SBR污水生物处理技术

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第9章 SBR污水生物处理技术

进水期 反应期 沉淀期 排水排泥期 闲置期

曝气/不曝气 曝气 静置，不曝气 排水、排泥 污泥活化

进水

曝气

SBR工艺一个运行周内的基本操作过程

9.1概述 SBR是序批式间歇活性污泥法（又称序批式反应器，Sequencing Batch Reactor）的简称。它是目前国内外被引起广泛重视、研究和应用日趋增多的一种污水生物处理新技术。 其实，SBR处理工艺并不是一种“新”的污水处理技术。早在1914年Ardern和Lockett发明活性污泥法之初，首先采用的就是这种处理系统（并称之为fill and draw系统），但由于当时尚无先进的自动监控技术，使间歇处理所需的控制系统十分繁琐，操作复杂且工作量大，特别是后来由于城市和工业废水处理的规模趋于大型化，使得间歇式活性污泥法逐渐被连续式活性污泥法所代替。因此，SBR法处理工艺在当时未能得到推广应用，主要原因是SBR法所存在的在当时被认为是该工艺的缺点的自动化控制要求高的特点造成的。但随着电子计算机的普及应用和相应的控制和操作软件的开发，特别是自动监控技术和各类自动化仪器设备的开发与应用，污水处理厂的自动化管理程度得到大大提高，并出现了电动阀、气动阀、定时器及在线自动监测技术产品，为间歇式活性污泥法的再度得到深入的研究和应用，提供了极为有利的先决条件。 上世纪70年代初，美国Natre Dame大学的R．Irvine教授对SBR工艺进行了实验室规模的系统研究，并于1980年在美国国家环保局（USEPA）的资助下，在印第安纳州的Culver城改建并投产了世界上第一个SBR法污水处理厂。此后，日本、德国、澳大利亚、法国以及我国等都对SBR处理工艺进行了应用研究，并通过其操作方式、运行控制和工艺优化等一系列研究，开发一批以SBR为基础的变型处理工艺，如MSBR、ICEAS、CASS、DAT-IAT、UNITANK工艺等。 SBR工艺的发展与推广应用，与目前城市污水处理厂的建设朝中小型化和分散化的方向发展密切相关。随着城市建设与发展的生态化、乡村化，建设中小规模的污水处理设施易于使处理出水就地达标排放，避免因大规模集中排放而造成的对受纳水体的过大的生态压力，同时亦利于废水的分散回用，便于基建投资的筹措，尤其是目前我国随城镇化发展不断涌现的众多中小城镇，其污水的收集与排放具有明显的分散和小型化的特点；此外，自上世纪90年代中期以来，我国年排放的城市污水中，生活污水的比重已超过工业废水，水环境智力的主要任务已在严格控制工业废水排放和有机污染的同时，十分强调水体富营养化的控制，废水中氮、磷的控制已成为选择废水处理工艺必须考虑的问题。由此，SBR作为一种适用于中小规模处理和具有良好氮、磷去除效果的废水处理工艺便应运而生。 我国对SBR污水生物工艺的研究和应用始于上世纪80年代中期。1985年，上海市政工程设计研究院为上海吴淞肉联厂设计并投产了我国第一座处理规模为2400m3/d的SBR工艺污水处理站。经几年的实际运行实践表明了良好的处理效果。此后，许多研究机构和高校对该工艺应用于不同废水处理中脱氮除磷效果的改进、污泥膨胀的控制、系统的自动化控制以及滗水装置的研制等进行广泛深入的研究，各地相继建成并投入运行了一大批SBR及其变型工艺的城市污水处理厂，并广泛应用于众多工业废水的处理。 9.2 SBR工艺的基本流程和原理 9.2.1 基本工艺流程 序列间歇式活性污泥法工艺是由按一定时间顺序间歇操作运行出组成并在但个反应器内完成全部操作和运行过程的处理工艺。传统意义上的（经典）SBR工艺，其一个完整的操作过程（亦称运行周期）包括由五个阶段按顺序依此运行组成：（1）进水期（或称充水期）；（2）反应期；（3）沉淀期；（4）排水排泥期；（5）闲置期。图9.1所示为SBR处理工艺一个运行周期内的操作过程。

图9.1 SBR工艺一个运行周内的基本操作过程

进水期 反应期 沉淀期 排水排泥期 闲置期

曝气/不曝气 曝气 静置，不曝气 排水、排泥 污泥活化

进水

曝气

SBR的运行工况以间歇操作为主要特征。所谓序列间歇式有两种含义：一是运行操作在空间上是按序列、间歇的方式进行的，由于污水大多是连续排放且流量的波动是很大的，因而在一般情况下，间歇反应器（SBR）至少为两个池或多个池（图9.2）。污水连续按序列进入每个反应器，它们运行时的相对关系是有次序的，同时也是间歇的；二是每个SBR反应器的运行操作在时间上也是按次序排列间歇运行的，一般按图9.1所示述为五个阶段依此进行工作。其中自进水、反应、沉淀、排水排泥至闲置期结束为一个运行周期。在一个运行周期中，各个阶段的运行时间、反应器内混合液体积的变化及运行状态等都可以根据具体污水的性质、出水水质及运行功能要求等灵活掌握。对于单一的SBR

进水 格栅 沉砂池 初沉池

初沉污泥

剩余污泥

处理出水

SBR1 SBR2 SBR3

供气

污泥处理

图9.2 由三池组成的SBR处理工艺

而言，不存在空间上控制的障碍，只在时间上进行有效的控制与变换，即能实现多种处理功能要求，运行是非常灵活的。 对间歇排放污水的情形而言，SBR处理工艺中可省去污水贮存池，将污水水直接引入SBR反应器，使之成为贮存污水、曝气池和二沉池的一体化设备使用。对于连续排污的情形，可按如上所述使用多个SBR间歇反应单元并联运行，按操作顺序依次对每个SBR反应器进行充水。即第1个反应器充满水后，将污水接入第2个反应器，并依次接入第3、…、第n个反应器。当处理系统中的最后一个反应器充水完成后，第一反应器已完成整个运行周期并接着充水，如此循环往复运行。SBR工艺运行过程中，进水期接纳污水，有贮存和调蓄的功能，如果在进水期间进行曝气，则还可起到预曝气的作用。图9.3所示为多个SBR反应器的运行系统操作示意。

