升流式厌氧污泥层反应器的设计Word文件下载.docx
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这种形式的配水系统的特点是比较简单，只要施工安装正确，配水能够基本达到均匀分布的要求。
图3-19-25树枝管式配水系统图3-19-25空孔管配水系统
（2）穿孔管配水系统
如图3－19－26所示。
为了配水均匀，配水管中心距可采用1.0-2.0m，出水孔距也可采用1.0-2.0m，孔径一般为10-20mm，常采用15mm，孔口向下或与垂线呈45方向，每个出水孔服务面积一般为2-4m2。
配水管的直径最好不小于100mm，配水管中心距池底一般为20－25cm。
为了使穿孔管各孔出水均匀，要求出水流速不小于2m/s，使出水孔阻力损失大于空孔管的沿程阻力损失，为了增大出水孔的流速，可采用脉冲间歇进水。
（3）多点多管配水系统
如图3－19－17所示。
此种配水系统的特点是一根配水管只服务一个配水点，配水管根数与配水点数相同。
只要保证每根配水管流量相等，则即可达到每个配水点流量相等的要求。
一般多采用配水渠道通过三角堰把废水均匀流入配水管的方式。
也有在反应器不同高度设置配水管和配水点。
国外有些专利采用脉冲配水器，每根管是间歇进水的，但整个反应器是连续进水的。
图3－19－17多点多管配水系统
配水系统的形式确定后，就可进行管道布置、计算管径和水头损失，根据水头损失和反应器（或配水渠）水面主调节池（或集水池）水面高程差计算进水水泵所需的扬程，可以选择合适的水泵。
3、三相分离器设计
（1）三相分离器的基本构造
三相分离器的型式是多种多样的，但其三项主要功能均为：
气液分离、固液分离和污泥回流三个功能：
主要组成部分为气封、沉淀区和回流缝。
图3－19－28所示为三相分离器的基本构造形式。
图3－19－28三相分离器的基本构造
图3－19－28中的a式构造简单，但泥水分离的情况不佳，在回流缝同时存在上升和下降两股流体，相互干扰，污泥回流不通畅。
c式也存在类似情况。
b式的构造较为复杂，但污泥回流和水流上升互不干扰，污泥回流通畅，泥水分离效果较好，气体分离效果也较好。
（2）三相分离器的布置形式
三相分离器有多种多样的布置形式，下面将列出常用的几种形式于容积较大的UASB反应器，往往有若干个连续安装的三相分离器系统，如图3－19－29所示。
（3）三相分离器的设计方法
三相分离器的设计可分为三个内容：
沉淀区设计、回流缝设计和气液分离设计。
本节将以图3－19－28c为例来说明设计计算方法。
图3－19－30为三相分离器设计计算断面的几何关系图。
图3－19－30三相分离器的布置形式
①沉淀区设计：
三相分离器沉淀区的设计方法与普通二次沉淀池的设计相似，主要考虑两项因素，即沉淀面积和水深。
沉淀区的面积根据废水量和沉淀区的表面负荷确定，由于在沉淀区的厌氧污泥与水中残余的有机物尚能产生生化反应，有少量的沼气产生，对固液分离有一定的干扰。
这种情况在处理高浓度有机废水时可能更为明显，所以建议表面负荷一般应＜1.0m3/（m2·
h）。
图3－19－29c形式三相分离器集气罩（气室）上的复盖水深可采用0.5-1.0m,集气罩斜面的坡度应采用55°
－60°
，沉淀区斜面（或斗）的高度建议采用0.5－1.0m。
不论何种形式三相分离器，其沉淀区的总水深应≥1.5m，并保证在沉淀区的停留时间介于1.5－2.0h。
如能满足上述条件，则可取得良好的固液分离效果。
②回流缝设计：
由图3－19－30可知，三相分离器由上、下二组重叠的三角形集气罩所组成，根据图3－19－29所示的几何关系可得：
b1=h3/tgθ
b1－－下三角形集气罩底的
宽度，m；
θ－－下三角形集气罩斜面的水平夹角，一般可采用55°
；
h3－－下三角形集气罩的垂直高，m。
b2=b-2b1
b2－－相邻二个下三角形集气罩之间的水平距离，m，即污泥的回流缝之一；
b－－单元三相分离器的宽度，m。
下三角形集气罩之间的污泥回流缝中混合液的上升流速（V1）可用下式计算：
V1＝
V1－－回流缝中混合液上升流速，m/h；
Q－－反应器设计废水流量，m3/h；
S1－－下三角形集气罩回流缝的总面积，m2，其值可用下式表示：
S1＝b2×
l×
n
l－－反应器的宽度，即三相分离器的长度，m；
n－－反应器的三相分离器单元数。
为了使回流缝的水流稳定，污泥能顺利地回流，建议流速v1<
2m/h。
上三角形集气罩与下三角形集气罩斜面之间回流缝的流速（V2）可用下式计算：
