UASB反应器的设计计算讲解Word文档格式.docx
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0.5m/s,则进水渠道宽
B1=0.17m,
渐宽部分展开角
a1
取为
20°
则l1=
2´
tga1
=（0.41-0.17）÷
2÷
tg20
=0.32
l1-----------进水渠道间宽部位的长度，m
L2----------格栅槽与出水渠道连接处的渐窄部位的长度，m
B
栅槽总宽度，m
B1
进水渠道宽度，m
进水渠展开角，度
（四）栅槽与出水渠道连接处的渐窄部分长度（l2）
l2=
l1/2=0.32/2
=0.16m
（五）过栅水头损失（h1）
k=3,β=1.83（栅条断面为半圆形的矩形），v=0.6m/s
ho=β×
（S÷
b）
4/3×
V^2÷
g×
sinα
=1.83×
（0.01÷
0.01）
=0.024
0.6^2÷
9.8×
sin45
h1=k×
h0
=3×
0.024
=0.072
h0--------计算水头损失，m
h1---------过格栅水头损失，m
k
--------
系数，水头损失增大倍数
β--------
形状系数，与断面形状有关
ξ
格栅条宽度，m
b--------
栅条间隙，m
过栅流速，m/s
α--------
格栅倾角，度
（六）栅槽总高度（H）
取栅前渠道超高
栅前槽高
H1=h+h2=0.7m
则总高度
H=h+h1+h2
=0.4+0.072+0.3
=0.772
（七）栅槽总长度（L）
L=l1+l2+0.5+1.0+
H1
tg
45°
=0.32+0.16+0.5+1.0+
0.7
=2.68
H1------格栅前槽高，
H1=h＋h2=0.4+0.3=0.7
（八）每日栅渣量（W）
W1=0.06m3/103m3K2=1.0
则
W=
K
2
⨯1000
0.08×
86400÷
1.5÷
=0.27
㎡/d
（采用机械清渣）
-----------
W1
----------
栅渣量（m3/103m3
污水），取
0.1～0.01,粗格栅用小
值，细格栅用大值，中格栅用中值.取
0.08
K2-----------污水流量总变化系数.
水质指标
COD
BOD
SS
进水水质（mg/l）
2000
1010
350
去除率（%）
7
50
出水水质（mg/l）
1860
939.3
175
第二节调节沉淀池的设计计算
啤酒废水的水量和水质随时间的变化幅度较大，为了保证后续处理构筑物或设
备的正常运行，需对废水的水量和水质进行调节，由于啤酒废水中悬浮物（ss）浓度
较高，此调节池也兼具有沉淀池的作用，该池设计有沉淀池的泥斗，有足够的水力
停留时间，保证后续处理构筑物能连续运行，其均质作用主要靠池侧的沿程进水，
使同时进入池的废水转变为前后出水，以达到与不同时序的废水相混合的目的。
水力停留时间
T=6h;
Q=5000m3/d=208m3/h=0.058m3/s,
采用机械刮泥除渣。
调节沉淀池的设计计算草图见下图
2.2：
25000
三三
24000
三2.2三三三三三三三三三三三
（一）
池子尺寸
池子有效容积为：
V=QT=208×
6=1248m3
取池子总高度
H=2.5m,其中超高
0.5m,有效水深
h=2m
则池面积
A=V/h=1248/2=624m3
池长取
L=35m,池宽取
B=20m
则池子总尺寸为
L×
B×
H=35×
20×
2.5
（二）
理论上每日的污泥量
W=Q*（C0-C1）/1000（1-0.97）
------------
设计流量，m3/d
C0
进水悬浮物浓度，mg/L
C1
出水悬浮物浓度，mg/L
P0
污泥含水率，%
W=5000*（350-175）/（1000*1000（1-0.97））=29.2m3/d
（三）污泥斗尺寸
取斗底尺寸为
500×
500，污泥斗倾角取
60°
75
90
87
465
93.93
22.75
则污泥斗的高度为：
h2=（5-0.2）
×
tg60°
=8.3136m
污泥斗的容积
V2=
3
h2（a12+a1a2+a22）
=
1
8.3136×
（202+20×
0.5+0.52）
=1136.88m3
V
总>
W
符合设计要求，采用机械泵吸泥
（四）进水布置
进水起端两侧设进水堰，堰长为池长
2/3
第三节UASB
反应器的设计计算
UASB，即上流式厌氧污泥床，集生物反应与沉淀于一体，是一种结构紧凑，效
率高的厌氧反应器。
它的污泥床内生物量多，容积负荷率高，废水在反应器内的水力停留时间较短，
因此所需池容大大缩小。
