IC反应器设计参数的说明

1、IC反应器设计参数的说明 1.设计说明 IC反应器，即内循环厌氧反应器，相似由 2层UASB反应器串联而成。其由上下两个反应室 组成。在处理高浓度有机废水时， 其进水负荷可提高至3550kgCOD/(m3d)。与UASB反应器相 比，在获得相同处理速率的条件下，IC反应器具有更高的进水容积负荷率和污泥负荷率，IC反应器 的平均升流速度可达处理同类废水UASB反应器的20倍左右。 (3) IC反应器的循环量 进水在反应器中的总停留时间为 二206 tHRT = Q =150/2 = 16h 设第二反应室内液体升流速度为 4m/h，则需要循环泵的循环量为 256m3/h。 第一反应室内液体升流速度

2、一般为1020m/h ，主要由厌氧反应产生的气流推动的液流循环 所带动。 第一反应室产生的沼气量为Q沼气=Q ( C0 Ce) X0.8 X 0.35 = 3600/2 X (24.074 3.611 ) X0.8 X0.35 = 10313 X 2 = 20626m3/d 每立方米沼气上升时携带12m3左右的废水上升至反应器顶部，则回流废水量为 10313 20620 m3/d ，即430859 m3/h ，加上IC反应器废水循环泵循环量 256 m3/h ，则在第一反应 室中总的上升水量达到了 6861115 m3/h ，上流速度可达10.7917.53m/h ，可见IC反应器 设计符合要

3、求。 研究快速启动厌氧反应器的技术 一、外加物质效应 1投加无机絮凝剂或高聚物 为了保证反应器内的最佳生长条件，必要时可改变废水的成分，其方法是向进水中投加养分、维 生素和促进剂等。Macarie和Guyot研究发现,在处理生物难降解有机污染物亚甲基安息香酸废水时 向废水中投加 FeSO4 和生物易降解培养基后 ,可以有效地降低原系统的氧化还原能力 ,达到一个合适 的亚甲基源水平，缩短UASE的启动时间。 Imai研究了向接种污泥中添加吸水性聚合物 （WAP）的作用。WAP主要成分为丙烯酸颗粒树脂， 具有可供微生物附着的高的比表面和复杂网状结构。 而且密度低 （湿密度 1.0g/ml） ，与砂

4、及其他物质 相比提高了颗粒与微生物间的接触，明显强化了以葡萄糖或 VFA 为基质的实验室规模和中试规模 UASB 反应器的颗粒化过程。在颗粒污泥形成之后 WAP 被厌氧微生物慢慢降解，这造成颗粒分裂成 多个小碎块，然后再次生长为成熟颗粒。逐渐地，所有颗粒被降解。根据试验提出用于强化颗粒化过 程的反应器体积内 WAP 投加量为约 750mg/L 。 王林山等人向厌氧接种污泥中投加膨润土 （BT） 和聚丙烯酰胺 （PAM）, 采用常温间歇式进料 ,在一 月内获得了颗粒污泥 .膨润土的特征成分是蒙脱石。聚丙烯酰胺的酰胺基与蒙脱石生成氢键, 起吸附和 架桥作用,从而使膨润土、污泥和细菌聚集成直径 51

5、0mm的絮凝团，成为颗粒污泥生长核心，絮 凝团丝状菌网络内菌体继续生长 ,使其成为密实的 ,近似为球形的颗粒污泥。 2 投加细微颗粒物 Lettinga 等人研究表明粘土和其他无机颗粒似乎对颗粒污泥的形成有害。他们的实践表明:在 无分散无机物质中能形成很好的颗粒污泥，颗粒挥发性固体含量很高。 另一种观点认为：有助于悬浮污泥形成颗粒的因素之一是存在微生物能附着生长的晶核或生物 载体。细胞附着在这些颗粒上是颗粒化的第一步。第二步是在惰性载体上形成致密和厚实的生物膜。 所以，添加惰性载体的 UASB 反应器中污泥颗粒化过程可解释为生物膜形成现象。 周律在反应器中投加了少量陶粒、颗粒活性炭等 ,启动时

6、间明显缩短 ,这部分细颗粒物的体积约 占反应器有效容积的 2% 3% 。用石化厂含有机氯化物的废水进行对比实验表明 ,在其它条件相同时 投加粒径小于0.4 mm的颗粒活性炭后，启动时间几乎缩短了一半。启动阶段投加的细颗粒物似乎仅 起着初期颗粒污泥晶核的作用 ,这是利用颗粒物的表面性质 ,在短期内加快那些易于形成颗粒污泥的 细菌在细颗粒物表面的富集。另外 ,初期投加细颗粒物后 ,系统的稳定性和最大有机负荷都有明显的提 高。实验中还发现，以前启动UASE反应器时要求严格的水力负荷和有机负荷控制，在投加细颗粒物 后这些控制措施显得并不重要了。 Huishoff Pol 说明了惰性载体颗粒在颗粒化过程

7、中的重要性。当从接种生活污水污泥中去除惰 性颗粒（尺寸为40- 100卩m）,在不去除惰性颗粒的分散污泥颗粒化所需的时间内没有观察到颗粒化。 同一学者观察到添加水 -无烟煤颗粒 ( 尺寸为 0.25-0.42mm) 显著减少中温条件下颗粒化所需时间。 Yoda等报道当添加100卩m粉末沸石作为载体比无沸石时颗粒污泥形成得快。 Fukuzaki 等 发现添加聚亚安酯泡沫提高了甲烷菌群的停留。 所以处理富含丙酸污水 UASB 反 应器在短的启动时间获得高的甲烷发酵效率。 但是，在高温颗粒化中在接种消化污泥中添加或不添加砂(50- 10卩m)没有差别，尽管形成的颗 粒包括砂颗粒这能归因于一些惰性颗粒

