污泥处于悬浮状态。曝气分两部分，DAT池连续曝气，池中水流呈完全混合状态，绝大部分NH3-N被硝化菌转化为NO3―-N。IAT池间歇曝气，难降解有机物和NH3-N在IAT池进一步降解。为了达到更好的沉淀效果，在沉淀阶段前进行短暂的曝气，以除去附着在污泥上的氮气。
3.沉淀阶段
沉淀阶段相当于传统活性污泥法的二次沉淀池的功能。沉淀阶段只发生在IAT池，混合液中的污泥与上清夜分离。DAT池中的水从底部平缓流入IAT池，对IAT池不会产生干扰，因此其沉淀效率显著高于一般二沉池的动态沉淀。
4.排水阶段
排水水阶段只发生在IAT池，当水位达到最高时，沉淀阶段结束，开始进入排水阶段。排水有专门滗水设备，对沉淀下去的污泥不会产生扰动，当水位达到******时，停止滗水，剩下的一部分处理水可作循环和稀释用。IAT池不直接排放处理水，因此不像连续进水连续出水的活性污泥法那样容易受负荷变化的影响。IAT池底部沉降的活性污泥大部分作为该池下个处理周期使用，一部分污泥用污泥泵连续打回DAT池作为DAT池的回流污泥，多余的剩余污泥引至污泥处理系统进行污泥处理。
5.闲置阶段
IAT池中沉淀阶段结束到下个周期开始期间会出现一个闲置期，根据废水的性质和处理要求决定其长短或者取消。在该时段内可进行搅拌或曝气，以保持污泥的活性。
A/O工艺处理己内酰胺生产废水及运行控制
中石化巴陵分公司己内酸胶产品部和帘子布产品部是目前国内规模******，技术最******的己内配胶和帘子布生产厂家。原设计年产己内酚胺5万吨。1999年工厂对己内酷胺装置进行了“六改七”工程。该工程工艺******，生产工序复杂。所排废水含有大量环状有机物和低聚物，CODcr值和BOD5。值高NH3-N含量高;生物可降解性差，是当前石化行业难处理的生产废水之一。
工厂于1992年建成一套A/O废水处理装置，又于1996年底对废水处理装置进行了扩容改建，为今后己内酷胺装置和帘子布装置持续扩能改造创造了条件。由于工厂废水排放位于长江与洞庭湖过渡段的黄金水域，国家要求扩容改建后的废水处理执行《污水综合排放标准》GB8978-1996的一级排放标准[1]。
表1 实际排入度水处理荣亚的水量水质
装置
名称废水来源流量/(m3·h-1)ρ(CODcr)/(mg·L-1)ρ(NH3-N)/(mg·L-1)备注
设计 实际 设计 实际 设计 实际
己内酰 E—5606 5.2 5.6 23300 14892
胺装置 E—6506 13 13 1040 526 160 80.3
V—4601 10 6 167 13213 740 3025
7000离子交换液 6.5 / 4500 其中含生活污水
27.5 m3/h雨水及
地面冲洗水 80 m3/h
帘子布 9号管 104 120 200-300 3000-5000 600
装置 从管架来水 28 28 2000 2000
9号管 30 30 500 500 9号管为生活污水及帘子
布装置排水管
总计 210 3500 440
1 废水水量水质
①废水水量水质见表1。
②设计水量水质。根据表1的水量水质情况进行加权平均，考虑不均匀系数之耐冲击水量的要求。设计水量为 250 m3/h;设计水质为 ρ(CODcr)ρ2000 mg/L，ρ(BOD5)≤1 200 mg/L，ρ(NH3-N)≤200mg/L。
③处理后的水质要求。ρ(CODcr)≤100 mg/L，ρ(BOD5)≤30 mg/L，ρ(NH3-N)≤15 mg/L，ρ(SS)≤70 mg/L。
2 废水处理工艺
2.1 处理方法的确定
己内酷胺生产废水以有机物为主，主要来源于环己酮、己内酚胺、羟胺、硫铰等车间的工艺废液、废碱液、冲洗、清洗废液及油相水相排出物。空要污染物为环己酮、环己醇、环己烷、苯、甲苯、己内酷胺、石油类、硫酸盐、氨氮等。废水的排放具有很强的不均匀性。为了处理好己内酰胺生产废水，设计提出了两个处理方案。方案一是将环己烷氧化与环己酮肟化两套装置排出的高质量浓度有机废水(ρ(CODcr)≤2 400 mg/L，pH值≤4)首******行厌氧处理，然后与其它废水进行混合，再进行缺氧-好氧(A/O法)处理。方案二是全部废水混合后用 A/O法处理。A/O工艺用于城市污水及某些工业废水处理生物脱氮效果较好。但应用于己内酰胺生产废水处理，国内尚无实例。经试验方案一的结果表明，高浓度有机废水pH值较低，必须投加大量的碱进行中和，并加水稀释后才有明显效果，这使得厌氧池体积很大，基建投资高。方案二的结果表明，能同时达到降解水中有机物及脱氮的目的，处理效果好，运行稳定，在技术和经济上明显优于方案一，出水水质完全可以达到排放标准。因此，设计选用方案二。
2.2 处理工艺流程
废物水处理工艺流程见图1。
2.3 主要设计参数
①污泥负荷：