预处理来水

……

SBR1 SBR2 SBRn

排放或去后处理

图9.2 多个SBR的运行操作方式

由图9.3可见，多个SBR反应器处理系统中需要较多的控制阀门和复杂的控制系统以根据需要进行流量和进水点位的调节与控制。因而，SBR处理工艺大多适用于处理水量比较小的情形，但在有充分实现自动化控制和监测的场合，则也可应用于大水量的处理。 [ 本帖最后由 飞哥哥 于 2007-4-13 13:28 编辑 ]

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9.2.2 操作过程 如前所述，SBR污水生物处理工艺的整个处理过程实际上是在一个反应器内进行的。它包括了进水期、反应期、沉淀期、排水排泥期和闲置期等五个操作过程。下面就这几个运行操作过程加以描述。 9.2.2.1 进水期（F） 将原污水或经过预处理以后的污水引入SBR反应器。此时反应器中已有一定数量的满足处理要求的活性污泥，其体积一般为SBR反应器有效容积的50%左右，即充水的量约为反应器容积的一半。充水所需的时间随处理规模和反应器容积的大小及被处理污水的水质而定，一般为数小时（详见9.3部分的介绍）。由于SBR工艺是间歇进水的，即在每个运行周期之初将污水在一个较短的时间内投入反应器，待反应器充水到一定位置后（达到设计水位）再进行下一步的操作过程。而在每个运行周期之末，经过反应、沉淀、排水排泥及闲置过程后，反应器中保留了一定数量的活性污泥。很明显，在向反应器充水的初期，反应器内液相的污染物浓度是不大的，但随着污水的不断投入，污染物的浓度将随之不断提高。当然，在污水的投加过程中，SBR反应器内也存在着泥水的混合和活性污泥对污染物的吸附、吸收和氧化降解等作用。随着液相污染物浓度的不断提高，这种吸附、吸收和氧化作用也随之加快。如果在进水阶段向反应器中投入的污染物数量不大或污水中的污染物浓度较低，则所投入的污染物能被及时吸附、吸收和氧化降解，整个运行过程将是稳态的，此种情形与连续式活性污泥法中微生物对有机污染物的降解过程类似。但在SBR工艺的实际运行过程中，很少会出现这种情况。由于在SBR工艺中，污水一般是在较短的时段（即充水时间）内投入反应器的，在充水时间里单位时间内反应器投入的污染物数量比连续式活性污泥法大（或大得多），亦即污染物的投入速率往往高于活性污泥的吸附、吸收和生物氧化降解速率，从而造成污染物在混合液中的积累。因而，此阶段反应器中的污染物将按图9.4中曲线（a）的变化规律积累，而进水阶段结束并进入反应阶段后，污染物的浓度则将按图9.4中曲线（b）的形式变化。在相同的时间里，向反应器投入的污染物数量越大，积累量也越大，则混合液中污染物的浓度就越高。如果所处理的污水中含有有毒物质，则其所造成的抑制程度就会越大。为克服有毒污染物对处理过程的影响或污染物积累过多而造成对后续的反应过程产生不利的影响，应注意控制充水时间的长短。即污水浓度越高，污染物毒性越大，其相应的充水时间应较长些，以防止对活性污泥微生物的抑制作用。

充水结束/反应开始 充水结束/反应开始 时间

a

b

a′

b′

图9.4 SBR工艺中不同充水时间与污染物的积累变化

http://file:///C:/DOCUME~1/a/LOCALS~1/Temp/msohtml1/01/clip_image001.gif 为防止在充水期间污染物的积累对反应过程产生抑制作用，还可考虑在此期间对SBR反应器进行曝气。根据开始曝气的时间与充水过程时序的不同，有三种不同的曝气方式。即： （1）非限量曝气—边充水边曝气，在充水开始时即行曝气； （2）限量曝气—待充水阶段结束后开始曝气； （3）半限量曝气—在充水阶段的中、后期开始曝气。 采用非限量曝气时，在充水的同时进行曝气，使逐步向反应器投入的污染物能及时得到有效的吸附、吸收和生物降解，从而限制了混合液中的污染物积累，并能在较短的时间内获得较高的处理效果。采用此种曝气方式时，在充水的起始阶段，混合液中污染物的浓度不大，因而降解速度不大，耗氧量也不大，但随着污染物的投入，其在混合液中的积累量也逐渐增大，降解速度增大，耗氧速率也增大，因而在充水的后半期应逐渐加大供气量。 采用限量曝气时，由于在充水前SBR反应器有一个沉淀、排水及闲置过程，混合液中的溶解氧接近于零，所投入的污染物仅能在厌氧条件下得到降解，而这种降解速度是缓慢的，从而会形成污染物的大量积累。如果污染物对活性污泥微生物有毒性，则可能造成抑制作用。即使充水后进行曝气，降解的污染物也需要较长的时间。如果污水中的污染物无毒性、易被微生物所利用，在曝气过程中能较快被降解，则将有较大的耗氧速率，但由于此时反应器混合液中的溶解氧（DO，以C表示）浓度几乎为零，因而其在曝气供氧时的推动力将比平时高20%~30%，从而在一定程度上起着供氧和耗氧量的平衡作用而提高氧的利用率，如式（9-1）所示。 （9-1） 式中：dC/dt—混合液中氧的转移速率。在稳态条件下，与等于微生物对氧的利 用速率（r），； α —污水水氧转移折算系数，与污水性质和类型有关，城市污水一般为 0.3~0.5； β—氧溶解度折算系数，一般0.8~0.9； ρ—污水的比重； KLa—氧总转移系数，与水温有关； Cs—一定温度下清水中氧的溶解度（mg/L）； C—污水中的实际DO浓度（mg/L）。 9.2.2.2 反应期（R） 反应期是在进水期结束或SBR反应器水位达到设计值后，开始进行曝气，或根据处理要求控制不同的运行方式（如在考虑脱氮或除磷时，除需要曝气外，还需在特定时间停止曝气或进行搅拌等），实现对有机污染物等的生物降解和转化。 对于有机污染物的生物降解，常用一级反应模式或莫诺特方程来描述生物反应过程。为了加快反应速度，可以提高有机基质的浓度，但若基质浓度过高并超过一定的限度后，尤其是有毒物质浓度过高的话，则将抑制微生物的正常生长而对污水处理产生不利的影响。从反应器的理论分析表明，在连续反应器中，完全混合型反应器的毕克列准数（Peclet，详见第2章介绍）较低，理想型的完全混合反应器的毕克列准数为零。在整个反应器内，各部分的污染物浓度是均匀的，而且等于反应器出水中的污染物浓度。为了限制污染物对微生物的抑制，采用完全混合方式对进入反应器的污染物浓度进行最大程度地稀释将会限制生物反应的速度，使单位池容积的转化率降低。相反，推流式反应器装置的Peclet准数较大，理想的推流式反应器的毕克列准数应为∞。由于在理想推流式反应器中不存在返混现象，因而在反应器起始端的污染物浓度大，反应速度大，全池的单位容积转化率高。而且，在推流式池内存在F/M的梯度，即F/M沿池长方向从高到低变化。因此，反应器内的返混程度越高，污染物的转化率也越低。图9.5所示为在一级反应的情况下，毕克列准数（Pez）和污染物转化率（Se/So）及反应速率（Kt）之间的关系。 很明显，从反应效率角度分析，推流式反应器装置比完全混合式好。SBR反应器是一种理想的时间序列推流式反应器装置。这可从两方面加以说明。一方面，对于单个SBR的运行过程而言，反应器在停止进水后，进行曝气使微生物对有机基质进行生物降解。虽然就反应器本身而言是属于完全混合型的，但由于在反应过程中反应器停止进水，因而在反应器内始终存在污染物的浓度梯度，即F/M梯度。犹如传统推流式活性污泥法中沿反应器池长存在F/M的梯度变化一样，所不同的是SBR反应器的这种F/M梯度是按时间序列变化的，而推流式反应器中的这种F/M梯度是按污水在反应器内流经的位置变化的。另一方，