8、相对于微生物比重较大， 如砂粒。 更多的微生物可能在反应器 上部积累， 而砂粒趋向于在反应器底部积累。 所以有利于微生物附着生长的颗粒与微生物之间的接触 机会显著减少，导致颗粒化过程不显著 . Verrier 等证明在厌氧消化池中添加细菌生长的载体能提高甲烷产量。 Munoz 等也表明载体如 海泡石和辉绿岩在中试规模厌氧消化池中提高甲烷产量。 Ross 报道粉末活性炭的存在提高了处理玉 米加工废水污泥的可沉降性。 Morgan 等和 Yu 等观察到活性炭能强化颗粒化过程，颗粒活性炭的添加提高了生物吸附从而 刺激颗粒污泥的形成和其吸附污染物以固定状态降解的能力。Yu 等研究了在 UASB 反应器

9、启动期间 粉末活性炭 (PAC) 和颗粒活性炭 (GAC) 对于污泥颗粒化的作用。 结果表明 PAC 或 GAC 的添加能明显 强化污泥颗粒化过程并加速工艺启动。污泥颗粒化定义为当10% 颗粒大于 2.0mm ，在不添加惰性 物质时约需95天，添加PAC和GAC反应器中分别减少25和35天。此外，通过试验PAC或GAC 的添加使得微生物浓度更高，更早观察到肉眼可见颗粒，提高单位容积 COD 去除能力。而且，添加 GAC对于UASB反应器启动的有益作用略高于 PAC。通过添加PAC或GAC强化的颗粒化过程归因 于丝状菌在活性炭表面更好的附着。 但是，此研究未详细研究 PAC 或 GAC 的性质。

10、 PAC 和 GAC 性质差异可能是添加 PAC 和 GAC 反应器间微小差异的原因。 下表列出了添加不同惰性载体对污泥颗粒化的影响 惰性材料 接种污泥 反应器 3 介质尺寸 (mm) 基质 颗粒化缩短时间 (d) 颗粒大小 (mm) 优势菌种 泡沫塑料 絮状污泥 填充床(85 和 200ml) 5.0 丙酸 7.8-8.0 甲烷丝菌 沸石 上向流反应器 (9.4 和 4.0l) 0.1 葡萄糖 1.0-2.0 甲烷丝菌 水无烟煤 非颗粒化厌氧消化污泥 0.1 VFA 14 2.0 甲烷丝菌 WAP UASB1.3l 0.1-0.2 葡萄糖 20 1.8-1.9 杆状甲烷丝菌 GAC UASB

11、10l VFA 模拟颗粒污泥 * 2.1-2.3 丝状甲烷丝菌 10 GAC UASB0.75l 0.32 蔗糖 0.4 甲烷丝菌 PAC UASB7.3l 0.4 葡萄糖+ 蛋白胨+肉汤提取物 35 2.0-4.0 甲烷丝菌 0.2 30 2.0-4.0 甲烷丝菌 由此可见，惰性材料确实能加快 UASB 的启动。尽管这些载体仅为惰性材料，在基质降解中不 起重要作用，但是也应非常仔细地挑选载体，并应具有以下性质： a 比表面积高 b 比重接近厌氧污泥 c 好的憎水性 d 球形形状 投加过量的惰性颗粒会在水力冲刷和沼气搅拌下相互撞击、摩擦 , 造成强烈的剪切作用 ,阻碍初 成体的聚集和粘结 ,

12、对于颗粒污泥的成长有害无益。 另一方面，污水中高浓度絮凝性差的悬浮物质对于颗粒污泥的形成是有害的。并且高浓度分散 惰性固体对于颗粒化过程也是不利的，因为在这些情况下，对于细菌用于生长的表面积太大，聚集生 长受到限制。颗粒化完全取决于细菌生长，所以生长减慢导致颗粒化过程减缓。在高组分细小分散悬 浮固体的污水中，细菌附着在分散颗粒上会导致活的细菌的流失。 二、选择压理论 该理论认为 UASB 反应器颗粒化过程的本质是反应器中存在污泥颗粒的连续选择过程。 Hulshoff Pol 等人的研究认为： 在高选择压条件下， 轻的和分散的污泥被洗出而较重的组分保持在反 应器中。 从而使细小分散的污泥生长最小

13、化， 细菌生长主要局限在有限数量由惰性有机和无机载体物 质或种泥中存在的小的细菌聚集体组成的生长核心。 这些生长核心的粒径增加直至达到颗粒污泥和生 物膜部分产生脱落的特定最大尺寸，形成新生长核，如此反复。颗粒化初级阶段出现的丝状颗粒随着 时间的增长变得更致密。 低选择压条件下，主要是分散微生物的生长，这产生膨胀型污泥。当这些微生物不附着在固体 支撑颗粒上生长时，形成沉降性能很差的松散丝状缠绕结构。而且，气泡附着在这些松散缠绕的丝状 菌上时，污泥甚至有上浮的趋势。 在生物反应器中，因气体流动或者液体流动和颗粒间碰撞引起的脱膜力是影响厌氧颗粒污泥的 形成、生物结构及其稳定性的关键因素。在一个生物膜

