新型曝气生物滤池.docx

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新型曝气生物滤池

新型曝气生物滤池--Biostyr

0　前言

  现代曝气生物滤池是在生物接触氧化工艺的基础上引入饮用水处理中过滤的思想而产生的一种好氧废水处理工艺，70年代末80年代初出现于欧洲，其突出特点是在一级强化处理的基础上将生物氧化与过滤结合在一起，滤池后部不设沉淀池，通过反冲洗再生实现滤池的周期运行。

由于其良好的性能，应用范围不断扩大，在经历了80年代中后期的较大发展后，到90年代初已基本成熟。

在废水的二级、三级处理中，曝气生物滤池（biologicalaeratedfilter,以下简称BAF）体现出处理负荷高、出水水质好，占地面积省等特点。

90年代以后，BAF的发展方兴未艾，工艺形式不断推陈出新，本文要介绍的即是现代BAF的代表工艺之一Biostyr。

1　Biostyr的结构和原理

   Biostyr是法国OTV公司的注册工艺，由于采用了新型轻质悬浮填料--BIOSTYRENE（主要成分是聚苯乙烯，且比重小于1g/cm3）而得名。

下面以去除BOD、SS并具有硝化脱氮功能的反应器为例说明其工艺结构与基本原理［１］。

1.1　基本结构

   如图1所示，滤池底部设有进水和排泥管，中上部是填料层，厚度一般为2.5～3m，填料顶部装有挡板，防止悬浮填料的流失。

挡板上均匀安装有出水滤头。

挡板上部空间用作反冲洗水的储水区，其高度根据反冲洗水头而定，该区内设有回流泵用以将滤池出水泵至配水廊道，继而回流到滤池底部实现反硝化。

填料层底部与滤池底部的空间留作反冲洗再生时填料膨胀之用。

1配水廊道　2滤池进水和排泥　3反冲洗循环闸门　4填料

5反冲洗气管　6工艺空气管　7好氧区　8缺氧区　9挡板

10出水滤头　11处理后水的储存和排出12回流泵　13进水管

图1　Biostyr滤池结构示意

   滤池供气系统分两套管路，置于填料层内的工艺空气管用于工艺曝气，并将填料层分为上下两个区：

上部为好氧区，下部为缺氧区。

根据不同的原水水质、处理目的和要求，填料层的高度可以变化，好氧区、厌氧区所占比例也可有所不同。

滤池底部的空气管路是反冲洗空气管。

1.2　工作原理

   反应器为周期运行，从开始过滤至反冲洗完毕为一完整周期，具体过程如下：

经预处理的污水（主要是去除SS以避免滤池频繁反冲洗）与经过硝化后的滤池出水按照回流比混合后通过滤池进水管进入滤池底部，并向上首先流经填料层的缺氧区。

此时反冲洗空气管处于关闭状态。

缺氧区内，一方面，反硝化细菌利用进水中的有机物作为碳源将滤池进水中的NO3-N转化为N2，实现反硝化脱氮。

另一方面，填料上的微生物利用进水中的溶解氧和反硝化过程中生成的氧降解BOD，同时，SS也通过一系列复杂的物化过程被填料及其上面的生物膜吸附截留在滤床内。

经过缺氧区处理的污水流经填料层内的曝气管后即进入了好氧区，并与空气泡均匀混合继续向上流经填料层。

水气上升过程中，该区填料上的微生物利用气泡中转移到水中的溶解氧进一步降解BOD，滤床继续去除SS，污水中的NH3-N被转化为NO3-N，发生硝化反应。

值得指出的是，以SS形态被截留在滤床内的可降解污染物以及被生物膜吸附的难降解有机物实际被降解吸收的时间可接近一个运行周期，这一点有着很强的现实意义。

流出填料层的净化后废水通过滤池挡板上的出水滤头排出滤池，出路分为：

（1）排出处理系统外；

（2）按回流比例与原污水混合进入滤池实现反硝化；（3）用作反冲洗水（在多个滤池并联运行的情况下，当某一个滤池反冲洗时，反冲洗水由其它工作着的滤池出水共同提供）。

   随着过滤的进行，由于填料层内生物膜逐渐增厚，SS不断积累，过滤水头损失逐步加大，在一定进水压力下，设计流量将得不到保证，此时即应进入反冲洗再生以去除滤床内过量的生物膜及SS，恢复滤池的处理能力。