Fw=0.2-0.25kg[BOD5]/(kg[MLSS]·d);
②缺氧池的硝化负荷：
FNH3=0.08-0.10kg[NH3-N]/(kg[MLSS]·d);
③缺氧池的脱硝负荷：
FNOx-1=0.12-0.14[NOx--N]/(kg[MLSS]·d);
2.4 主要构筑物和设备
①匀质调节池：矩形钢混结构，共2间，每间池子结构尺寸20m×20m×6.5m,有效容积5000m3。池底布有穿孔管，以利于搅拌混合。
②缺氧池：矩形钢混结构，共2间。每间池子结构尺寸18m×14m×5.3m,有效容积2600m3。设潜水搅拌器4台，控制溶解氧0.2～0.5 mg/L。
③预曝气池：矩形钢混结构，共2座。其中一座池子分2间，每间池子结构尺寸 30 m × 14 m ×5.3 m，有效容积 2 600 m3。池底设有双螺旋曝气器。另一座分3间，每间尺寸为21.25 m × 15 m ×5.2 m，有效容积 5 000 m3。池底布有曝气软管。
④一段曝气池：短形钢混结构，共6间。每间池子结构尺寸 30 m × 15 m × 4.05 m，有效容积6 000 m3。池底布有中微孔曝气器和少量旋混曝气器。一段曝气池CODcr容积负荷 1.8 kg/(m3·d)，污泥质量浓度 3.5～4.5 g/L，溶解氧 2～3 mg/L，混合液回流比100%回流到缺氧池，进水CODcr质量浓度 1800 mg/L左右，CODcr去除率 80%～86%。
⑤沉淀池：二沉池和终沉池各2座。中心进水，周边出水的辐流式沉淀池，二沉池直径φ12m，终沉池直径φ14 m，废水停留时间 2 h。
⑥二段曝气池：矩形钢混结构，共2座。其中一座池子分2间，每间池子结构尺寸18 m×15 m ×4 m，有效容积 2 000 m3。另一座池子分 3间，每间池子结构尺寸 20 m × 4 m × 4 m，有效容积 1000 m3。池底均布有可变微孔曝气器。二段曝气池CODcr容积负荷 0.7 kg/(m3·d)，污泥质量浓度 l～2 g/L，溶解氧质量浓度 3～4 mg/L，混合液回流比 200%回流到缺氧池。进水ρ(CODcr)=250～350 mg/L，CODcr去除率64%～74%，出水 ρ(CODcr)<100 mg/L。
3 A/0工艺在运行管理中的重要控制参数
影响A/O生物脱氮系统运行的因素可分为二大类：一类是基础因素，如污泥负荷、回流比、泥龄等;另一类为环境因素，如 pH值、温度、溶解氧等。通常，环境因素决定生物脱氮过程的成败，基础因素控制生物脱氮效率的高低。下面对影响系统运行的6个重要参数进行分析研究。
3.l pH值
pH值对硝化和反硝化都有一定的影响，由于在硝化过程中有H+产生，水的pH值将下降，要使硝化过程正常稳定运行，曝气池混合液必须有足够的碱度。以保证硝化作用完成以后，水中尚有30～50 mg/L剩余碱度为宜。根据运行经验，pH值控制在8～8.4范围内是硝化速率的高效反应区。
3.2 溶解氧
生物硝化脱氮处理，氨氮硝化需氧量很大，曝气池内必须供给足够的溶解氧，硝化反应才能正常进行。通常当曝气池内溶解氧质量浓度在2～6mg/L时，硝化率与溶解氧质量浓度关系不大，如果在 2 mg/L以下，溶解氧浓度就成了硝化反应的抑制因素。
根据运行经验，本装置要保持NH3-N有较好的去除效果，曝气池内溶解氧的质量浓度应保持在 2.0-4.0 mg/L范围内。
3.3 污泥负荷
生物脱氮是在CODcr，BOD5 充分去除的基础上才发生的，若污泥负荷过高，则曝气池仅产生有机物氧化反应而不产生硝化反应，因此要保持较高的脱氮效率，污泥负荷必须控制在一定范围内。
当进水的CODcr浓度高，污泥负荷超过0.25kg [BOD5]/(kg[MLSS]·d)时，好氧池中的异养菌增多，使得硝化细菌的增殖受到限制，使硝化反应不完全。后来，在匀质池进口外增加 2根 DNO稀释水管线，保证了进水浓度的相对稳定，污泥负荷稳定控制在 0.25 kg[BOD5]/(kg[MLSS]·d)以下，脱氮效果很好，NH3-N去除率由50%上升到90%以上。CODcr，BOD5 去除率分别为 95%，99%左右。
3.4 硝化负荷
硝化负荷将影响氨氮的转化，负荷太大，硝化反应不完全，脱氮效果变差。当硝化负荷超过0.10 kg[NH3-N]/(kg[MLSS]·d)时，出水 NH3-N明显上升，去除率急剧下降，活性污泥结构松散，终沉池污泥成颗粒状随水带出。当发现硝化负荷高时，可采取减少进水量，降低硝化负荷;适当提高匀质池 CODcr的浓度，保持 m(C)：m(N)= 6：l左右，这个比例能使硝化菌较快地增长;为保持曝气池适当污泥浓度和增加供氧，可将污泥全部回流至曝气池。
根据经验，硝化负荷控制在0.04-0.06 kg[NH3-N」/(kg[MLSS]·d)范围内，脱氮效果好，NH3-N去除率在85%以上。