14、系统中，高的水力剪切力能够产生比较结实的 生物膜，而剪切力比较弱的时候，生物膜容易成为一个异质多孔和比较脆弱的生物膜。另一方面，有 证据表明，在好氧和厌氧颗粒污泥形成的过程中需要有一定的水力剪切力。当剪切力比较弱的时候， 很少观察到污泥颗粒化现象。 这些也表明了水力剪切力在生物附着和自固定化过程中的重要性。 但是， 水力剪切力对颗粒污泥的形成、结构和代谢机理的影响还不十分清楚。 从上面的讨论显示， UASB 反应器中的上升流速对污泥颗粒化过程具有显著的影响。因此，研 究者在通过控制 UASB 反应器中的水力剪切力来加速污泥颗粒化进程的研究方面付出了许多努力。 Alphenaar 等人发现 UA

15、SB 反应器中高的液体上升流速和短的水力停留时间 （HRT） 两者结合 有利于污泥颗粒化过程。 Noyola 和 Moreno 进行了一系列实验来研究 UASB 反应器中液体上升流速 对厌氧颗粒污泥形成的影响。 实验结果表明通过水剪切力作用使絮状厌氧污泥能够通过在非常短的时 间里（不到 8 小时 ）而被转化为活性相对比较好的厌氧颗粒污泥。 这些厌氧颗粒污泥的 SVI 和污泥沉淀速度显著改善，并且颗粒污泥的沉降性的增加将导致流失 污泥从 46% 减少到 2% 。清华大学的实践表明将水力负荷提高到 0.6m3/ （ m2h ），可以冲走大部 分的絮状污泥，使密度较大的颗粒状污泥积累在反应器的底部，

16、形成颗粒污泥层，这部分污泥层可首 先获得充足的营养而较快地增长。因此，通过提高 UASB 反应器中液体上升流速，将水剪切力作用 于絮状厌氧污泥上，使得厌氧颗粒污泥的形成速度得到显著增强。但是，提高水力负荷不能过快，否 则大量絮状污泥的过早淘汰会导致污泥负荷过高，影响反应器的稳定运行。 探讨三相分离器在厌氧颗粒污泥膨胀床中的优化设计 厌氧颗粒污泥膨胀床（ EGSB ）反应器是荷兰 Lettinga 教授和他同事在 20世纪 80年代后期 对 UASB 反应器进行改良而开发的第三代反应器。因具结构简单、负荷高、适应性广等特点，受到 国内外普遍重视，已被用于多种工业有机废水（如淀粉、啤酒、酒精、屠宰

17、、味精、柠檬等）的处理 1 4 。自 EGSB 开发以来，因三相分离器是 EGSB 反应器稳定运行的关键，而且在日益发展的 三相流态化技术中也有着广泛的应用前景，故反应器的设计重点集中在气一液一固三相分离器方面。 但到目前为止，用于大规模生产的三相分离器结构在国外仍属专利，有关设计方法也是沿用 UASB 的设计方法。国内已有的报道对 EGSB 的三相分离器大多按固液和气液两相分离的方法进计设计 5 ， 主要是针对低浓度的有机废水，而对于高浓度的有机废水分高效果不太理想，出现污泥流失，限制了 反应器负荷的提高。因此，在高浓度有机废水中 EGSB 反应器的三相分离器设计是一项值得探讨的 课题。本文

18、运用流体力学理论来对互相分离器进行理论分析和优化计算. 以便对三相分离器的设计提 供理论依据。 1三相分离器的基本要求及工作原理 三相分离器是EGSB反应器的重要结构，它对污泥床的正常运行和获得良好的岀水水质起 着十分重要的作用。它同时具有以下两个功能：一是收集从分离器下反应室产生的沼气；二是使得在 分离器之上的悬浮物沉淀下来。 要实现这两个功能，在厌氧反应器内设置的三相分离器应满足以下条 件： 水和污泥的混合物在进入沉淀室之前，气泡必须得到分离。 沉淀区的表面负荷应在 3.0 m3 /(m2h )以下，混合液进入沉淀区前，通过入流孔道 的流速不大于颗粒污泥的沉降速度。 由于厌氧污泥具有凝结的

19、性质，液流上升通过泥层时，应有利于在沉淀器中形成污泥层。 沉淀区斜壁角度要适当，应使沉淀在斜底上的污泥不积聚，尽快滑回反应区内。 应防止气室产生大量的泡沫；并控制气室的高度，防止浮渣堵塞岀气管。 现以图1所示三相分离器为例来说明其工作原理。气、液、固混合液上升到三相分离器内， 沼气气泡碰到分离器下部的反射板时，折向气室而被有效地分离排出，与固、液分离。与气泡分离后 的污泥在重力作用下一部分落回反应区，另一部分随流体沿一狭道上升，进入沉淀区。澄清液通过溢 流堰排岀，污泥在沉淀区絮凝、沉降和浓缩，然后沿斜壁下滑，通过污泥回流口返回反应区。由于沉 淀区内液体无气泡，故污泥回流口以上的水柱密度大于反应

20、器内液体密度，使浓缩后的污泥能够返回 反应区，达到固液分离。 2三相分离器的设计 一般来说，三相分离器的设计包括沉淀区设计、回流缝设计和气液分离设计。现对矩形结 构反应器内的三相分离器设计进行阐述。 2.1 沉淀区设计 沉淀区的设计方法可参考普通二次沉淀池的设计 6，主要考虑沉淀面积和水深。沉淀池 的面积根据废水量和沉淀区的表面负荷确定， 在处理高浓度的有机废水时， 由于在沉淀区的厌氧污泥 与水中残余的有机物还能产生生化反应，对固液分离有一定的干扰，但 EGSB 反应器中的颗粒污泥 比 UASB 中的絮状污泥直径大，凝聚和沉降性能好，机械强度也较高，不易被水流冲碎而流失，因 此，表面负荷 UA