图9.5 一级生物反应过程中Pez、Kt和Se/S0间的关系

0 2 4 6 8 10 12

0.1 0.01 0.001

Kt

Pez

0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.0

2.0

3.0

4.0

5.0

6.0

7.0

100,70,50,30,20,15,10

Pez

http://file:///C:/DOCUME~1/a/LOCALS~1/Temp/msohtml1/01/clip_image005.gif 对于整个处理系统而言，SBR处理工艺则严格地按推流式运行的。上一个运行周期内进入反应器的污水与下一个运行周期内进入反应器的污水是互不相混的，即是按序批的方式进行反应的。因而SBR处理工艺是一种运行周期内完全混合、运行周期间序批推流的理想处理技术。这种特性使得其对污染物质有优良的处理效果且具有良好的抗冲击负荷和防止活性污泥膨胀的性能。 在反应阶段，活性污泥微生物周期性地处于高浓度及低浓度基质的环境中，反应器也相应地形成厌氧─缺氧─好氧的交替运行的过程，使其不仅具有良好的有机物处理效能，而且具有良好的除氮脱磷效果。在SBR反应器的运行过程中，随反应器内反应过程的进行，其基质浓度也由高到低变化，微生物经历了对数生长期、减速生长期和衰减期，其降解有机物的速率也相应地由零级反应向一级反应过渡。据国内外有关研究报道，SBR工艺不仅适用于低浓度废水的处理，也适用于中高浓度废水的处理，适应废水的CODcr浓度范围为数百至数千mg/L，其去除率均高于传统活性污泥法，且可有效去除一些难以生物降解的有机物质。SBR处理工艺之所以具有这种显著的特征，是因为该系统是在非稳态的工况下运行的，反应器中具有十分丰富的生物相，微生物的种类繁多，它们交互作用，强化了工艺的处理效能。 反应期所需的反应时间是SBR处理工艺运行和控制的重要工艺设计参数。其取值的大小将直接影响处理工艺运行周期的长短和处理效能。反应时间可通过对不同类型的废水进行研究，求出不同时间内污染物浓度随时间的变化规律来确定。对于以有机物去除的城市污水处理而言，所需的反应期时间通常为4~6h。 需要指出的是，在每一个运行周期中都不可把各种污染物完全去除掉，因而上一周期所残留的污染物将影响下一个周期的处理效率。有研究表明，应用SBR工艺处理含有酚（总酚300mg/L）和二甲苯（15mg/L）的污水时，当混合液污泥浓度（MLSS）为1500mg/L、充水时间为2h，并以非限量曝气的方式运行时，经2h的反应（即总曝气时间为4h），混合液的含酚浓度可降至0.5mg/L以下，CODcr亦低于30mg/L。但在进行连续多周期（一个周期为8h，其中充水时间2h，反应时间5h，沉淀及排水1h）的研究过程中发现，经过不到10个周期的运行，出水中的酚浓度逐步提高到2.0mg/L，CODcr也超过50mg/L。但著者认为，对于可生化性著作好且无毒物存在的废水处理而言，上述影响将不会达到明显的程度，关键是要合理设计和控制闲置期的时间。 9.2.2.3 沉淀期（S） 与传统活性污泥法处理工艺一样，沉淀过程的功能是澄清出水、浓缩污泥。SBR工艺中，由于无需污泥回流，因而其更重要的是保证澄清的出水。SBR反应器本身就是一个沉淀池，它避免了在连续流活性污泥法中泥水混合液必须经过管渠进入沉淀池的过程，因而有效地保证了污泥良好絮凝性作用的发挥。此外，该工艺中污泥的沉降过程是在比连续流沉淀更为静止（甚或理想静止）的状态下进行的，因而受外界的干扰甚小，具有沉降时间短、沉淀效率高的优点。 一般而言，构成活性污泥微生物的微生物可分为菌胶团形成菌和丝状菌，当菌胶团形成菌占优势时，污泥的絮凝和沉降性能较好；反之，当丝状菌占优势时，则污泥的沉降性能将出现恶化，易发生污泥的丝状菌膨胀问题。在SBR法处理工艺中，由于污水是一次性投入反应器的，因而在反应的初期，有机基质的浓度较高，而反应的后期则污染物的浓度较低（如图9.3所示），反应器中存在着随时间而发生的较大的浓度梯度，这一浓度梯度较好地抑制了对基质贮存能力差的丝状菌的生长，而有利于菌胶团形成菌的生长，从而可有效地防止污泥的膨胀问题，利于污泥的沉降和泥水分离。Reasik等人通过研究证实，完全混合式活性污泥法最易发生污泥膨胀问题，而推流式活性污泥法发生污泥膨胀的可能性比较小，间歇式活性污泥法（如SBR）发生污泥膨胀的可能性最小。 沉淀期所需的时间应根据污水的类型及处理要求而具体确定，一般为1~2h。 9.2.2.4 排水、排泥期（D） 沉淀期结束后，先将反应器中相当于充水期进入反应器的上清液排出反应器，并恢复至周期初始时的最低水位，而该水位须高于沉淀后污泥层，以形成一定的保护高度。反应器内的沉淀污泥大部分作为下一运行周期的回流污泥，同时为保持反应器基本恒定污泥量，需及时排除剩余污泥。一般而言，SBR反应器中经沉淀后的活性污泥体积为反应器容积的50%左右。 SBR的排水（或称滗水）通常有滗水装置完成。在滗水装置选用和滗水过程中，需注意防止沉淀污泥的上翻问题（即合理控制滗水速率），以保证澄清的出水。排水、排泥期所需时间一般为1~2h。 9.2.2.5 闲置期（I） 闲置期（或称待机期）的功能是在静置无进水的条件下，使微生物通过内源呼吸作用恢复其对污染物良好而快速的吸附能力，同时在缺氧（或厌氧）条件下实现部分的反硝化而进行脱氮或利于磷的释放，为下一个运行周期创造良好的初始条件。通过闲置期后的活性污泥处于一种营养物的饥饿状态，单位重量的活性污泥具有很大的吸附表面积，因而一当进入下个运行周期的进水期时，活性污泥便可充分发挥其较强的吸附能力而可获得有效地初始去除效果。闲置期的设置是保证SBR工艺处理出水水质的重要组成部分，其所需的时间取决于所处理的污水种类、处理负荷和所要达到的处理效果。目前，在处理成分较为简单的城市污水或生活污水的实际工程运行中，当SBR按具有脱氮除磷功能的方式运行时，在保证处理效果的前提下，也有省去闲置期（或将其与排泥过程同步设置）实例。 9.2.3 基本原理 SBR具有一系列的优良特性（见后述），这无疑是该工艺本身的构造和运行方式决定的，但其实质是充分利用了生物反应器和单元操作过程的基本原理。 9.2.3.1 复合流态理论 如前所述，在SBR反应器的一个运行周期内，反应期间的水力流态属于空间上的完全混合（CSTR），同时由于在该期间反应器停止进水，因而其水力流态犹如连续流活性污泥曝气池属于空间上的推流式（PF）一样，其则属于时间上的推流式；此外，SBR按时间序列周期运行，因而在前后周期间，又属于理想的时间推流式，完成不存在返混现象。因而，总体而言，SBR反应具有周期内（局部运行）的空间尺度的完全混合与时间维度的理想推流式相结合、周期间（整体运行）则是序批间的理想推流、并以理想推流式反应器为显著特征的复合流态特征。这种复合流态特征不仅充分利用了完全混合流态和推流式所具有的一系列优点，同时克服了两者的不足。有关这方面的系统分析，请读者参见本书第2章有关内容，在此不再赘述。 9.2.3.2 反应动力学理论 生物反应动力学理论与反应器的流态密切相关。在SBR反应器一个周期的运行过程中，微生物的生长依此经历了对数增长、慢速增长及内源呼吸等阶段，对有机污染物的去除亦相应表现了零级和一级反应动力学。假设以一级反应动力学为基准，则当反应器内MLSS相同时，CSTR和CPFR反应器达到相同的有机物去除率所需要的反应器有效容积比（VCSTR/VCPFR）可用式（2-1）表示。说明达到相同处理效果时，VCSTR要大于VCPFR，且随所需处理效率的提高，VCSTR/VCPFR值将相应明显提高。 9.2.3.3 理想沉淀池原理 以经典SBR运行方式操作的SBR工艺其沉淀期的沉淀过程堪称理想絮凝沉淀的典范。由于沉淀过程在无进水的情况下进行，属于完全意义上的静止沉淀，因而不仅使污泥絮凝作用得到充分发挥而可获得理想的沉淀效果好，而且污泥沉降过程中不受外部因素的干扰，具有较快的沉降速度，可在较短时间内实现泥水的有效分离。但需注意，在以MSBR、ICEAS、CASS、DAT-IAT、UNITANK等方式运行的改进型SBR工艺中，它们的沉淀分离过程虽比传统的连续流工艺仍具有较好的运行条件，但由于在沉淀过程中反应器连续进水，因而需适当延长沉淀期所需的时间，合理设计充水比。 9.2.3.4 微生物的选择性准则 上世纪70年代，Chudoba等人基于活性污泥工艺中微生物生长及其对有机物利用和降解速率的不同、以及由此引起的运行控制方面的问题而提出了微生物选择性准则。根据描述微生物比增长速率的Monod方程（式9-2），Chudoba （9-2） 式中：X—污泥浓度（mg/L）； S—运行时间t时刻的有机物浓度（mg/L）； μ，μmax—微生物的实际和最大比增长速率（h-1）； Km—半饱和或半速率常数（mg/L）。 等人指出，在混合培养、低负荷条件下运行的曝气池中，具有低的Km和μmax值（即低增长速率）的微生物将具有对有机底物的竞争性优势，而在高负荷条件下运行时，其情形则相反（如图9.6所示）。而在混合培养和运行的活性污泥中，绝大部分具有较大比表面积的丝状菌的Km和μmax值较低，而比表面积小的菌胶团细菌的Km和μmax值则较高。由此解释了完全混合活性污泥工艺中污泥膨胀成为其“常见病”的原因。而在推流式活性污泥工艺中，由于沿反应池长方向具有明显的有机物浓度梯度，尤其由于进水有机物集中于反应器的进水端，充分依靠菌胶团（或絮凝）微生物快速增长的优势，获得足够的一样而大量繁殖，使其在数量上远超过慢速增长的丝状菌而成为有时菌群，并抑制丝状菌的生长，有效克服了污泥膨胀的问题。据此，SBR工艺具有克服防止污泥膨胀的功能，并获得良好的污泥沉降性能。