设备简单，运行方便，勿需设沉淀池和污泥回流装置，不需充填填料，也不需
在反应区内设机械搅拌装置，造价相对较低，便于管理，且不存在堵塞问题。
（一）参数选取
设计参数选取如下：
容积负荷（Nv）6.0kgCOD/（m3·
d）；
污泥产率
0.1kgMLSS/kgCOD；
产气率
0.5m3/kgCOD
（二）设计水质
（三）设计水量
Q＝5000m3/d=208m3/h=0.058
m3/s
（一）反应器容积计算
UASB
有效容积：
有效＝
Q´
S0
Nv
S0
进水
COD
含量,mg/l
Nv
-------------容积负荷,kgCOD/（m3·
d）
有效＝5000×
1.860/6.0
=1550m3
将
设计成圆形池子，布水均匀，处理效果好
取水力负荷
q＝0.8[m3/（m2·
h）]
则A=
Q
q
208/0.8=260m2
h=
V
A
＝1550/260=6.0m
采用
4
座相同的
反应器
则 A1=
4
＝260/4=
65
m2
D=
4´
A1
p
（4×
65/3.14）1/2
=9.1m
D=9.5m
则实际横截面积为
44
=70.85m2
实际表面水力负荷为
q1=Q/A
＝208/（4×
70.85）
=0.73<
1.0
故符合设计要求
（二）配水系统设计
本系统设计为圆形布水器，每个
反应器设
36
个布水点
（1）参数
每个池子流量：
Ｑ＝208/4
52
m3/h
（2）设计计算
布水系统设计计算草图见下图
2.3：
46
30
230
三2.3
UASB三三三三三三三三三三
圆环直径计算：
每个孔口服务面积为:
a=
pD2
/
＝1.97m2
a
在
1～3m2
之间，符合设计要求
可设
3
个圆环，最里面的圆环设
6
个孔口，中间设
12
个，最外围设
18
个孔口
1）内圈
个孔口设计
服务面积：
S1
＝6×
1.97=11.82m2
折合为服务圆的直径为：
4S1
11.82/3.14）1/2
=3.9m
用此直径作一个虚圆，在该圆内等分虚圆面积处设一实圆环，其上
布
个孔口，则圆的直径计算如下：
pd12
S1
d1＝
2S1
＝
（2×
=2.7m
2）中圈
S2=12×
1.97=23.64m2
折合成服务圆直径为：
4（S1
+
S2
）
（11.82+23.64）/3.14）1/2
=6.72m
中间圆环直径计算如下：
S2
d2=5.49m
3）外圈
18
服务面积：
S3=18×
1.97=35.46m2
折合成服务圈直径为：
S3
=9.50m
外圆环的直径
d3
计算如下：
S3
d3＝8.23m
（三）三相分离器设计
三相分离器设计计算草图见下图
2.4：
F
C
E
I
D
b1
b2
三2.4
UASB三三三三三三三三三三三
（1）设计说明
三相分离器要具有气、液、固三相分离的功能。
三相分离器的设计主要包括沉淀区、回流缝、气液分离器的设计。
（2）沉淀区的设计
三相分离器的沉淀区的设计同二次沉淀池的设计相同，主要是考虑沉淀区
的面积和水深，面积根据废水量和表面负荷率决定。
由于沉淀区的厌氧污泥及有机物还可以发生一定的生化反应产生少量气体，
这对固液分离不利，故设计时应满足以下要求：
1）沉淀区水力表面负荷<
1.0m/h
2）沉淀器斜壁角度设为
50°
使污泥不致积聚，尽快落入反应区
内。
3）进入沉淀区前，沉淀槽底逢隙的流速≦2m/h
4）总沉淀水深应大于
1.5m
5）水力停留时间介于
1.5～2h
如果以上条件均能满足，则可达到良好的分离效果
沉淀器（集气罩）斜壁倾角
θ＝50°
沉淀区面积为：
A=1/4πD2=1/4×
3.14×
9.52=70.85m2
表面水力负荷为：
q=Q/A=208/（4×
70.85）=0.73<
符合设计要求。
（3）回流缝设计
h1=0.3m,h2=0.5m,h3=1.5m
如图
2.4
所示：
b1=h3/tgθ
b1----------下三角集气罩底水平宽度，m;
θ----------下三角集气罩斜面的水平夹角；
h3----------下三角集气罩的垂直高度，m;
b1=
1.5
tg50°
=1.26m
b2=9.5-2×
1.26=6.98m
下三角集气罩之间的污泥回流逢中混合液的上升流速
V1
可用下式计
算：
V1=Q1/S1
Q1----------反应器中废水流量，m3/h；
S1----------下三角形集气罩回流逢面积，m2；
V1=
（208/4）/（3.14×
6.982/4）
=1.36m/h
V1<
2m/h,符合设计要求
上下三角形集气罩之间回流逢中流速（V2）可用下式计算：
V2=Q1/S2，