V2＝Q/S2
S2－－上三角形集气罩回流缝的面积，m2，可用下式表示：
S2＝c×
2n
c－－上三角形集气罩回流缝的宽度，m，即为图3-19-30中的c点至AB斜面的垂直距离CE，建议CE>
0.2m。
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，要求满足下列条件：
ν2<
ν1<
2.0m/h
③气液分离设计：
由图3－19－30可知，欲达到气液分离目的，上下二组三角形集气罩的斜边必须重叠，重叠的水平距离（AB的水平投影）越大，气体分离效果越好，去除气泡的直径越小，对沉淀固液分离效果的影响越小。
所以，重叠量的大小是决定气液分离效果好坏的关键。
由图3－19－30可知，由反应区上升的水流从下三角形集气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A点后将沿着AB方向斜面流动，并设流速νa，同时假定A点的气泡以速度νb垂直上升，所以气泡的运动轨迹将沿着νa和νb合成速度的方向运动，根据速度合成的平行加边形法则，则有：
要使气泡分离后进入沉淀区的必要条件是：
气泡上升速度（νb）与其直径、水温、液体和气体的密度、废水的粘滞系数等因素有关。
当气泡的直径很小（d<
0.1mm）时，在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斯笃克斯（Stokes）分式计算。
即：
式中νb—气泡上升速度，cm/s；
d—气泡直径，cm；
ρ1—废水密度，g/cm3；
ρg—沼气密度，g/cm3；
g—重力加速度，cm/s2；
μ—废水的动力粘滞系数，g/（cm·
s）；
μ＝νΡ1
ν—废水的运动粘滞系数，cm2/s；
β—碰撞系数，可取-.95。
4.出水系统的设计
出水的均匀排除也是保证反应器均匀稳定运行的关键，尤其对固液分离的影响较大。
UASB反应器的出水槽布置与三相分离器沉淀区设计有关，通常每个单元三相分离器设一个出水槽，常用的两种布置形式，如图3－19－31（a）所示。
出水槽宽度常采用20cm，深度则计算确定。
图3－19－31（b）所示出槽的特点是出水槽与三相分离器集气罩成一整体，有助于实现装配化，简化加工和安装过程。
当UASB反应器为封闭式时，总出水管必须通过一个水封，以防漏气和确保厌氧条件。
当处理的废水中含有蛋白质和脂肪或含有大量悬浮固体时，出水一般也挟带有大量悬浮固体或漂浮污泥，为了减少出水悬浮固体量，在出水槽前设置挡板，这样可减少出水中悬浮固体数量，有利于提高出水水质。
5.浮渣清除系统设计
在处理含蛋白质或脂肪较高的工业废水时，这些化合物的存在会促进泡沫的产生和污泥的漂浮，在集气室和反应器的液面可能形成一层很厚的浮渣层，对正常运行会带来一些问题，如阻碍沼气的顺利释放，或堵塞出气管，导致部分沼气从沉淀区逸出，干扰了沉淀区的沉淀效果，为了清除浮渣层，必须设置专门的清除设备或采取预防措施。
在沉淀区液面产生的浮渣层，可用刮渣机清除，它们的构造与沉淀池和气浮池的刮渣机相同。
在气室形成的浮，渣难于清除，可用定期进行循环水或沼气反冲等方法减少或去除。
这时必须设置冲洗管和循环水泵（或气泵）。
6.排泥系统设计
UASB反应器污泥床区均匀排泥也是使反应器正常工作的重要因素，因为大型反应器一般都不设污泥斗，池底面积又较大，所以不宜集中在一点排泥，否则污泥床区的污泥分布不均匀，在排泥口附近的污泥浓度会大大降低，从而影响该处出水的处理效果，因此必须进行均匀的多点排泥。
排泥点设多少合适，尚有待于在实践中总结，建议每10m2设一个排泥口。
当采用穿孔管配水系统时，同时肥穿孔管兼作排泥管是较为适宜的。
专设排泥管管径一般不小于200mm，以防堵塞。
为了运行方便，可在反应器高
处或三相分离器下0.5m处再设一个排泥口。
沿反应器高度均匀地设5－6个污泥取样管。
7.其他设计应考虑的问题
UASB反应器加热和保温的设计与计算方法可参阅本章§
19.2节消化池设计的的有关部分。
UASB反应器沼气的收集、贮存和利用的设计计算也可参阅本章§
19.2节有关部分。
UASB反应器的各部分应采取相应的防腐措施，以延长反应器的使用寿命。
[例]某工业废水的流量为2600m3/d，废水的COD为2200mg/L，SS为700mg/L，pH6－7，水温为20－25℃，要求处理后COD≤500mg/L，SS≤500mg/L。
试采用UASB反应器处理并进行设计计算。