图9.6 混合培养工艺中的微生物选择性竞争

S（mg/L）

菌胶团微生物（Km=50 mg/L，μma=0.5 1/h） 丝状微生物（Km=1 mg/L，μma=0.2 1/h）

0.40.30.20.10

20 40 60 80 100 120 140 160

http://file:///C:/DOCUME~1/a/LOCALS~1/Temp/msohtml1/01/clip_image009.gif

图9.6 混合培养工艺中的微生物选择性竞争

S（mg/L）

菌胶团微生物（Km=50 mg/L，μma=0.5 1/h） 丝状微生物（Km=1 mg/L，μma=0.2 1/h）

0.40.30.20.10

20 40 60 80 100 120 140 160

9.2.3.5 微生态多样性原则 根据生态多样性原则，一个生态系统中生物种类越多，则生态系统的稳定越高，对环境的适应能力和净化功能也越强。SBR工艺的运行方式，尤其是按具有脱氮除磷功能方式运行时，决定了其反应器中多样性的微生态环境。通过反应器进水、反应、搅拌、沉淀和闲置等一系列不同的操作过程在同一空间、不同时段的运行，交替出现厌氧、好氧及缺氧的环境条件，利于使具有不同降解功能的微生物协同生长，从而使该工艺不仅具有高效的有机物处理率，同时具有良好的脱氮除磷效果，还可实现对难生物降解有机物的去除，由此强化了该工艺的处理功能，促进了系统运行的稳定性。 此外，SBR工艺具有操作运行的灵活性，可根据污水水量和水质的变化及处理出水水质要求的不同适时调整运行周中各操作工序的运行时间、运行状态和混合液容积（或充放比），并可通过工艺整体操作和运行方式的改变，采用如MSBR、CASS、ICEAS、DAT-IAT和UNITANK等不同的改进型运行方式，由此提供不同的工艺设计选择，以实现不同的微生物运行环境条件，为去除不同类型污染物创造有利的条件。 [ 本帖最后由 lym001 于 2007-3-26 09:00 编辑 ]