3.5 回流比
回流比(R)也是A/O系统运行中的一个重要控制参数，包括混合液回流比(R)和污泥回流比(r)。混合液回流的作用是向缺氧池提供硝态氮. 作为反硝化的电子受体;污泥回流的作用主要是保持系统的污泥平衡。
前置反硝化 A/O工艺要求大部分混合液回流到缺氧池，以确保反硝化的正常进行，因此回流比的大小直接影响系统的脱氮效果。回流比太小，则出水NO3--N偏高，大部分硝态氮随终沉池出水流出;无足够的硝态氮供反硝化，势必影响脱氮效率，且废水中有机碳源不能充分利用。一般认为回流比越大，脱氮效率越高，其实不然，当回流比过高，则不仅多耗费动力，还会因回流量增加，导致缺氧池中m(BOD5)/m(NO3--N)比值下降，若低于1.0时，脱氮速率反趋变慢。我们分别在回流比在2，3，4三种情况下进行运行比较，当回流比控制在4时，去降率可达到91.3%，脱氮效果好。
3.6 A/O容积比
在 A/O工艺中，好氧池的作用是使有机物碳化和使氮硝化;缺氧池的作用是反硝化脱氮，故两池的容积大小对总氮的去除率极为重要。A/O的容积比主要与该废水的曝气分数有关。缺氧池的大小首先应满足NO3--N利用有机碳源作为电子供体，完成脱氮反应的需要，与废水的碳氮比，停留时间、回流比等因素相应存在一定的关系。借鉴于类似的废水以及正交试验，己内酷胺生产废水的A/0容积比确定在1：6左右，较为合适。
而本设计的A/ 0容积比为亚：2，缺氧池过大，导致缺氧池中的m(BOD)/m(NO3--N)比值下降，当比值低于1.0时，脱氮速率反趋变慢。另外，缺氧池过大，废水停留时间过长，污泥在缺氧池内沉积，造成反硝化严重，经常出现大块上浮死泥，影响后续好氧处理。后将A/O容积比按1：6改造，缺氧池运行平稳。
4 结论
A/O活性污泥法处理己内既胺生产废水，只要控制pH值在8-8.4，水温15-30℃，溶解氧2.0 -4.0 mg/L，污泥负荷 0.25 kg [BOD5]/(kg[MLSS]·d)以下，硝化负荷 0.04-0.06kg[NH3--N]/(kg[MLSS]·d)，回流比4左右，A/O容积比1：6左右时。对氨氮去除率平均可达85%以上，最高可达 99%，CODcr去除率可达 95%以上，BOD5 去;除率为99%左右。其它指标也符合国家规定的排放标准。
CASS工艺处理高氨氮生活污水试验研究
长期以来，高浓度氨氮一般出现在工业废水中，处理这部分废水大多采用物化和生化方法相结合的工艺或者完全物化工艺。但是，随着人们消费结构的变化，生活污水的高氨氮已经成为一个不容忽视的问题，解决这一问题对于防止水体富营养化和解决水体环境污染问题具有重要意义。生活污水中氨氮的变化范围一般在20～150mg/L，通常把氨氮浓度在80mg/L以上的生活污水称为高氨氮生活污水。本试验所研究的高氨氮生活污水浓度范围在80～150mg/L。
对高氨氮生活污水的处理研究可适用的范围为：城市生活污水、小城镇污水、高校生活污水、小区生活污水以及工业废水。
国内外目前对于应用CASS工艺处理高氨氮生活污水的研究还处于起步阶段，处理效果也不理想，脱氮率较低。研究如何将CASS工艺用于高氨氮生活污水的处理，充分发挥CASS工艺脱氮除磷效果好、耐冲击负荷能力强、防止污泥膨胀、建设费用低和管理方便等优点，对于促进CASS工艺的发展和改善水体环境具有现实意义。
1.试验装置和试验方法
1.1 试验装置
试验采用的CASS反应器
反应器尺寸大小：L×B×H=1000mm×320mm×450mm，分为缺氧区和好
氧区两个部分，其中缺氧区长度为200mm，好氧区为800mm。滗水部分采用丝杠套筒式滗水器，受PLC控制器控制。
1.2 试验条件
试验原水取自某高校学生公寓楼前化粪池上清液。生活污水由厕所、厨房排水，洗浴水和其它污水组成，其中，厕所污水和厨房排水是生活污水的主要来源。污水中的NH3-N浓度高，浓度在90～120mg/L，占进水总氮的92%左右，COD浓度在400～900 mg/L。
试验周期运行时间设定为4h，各阶段时间分配一般为：曝气120min，沉淀90min，排水20min，闲置10min。试验采用均匀曝气方式，每个周期的曝气量保持不变，以曝气期末端DO作为控制目标，试验过程中末端DO一般控制为2.5mg/L。CASS工艺采用变容积运行，最高水位和******水位的MLSS相差较大，系统内的MLSS始终处于一个变化状态。一般平均MLSS控制在4000～4500 mg/L。
2.试验结果和讨论
2.1 污泥负荷对脱氮的影响
试验分别采用HRT为12h和16h;周期运行时间为4h，各阶段时间分配为：曝气120min，沉淀90min，排水20min，闲置10min;以曝气期末端DO控制在2.5～3.0mg/L。回流比采用150%。