21、SB （小于 1.0m3/ （ m2h ）中的大，一般小于 3.0m3/ （ m2h ）。对于一个已 知的反应器来说，沉淀区的面积是已知，故只须设汁沉淀区的水深。根据浅池沉降原理及工程实践， 一般沉降区的体积是总体积的 15 20 ，这样不仅能收集部分沼气，而且能提高反应器的沉降效 率。 2.2 回流缝的设计 由图 2 可知，三相分离器由上、下两组三角形集气罩所组成，根据几何关系可得： tg 0 =h3/b1(1) b2=b 2b1(2) v1=Q/S1(3) S1=ab2(4) v2=Q/S2(5) S2=2ca(6) 其中e为下三角形集气罩斜面的水平夹角，一般采用45 -600，为了利于回

22、流，e取600 ； h3为下三角形集气罩的垂直高度，m ； bl为下三角形集气罩的1 /2宽度，m ； b2为两个下三角 形集气罩之间的水平距离，即污泥的回流缝之一，m ； b为单元三相分离器的宽度，m； Q为反应器 进水流量，m3 /h ； S1为下三角形集气罩回流缝的总面积，m2 ； S2为上三角形集气罩回流缝的总 面积，m2 ； c为C点到下三角形斜面的垂直距离，即CE，m ； a为反应器宽度，即三相分流器的 长度，m ； v1下三角形集气罩之间的污泥回流缝中混合液的上升流速，m/h ； v2为混合液通过上三 角形集气罩与下三角集气罩之间回流缝的流速，m /h ； v0为废水的上升流速，

23、m /h。 设入=b2/b，则有0v入v 1，为了使回流缝和沉淀区的水流稳定，确保良好的固液分离效 果和污泥的顺利回流，通过理论计算和工程经验来优化入值，使得v2 v v1。c可以通过调节h4来 实现。最终确定流速池，以使回流缝的水流稳定，污泥能顺利地回流。 一个性能优良的三相分离器应使沉淀区的浓缩污泥能够顺利回流至反应区，污泥在沉淀区 的停留时间要短。因此分离器设计的关键是回流口的尺寸。回流口下方的污泥浓度p ms越低，沉淀 区浓缩污泥回流的推动力也越大。 下三角形集气罩回流缝面积 S1减小，进入三相分离器的气量减小， p ms降低，但同时下三角形集气罩回流缝处的纵向流速增大，又使p ms增

24、加。p ms与悬浮污泥层 浓度、通过回流口的气量、液体流速及污泥沉降速度有关。p ms可参照文献7计算悬浮层污泥浓 度的公式并通过小试实验归纳为下式： (7) p md为悬浮层污泥浓度，Kg : SS /m3 ；/ gd /为单位时间每平方米悬浮层顶部产 气体积，m3 ；gd为单位时间每平方米反应器产气体积，m3 ； Ksg为单位有机物甲烷转化量， m3 :CH4 /Kg :COD ; fme为气体中的甲烷含量；pO为进水COD的质量浓度，Kg COD /m3 ; pe为岀水COD的质量浓度，Kg :COD /m3 ; vsl为污泥的界面沉降速度， m / h ; KIs为 污泥模型常数。 集

25、气罩最小断面的污泥浓度较高，而且被上升气体夹带到这一部分的污泥沉降性较差，污 泥的沉降为拥挤沉降。污泥的界面沉降速度可用下列经验公式表示 7： vsl = a p nmd(8) 有机质的厌氧消化在具有固定床性质的污泥床和具有流化床性质的悬浮层两部分完成，三 相分离器不参与有机质的消化过程。在一定的有机负荷下悬浮层浓度可根据 Van Der Meer 等人提 岀的上流式反应器厌氧消化过程的数学描述求得。这样三相分离器的设计首先要找岀pms值最小时 的入，即可获得集气罩的最佳横向尺寸。 2.3 气液分离设计 由图 2 可知，欲达到气液分离的目的，上下三角形集气罩的斜边必须重叠，重叠的水平距 离越大

26、，气体分离效果越好，去除气泡的直径越小，对沉淀区同液分离效果的影响越小。由反应区上 升的水流从下三角形集器罩回流缝过渡到上三角形集气罩回流缝再进入沉淀区，其水流状态比较复 杂。当混合液上升到 A点后，将沿着AB方向斜面流动，并设流速为 Va，同时假定A点的气泡以速 度Vb垂直上升，所以气泡的运动轨迹将沿着Va和Vb合成的方向运动，根据速度的平行四边形法 则，有： Vb/Va=BC/AB(9) 要使气泡分离后不进入沉淀区的必要条件是： Vb/Va BC/AB(10 ) 气泡上升速度 Vb 与其直径、水温、液体和气体的密度、废水的粘度系数等因素有关。当 气泡的直径很小(d v 0.1mm =时、在

27、气泡周围的水流呈层流状态，Re 1，这时气泡的上升速度可 用如下的斯托克斯公式计算： Vb = dig ( p LpG) /18 卩 11) 式中：pL为废水的密度，Kg/m3 ； pG为气泡的密度，Kg/m3。 由图二可知，如果c已知，贝U BC = c / cose，由式(10 )，可求得AB，而上三角形集气 罩的高满足如下的关系式： ABcose +b 入 /2=h4ctg e(12 ) 从而可以求得h4。从式(12 )可以看岀，h4是依据入而变化的。 bi已由前面入确定，这样给定缝隙宽度 C即可求岀脱除直径为db的气泡所需最小h4。 h4 越大，上三角形集气罩的覆盖面就越宽，气体的分离