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9.3 SBR工艺的运行模式 SBR工艺可根据所处理污水的性质及所需实现的处理目标的不同，选择相应的运行方式。根据处理目标的不同，SBR工艺可分为以有机物为主要去除对象的基本运行模式以及以实现氮、磷去除为目标的脱氮、除磷和脱氮除磷运行模式。 9.3.1 以有机物为主要去除对象的基本运行模式 图9.1所示为以有机物为主要去除对象的SBR工艺基本运行模式。SBR工艺的基本运行方式充分考虑了进水基质浓度及有毒有害对处理效果的影响，并可通过采取灵活的进水操作方式，如限量曝气、半限量曝气和非限量曝气等，以提高工艺对冲击负荷的适应性。此外，基本运行模式中，一个运行周期内各阶段的工作是按时间序列进行的，在运行中可根据废水水质、有机物去除率要求的不同以及实际运行状况，对周期内不同阶段的运行时间加以调整，亦可根据处理规模的变化对整体运行周期进行调整。图9.7所示为SBR工艺基本运行方式的概化图及其与传统活性污泥法的比较。 要注意的是，在SBR基本运行模式的设计和运行过程，不仅需要对周期内各操作阶段的时间进行调整，同时应适当调整和合理采用操作方式。如SBR工艺用于处理含有毒有害或难降解污染物的废水时，不仅要适当延长反应阶段的曝气时间，同时还应考虑采用非限量的曝气方式。 SBR的基本运行方式对氮和磷的去除功能并不十分突出，其主要原因有：（1）对脱氮除磷处理要求而言，SBR工艺的基本运行方式虽充分考虑了进水基质浓度及有毒有害对处理效果的影响，并可不同操作方式（如非限量曝气等）使其具有对冲击负荷的良好适应性，但在实际运行中往往削弱了脱氮或除磷的效果。如采用非限量或半限量进水方式时，磷的释放将受到影响，同时亦将影响工艺的反硝化作用；（2）在SBR的整个运行过程中有厌氧（或缺氧）与好氧环境的交替，在沉淀、排水及排泥阶段，污泥将处于良好的厌氧或缺氧状态，但由于此时反应器混合液中的有机底物已所剩无几，因而无论是对于反硝化还是聚磷菌对磷的释放，都不具备足够的或易为聚磷菌所利用的有机底物；（3）基本运行方式中，一个运行周期内各阶段的工作是按图9.1所示的序列进行的，其中沉淀→排水→排泥的操作过程，对保证处理出水中低的磷浓度有极为不利的影响，原因是，沉淀和排水阶段所需的时间一般为1~2小时，此时污泥处于厌氧或缺氧的状态，因而将使污泥中的部分磷提前释放而影响出水水质。因而，需充分结合和发挥SBR工艺优势，通过改进其运行模式，强化其脱氮除磷的功能。 9.3.2 具有脱氮功能的SBR工艺改进运行模式 图9.7所示为具有脱氮功能的SBR工艺改进运行模式。与SBR的基本运行方式相比，改进后的SBR工艺运行方式中，增加了停曝搅拌阶段，其功能在于为反硝化过程创造良好的环境条件。在停曝搅拌阶段，虽然经曝气阶段后，混合液中的有机底物已基本被氧化，反硝化作用并不十分显著，但与基本运行方式相比，由于其全部混合液均进行反硝化，因而十分有利于总体脱氮效果的提高。一般而言，这种运行方式，可使脱氮总效率提高至70~80%。此外，为保证良好的脱氮效果，建议在进水阶段采用限量或半限量曝的方式，而不宜采用非限量的曝气方式。 在此工艺的运行过程中，为获得良好的脱氮效果，应保持足够的曝气时间以获得充分的硝化效果。因而其运行周期一般较长，宜根据水质将其控制在10~16小时。 9.3.3 具有除磷功能的SBR工艺改进运行模式 图9.9所示为改进的提高除磷效果的SBR运行方式。在进水阶段，需严格采用限量曝气的操作方式以使污泥在厌氧条件下，充分利用进水中的基质，进行磷的充分释放。在该阶段，需设置搅拌装置进行良好的搅拌，使进水与前一周期留在反应器内的污泥充分混合接触，并控制良好的厌氧环境（DO≯0.2mg/L）。将曝气阶段后的沉淀、排水和排泥三个阶段作时序和操作方式时间序列上的改变，将基本运行方式中的沉淀→排水→排泥操作顺序为沉淀、排泥→排水的运行方式，即在沉淀阶段的同时进行排泥的操作，而将排水阶段作为最后一道工序进行。这样改进的目的，在于进行及时的排泥，防止在2.0小时左右的沉淀和排水期内污泥中磷的提前释放，使聚磷菌在释磷之前便以剩余污泥的形式排出系统，从而保证有效的磷的去除效果。 此外，以此方式运行时，应合理控制曝气时间，以控制硝化过程的过度发生及其在反应器中的过量积累而影响磷在厌氧阶段的释放，其运行周期一般应控制6~10小时之间。按此方式运行的SBR工艺，一般可获得80%~90%的除磷效果。 在采用此种方式运行的过程中，由于颠倒了排水和排泥的时间序列，与基本运行模式相比，在排水之初，SBR反应器中的水位将因排泥而有所下降，因而在设计滗水装置时，应充分根据反应器的滗水高度合理选用和确定滗水装置及其运行控制。 9.3.4 具有脱氮除磷功能的SBR工艺改进运行模式 同时实现对废水的脱氮和除磷处理是实际工程中经常遇到的问题。目前已开发和应用了如A2/O、Phostrip、Bardenpho、JHB、UCT、Rotanox、Phoredox、Johannesburg、VIP及AP等多种工艺，但在实际运行中均需根据聚磷菌的作用机制及生物脱氮的基本工艺要求进行合理的运行控制。由于SBR法是在一个反应器中的不同运行阶段完成脱氮和除磷的不同过程的，因而为获得良好的处理效果，进行合理的运行控制便显得尤为重要。图9.10所示为考虑脱氮和除磷所需运行条件而提出的SBR改进运行方式。 为保证磷在厌氧阶段的充分释放，进水期采用限量曝气/搅拌的方式，同时严格控制DO≯0.2mg/L。曝气阶段除进行有机物的分解外，需保证硝化和摄磷的运行条件，需有足够的运行时间。在曝气阶段结束后，为保证良好的脱氮效果，增加一道停曝/搅拌过程，在此阶段进行反硝化作用。由于此时混合液中含有较高浓度的NO3--N/NO2--N，因而磷的提前释放将受到抑制。此阶段历时一般为2.0h以上，时间延长，一方面可提高脱氮效率，另一方面可降低进水阶段混合液中NO3--N/NO2--N的浓度，利于磷的充分释放。为防止在沉淀阶段发生磷的提前释放问题，同样将排泥阶段与沉淀阶段同时进行，而将排水阶段置后。 此运行方式中，需有足够的曝气时间，但应将排泥和排水阶段控制在较短的时间内完成。工艺运行的周期一般为10~14小时。图3.11所示为具有脱氮、除磷及同步脱氮除磷功能的SBR工艺运行方式概化图。 9.4 SBR工艺的性能特点 SBR污水生物处理工艺是一项颇具竞争能力的技术。1984~1985年美国国家环保局和日本下水道协会分别发表了SBR污水生物处技术的评价报告，确认SBR法具有下列特点：（1）工艺简单，调节池容积小或可不设调节池，不设二次沉淀池，无污泥回流；（2）投资省，占地少，运行费用低；（3）反应过程基质浓度梯度大，反应推动力大，处理效率高；（4）耐有机负荷和有毒物负荷冲击能力强，运行方式灵活，静止沉淀，出水水质好；（5）厌氧（缺氧）和好氧过程交替发生，泥龄短且活性高，同时脱氮除磷。与传统的活性污泥法相比，SBR工艺具有如下特点： 9.4.1 工艺流程简单、造价低 原则上，SBR污水处理工艺的主体设备只有一个序批式间歇反应器（SBR）池。