图1表明，试验中污泥有机负荷对各种物质的去除均有重要影响。当污泥有机负荷低于0.25kgCOD/(kgMLSS·d)时，硝化率在96%以上，COD去除率为88%左右，而脱氮率在50～70%之间。当污泥有机负荷在0.18～0.25 kgCOD/(kgMLSS·d)时脱氮效果******，脱氮率在60～70%;当污泥有机负荷高于0.28kgCOD/(kgMLSS·d) 时，COD去除率降低到80%以下，硝化率在50～80%，脱氮率在39～60%。
图2表明，NH3-N负荷对硝化的影响较大，当NH3-N负荷低于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)时，硝化率达到96%以上，而当NH3-N负荷高于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)时，硝化率明显下降，仅达到50～80%。NH3-N负荷对反硝化的影响不明显。
2.2 回流比对脱氮的影响
分别采用50%、100%、150%、200%、250%五种回流比进行对比试验。HRT为16h;周期运行时间为4h，各阶段时间分配为：曝气120min，沉淀90min，排水20min，闲置10min;曝气期末端DO控制在2.5～3.0mg/L。
回流比试验数据如表1所示, 回流比对脱氮效果的影响曲线如图3所示：
表1 回流比试验数据表
回流比%进水COD mg/L出水COD mg/LCOD去除率%进水总氮mg/L进水NH3-Nmg/L出水NH3-Nmg/LNH3-N去除率%出水NO3-Nmg/L脱氮率%
50485.5634.4492.91105.7597.292.4997.4461.2139.76
100518.3365.4587.37118.15108.720.5899.4957.7950.60
150528.2661.9088.28127.07116.912.7397.6844.7362.65
200479.4957.9787.91121.20111.540.7399.3654.4754.46
250483.1535.3992.68113.91104.800.8299.2455.8350.29
图3表明，当生活污水试验的回流比从50%到250%以每次50%的速度递增时，系统的脱氮率呈现出先增大后减小的趋势，当回流比增大到150%时，系统的脱氮率达到******，其数值为62.65%，NH3-N保持97%以上的去除率， COD去除率也达到88%以上。
2.3 曝气时间和溶解氧对脱氮的影响
改变曝气量以控制末端DO，并改变曝气时间，具体组合工况见表2，
表2 试验工况数据表
工况曝气量(m3/h)曝气时间(min)沉淀时间(min)
10.812090
20.912090
30.815060
40.715060
50.615060
试验采用 HRT为16h，回流比为150%。
图4表明，当曝气量和曝气时间发生变化时，各工况一个周期内DO的变化并不相同，但是各个工况都表现出由小到大的一个变化过程。
五种工况的出水水质情况如表3所示。
表3 五种工况试验结果数据表
工况进水COD(mg/L)出水COD(mg/L)COD去除率(%)总氮(mg/L)进水NH3-N(mg/L)出水NH3-N(mg/L)NH3-N去除率(%)出水NO3-N(mg/L)脱氮率(%)
1565.50 47.7891.55 132.51 121.9120.5583.14 36.2657.13
2553.37 41.1092.57 151.36 139.259.6193.10 48.7161.47
3635.06 44.8892.93 136.88 125.930100.00 46.6465.93
4687.21 66.5090.32 116.02 106.7415.8985.11 30.0060.45
5542.07 44.9491.71 105.64 97.1918.3381.14 35.3849.16
图5表明，五种工况下，DO和曝气时间的改变对NH3-N去除率影响******，NH3-N去除效果好的工况脱氮效果也相应较好，硝化******的工况3脱氮效果******，脱氮率达到了65.93%，而硝化率******的工况5脱氮率则******，为49.16%;DO和曝气时间对COD去除率的影响则很小，各种工况下COD的去除率都达到了90.32%以上，
从上述分析可知，DO的控制对脱氮效果的影响较大。要取得好的脱氮效果，首先要将硝化进行得比较******，而DO对于硝化反应有着重要的影响。试验表明，适合于脱氮的DO浓度反映在两个方面：一是曝气阶段的******DO浓度必须达到一定水平，根据试验，这个******DO浓度水平是1.40 mg/L;二是曝气期末端DO水平也要达到一个较高值，这个值的选择范围要宽一些，根据试验结果， 2.5～3.5 mg/L的控制范围比较合理。