28、效果就越好，去除的气泡也越小。但h4 不 能太大，否贝上下两个三角形集气罩之间的截面面积减少，从而使得流经该截面的流速V2 高于 3m/h ，使浓缩污泥回流困难。由于三相混合液在进入三相分离器前大部分气体已被排除，沉淀区下 方污泥浓度较低，气量也少，此时浓缩污泥颗粒的沉降速度可用自由沉降速度来代替，并用下列公式 来计算不同粒径的污泥沉降速度 9： vp= ( p LpG) gd2p/18u(Re v2 sin e及vp v2，即可求岀使浓缩污泥能够顺利回流的上部集气罩最小断面面 积。从而求岀上三角形集气罩的高度。考虑到颗粒形状不规贝及仍有一定的干扰作用，实际沉降速度 要比计算值低。另外，下部集

29、气罩最小断面的污泥沉降速度应高于料液纵向流速，即vslv1 。 3 模型算法及其设计应用示例 在一定的反应器负荷下，p ms为入的单目标函数，其优化模型为： 目标函数p ms = f gd ( X) ，v1 ( X)求入，使得p ms最小。 约束条件0 vXv 1。 由于目标函数的表达式复杂，自变量的取值范围不大，因此可以采用比较法来寻求，其可 靠性和准确性通过X的离散密集程度来保证。确定下三角形的回流缝宽度以后，就可以求得分离器的 其它结构尺寸。计算步骤如下： 确定po, pe, vO ; 查 Ksg ， fme 及有关参数； 找岀满足p ms最小值的入； 由公式（1 ）（7 ）和（9 ）（

30、13 ）求岀b2和h4 ; 校核。 应用此方法对实验室小试中 EGSB 反应器的三相分离器进行了设计，用此三相分离器来分 离混合液中的气体和污泥颗粒，取得了较满意的结果。 进水的COD质量浓度为4 000 mg /L,废水的上升流速为6 m /h，在一定的水力停 留时间下可获得 8O 的稳定去除率，模型中有关参数由参照有关资料及菌种驯化实验所得如下： Ksg=0.35 m3 CH4 / kg COD ； fme = 0.85 ； p md= 10kg SS / m3 ； vs1 = 31m / h ； Kts = 0.2 ；dp= 0.5 mm ； p 11 X103kg /m3 ； p 尸

31、l.05kg /m3 ； 尸 0.8 X 10-3NS / m2 ； g = 10N /kg。 将上述参数代入式（ 1）（ 13） ，可得到反应器及三相分离器的最佳结构尺寸，结果如 下： 反应器的边长 b = 16cm ； v0 = 6m /h ；入=0.38 ； b2 = 6cm ； b1 = 5cm ； C= l.5Cm ； BC= 3cm ； AB= 3cm ； h4 = 7.5 cm 由上述尺寸确定的三相分离器可脱除直径为 0.lmm 以上的气泡，并能使直径为 0.5 mm 的颗粒污泥顺利返回反应区。 海南某淀粉厂黄浆废水 EGSB 处理工艺中三相分离器的设计采用此方法也获得了很好的效

32、 果。它是由三层多个三相分离器单元组成的箱式设备，具体的单元尺寸为： b = 100cm ； bl = 30Cm ； b2 = 40cm ；入=0.4 ； h4 = 52cm ; BC = 35cm ; AB = 20cm 4 结语 本文运用流体力学理论，根据 EGSB 反应器中互相分离器的工作原理，在 Van Der Mer 的数学模型基础上，建立了一个改进型三相分离器的数学模型，通过资料及实验得出一些参数后，进 行了优化计算，得出了较为合理的回流缝尺寸和三角形集气罩的高度，为设计稳定高效的EGSB 反 应器提供理论依据。 厌氧生物处理的运行与管理研究 厌氧消化系统的启动主要是培养消化污泥，

33、消化污泥培养正常的一个主要标志是产酸菌与甲烷 菌数量上的动态平衡。产酸菌繁殖速度快，对环境条件要求较低，极易大量培养繁殖，而甲烷菌很脆 弱，对环境条件要求高，初期培养较困难，因此，试运行中生物培养的主要目标是甲烷菌的培养。一 般来说，甲烷菌培养良好时，产酸菌必然良好，但产酸菌的过度繁殖，不利于甲烷菌的培养，有时甚 至不可能培养起来。 向消化池内投入消化种污泥，种污泥可以取自其他处理厂，如无条件，可从废坑塘种取部 分腐烂的污物或污泥投入消化池作为种污泥。 向消化池内逐步投入生污泥， 使消化污泥自行逐渐形成。 此法培养时间较长，一般需 23 个月才能将消化污泥培养正常。 在培养消化污泥时，必须控制

34、有机物的投配负荷，投配负荷太高，会导致挥发性脂肪酸的 大量积累，使酸衰退阶段时间太长，从而大大延长培养时间。一般有两种控制方法：一是降低投泥的 浓度；二是用初沉出水或二沉出水注满消化池，稀释投入的污泥。 1 、厌氧滤池的启动 厌氧滤池的启动即完成反应器内污泥的增殖与驯化，通过形成生物膜和细胞聚集体使污泥 达到预定的浓度和活性， 从而使反应器可在设计负荷下正常运行。 通常可采用已有的污水处理厂的消 化污泥作为接种污泥， 污泥在投加前可与部分原水混合， 在反应器仲停留 3 5d ，然后开始连续进水。 开始时， COD 负荷应低于 1.0kg/(m3d) 。对于高浓度的废水要进行适当的稀释， 并在启