与传统的活性污泥法相比，它不需要另设二次沉淀池、污泥回流及污泥回流设备，一般情况下也可不设调节池，多数情况下可省去初次沉淀池图9.12所示为SBR工艺与连续运行的传统工艺所需的构筑物和设备的比较。Arora等人对加拿大、美国和澳大利亚等国的八个SBR法污水处理厂的调查结果表明，其中只有一个污水处理厂设置了调节池，另两个污水处理厂设置了初次沉淀池。纵观污水人工生物处理的各种工艺方法，像SBR法这样的简易工艺绝无仅有。Ketchum等人的统计结果还表明，采用SBR法工艺处理小城镇污水时，要比普通活性污泥法节省基建投资30%以上。此外，采用如此简洁的SBR法工艺的污水处理系统，还具有布置紧凑、占地面积省的优点。 9.4.2 良好的处理效果 这是SBR工艺的主要特点之一。SBR反应器中的底物浓度和微生物浓度是随反应的时间而变化的，而且反应过程是不连续的，因此其运行是典型的非稳态过程。在连续的曝气反应阶段，其底物和微生物浓度的变化是连续的。在此期间，虽然反应器内混合液处于完全混合的状态，但其浓度的变化是随时间而逐步降低的，它有别于连续流活性污泥法中的污染物变化规律；在各运行周期间，整个反应过程又是非连续的。反应器中活性污泥处于一种交替的吸附、吸收及生物降解和活化过程的不断变化过程。 在连续流反应器中，有完全混合式（CSTR）和推流式（CPFR）两种水力流态。其中，在连续流的CSTR曝气池中的底物浓度等于出水的底物浓度，底物流入曝气池的速度即为底物的降解速度。根据生化反应动力学的基本规律，由于曝气池中的底物浓度很低，其生物化学反应的推动力也很小，反应速率和有机物去除率也相应较低。在理想的CPFR曝气池中，污水与回流污泥形成的混合液从曝气池的首端进入，呈推流状态沿曝气池流动，至池末端流出曝气池。在此期间，在曝气池的各个断面上只有横向混合而不存在纵向的“返混”。作为生化反应推动力的底物浓度，从进水的最高值逐渐降解至出水时的最低值，整个反过程中底物的浓度稀释程度很低而尽可能地保持了最大的反应推动力。由此及上述理论分析可知，SBR反应器运行过程中的水力流态属于复合型流态，因而是一种极为理想的处理设备。 表9-1 SBR法处理食品工业废水的效果及运转情况 废水 pH CODcr （mg/L） BOD5 （mg/L） SS（mg/L） 主要运转参数 豆汁废水 原水 5.8~6.5 10000~20000 15000~30000 1500~3500 Fw=1.5~4 BOD5kg/m3•d MLSS=6000~10000mg/L SVI=41~61 出水 8.8~9.1 88~290 14~180 31~95 面筋废水 原水 6.2~7.3 900~1700 1000~1800 100~350 Fw=0.5~0.9 kg BOD5/m3•d MLSS=4000~6000mg/L SVI=80~100 出水 7.8~8.2 10~15 3~12 2~8 薯粉废水 原水 5.5~6.3 10000~20000 12000~23000 3300~17000 Fw=1.3~2.5kg BOD5/m3•d MLSS=8000~10000mg/L SVI=50~80 出水 8.0~8.3 130~250 80~120 ─ 有关研究表明，为达到相同处理效果，连续流CSTR所需要的水力停留时间（HRT）或有效容积一般要比SBR反应器大3倍。Jern等人指出，如果为了去除生活污水中的有机物，用SBR法处理工艺则仅需15min。应用SBR反应器工艺处理啤酒废水的试验表明，经2h的曝气反应就可将反应器中的CODcr从2000mg/L降解至150mg/L左右。刘永淞应用SBR工艺对含酚废水的处理研究表明，当充水结束时混合液中的酚浓度为17.15mg/L时，经1h的反应过程后，酚的浓度降至0.56mg/L。表9-1和表9-2分别为SBR法处理食品工业废水和化学工业废水的效果数据。 表9-2 SBR法处理化学工业废水的效果及运转情况 废水 pH CODcr （mg/L） BOD5 （mg/L） SS（mg/L） 主要运转参数 溶剂蒸馏精制废液 原水 7.0~9.8 30000 ~510000 86000 ~1600000 200~900 Fw=2.5~4 BOD5kg/m3•d MLSS=15000mg/L SVI=41~55 出水 8.8~9.1 380~950 300~790 20~75 植物成分萃取废液 原水 5.6~7.5 ─ 11000 ~15000 100~2400 Fw=1.3~1.8kg BOD5/m3•d MLSS=13000mg/L SVI=40~65 出水 7.8~8.2 ─ 10~15 60~110 感光剂工业废水 原水 7.6~8.9 1800 ~5600 3700 ~11000 44~300 Fw=1.9~3.9kg BOD5/m3•d MLSS=8000~12000mg/L 出水 8.7~9.1 650~800 80~300 20~40 9.4.3 较高的脱氮除磷效果 如前所述，SBR法处理工艺可根据具体的净化处理要求，通过不同的控制手段而比较灵活地运行。由于其在运行时间控制上的灵活性，为其实现脱氮除磷功能提供了极为有利的条件。SBR工艺不仅可以很容易地实现好氧、缺氧及厌氧状态交替的运行环境条件，而且很容易在好氧条件下通过增大曝气量、调整反应时间和污泥龄来强化硝化反应及除磷菌过量摄磷过程的有效完成；也可以在缺氧条件下方便地投加原污水（或甲醇等）或提高污泥浓度等方式以提供有机碳源作为电子供体使反硝化过程更快地完成；还可以在进水阶段通过搅拌维持厌氧条件以促进除磷菌充分地释放磷。 要指出的是，上述复杂的脱氮除磷过程只有在A/An/O工艺中才能完成，而在SBR法工艺中，在单一反应器的一个运行周期中即可完成。其具体运行操作过程为：进水阶段搅拌（在厌氧状态下释放磷）→反应阶段（在好氧状态下降解有机物、硝化和磷吸收）→沉淀排水排泥阶段（通过排泥除磷、利用沉淀过程中的缺氧条件进行反硝化脱氮）→闲置阶段（再生污泥，准备进入下一个运行周期）。 如果原污水中的P/BOD5值较高时，采用普通的A/O工艺较难以提高除磷效果时，可以根据Phostrip法除磷的原理在SBR法中实现，只增加一个混凝沉淀池即可。可见，SBR法很容易满足脱氮除磷的工艺要求，在时间上控制的灵活性又能大大提高脱氮除磷的效果。表9-3为日本学者采用SBR法单池式、双池式和NP式（即同时脱氮除磷方式）处理生活污水（进水BOD5在160~200mg/L）。 表9-3 日本研究者采用不同SBR运行方式处理生活污水的脱氮除磷效果 运行方式 BOD5去除率 （%） SS去除率 （%） TN去除率 （%） TP去除率 （%） 单池式 93 94 55 65 双池式 96 97 41 ─ NP池式 94 94 91 93 9.4.4 良好的污泥沉降性能 污泥膨胀问题是传统活性污泥法运行过程中常常发生且难以杜绝的令人棘手的问题。引起污泥膨胀的原因有90%以上的情形是由丝状菌的过度生长所造成的。