曝气时间对脱氮的影响也是存在的，试验表明，要取得较好的脱氮效果，缩短曝气时间就必然需要增大曝气量，即便如此，试验中的工况2和工况3的脱氮效果还是有差异，若工艺曝气时间采用定时控制，在选择合适的曝气量下，应尽量选择较长的曝气时间。
2.4 CASS工艺曝气时间控制研究
关于DO和曝气时间对系统脱氮影响的研究表明，曝气时间可以根据污水处理的需要进行灵活的选择，但是如何选择最合理的曝气时间是下面试验需要讨论的问题。
对曝气时间控制目的有三个：一是实现计算机自动控制;二是在保证出水水质前提下尽可能节省运行费用;三是避免曝气量不足或反应时间过长而引起的污泥膨胀。
目前CASS工艺对曝气时间的控制有两种方法，即定时控制和实时控制。
定时控制是将曝气时间设定为某一固定值。实时控制是采用现代监测仪器对反应时间进行控制。一种是通过在线COD或BOD仪监测污水，一旦达到出水要求即停止曝气，这是最理想的控制方式，但是对监测仪器的要求较高;另一种是通过ORP、DO、pH仪来控制曝气时间，由于曝气期内CASS池的COD、NH3-N和NO3-N等物质浓度的变化与ORP、DO和pH等值之间存在着一定的相关性，这种相关性可有效地指导工程曝气时间的控制。实时控制是目前研究和应用最为广泛的方法，但是对于不同的水质，曝气过程中的参数变化规律是不同的，需要作具体的分析。
试验研究了DO与NH3-N、NO3-N和COD浓度变化的相关性，试验数据来自于2.3试验的工况3，试验结果如下：
1、一个周期内NH3-N与DO变化关系
一个周期内NH3-N与DO变化关系如图6所示。
图6表明，NH3-N浓度与DO在曝气阶段具有较好的相关性。在前15min内，NH3-N浓度明显升高，而DO则急剧下降，随后NH3-N浓度进入一个大幅下降的过程，而DO则进入了一个缓慢上升的过程，到第100min时，NH3-N浓度下降到几乎为零，而DO则进入了一个急速增长阶段，一直持续到曝气期末DO达到3.59mg/L。
2、一个周期内NO3-N与DO变化关系
一个周期内NO3-N与DO变化关系如图7所示。
图7表明，NO3-N浓度与DO在曝气阶段具有一定的相关性。在前20min内，NO3-N浓度和DO均是急剧下降，随后二者均进入一个缓慢上升的过程，到第100min时，NO3-N 浓度进入一个稳定阶段，一直持续到曝气期末。
试验结果表明，DO与NH3-N和NO3-N的浓度变化具有一定的相关性。
本试验研究的主要问题在于处理过程中曝气时间的控制，从2.3的五种工况的比较中可以看出，各工况******的区别在于硝化反应的进行的程度，因此，硝化进行得******，脱氮率就相应提高，故可以利用NH3-N和DO之间的相关性对曝气时间进行控制。
3. 结论
1、污泥有机负荷控制在0.18～0.25kgCOD/(kgMLSS· d)左右，其反硝化效率较高，脱氮率可以达到60～70%。而当污泥有机负荷高于0.28 kgCOD/(kgMLSS·d)时，COD的降解和含氮物质的硝化都开始受到很大影响，出水中COD和NH3-N的浓度都偏高，出水水质变坏。
当NH3-N负荷低于0.045kg NH3-N/(kgMLSS·d)时，硝化进行得比较******，硝化率达到96%以上。反之，则硝化效果急剧下降，硝化率明显下降，仅达到50～80%, 但NH3-N负荷对反硝化效果影响不明显。
2、当回流比从50%增加到250%时，系统脱氮率先增后减，在回流比为150%时达到******值。
3、DO对于硝化效果有着重要的影响。要取得较好的硝化效果，一是主反应区******的DO要达到1.40 mg/L以上;二是曝气期末端DO控制在 2.5～3.5 mg/L范围。
4、曝气时间对脱氮效果也存在影响，要取得较好的脱氮效果，缩短曝气时间就需要增大曝气量，对于采用时间作为控制参数的CASS工艺，在选择合适的曝气量、满足沉淀和滗水要求的前提下，应尽量选择较长的曝气时间。
5、实时控制优于定时控制，CASS工艺在处理高氨氮生活污水时采用DO与NH3-N的相关性作为控制曝气时间的依据比较合理，这种控制方式可实现计算机自动控制，在保证出水水质前提下尽可能节省运行费用。
Carrousel氧化沟脱氮除磷工艺设计探讨
Corrousel氧化沟工艺设计中所涉及的主要参数是：硝化速率、各反应单元的污泥龄及总污泥龄、反硝化速率或能力、污泥产率、污泥负荷、污泥回流比、******除磷能力、异养菌体比例、活性污泥浓度、活性污泥需氧量、去除BOD5需氧量等。对以上参数计算得正确与否将直接影响设计精度及碳化、脱氮除磷的效果。?