依据不同的处理情况，滤池出水指标（如SS）也可通过自控系统成为反冲洗的控制条件。

   反冲洗采用气水交替反冲，反冲洗水即为贮存在滤池顶部的达标排放水，反冲洗所需空气来自滤池底部的反冲洗气管。

反冲再生过程如下：

（1）关闭进水和工艺空气；

（2）水单独冲洗；（3）空气单独冲洗；继而

（2）、（3）步骤交替进行并重复几次；（4）最后用水漂洗一次。

反冲洗水自上而下，填料层受下向水流作用发生膨胀，填料层在单独水冲或气冲过程中，不断膨胀和被压缩，同时，在水、气对填料的流体冲刷和填料颗粒间互相摩擦的双重作用下，生物膜、被截留吸附的SS与填料分离，冲洗下来的生物膜及SS在漂洗中被冲出滤池。

反冲洗污泥回流至滤池预处理部分的沉淀系统。

再生后的滤池进入下一周期运行。

由于正常过滤与反冲时水流方向相反，填料层底部的高浓度污泥不经过整个滤床，而是以最快的速度通过池底排泥管离开滤池。

客观的讲，反冲过程没有太多的理论依据，基本是从再生效果考虑的，既要恢复过滤能力，又要保证填料表面仍附着有足够的生物体，使滤池能满足下一周期净化处理要求。

2　工艺特点

   Biostyr工艺最初是为在污水的二级、三级处理中实现硝化、反硝化开发的，设计思想来自A/O法。

在具体工艺形式的实现中，该工艺抓住了BAF的技术关键--填料，并由此带来了一系列的工艺特点。

（1）采用新型填料。

从化工原理的角度看，填料技术的改进是对反应器内部构造的改善，是加强传质、改善反应器内水力条件、生化反应条件的基本手段，是提高负荷的根本途径。

在BAF工艺中，填料一方面起着生物载体的作用，为生物膜提供良好的生长环境，另一方面也起着过滤的作用。

事实上，BAF性能的优劣很大程度上取决于填料的特性。

Biostyr采用的是比重小于水的球形有机填料，粒径3.5～5mm［２］，具有较好的机械强度和化学稳定性，在为微生物提供生长环境、截留SS、促进气水均匀混合等方面有一定优势。