目前的研究认为，按发生污泥膨胀的难易程度排序的话，则不同活性污泥生物处理工艺发生污泥膨胀的可能性（由低至高）顺序为：间歇式，传统推流式，阶段曝气和完全混合式。此外，不同工艺对有机物的降解速率的高低也遵循这个排列顺序。SBR工艺之所以能有效地控制丝状菌的过量繁殖，可从以下四个方面加以说明。 9.4.4.1 反应器中存在较大的浓度梯度 提高底物浓度梯度（或F/M梯度）是控制污泥丝状菌生长的重要因素。CSTR反应器中基本不存在浓度梯度，同时多在低负荷条件下运行，而较容易发生污泥的膨胀问题；传统CPFR反应器中存在着较大的浓度梯度，不易发生膨胀问题；SBR反应器在反应阶段在时间上的理想推流状态，使其具有很高的F/M梯度，因而它最不易发生污泥膨胀问题。 9.4.4.2 反应器中缺氧（或厌氧）和好氧状态并存 绝大多数丝状菌（如球衣菌属）都是专性好氧菌，而活性污泥中的细菌有半数以上是兼性菌。与普通活性污泥法不同的是，SBR工艺进水与反应阶段的缺氧（或厌氧）与好氧状态的交替，能抑制专性好氧丝状菌的过量繁殖，而对多数菌胶团形成菌不会产生不利的影响。正因为如此，SBR法中采用限量曝气比采用非限量曝气更能有效地控制污泥膨胀问题。 9.4.4.3 反应器中有较高的底物浓度 研究表明，由于丝状菌比菌胶团形成微生物具有更大的比表面积，其对低浓度底物的摄取能力强于菌胶团形成菌。因而，在低底物浓度的环境中，如完CSTR活性污泥法中，丝状菌的生长往往占优势。根据Chudoba等人提出的活性污泥动力学选择性准则可知，具有低Ks和μmax的丝状菌在低基质浓度下将具有较高的生长速率（见图9.6）。在SBR工艺的整个反应阶段，不仅基质浓度较高，而且浓度梯度也大，只有在反应进入沉淀阶段的前夕其底物浓度才完全混合曝气池相同。因此，SBR法处理工艺避免了丝状菌竞争优势的环境条件。 9.4.4.4 污泥龄（θc）短、比增长速率(μ)大 一般情形下，丝状菌的比增长速率比其它细菌小。在稳态运行的条件下，污泥龄的倒数即为污泥的比增长速率，故泥龄长的完全混合活性污泥法利于丝状菌竞争优势的发挥。由于SBR工艺具有理想的时间序列的推流式运行方式及快速降解有机污染物的特点，使它在污泥龄短又使剩余污泥的排放速率大于丝状菌的生长速率，致使丝状菌无法在反应器中生长繁殖。 9.4.5 对进水水质、水量波动具有较好的适应性 在传统的连续流废水生物处理构筑物中，由于微生物对其生存环境条件要求比较严格，当进入处理系统的废水水质水量发生较大的波动时，处理效果将受到明显的影响，因而尤其对于工业废水的处理而言，一般均需设置调节池以均化进水水质和水量。SBR反应器是集调节池、曝气池和沉淀池于一体的污（废）水处理工艺，其间歇运行的方式使其可承受和适应较大的水质水量的波动，具有处理效果稳定的特点。 研究业已表明，SBR法在每个运行周期之间以及同周期进水阶段内出现急剧的水质水量变化甚或处理负荷猛增到正常负荷的两倍以上的情况下，仍可获得良好的处理效果。刘永淞等人对SBR工作稳定性的分析研究结果充分表明了这一点，如图9.13和图9.14所示。其中图9.13表明在不同的运行周期间进水CODcr发生较大变化时的运行结果。由图可见，当进水CODcr在200~1870mg/L范围内随机波动的情况下，SBR反应器的处理效果均比较稳定，其出水CODcr稳定在10~50mg/L之间。图9.14所示为在同一个运行周期内进水CODcr浓度从100~2700mg/L的范围内随机波动。在此急剧的冲击负荷情况下，SBR反应器出水中的CODcr仍稳定在于20~70mg/L之间。以上充分表明了SBR反应器的运行稳定性。 理论分析亦表明，CSTR曝气池比CPFR曝气池具有更强的耐冲击负荷和抗有毒物质的能力。如上所述，SBR法是一个在同一运行周期内具有完全混合的特性，而在不同运行周期间具有理想推流式特性的处理工艺。因而虽然它对于时间来说是理想的推流式处理过程，但反应器本身的混合状态又保持了典型的完全混合特性。因此，它具有较强的耐冲击负荷能力。此外，SBR工艺在沉淀阶段属于静止沉淀，污泥沉降性能好且不需要进行污泥回流，可使反应器中维持较高的MLSS浓度。在同样条件下，较高的MLSS浓度能降低F/M值，同样使其具有良好的抗冲击负荷能力。若采用一边进水一边曝气的非限量曝气运行方式，则更能大幅度地增强SBR工艺承受废水的毒性和高有机物浓度的能力。国外有关这方面的研究较多，是SBR工艺研究和开发的一个研究热点。SBR工艺的抗冲击负荷能力还可以从以下三个方面加以进一步分析： 9.4.5.1 进水期具有贮存污水和混合的作用 在SBR工艺的充水期里，污水进入SBR反应器后，与上一个运行程周期存留在反应器中的污泥混合。当采用非限量曝气方式时，即在充水期内就已经开始生物氧化降解作用。当采用限量曝气方式时，即使在充水期不产生含碳有机物的生物氧化作用，但在此期间所进入反应器的污水同样都集中在一个池内而得到充分的混合。实际上，充水容积成了调节池容积，充水时间越长，污水的调节时间就越长。因此，即使是在充水时间里污水出现浓度的急剧波动，最终池内容纳的污水将处于充水时间内的平均浓度值水平上，对于短时间（比充水时间短）的浓度冲击负荷，其峰值得到了削减。另外，如果污水量或污染物浓度在短期内发生突然的变化，它亦可利用其充水容积而起到暂时的贮存作用而可有效削弱其对反应过程的冲击影响。 9.4.5.2 对高峰污染物浓度持续时间的分割作用 SBR工艺与传统的CPFR活性污泥法不同还在于，后者在污水高峰浓度的情况下全部污水进人曝气池，高峰浓度的持续时间就是曝气池受冲击负荷的时间，而SBR在但池或多池并联的情况下工作，每个池都按预定的顺序依次进水，第一池充满水后，污水将转入第二池、第三池等。对每一个池子而言，因而其进水则是间歇的，各个并联的SBR池的进水将连续进入处理系统的污水分割为若进水时间段。如果污水（水质）出现高峰或有有害物质并形成冲击负荷，其最大持续时间将不超过充水时间。持续时间长于充水时间的那一部分高负荷污水将转入另一个池子，从而有效地减少了对单个ABR的冲击负荷影响。充水时间越短，反应当受高峰负荷冲击的持续时间越短。图9.15所示为一连续高负荷被多池分割的情况。 9.4.5.3 运行周期间污泥活性的补偿作用 活性污泥之所以能去除污水中的有机污染物，其直接作用在于生物污泥对于有机物的吸附和吸收作用以及随之而发生的生物降解作用。有机物被微生物氧化降解的程度取决于活性污泥的吸附和吸收能力，即污泥活性的高低，从而决定了污染物被处理的程度。生物氧化程度越高，污泥的“饥饿”程度将约高，则一当其处于“营养丰富”（即处于大量有机物的环境中）时，吸附和吸收能力也越强；反之则弱。在SBR工艺系统中，同一SBR池在同一运行周期内由于经一定时间的闲置过程，使污泥的吸附活性得到了充分的恢复，而使其在下一个运行周期内具有较强的上述吸附和吸收能力，此外，同一SBR池在不同运行周期间，若上一周期的污染物负荷较高，而下一个周期的污染物负荷较低，则污泥的活性也可得到良好的恢复而保持其稳定的处理效果。