[解]
经过类比调查，已知在常温条件下UASB反应器的进水容积负荷为6.0kgCOD/（m3·
d），COD和SS的去除率分别为85％和70％，沼气产率为0.4m3（沼气）/kgCOD（去除）。
污泥的表现产率为0.05kgVSS/kgCOD（去除）、VSS/SS＝0.8，UASB的有效高度为4.6m。
（1）处理后出水水质计算
出水COD浓度为：
2200×
（1－0.85）＝330mg/L（≤500mg/L）
出水SS浓度为：
700×
（1－0.70）=210mg/L（≤500mg/L）
当采用UASB反应器处理，COD和SS两项指标均匀可满足排入城市排水系统的要求。
（2）UASB反应器有效容积及主要部位尺寸的确定：
根据（3.19.48）式，UASB反应器的有效容积为：
V＝
考虑检修时不至于全部停产，采用2座UASB反应器，每个反应器容积为：
953÷
2＝476.5m3≈477m3
已知反应器高定为4.6m，则单个反应器的平面面积为：
477÷
4.6＝103.6m2≈104m2
反应器宽采用7.2m，反应器长为：
104÷
7.2≈14.4m
（3）UASB反应器构造的确定
经计算后，设计的UASB反应器的构造示之于例图1。
例图1UASB反应器构造示意图
（4）三相分离器设计
三相分离器沉淀区的沉淀面积即为反应器的水平面积，则沉淀区的表面负荷率为：
÷
104＝0.52m3/（m2·
h）[<
1.0m3/（m2·
h）]
根据图3－19－28和3－19－30设上、下三角形集气罩斜面水平夹角为55°
，取保护高度h1＝0.5m，h2＝0.5m，h3＝1.2m，则：
b1=h3/tg55°
=1.2/1.428=0.84m
b2=2.4-2×
b1=0.72m
下三角形集气罩之间缝隙（b2）中的上升流速（ν1）的计算：
根据（3.19.52）式，缝隙总面积（S1）为：
S1＝b2×
L×
n=0.72×
7.2×
6=31.1m2
ν1=
=1.74m/h（<
2m/h）
上三角形集气罩回流缝中的流速（ν2）（=νa）的计算：
设上三角形集气罩回流缝的宽度c＝0.42m，根据（3.19.54）式缝隙总面积（S2）为：
S2＝c×
n=0.42×
12=36.29m2
ν2=νa=
=1.49m/h
符合ν2（νa）<
ν1<
2.0m/h的要求。
已知BC＝CE/sin35°
=0.42/0.5736=0.73m，取AB＝0.4m，上三角形集气罩的位置即可确定，其高h4为：
h4=
tg55°
=
×
1.4281=0.84m
已知上三角形集气罩顶的水深为0.5m，则上、下三角形集气罩在反应器内的位置已确定。
根据已确定的三相分离器构造，如例图2还应该校核气液分离的条件是否能符合要求。
例图2三相分离器的构造尺寸
根据（3.19.57）式可求得气泡在A点的上升速度（vb）。
气泡的直径dg＝0.01cm，在常温（20℃）下，取ρ1＝1.03g/cm3，ρg=1.2×
10-3g/cm3，ν=0.0101cm2/s（按净水取值），β=0.95：
μ＝νρ1＝0.0101×
1.03＝0.0104g/（cm·
s）
由于废水的μ一般比净水的μ大，可取废水的μ为0.02g/（cm·
s），则：
（1.03-1.2×
10-3）×
（0.01）2
=0.266cm/s=9.58m/h
根据前面的计算结果有：
则可以满足
的要求，可以脱除直径等于或大于0.01cm的气泡。
（5）进水配水系统的设计
采用穿孔管配水，每个反应器设8根d150mm、长7.2m的穿孔管，穿孔管中心间距1.80m，配水孔径为15mm，孔距为1.8m，每个孔的服务面积为1.8×
1.8=3.24m2。
孔口向下，穿孔管中心距反应器底0.275m。
每个反应器共有32个出水孔，采用连续进水，每个孔的流速为2.66m/s。
水力计算略。
（6）出水系统的设计
采用锯齿形出水槽，槽宽0.2m，槽高0.2m。
每个上三角形集气罩顶上设一条出水槽，每个反应器共设6条出水槽，基本可保持出水均匀。
（7）排泥系统的设计
计划把配水穿孔管同时作为排泥管用，可达到排泥均匀的要求，同时可在反应器的一侧底部及池高
处另设排泥管，用作辅助排泥。
（8）沼气产量计算
每日的沼气产量为：
2600×
2.2×
0.85×
0.4=1944.8m3（沼气）/d
（9）产泥量计算
每日理论产泥量为：
0.05=243.1kgVSS/d
243.1÷
0.8=303.9kgVSS/d