35、动过程中逐 渐减少稀释倍数，增加负荷。当废水中可生物降解的 COD 去除率达到 80 左右时，即可按设计负 荷连续运行了。 2 、UASB 系统的启动 对于一个新建的上流式厌氧污泥床( UASB )系统来说，启动过程主要是用未经驯化的絮 状污泥(如污水处理厂的消化污泥) 对其进行接种， 使反应器达到设计负荷并实现有机物的去除效果， 通常这一过程伴随着颗粒化的完成，因此也称为污泥的颗粒化。由于厌氧微生物，特别是甲烷菌增殖 很慢，厌氧反应器的启动需要很长时间。但是，一旦启动完成，在停止运行后的再次启动可以迅速完 成。 当没有现成的厌氧污泥和颗粒污泥时，采用最多的是城市污水厂的消化污泥。除了消化污

36、泥之外，可用作接种的污泥和沉淀物或富微生物的河泥也可以培养出颗粒污泥。污泥 VSS 的接种浓 度至少不低于 10kg/m3 反应器容积。接种污泥的填充量应不超过反应器容积的 60 。 当用非颗粒污泥接种时，为了培养颗粒污泥或沉降性能好的污泥，都存在一个将絮状污泥 和分散的细小污泥由反应器 “洗出 ”的阶段，这是反应器完成颗粒化的先决条件。这一阶段是一个缓慢 和微生物逐步进化的过程，控制的关键要素之一是水力停留时间或上升流速。一般升流速度未 0.4 1.0m/h ，如果有必要可以采用出水的回流。但是出水冲走的污泥绝对没有必要回流到反应器。 从负荷角度考虑 UASB 的初次启动和颗粒化过程分为 3

37、 个阶段。 阶段 1 ，即启动的初始阶段，这一阶段是低 COD 负荷的阶段 2kg/(m3.d) 阶段 2 即当反应器 COD 负荷上升至 2 5kg/(m3.d) 的启动阶段。在这阶段在反应器里 对较重的污泥颗粒和分散的、 絮状的污泥进行选择。 使这一阶段的末期留下的污泥中开始产生颗粒污 泥和保留沉淀性能良好的污泥。 所以 COD 负荷在 5kg/m3.d 左右是反应器中以颗粒污泥或絮状污泥 为主的一个重要的分界。 阶段 3 这一阶段是指反应器 COD 负荷超过 5kg/m3.d ，此时，絮状污泥变得迅速减少， 而颗粒污泥加速形成直到反应器内不再有絮状污泥存在。 当反应器 COD 负荷大于

38、5kg/m3.d ，由于颗粒污泥的不断形成反应器大部分被颗粒污泥 充满时，其最大 COD 负荷可以超过 20kg/m3.d ，当反应器运行 COD 负荷小于 5kg/m3.d 时，系 统中虽然可能形成颗粒污泥，但是反应器的污泥性质是由占主导地位的絮状污泥所确定。 厌氧生物处理新工艺之厌氧序批式反应器的探讨 、/一 前言 在高效的废水处理工艺方面，各国学者相继开发了各种高效厌氧生物反应器，如厌氧生物 滤池（AF）上流式厌氧污泥床（UASB ）和厌氧流化床（AFB ）等。美国教授Dague等人把好氧生 物处理的序批式反应器 （SBR ）运用于厌氧处理， 开发了厌氧序批式反应器 （ Anaerobi

39、c Sequencing Batch Reactor ），简称为 ASBR 。 Dague 等人发现在 ASBR 中可以形成颗粒污泥，污泥沉降快且 易于保留在反应器内，具有高 SRT，低HRT。虽然ASBR运行上类似于厌氧接触法，但 ASBR的固 液分离在反应器内部进行，不需另设澄清池，不需真空脱气设备。出水时反应器内部生物气的分压使 沉淀污泥不易上浮，沉降性能良好。另外， ASBR 中不需 UASB 中的复杂的三相分离器。 ASBR 具 有工艺简单、运行方式灵活、生化反应推动力大并耐冲击负荷等优点。本文将介绍ASBR 的特点， 运行条件及 ASBR 运行中各阶段所需时间的确定。 1 形成颗粒

40、污泥是 ASBR 的基本特征 颗粒污泥中厌氧微生物邻近程度远小于絮状体污泥。厌氧消化成功的关键在于反应器中保 持多种微生物之间的平衡，特别是能够保持低氢分压。从热力学上考虑，产乙酸菌把长链挥发酸转化 为乙酸的反应只有在氢分压-5低于101.325 X 10kPa情况下才能发生，这说明利用 CO2和H2的 产甲烷菌对产乙酸菌关系重大。 厌氧颗粒污泥中不同菌种之间邻近的共生关系有利于厌氧消化过程的 顺利进行，中间产物及 H2 及时被不同菌种消耗掉可以使反应继续进行，这是颗粒污泥在机理上的优 势。絮状体污泥尽管也发生 H2 及中间产物的转化，但颗粒污泥中的微生物固定在颗粒上，使中间产 物所需传送的距