1 生物除磷脱氮
1.1 影响生物除磷效果的因素
1.1.1 污泥龄
经研究发现，影响除磷效果的因素之一是活性污泥中聚磷菌的含量及其对磷的吸收能力，当总污泥龄为8～10d时活性污泥中的******磷含量为其干污泥量的4%，为异养菌体质量的11%，但当污泥龄超过15d时污泥中******含磷量明显下降，反而达不到******除磷效果。因此，一味延长污泥龄(例如20d、25d、30d)是没有必要的，宜在8～15d范围内选用，最终应以各反应阶段污泥龄的计算公式进行校核，当两者接近时说明假定是合理的，反之则需重新假定，直至结果相近为止。除磷效果与异养菌体质量和污泥龄、BOD5去除的关系可用下式表示：?
? P0-Pe=0.11ZaLC0·η(1-e-0.24tST) (1)?
式中 P0-Pe——进、出水磷浓度之差，mg/L
? LC0、η——分别为进水BOD5浓度及其去除率，mg /L、%
tST——污泥龄，d?
?a——污泥产率，kg TS/kg BOD5?
? a=0.6(TS0/BOD5+1)-0.072×0.60×1.072(T-15)/[1/tST+0.08×1.072(T-15)] (2)?
式中 Z——活性污泥中异养菌体重量所占比例，%
? Z=[B-B2-8.33Ns·1.072(T-15)]0.5 (3)?
?B=0.555+4.167(1+TS0/BOD5)Ns×1.072(T-15)? (4)?
式中 ?Ns——BOD5—SS负荷，kgBOD5/(kgMLSS·d)
Ns=1/a·tST (5)?
式中 ?TS0——进水中悬浮固体浓度，mg/L
显而易见除磷效果与多项因素有关，决非为假定厌氧区HRT=1.5 h那样轻而易举可以确定的，且污泥产率也受多项因子的制约，不同的进水水质及污泥龄和水温得出的污泥产率不同，因此不是简单地假定a=0.6所能概括的。
1.1.2 硝酸盐及基质浓度
前置厌氧池有利于聚磷菌对污水中易于降解的有机基质的储备和对磷的释放，加强了在好氧条件下对污水中磷的吸收。
研究同时发现，未进行反硝化或反硝化不充分的高浓度NO3-N的存在将阻碍对磷的释放，聚磷菌将直接利用有机酸呼吸，由其他异养细菌降解有机物，其关系式为：
? PF=[a0LC0-2.9(NO3-Np)]f/(1+Rp) (6)?
? P0-Pe=1.55e0.2038PF? (7)?
式中 PF——当有NO3-N存在时所能除磷的期望值
NO3-Np——[ZK(]进入厌氧池的NO3-N浓度，mg/L
NO3-Np=(NO3-N)0+(NO3-N)e·Rp (8)?
式中(NO3-N)0、(NO3-N)e——分别为进、出水中的NO3-N浓度，mg/L
?f——容积比系数，%
?f=Vp/(Vp+Vn+Va) (9)?
式中 Vp、Vn、Va——分别为厌氧区、缺氧区、好氧区反应池容积，m3
Rp——至厌氧区之污泥回流比，%?
? a0——进水中易降解BOD5所占比例，
? a0=0.30
从上述公式可知，在低基质污水、高NO3-N及高污泥回流比的条件下，为达到同等除磷效果必须通过加大厌氧区容积的措施予以解决，因而随意确定厌氧区的HRT(例如1.0 h、1.5 h等)将事与愿违。
1.2 影响生物脱氮效果的因素
1.2.1 DO
尽管人们对好氧区中伴随反硝化作用的发生具有浓厚的兴趣，但并不认为当好氧区的DO达2～4mg/L时以及在强烈的空气扰动下阻碍活性污泥絮体直径的增大也会带来反硝化作用。同时研究结果表明，当好氧区DO保持在0.5～0.7mg/L时才会产生有限的反硝化作用(总氮去除率达65%左右)。这一发现与以往的研究成果一致，即活性污泥在DO存在时异养细菌将优先利用DO作为最终电子受体，只有在缺氧环境中(仅有NO3-存在时)才有可能利用NO3-被降解时释放出的氧来降解有机物。
因A2/O系统大量的内回流而导致缺氧区DO增高影响脱氮效果的事实已被大家认同。因此，在前置缺氧区的氧化沟内设置适当的(不宜过大)反硝化段(见图1)以预先削减来自好氧段的DO，再以无动力回流至前置缺氧区是必要的。
1.2.2 碳源及硝酸盐含量
当有足够的碳源存在时(前置反硝化)脱氮反应过程迅速，所需反硝化容积小;但当内源呼吸时(同步反硝化)脱氮反应过程缓慢，所需反硝化容积大，其关系可用增速系数K=[Vn/(Va+Vn)]-0.235表示。
从有机物的降解反应和活性污泥的脱氮反应式可以看出，需反硝化的NO3-越多所需碳源越多;反之，如果需反硝化的NO3-浓度高，则必须供给足够的碳源，而若碳源不足则会影响反硝化能力。为达到设计脱氮量，在不另加碳源的情况下，在有限的范围内可加大反硝化容积来解决(反硝化速度决不单是水温的函数)，其关系可用下式表示：
[NO3-Nn]/[BODs]=0.75×0.80Oc/2.9 ×(Vn/Va+Vn) (10)?