----------上三角形集气罩回流逢之间面积，m2；
取回流逢宽
CD=1.4m,上集气罩下底宽
CF=7.8m
则DH=CD×
sin50°
=1.07
DE=2DH+CF
=2×
1.07
+7.8
=9.94m
=π（CF+DE）CD/2
=39.0m2
则V2=
Q1/S2
=208/（4×
39.0）
=1.33m/h<
2m/h
确定上下三角形集气罩相对位置及尺寸，由图可知：
CH=CDsin40°
=1.4×
sin40＝0.9m
AI=DItg50°
（DE-b2）×
（9.94-6.98）×
=1.76m
故
h4=CH+AI=0.9
+1.76=2.66
h5=1.0m
由上述尺寸可计算出上集气罩上底直径为：
CF-2h5tg40°
=7.8-2×
1.0×
tg40°
=6.12m
BC=CD/sin40°
=1.4/sin40°
=2.18m
DI=
（DE-b2）=
（9.94-6.98）=1.48m
AD=DI/cos50°
=1.48/cos50°
=2.30m
BD=DH/cos50°
=1.07/cos50°
=1.66m
AB=AD-BD=2.30-1.66=
0.64m
（4）气液分离设计
d=0.01cm（气泡），T=20°
С
ρ1=1.03g/cm3,
ρg=1.2×
10-3g/cm3
V=0.0101cm2/s,
ρ=0.95
μ=
Vρ1=0.0101×
1.03
=0.0104g/cm·
s
一般废水的
μ>
净水的
μ,故取
μ=0.02g/cm·
由斯托克斯工式可得气体上升速度为：
Vb
r
´
g
18m
（r
-
g
）d
=（0.95×
9.81×
（1.03-1.2×
10-3）×
0.012）/（18×
0.02）
=0.266cm/s
=9.58m/h
Va=V2=1.33m/h
则：
Vb
Va
=9.58/1.33=7.20,
BC
AB
=2.18/0.64=3.41
>
故满足设计要求。
（四）出水系统设计
采用锯齿形出水槽，槽宽
0.2m,槽高
0.2m
（五）排泥系统设计
产泥量为：
1860×
0.75×
0.1×
5000×
10-3=697.5
kgMLSS/d
每日产泥量
697.5kgMLSS/d，则每个
USAB
日产泥量
174.38kgMLSS/d,可用
150mm
排泥管，每天排泥一次。
（六）理论上每日的污泥量
W=5000*（175-22.75）/（1000*1000（1-0.98））=38.06m3/d
（七）产气量计算
每日产气量：
0.5×
10-3=3487.5m3/d
SBR
经
处理后的废水,COD
含量仍然很高,要达到排放标准,必须进一步处理,
即采用好氧处理。
结构简单，运行控制灵活，本设计采用
个
反应池，每
个池子的运行周期为
6h
（1）污泥负荷率
Ns
取值为
0.13kgBOD5/（kgMLSS·
（2）污泥浓度和
SVI
污泥浓度采用
3000
mgMLSS/L,SVI
100
（3）反应周期
周期采用
T=6h,反应器一天内周期数
n=24/6=4
（4）周期内时间分配
反应池数:
N=6
进水时间：
T/N=6/6=1h
反应时间：
3.0h
静沉时间：
1.0h
排水时间：
0.5h
（5）周期进水量
Q0=
QT
24N
=（5000×
6）/（24×
6）=208.3m3/s
（二）设计水量水质
设计水量为：
Q=5000m3/d=208m3/h=0.058m3/s
水质指
标
NH4-N
TP
进水水质
（mg/l）
40
6
去除率
（%）
95
65
出水水质
23.25
4.7
7.96
设计水质见下表
（一）反应池有效容积
V1=
nQ0S0
XNs
反应器一天内周期数
Q0
周期进水量,m3/s
BOD
X
污泥浓度,mgMLSS/L
污泥负荷率
208.3×
187.86）/（3000×
0.13）
=401.3
m3
（二）反应池最小水量
Vmin=V1-Q0=401.3-208.3=193m3
（三）反应池中污泥体积
Vx=SVI·
MLSS·
V1/106=100×
3000×
401.3/106=120.39
Vmin>
Vx,合格
（四）校核周期进水量
周期进水量应满足下式：
Q0<
（1-
MLSS
/106）
·
=（1-
100×
401.3
=280.91m3
而
Q0=208.3m3<
280.91m3故符合设计要求
（五）确定单座反应池的尺寸
有效水深取
5.0m,超高
0.5m,则
总高为
5.5m,
的面积为
401.3/5=80.26m2
设
的长：
宽=2：
的池宽为：
6.5m；
池长为：
13m.