   目前，用于BAF的填料有许多种，BAF的另一代表形式BIOFOR使用的Biolite膨胀硅铝酸盐，属于沉没填料（sunkenmedia）。

相比之下，Biostyrene易于反冲洗，结合其具体的运行方式，就为Biostyr拥有高的处理能力、延长运行周期，减少反冲洗水量创造了条件。

目前有资料表明，悬浮填料在截留SS、降解COD等方面要优于沉没填料［３～４］。

表1　Biostyr试验装置用于二级处理中的试验记录［５］

检测指标

反应器进水

反应器出水

废水排放指标

备　　注

总COD（mg/L）

324

44

90

1.反应器进水为经过斜板沉淀的市政污水

2.HRT小于2h

3.在满足脱氮的前提下，COD负荷可达10kg/（m3·d）

4.17℃、NH3-N负荷为1kg/（m3·d）的条件下，NH3-N去除率达95%；

NO3-N负荷为1.5kg/（m3·d）（以缺氧区计）时，NO3-N去除率75%

溶解性COD（mg/L）

172

32

30（BOD5）

SS（mg/L）

105

12

30

TKN（mg/L）

40

5

10

NOx-N（mg/L）

-

9

10

（2）试验研究表明，滤池内微生物浓度大，活性高，结合具体的运行方式，Biostyr处理负荷高，出水水质优，性能稳定。

废水先流经缺氧区，不但提供反硝化所需的碳源，还有部分BOD被异养微生物降解掉，降低了进入曝气区的污染负荷，达到了好氧区内降低曝气量、为硝化创造条件的目的［５］。

硝化过程得益于生物膜法的特点，摆脱了因硝化细菌世代期长而造成的泥龄限制。

填料对水流的阻力，保障了水流的均匀分布，创造了滤池内半推流的水力条件以及较好的传质条件。

水气平行向上流动，促进了气水的均匀混合，避免了气泡的聚合，有利于降低能耗，提高氧转移效率。

表1是F.Rogalla等人将Biostyr试验装置应用于二级处理中的试验记录，从中可对Biostyr的性能有定量的了解。

   （3）占地省，投资少。

这一点是由于Biostyr的高处理能力，加上滤池易于规范化设计，故工程结构紧凑。

此外，滤池运行过程中，原污水以及反冲洗污泥从不暴露于外部，所以本工艺在处理系统外观、减少不良气味等环境方面有着好的表现。

   （4）运行灵活，管理方便。

Biostyr工艺一般具有自动化程度较高的控制系统，滤池的过滤、反冲洗均可有保障的进行。

实际工程中，对于多格滤池的情形，Biostyr的运行可类似于给水处理中的虹吸滤池，当某一格滤池反冲洗，乃至检修时，滤池系统自身发生调节，而不影响整个处理系统。

   （5）工艺流程简单。

   Biostyr工艺将BOD降解、硝化、反硝化集于一个处理单元内，简化了工艺流程。

   在工艺流程上，具备预处理系统、不设置二沉池是以BAF为核心的处理系统的特点，Biostyr也不例外。

由此也导致了一些不足之处。

   （6）增加日常药剂费用。

为了使滤池能以较长的周期运行，减少反冲次数，降低能耗，须对滤池进水进行预处理以降低进水中的SS，尤其是滤池用于二级处理的情况下，往往须投加药剂才能达到这一要求。

药剂的使用不仅仅增加运行费用，许多药剂还将降低进水的碱度，进而影响反硝化，当然，BAF用于三级处理时，由于滤池进水来自二级处理的沉淀池，所以这一矛盾并不突出。

目前，水处理工作者正在从事如何利用自控系统有效控制加药量的研究[6～7]。

   （7）污泥量相对较大，污泥稳定性较差。

对好氧生物处理来讲，负荷越高，单位体积处理能力越强，产生的生物体越多，再加上滤池中截留的大量SS，无疑增加了污泥的产量。

当然，减少反冲洗水量会降低污泥体积，这也就提出了在保证反冲效果的前提下，如何提高反冲效率的问题。

滤床中截留的SS有许多属于可生物降解的，但在过滤运行后期，由于来不及被降解而经反冲洗转化为反冲洗污泥，成为降低污泥稳定性的因素之一。

3　应用

   Biostyr工艺在欧美应用较为普遍，而且许多集中在处理厂用地紧张、出水水质要求高的地方。

对于已实现有机碳降解、硝化的处理厂，该工艺可在外加有机碳源的情况下，完成反硝化[8]。

也可对只进行有机碳降解的二级处理厂进行升级，达到脱氮的水平。

在具备一级强化处理的条件下，该工艺又能完全胜任工业废水、市政污水的二级处理。

此外，与化学混凝沉淀结合，还能有效除P。

从功能上讲，在去除废水中BOD、SS以及硝化、脱氮等方面，该工艺已经系列化[7]，通过具体工艺形式的改变（是否设置回流、改变工艺空气管在滤池内的高度以及曝气量等），Biostyr即可单独实现去除SS和降解BOD、完成硝化和反硝化的功能。

表2记录了Biostyr在丹麦的几个运行实例。

表2　丹麦Biostyr的运行实例（所有处理厂Biostyr的预处理中均投加FeCl3用于除P）[9]