或：
[NO3-Nn]/[BOD5]=(0.75×0.80×Oc/2.9]×(VnVa+Vn)0.765 (11)?
式中[NO3-Nn]/[BOD5]——反硝化能力，kg(NO3-N)/kg BOD5
? Oc——BODs去除需氧量，kgO2/(kg BOD5·d)
式(10)适用于同步反硝化，式(11)适用于前置反硝化。?
? Oc=OR/Ns (12)?
式中 ?OR——单位活性污泥需氧量，kgO2/(kgMLSS·d)
? OR=0.5η·Nv+0.24Z·MLSS·1.072(T-15)? (13)?
式中?Nv——BOD5容积负荷，kgBOD5/(m3·d)
? NO3Nn——能提供给反硝化区的硝酸盐浓度，mg/L
NO3-Nn=TN0-TNe-Nus-Nes? (14)?
式中 TN0、TNe——分别为进、出水中总氮浓度，mg/L
? Nus、Nes——分别为排出剩余污泥中氮合成浓度和出水悬浮浓度中含氮量，mg/L
?Nus=0.125aZ(Lc0-Lr) (15)?
? Nes=0.125Z·Lse? (16)?
式中 ?LC0、Lse——分别为出水中BOD5悬浮物浓度，mg/L
? Lr=Lce=ZLse·1.42(1-e-k1t) (17) ?
1.3 影响好氧硝化效果的因素
1.3.1 硝化速率与水温、碱度关系
研究表明，硝化速率不仅是污水水温的单一函数，且受DO、碱度的影响。通常情况下硝化反应池内保持DO在2mg/L左右是可以实现的，不会对硝化速率产生明显的影响，主要问题是当进水温度<20℃、碱度低(pH<8.0～8.4)时将会对硝化速率构成影响，其关系可用下式表示：?
? μn(T·pH)=[μmax(20℃)·100.033(T-20)]/[1+0.04(10pH0-pH-1)] (18)?
式中 ?μmax(20℃)——当水温为20℃时的******硝化速率，d-1;取μmax(20℃)=0.3～0.4d-1?
pH、pH0——分别为进水和******酸碱度，当pH0=8.0～8.4时μmax(pH0)=1d-1
按式(18)计算的硝化速率即为设计采用值，无需按假定的污泥龄推算硝化速率，以避免假定不合理而产生任意性。
1.3.2 硝化污泥龄及NH3-N与硝化速率的关系
通常当硝化速率确定之后取其倒数作为硝化污泥龄似乎是合理的，但由于目前均采用单一水温函数关系推求μn，一旦不能满足设计者的要求时，甚至会出现以稳定污泥为理由无限加大污泥龄(例如25、30d等)的问题，这将意味着无限制地增大氧化沟好氧区容积，故推荐采用下列公式推算硝化污泥龄：
?E=1-[100.051T-1.156/(NH3-N)0[tSN·μ n(T·pH)-1] (19)?
式中 tSN——硝化污泥龄，d?
? E——NH3-N去除率，%?
(NH3-N)0——进水中NH3-N浓度，mg/L
2 反应池容积计算
以生物除磷脱氮为目标的反应池包括厌氧池、缺氧池和好氧池三部分(或区)，为便于比较，本文也按两个缺氧区计算：一部分(完成80%的反硝化)设在氧化沟的后段，该部分容积按同步反硝化方法计算;另一部分(完成20%的反硝化)设在厌氧池之后，该部分容积按前置反硝化方式计算。各区段所需污泥龄与相应阶段容积比的关系可用以下联合公式表示：
tSR=tSN·[(Vn+Va)/Va] (20)?
? tSP=tSR·[(Vn+Va+VP)/(Vn+Va)] (21)?
? tST=tSP·[(Vn+Va+Vp+Vd)/(Vn+Va+Vp)] (22)?
式中 tSN、tSR、tSP、tST——分别为硝化、反硝化、厌氧阶段污泥龄及总污泥龄，d
? Vd——二沉池容积，m3;HRT≤3.0 h?
氧化沟好氧区容积也可按下式计算：?
? Va=[KaQ(LC0-Lr)/(Ns·MLSS)] (23)
式中 ?Q——处理污水量，m3/d?