反应池的最低水位为：
193/（6.5×
13）=2.28m
反应池污泥高度为：
120.39/（6.5×
13）
=1.42m
2.28-1.42=0.86m
可见，SBR
最低水位与污泥位之间的距离为
0.86m,大于
0.5m
的缓冲层高度符
合设计要求。
（六）鼓风曝气系统
（1）确定需氧量
O2
由公式：
O2=a′Q（S0-Se）+bˊXvV
aˊ-----------
微生物对有机污染物氧化分解
过程的需氧率，kg
Q-----------
污水设计流量，m3/d
Se
出水
bˊ------------
微生物通过内源代谢的自身氧化
Xv
单位曝气池容积内的挥发性悬浮
固体（MLVSS）量,kg/m3
aˊ=0.5,
bˊ=0.15；
=9.393mg/L；
Xv=f×
=0.75×
3000=2250mg/L
=2.25kg/m3；
V=6V1
=6×
401.3=2407.8m3
代入数据可得：
O2=0.5×
（187.86-9.393）/1000+0.15×
2.25×
2407.8
=1258.8kg
O2/d
供氧速率为：
R=
O2/24
=1258.8/24=52.45
kg
O2/h
（2）供气量的计算
SX-1
型曝气器，曝气口安装在距池底
0.3m
高处，淹没深度为
4.7m，计算温度取
25℃。
该曝气器的性能参数为：
Ea=8%，Ep=2
kgO2/kWh；
服务面积
1-3m2；
供氧能力
20-25m3/h·
个；
查表知氧在水中饱和容解度为：
Cs（20）=9.17mg/L，Cs（25）=8.38mg/L
扩散器出口处绝对压力为：
P
+9.8×
103×
=1.013×
105+9.8×
=1.47×
105pa
空气离开反应池时氧的百分比为：
Ot
21（1-
EA
79
=21（1-
0.08）
=19.65%
反应池中容解氧的饱和度为：
Csb（25）=
Cs（25）
（Pb/（2.026×
105）+Ot/42）
=8.38×
（1.47×
105/2.026×
105+19.65/42）
=10.0mg/L
Csb（20）=
Cs（20）
=9.17
=10.9mg/L
α=0.85,β=0.95,C=2,ρ=1,20℃时，脱氧清水的充氧量为：
R0=RCsb（20）/a（brCsb（25）-C）×
1.24（25-20）
=28.86×
10.9/0.85×
（0.95×
10.0-2）×
1.245
=43.8
供气量为：
Gs=
R0/0.3Ea
=43.8/（0.3×
=1826m3/h
=30.43m3/min
（3）布气系统的计算
反应池的平面面积为：
6.5×
13.0×
6=507m2
每个扩散器的服务面积取
1.7m2,则需
507/1.7=299
个。
299
个扩散器，每个池子需
布气系统设计如下图
2.5：
三2.5
SBR三三三三三三三三三三三
（4）空气管路系统计算
按
的平面图，布置空气管道，在相邻的两个
池的隔墙上设一
根干管，共五根干管，在每根干管上设
5
对配气竖管，共
条配气竖管。
则每根配气竖管的供气量为：
1826
5
365.2m3
h
本设计每个
池内有
个空气扩散器
则每个空气扩散器的配气量为：
36.52m3
选择一条从鼓风机房开始的最远最长管路作为计算管路，在空气流量变
化处设计算节点。
空气管道内的空气流速的选定为：
干支管为
10～15m/s；
通向空气扩散器的竖管、小支管为
4～5m/s；
空气干管和支管以及配气竖管的管
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