处理厂

Nyborg

Hobro

Frederikshavn

处理目的

硝化反硝化

硝化Biostyr反硝化

硝化反硝化

污水性质

城市污水

（含50%工业废水）

（BiostyrDynasand）

城市污水（含40%工业废水）

城市污水

（含20%工业废水）

设计流量（m3/d）

13000

9100

10100

滤速（m/h）

1.1

2.2

1

COD负荷（kg/（m3·d））

2.4

2.2

2.3

滤池面积（m2）

504

168

441

好氧区高度/缺氧区高度

（m）

1.5/1.0

2.4/0.6

2.1/0.9

（后置DN滤床深3.0m）

回流比（%）

300

100

200

反硝化碳源

甲醇

乙醇-甲醇（1996.1以后）

甲醇

出水

水质

（mg/L）

NH3-N

1994

官方

数据

1.8

1995.8.1～1996.9.1的数据

流量为8350m3/d

0.35

1995.6的数据

流量为6979m3/d

0.9

NO2/NO3-N

4.6

-

3.9

TN

6.5

6.34

-

TP

0.8

0.06

-

COD

7（BOD5）

38

58.5

SS

11

7

5.9

备注:

Hobro和Frederikshavn处理厂的Biostyr只部分地完成反硝化，其余的反硝化由其他反硝化装置（仍是生物滤池）完成Biostyr目前在国内尚无工程应用，但值得一提的是，大连市引进BAF的另一工艺形式--BIOFOR工艺成为国内研究开发BAF新的契机，与之相关的填料技术的进展也已取得一定成果。

从动态的角度看，随着我国对现代BAF试验与开发的进展，该工艺的各个工程环节--各类填料、自控系统、运行方式等诸多方面必将会有不同程度的突破，生物膜的作用机理的研究也将以这一较新的工艺形式为载体逐步深入。

4　结论

   Biostyr是现代BAF的代表工艺之一，具有处理负荷高、出水水质优、占地省等特点，而且功能完善，一定程度上体现了生物膜法好氧处理的本质。

新型一体化氧化沟工艺的节能特点

　　到2010年，我国城市污水治理率将从目前的不到10%提高到40%，这个任务非常艰巨，而资金紧缺则会是面临的首要问题。

因此，选择并推广一些适合中小城市、具有高效、节能、投入低而且可靠的污水处理新技术有着巨大的现实意义。

近几年发展较快的一体化氧化沟技术对解决上述问题有针对性，其较多的经济和节能特点是该技术得以广泛推广的基础。

目前应用该技术在国内兴建的污水处理厂已超过10余座，现以四川省示范工程——成都城北污水处理厂为例，阐述该技术在节能方面的特点。

1　城北污水厂概况

　　城北污水处理厂的工艺流程如图1。

　　该污水厂设计处理水量为1×104m3/d，考虑N、P的去除，在氧化沟前段设置缺氧段和厌氧段，设计停留时间为15h，其中缺氧段为2h，厌氧段为1h。

氧化沟的总有效容积为5953m3，有效水深为4.5m，沟宽为10.5m。

设计污泥浓度MLSS=3000mg/L，污泥负荷为0.1kgBOD5/（kgMLSS·d）。

该污水厂实现整套设备国产化，主要设备包括：

D＝1000mm，L＝9000mm的转刷2台，配用电机的功率为45kW；7.5kW的水下推进器2台，设置于主沟，2.2kW的1台，设置于缺氧段，0.75kW的2台，缺氧段和厌氧段各1台。