三、升流式厌氧污泥层反应器应用实例
1973年至1977年，在瓦根宁根（Wageningen）农业大学和德勒夫（Delft）大学的帮助下，荷兰CSM甜菜糖业公司先后进行了容积为6m3、30m3和200m3的半生产性和生产性装置的试验。
在中温（35℃左右）条件下，6m3装置的容积负荷达到了36kgCOD/（m3·
d），生产性装置达到了kgCOD/（m3·
d），COD去除率为70－90％。
其后，原联邦德国、比利时和美国等国的学者用UASB装置进行了处理土豆淀粉加工废水、屠宰废水、罐头加工废水、甲醇废水、糖蜜废水、酒精废水等各种规模的试验，均取得了较好的处理效果。
到1990年9月，国外已有205座UASB的生产性装置投入运行。
最近有些国家已把UASB反应器成功地应用于处理城市废水。
表3－19－11列举出国外部分UASB反应器的应用情况。
国内对UASB反应器的研究起步于1981年。
许多单位先后进行了用UASB反应器处理多种有机废水的试验研究，目前已建成并已投产运行了一批半生产性和生产性UASB反应器。
表3－19－12所列举的即为其所取得的数据。
3－19－11国外部分UASB反应器的应用实例
废水类型
使用国家
装置数
设计负荷
[kgCOD/（m3·
反应器体积
（m3）
温度
（℃）
荷兰
7
12.5-17
200-1700
30－35
甜菜制糖
原联邦德国
2
9.12
2300,1500
奥地利
1
8
3040
5-11
240-1500
土豆加工
美国
6
2200
瑞士
8.5
600
土豆淀粉
10.3,10.9
1700,5500
11.1
1800
玉米淀粉
10-12
900
6.5
500
小麦淀粉
爱尔兰
9
澳大利亚
9.3
4200
大麦淀粉
芬兰
420
酒精
16
700
2300
7.00
2100
10.8,10.3
5000,1800
酵母
沙特阿拉伯
10.5
950
5-10
1400
23
啤酒
14
4600
5.7
1500
20
屠宰
3-5
24
牛奶
加拿大
6-8
450
8-10
1000,740
造纸
740
5-6
25
蔬菜罐头
10
375
11
白酒
泰国
15
3000
城市废水
印度
2.3
1200
常温
哥伦比亚
6600
表3－19－12我国部分半生产及生产性UASB反应器运行数据
废水种类
反应器容积
COD容积负荷
[kg/（m3·
进水COD
（mg/L）
COD去除率
（％）
研究或应用
单位
味精废水
30－32
4.6
5.5
12150
88.5
中科院广州能源所
酒精过滤液
高温
22.3
900-2800
91
北京环保院、山东酒精总厂
溶剂废醪
52
53
14.8
19870
88
无锡环保监测所
无锡溶剂总厂
柠檬酸废水
35
20.3
20000-36000
90
常州市环境工程设计研究所
酿造废水
64.8
4.2
2000-6000
82.4
北京环保所
丙丁废醪
200
25000
华北制药厂
啤酒废水
6.7
9-13
2000-3000
85
清华大学、北京啤酒厂
柠檬酸、庆大
霉素、螺旋霉素
38
4×
11.75
23450
91.2
无锡第二制药厂
混合废水
8×
240
5-7
1500-3000
北京啤酒厂、清华大学
§
19.5厌氧生物滤池
一、厌氧生物滤池的工艺特征
厌氧生物滤池是装填有滤料的厌氧生物反应器，在滤料表面有以生物膜形态生长的微生物群体，在滤料的空隙中则截留了大量悬浮生长的微生物，废水通过滤料层时，有机物被截留，吸附及代谢分解，最后在到稳定化。
厌氧生物滤池创建于二十世纪60年代末期，是公认的早期的高效厌氧生物反应器。
1972的以来，一批生产性的厌氧生物滤池投入了运行，处理废水的COD浓度在300－85000mg/L的范围内，处理效果良好，运行管理方便。
厌氧生物滤池具有以下主要工艺特征
1、滤料
滤料是厌氧生物滤池的主体，其主要作用是提供微生物附着生长的表面及悬浮生长的空间，理想的滤料应具备下列条件：
①比表面积大，以利于增加厌氧生物滤池中生物固体的总量；
②空隙率高，以截留并保持大量的悬浮生长的微生物，并防止厌氧生物滤池被堵塞；
③利于生物膜附着生长，如表面粗糙的滤料就比表面光滑的滤料为佳；
④具有足够的机械强度，不易破损或流失；
⑤化学和生物学稳定性好，不易受废水中化学物质的侵蚀和微生物的分解破坏，
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