41、离远远要近于离散的絮状污泥。 Mecart 和 Smith1 发现颗粒污泥与分散的絮状体 污泥相比较，前者的氢分压低对。利用速率快， Thide 等人对比研究了颗粒污泥与悬浮污泥运行的情 况，结果发现以乙醇为基质时，颗粒污泥较悬浮污泥的基质转化率高 75，以甲酸为基质时，在颗 粒污泥中基质转化速率为 0.275 min 。这充分证明颗粒污泥中厌氧微生物邻近度近于絮状体污泥， 可以提高污泥活性。由于在 ASBR 中形成了颗粒污泥，使处理效果好，运行稳定，能够处理高浓度 有机废水。 在接种成熟的颗粒污泥时， ASBR 启动所需时间可以大大缩短，这就克服了普通厌氧法启 动慢的缺点。 2 ASBR 能

42、在常温下处理低浓度废水 大多数高效厌氧反应器主要为中温消化。 ASBR 能够在常温时处理废水，温度低时基质去 除率低，但 ASBR 出水中微生物流失量少，使反应器内可保持高的生物量，这可以抵消由于低温造 成的基质去除率低的影响。 低浓度有机废水在总污水排放量中占很大的比重，甲烷化能力低，采用常规的厌氧消化处 理技术难于奏效，好氧生物处理成本昂贵， ASBR 能有效地处理低浓度有机废水。 Ndon 和 Dague31997 年研究了 ASBR 处理 CODCr 为 1000 、800 、600 和 400mg L 的人工合成废水， 当温度为35 - 15 C、HRT为48h和24h时，各种进水浓

43、度 CODcr去除率超过了 90 %，在15 C 低温下进水 CODcr 为 600 和 400mg L 时， ASBR 对 CODcr 的去除率仍然超过了 85 。 3 影响 ASBR 运行的因素 3.1 进水时间( tf) 与反应时间 (tr )之比 ASBR 艺过程是一个非稳定过程，反应器中有机物浓度是时间的函数。进水结束时达最高 值，这说明充水时间影响着 ASBR的工艺的处理效果。AS BR工艺运行分为进水、反应、沉淀和 排水 4 个阶段。沉淀和排水时间在同一反应中一般固定且时间短， 而进水时间与反应时间是工艺运行 的主要参数， 其比值影响 ASBR 艺的处理效率。 过去曾有人认为快速

44、进水可使相应的反应时间加长， 且可提高反应速率。但是当基质浓度超过半饱和常数时，反应速率成零级反应，且在ASBR 中不能 以 CODcr 去除率作为唯一指标。 快速进水由于产酸菌产生挥发性脂肪酸 (VFA )速率高于产甲烷菌消 耗有机酸的速率，使反应器中大量积累VFA，当负荷大于某一值时，甲烷化能力急剧下降。进水时间 长，尽管反应速度慢，但中间产物 VFA 的及时消耗有利于 ASBR 顺利进行。在低负荷时 tftr 值对 反应影响较小，高负荷情况下 tf tr 造成的影响大。处理有毒有害废水时应适当控制 tf/tr 值。 3.2 碱度 ASBR 运行时要求混合液具有一定的 pH 缓冲能力， 启

45、动初期颗粒污泥没有形成时， 对 pH 值极为敏感，一旦 pH 值低于 7.0 产气不活跃。把 pH 值调为 7.0 7.5 时，产气明显增加，说明进 水碱度对形成的颗粒污泥作用很关键，特别在低温时，混合液粘滞性大，使生物气泡附着于污泥上不 容易释放，当附着的生物气泡越集越多时，容易造成污泥上浮使污泥大量流失。出现这种情况时不应 增加污泥负荷，而应加人适当碱度使生物气泡释放出来，使沉降性能变好。操作稳定时，适于增大负 荷，此时颗粒污泥生长加快，当颗粒污泥形成并稳定一段时间后，操作适当时不易解体。此时碱度可 比启动阶段有所降低，但要保持足够的碱度，处理以碳水化合物为主的废水时，进水碱度与 CODc

46、r 之比应大于 3 。 3.3 温度 ASBR能在565 C范围内处理多种废水，为在低温和常温下廉价处理废水提供了可能 性。但恒温对 ASBR 保持系统的稳定性有重要作用，不同种群产甲烷菌对生长的温度范围均有严格 要求，从而需要保持恒温。 不论何种原因导致温度的短期突变， 均会对厌氧发酵过程产生明显的影响， 高温发酵时最为敏感。 4 ASBR 各阶段所需时间的确定 ASBR 运行时每周期包括 4 个阶段，依次为进水、反应、沉淀和排水阶段。各个阶段的停 留时间由操作条件和所需出水水质来决定。一个周期所需最短时间 tmin 是进水时间扒反应时间 tr 、 沉淀时间 ts 和出水时间 td 的和，即

47、 tmin=tf+tr+ts+td（1 ） 4.1 进水时间 进水时间由进水体积和进水速度决定， 同时须考虑有毒有害物质的抑制影响进水速度视进 水水质而定。进水体积由设计的 HRT 有机负荷及预定的沉淀特征确定。进水时间由下式求出： tf=Vf Qf（2 ） 式中： Vf 进水体积， L； Qf- 进水速度， L/h 。 4.2 反应时间 反应所需时间由废水水质和浓度、污染物的降解速率、所需出水水质、生物固体浓度和水 温等因素决定。 反应器中混合液体积从进水开始不断增加， 直到进水结束达最大值门预定反应器总有 效体积人进水时反应器中基质浓度不断增加， 而反应阶段反应器中基质浓度不断减少， 这表