? K——变化系数
3 工程算例
为便于比较，设计基本条件及工艺同引文。处理水量Q=15000m3/d(不考虑变化系数)，进、出水水质见表1。
表1 进、出水水质
项 目COD(mg/L)BOD5(mg/L)SS(mg/L)TKN (mg/L)TP(mg/L)NH3-N(mg/L)NO3-N(mg/L)pH水温(℃)
进水300150200304.0 7.015
出水602020 1.05.010.06-9
设计参数及结果见表2。
表2 设计参数及结果
设计参数引 文本 文
结 果来 源结 果来 源
硝化速率μ(d-1)0.04假定0.129式(18)
总污泥龄tST(d)25假定15式(22)
污泥负荷Ns[kgBOD5/(kgVSS·d)]0.15推算0.093式(5)
MLSS(mg/L)4 000设定4 000设定
污泥产率a(kgTS/kgBOD5)0.60假定0.946式(2
剩余污泥产量(kgTS/d)585推算1 915.65
反硝化速率[kgNO3-N/kgVSS·d]0.013 6推算
NO3-Nn(kg/d)合计
其中，氧化沟(80%)
前置缺氧池(20%)153推算145.4式(14)
122.4 116.3
30.6 29.1
厌氧池污泥回流比RP(%)100按好氧推算60设定
硝化污泥龄tSN(d) 8.2式(19)
异养菌体比例Z(%) 0.288式(3)
BOD5去除需氧量Oc[kgO2/(kgBOD5·d] 1.421式(12)
活性污泥需氧量OR(mg/L) 0.398式(13)
厌氧池NO3-NP(mg/L) 6.0式(8)
除磷期望值PF(mg/L) 3.25式(6)
Vn/(Va+Vn)同步反硝化 0.176式(10)
Vn/(Va+Vn)前置反硝化 0.016 8式(11)
Vp/(Vn+Va+Vp) 0.190式(6)、(7)、(9)
反硝化污泥龄tSR(d) 10.1式(20)
厌氧污泥龄tSP(d) 12.5式(21)
氧化沟总容积(m3)
其中，好氧区容积Va(m3)
缺氧区容积Vn(m3)7857
4 643
3 214推算8 302
6 841
1 461式(23)
式(10)、(20)
前置缺氧池容积(m3)1 221 117式(11)、(21)
厌氧池容积Vp(m3)938HRT=1.5h1975式(6)、(9)
4 工艺设计优化及讨论
从表2可知，引文中总有效反应池容积为10016m3(HRT=16.0h)，本文为10394m3(HRT=16.6h)，即总反应池容积比较接近，但从各功能反应区的容积来看则差别甚大，从而可能导致好氧硝化、厌氧释磷不******(容积偏小)，且大大超出了脱氮所需的缺氧池容积，因而增加了不必要的投资。为避免此种结果的发生，提出以下几点改进建议：
① 宜按照本文提出的公式，紧密结合进、出水质进行各项设计参数的计算，防止假定的任意性;
② 要使厌氧池容积减小，一是要尽可能降低排放水中NO3-N浓度，二是防止过多的污泥回流至厌氧池;
③ 如果在氧化沟内不设反硝化段，或者只承担反硝化的20%，将80%改由前置缺氧池承担以得到充足的碳源，进一步减少缺氧池容积则有利于降低出水NO3-N浓度;
④ 可将图1工艺改为60%的污泥回流至厌氧池，40%回流至缺氧池，这样既可同时满足厌氧、好氧段对活性污泥的需求，又能达到预期的处理效果;
⑤ 将表面曝气机改为转碟曝气机，以提高溶氧效率和有效水深，并减小占地面积。
高难度废水处理技术与成套设备
多年来，科学家利用水体自净及土壤自净的原理，开发出了各种利用自然微生物处理工业废水及城市污水的技术，集中分布于活性污泥法和生物膜法两大系列。
现行污水处理技术主要可分为物理法、化学法和生物法。
物理法包括沉淀、过滤、吸附、萃取等，不改变污染物的化学形式。其设备简单、运行费用低、工艺成熟，主要用于去除水中难溶解的大颗粒污染物，为污水一级处理的******技术。
化学法包括絮凝沉淀和化学氧化，改变污染物的存在形式，主要用于去除溶解于水中的小颗粒，通过电性改变、交联架桥等形式，使之成为大的颗粒沉淀分离出来。大量用于废水的预处理及深度处理。
生物法是利用大自然处理废水的原始形式，利用微生物代谢来达到水资源净化的目的。微生物代谢环境存在好氧、厌氧、兼氧三种类型，由此也衍生了好氧、厌氧的处理方法。生物法主要用于污水的二级处理或高级处理，是目前污水处理的主要形式。各种处理污水方式的主要过程如下图所示：
现有的污水处理技术大多是这三种方法的组合，来达到污水净化或回用的目的。
考察一项技术******程度的标准主要有两项：一是技术上是否能够有效处理固有特征的污水;二是处理相同特征、相同水量污水所需的建设投资和运行成本。围绕这两个方面，污水生物处理技术集中于以下几个方面进行研发突破：
1、新的高效生物菌种的开发;
2、耐极端环境的微生物的培养;
3、高效酶的固定，尤其复合酶的固定;
4、好氧、兼氧、厌氧容为一体的装置用于氮、磷的去除;
5、处理装置小型化，高效率;
6、高浓度COD、氨氮的去除;
7、使用封闭式运营、减少异味及池蝇等。
高效催化氧化反应装置系列
活细胞固定化污水处理技术
ALAO系统处理高浓度有机废水
湿式催化氧化法处理高浓度工业有机废水
浓缩燃烧法处理糖蜜酒精废液技术
生化处理5万mg/l CODcr以下高浓度有机废水技术
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