经济技术指标如下：

投资为761.46元/m3，运行费用为0.2元/m3。

　　设计进水BOD为100～150mg/L，COD为200～300mg/L，SS为250mg/L。

设计出水水质达到《污水综合排放标准》（GB8978—1996）的一级标准。

进、出水水质见表1。

表1　污水厂进、出水水质　　mg/L

项目

COD

BOD

SS

NH3-N

TN

进水

77.9～578

55～153

22～541

13～27.8

18～30.7

进水平均值

197.4

73.2

123.1

20

23.4

出水

26.0～46.0

9.2～20.6

3.0～21.0

0.8～2.3

3.1～12.4

出水平均值

33.6

15.4

13.1

1.5

6.9

　　该厂出水TP指标未能达到标准（0.5mg/L），主要是由于进水有机物浓度较低及运行调试期间未正常排泥所致。

目前总磷去除率可达70%左右，若排泥正常则去除率更高。

2　节能特点及机理

2.1　固液分离和污泥无泵自动回流

　　一体化氧化沟比常规活性污泥法具有节能优势，其首要特点在于用固液分离器取代了传统的二沉池，并同时实现了污泥无泵自动回流。

　　固液分离器的设计表面负荷一般为50～65m3/（m2·d），该值是传统二沉池设计的1.5～2倍。

成都城北污水处理厂的固液分离器采用侧沟式和中心岛式（尚未启用），在固液分离的同时实现污泥自动回流，省却了一道机械回流，从而大大降低了运行能耗。

传统的氧化沟法须设污泥回流系统，以MLSS=4000mg/L，SVI=150设计，就需100%的回流比，该回流比需设置NWL240—8立式污泥泵2台，运行功率为22kW，电耗增加约0.053（kW·h）/m3。

而实现污泥自动回流，则节能可达15%左右。

　　固液分离及回流机理见图2。

　　主沟内混合液在流经组件进入分离器内部时，由于特殊的分离器组件结构和水力条件，流动方向发生了多次变化，客观上消耗了液流的能量，为固液分离打下了基础。

分离后的污泥通过絮凝，体积变得越来越大，在其沉降过程中，不断受到从主沟进入到分离器内的液流向上的冲击，形成污泥反冲。

当这一冲击作用与污泥的重力持平时，污泥便悬浮在分离器中，保持动态静止，形成一悬浮污泥层。

当混合液由下而上通过悬浮层时，混合液中的污泥便被悬浮污泥“网捕”下来，这就比传统二沉池单靠静沉作用多了一重作用。

　　在分离器底部，混合液受到组件下侧板的反力作用，该力可分解组件下侧板流动的两束流——上向流和下向流，因流速差的存在形成压力差，该压力差就直接导致了污泥自动回流。

成都城北污水厂一年多的运行情况表明，只要保证固液分离器底部的推动力并及时排泥，就能保证稳定的分离及回流效果。

2.2　水力内回流

　　合建式一体化氧化沟其节能之处不仅在于曝气/沉淀一体化，实现了污泥无泵自动回流（见图3中的a），还在于直接将缺氧区和好氧区共壁合建实现了水力内回流。

该设计的独到之处在于硝化液是通过好氧区的循环流动直接流至缺氧区，与厌氧池中的出水混合后进行反硝化反应的，这样就再次省却了一道机械内回流，并充分利用了一体化氧化沟的能量分区及水力分布特点（见图3中的b）。

　　固液分离器和转刷分别位于氧化沟的两侧，氧化沟在本质上属于延时曝气，污泥负荷很低，曝气池内氧利用率高，使好氧段溶解氧浓度只要达到1.5～2.0mg/L就能较好地去除BOD及进行硝化反应。

而在分离器底部及缺氧区内回流进口处——为好氧段的溶解氧最低处，经测定只有0.6mg/L左右，实际上已经处于缺氧阶段（可称为预缺氧段），并进行着小规模的反硝化反应。

其回流比的大小对缺氧区溶解氧浓度影响不大，而氧化沟的完全混合加循环推流的独特水力特征，保证了在不用外加能量的情况下保持300%～600%的回流比。

而一般A2/O法为取得良好的脱氮效果，通常要求有200%～500%的高回流比。

以设计r=200%，Q=1×104m3/d的机械内回流系统为例，需设置WQ80—12—45潜污泵1台，运行功率为45kW，意味着电耗增加0.108（kW·h）/m3，而且高回流比往往会使缺氧段溶解氧浓度升高而影响脱氮效果。

相比之下，一体化氧化沟的内回流就具有节省能耗及控制简单两方面的优势，仅水力内回流就可节能近30%。

　　当原水流经厌氧池后，可快速降解有机物浓度大大增加，其出水与水力内回流的硝化液混合（经测定在混合处的COD/TN≥7.2），即充足的碳源、理想的DO条件及高回流比的硝化液使反硝化反应进行得非常彻底。