48、明 ASBR 是间歇进行的非稳态厌氧生物处理过程人 SBR反应器在时间上为推流式反应器，在空间上为完全混 合式反应器。从另一个角度岀发，可以认为进水阶段为完全混合反应，反应阶段为推流式反应。 采用莫诺德动力学方程来描述反应器中基质浓度的变化情况时，基质去除率是按一级反应 进行的： dS/dt=-KXS/Ks+S (3) 式中：S-基质浓度，mg /L； X-污泥浓度，mg/L ; K-最大比基质利用速率，l/d ; Ks-半饱和常数，mg / L。 由于在厌氧反应器 ASBR中污泥产率很低，同时反应器中保持有高污泥浓度，从而可以认 为在进水阶段和反应阶段污泥量的变化可忽略不计，进水阶段完全混合

49、时的物料平衡为下式: dS/dt=Q/(Vmi n+Vf)(SO-S)-KXS/Ks+S (4) 式中：Vf为某时打共进水体积，为时间的函数 % = ：0山(5) 联合(4)式和(5 )式可得岀进水结束时的基质浓度， 通常采用迭代法可解岀，开始进水时间 为t时的基质浓度由下式给岀： S=(反应器中基质量)t/ (反应器中混合液总体积)t (6) 在时间为t+ t时基质浓度为: S X+KXS Vmin + Qfl J K + S i + A i) 式中：St-时间为t时的基质浓度，mg /L； Vt 时间为 t 时的反应器中总体积， L； t- 计算时取得时间间隔； Vmin- 进水开始时反应

50、器中混合液体积， L 。 在厶t足够小时，t+ t时的基质浓度可认为与时间为t时基质浓度几乎相等把 St代人(7) 式可预测在进水结束时的基质浓度Sf ，结合式(3 )可取出反应所需时间如下： tr=Ks/KXln(Sf/Se+(Sf-Se)/Ks(8) 式中： Se- 设计的出水基质浓度， mg L。 4.3 沉淀时间 沉淀阶段停止搅拌， 为理想的静止沉淀。 沉淀所需时间是污泥沉淀速度出所需排水体积 Vd 及反应器横截面积 (A) 的函数，即 ts=Vd/vA(9) 但沉淀时间不宜过长， 通常为 10 30min 。沉淀时间过长时继续产出的生物气使已沉降的 污泥重新悬浮起来。混合液悬浮固体浓

51、度 MLSS ，进料量与污泥量之比( FM )是影响污泥沉淀速 率及出水浓度的重要因素。 4.4 节水时间 排水所需时间由所排放水的体积及出水流量 Qd 决定，通常为了保持反应器中混合液恒定 体积，排水体积等于该周期进水体积，排水时间可由下式得出： td=Vd/Qd(10) 5 结语 ASBR 同其它厌氧反应器比较有如下特点： ASBR能形成颗粒污泥，同 UASB和AF相比，在反应器底部不需要复杂且昂贵的配水 系统，也不需要复杂的三组分离器。 ASBR在动力学上有显著的优越性，F/M值高低交替变化，既保证了反应阶段的高去除 率，又保证了沉淀阶段的良好沉淀效果。 ASBR能够在较大的温度范围内(

52、565 C)运行，可在低温和常温下处理各种高浓度、 低浓度和特种有机废水。 IC反应器的启动及颗粒污泥的培养 由于目前已经建了许多生产性 UASB装置，所以可采用UASB反应器的颗粒污泥作为IC反应器启动时的接种污泥。 当采用UASB反应器的颗粒污泥作为IC反应器的种泥时，UASB反应器颗粒污泥演变为IC反应器的颗粒污泥，一般 要经过一至两个月才能完成启动过程。Peredoom和Vereijken将代码为IND的处理造纸废水 UASB反应器的颗粒接 种到代码为ICP的处理啤酒废水的IC反应器中，并测定了不同运行期IC反应器污泥颗粒的分布，测定的结果见图 17-5。由图17-5可知，IC反应器用

53、UASB反应器颗粒污泥接种后，由于IC反应器的剪切力较大，接种的大颗粒被 剪切成小颗粒，所以小颗粒数量增加，反应器生物量并没有随时间减少，在第2周进行泥样分析，开始显示出颗粒大 小分布较宽的IC颗粒分布特征。由于IC反应器的污泥负荷率和容积负荷率高，污泥的生长速率很快，颗粒的培养在 接种后2个月即可完成。如果没有颗粒污泥接种而采用絮体污泥接种，则启动初期只能采用低负荷运行，待自行培养出 颗粒污泥后，再逐步提高负荷，这样启动时间会大大延长。目前荷兰PaquesBV公司的IC反应器均采用UASB反应 器的颗粒污泥接种。作者认为，如果采用处理相同废水的IC反应器污泥接种则更为理想，可缩短启动时间。

54、I室 IC反应器I室在高负荷下运行，其COD去除率为60%70%。反应器的初始容积负荷为31.25kgCOD/(m 3 )，COD 去除率为62.3%。第29天容积负荷升至50.8kgCOD/(m 3 d)，COD去除率为59.8%。在第55天反应器进水COD浓度 为4500mg/L，污泥负荷为3.99gCOD/(gVSS- d)，COD去除率为 61%。第89天容积负荷和污泥负荷分别为 76.83kgCOD/(m 3 d)、3.97gCOD/(gVSS d)，COD 去除率为 64.3%。 H室 与I室相比，且室的运行负荷相对较低，以H室进水COD浓度计算则H室的 COD去除率为60%85%，去除的 COD占