反应的结果是NO3-作为电子受体代替溶解氧去除大量的有机物质，使整个系统耗氧量可节省近1/3，从而进一步降低了运行费用。

　　此外，缺氧段反硝化反应的顺利进行，也为厌氧池磷的释放打下了基础，因为厌氧池含磷污泥是从缺氧区回流的（见图3中的c），该回流液中NO3-含量越低，释磷就越充分。

　　合建式氧化沟实现了：

①将不同功能的反应器以功能分区的形式融合在同一空间中，免去了频繁的空间调配；②结合设备配置，做到各功能区优化和能量投入可调；③利用水力内回流而省却了机械回流措施。

2.3　合理配置设备和优化运行模式

　　曝气转刷与水下推进器的合理配置，不仅能解决氧化沟沟深加大的问题，而且为节能运行提供了基础。

水下推进器的配置使转刷从众多的功能中独立出来，以充氧功能为主，而混合推动则由水下推进器来承担，转刷可根据不同目的灵活应用。

试验表明，仅水下推进器单独运行时，沟中的流速分布与转刷单独运转时相反；两台转刷同时开启时，氧化沟底部有积泥产生；而当1台转刷和主沟的两台水下推进器同时开启时，混合推动效果非常好且无沉泥现象，这说明曝气转刷和水下推进器具有很大的互补性。

　　从水力学的角度来说，侧沟式一体化氧化沟比船式、BMTS等氧化沟的水头损失更小，流态更好。

城北污水厂的主沟有效水深达4.5m，单独使用转刷则混合推动得不到保证，而水下推进器的设计功率仅为4W/m3左右，它与转刷的合理配置达到了充氧混合和循环流动的目的，使运行能耗得到了降低。

　　为进一步降低能耗，城北污水厂在日常还采取了优化运行的模式，即采取连续流间歇曝气。

该方式是让曝气转刷周期性开启，根据需要的溶解氧浓度调整周期，而水下推进器保持连续运行。

现在该污水厂最常用的运行方式是保持1台转刷长期运行，另1台以2h为周期间歇运行。

这种运行方式加快了好氧/缺氧的交替频率，有利于整个系统的脱氮除磷。

与连续进水、连续曝气相比，其对COD与SS的处理效果略有下降，但均在达标范围之内，即NO3-N基本不变，而TN和TP的去除效果均优于连续曝气。

这主要是因为系统的间歇运行能充分利用氧化沟中的内源代谢产物，进行预缺氧反硝化，脱除部分NO3-N，使前置缺氧段内的C/N提高，从而维持较高的反硝化速率。

其次，间歇运行还能使沟中溶解氧的利用率得到提高，这是因为氧化沟是延时曝气活性污泥系统，BOD负荷大大低于普通活性污泥法，活性污泥的能量水平低，故即使DO浓度值较低（低于2mg/L），也可使活性污泥絮体处于好氧状态。

另外，间歇曝气的运行方式还可使系统内氧转移速率增大，氧利用率高则为系统节能创造了条件。

在达到同种处理要求的条件下，间歇曝气比连续曝气节能达22%左右，两种运行方式的能耗比较见表2。

表2　两种运行方式能耗比较

项目

Q（m3/d）

总电耗（kW·h）

吨水电耗（kW·h）/m3

连续进水连续曝气

11100

2727

0.248

10500

2604

0.248

11500

3143

0.273

7500

1900

0.253

8000

2120

0.265

12000

3120

0.260

1500

3360

0.269

平均

10442

2710

0.260

间歇进水间歇曝气

9800

1960

0.200

10200

2000

0.196

12500

2467

0.197

7800

1440

0.185

10800

2114

0.196

11800

2439

0.207

11500

2177

0.189

平均

10629

2085

0.196

3　结论

　　①合建式一体化氧化沟工艺节能之处在于成功实现了固液分离和无泵污泥自动回流,同时实现了水力内回流,从而省却了两道机械回流系统。

　　②设备的合理配置和优化的运行管理模式也是实现节能的一种重要手段。

　　③该工艺因其巨大的节能优势及技术特点,在中小城市的污水治理中有良好的推广及应用前景。