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9.5 SBR工艺的设计 9.5.1 设计方法与过程 目前，尚无一种可被普遍采用的SBR工艺的标准设计方法，但其相关的工艺设计参数则基本上与传统连续流工艺相同。对SBR的基本运行方式而言，主要的设计方法有负荷设计法和动力学设计法，其中负荷设计法与传统工艺基本相同（可参见有关教材）。这里主要结合动力学法介绍其设计过程及其思路。 9.5.1.1 动力学模式 目前，Monod公式被认为可较好地反映SBR工艺中有机物降解规律，但应用该模式对SBR工艺进行动力学分析时，需根据其运行方式作以下假设：（1）在SBR的一个运行周期内，合成的微生物量与反应器中微生物的总量比很小，可以上个周期末的污泥量作本周期污泥量的基准；（2）一个周期开始前，反应器中的底物浓度（即上一周期的出水浓度）与原进水浓度相比可忽略不计；（3）在反应器的进水期，进水中底物的积累占主导地位，即在此期间半速率常数KS＞＞S（反应器中时刻t的底物浓度），在反应期KS＜＜S；（4）进水期的进水流量恒定。 SBR反应器对有机底物的降解主要发生在进水期（tF）和反应期（tR）。假设进水期末、反应期初反应器中底物的浓度为Se′（见图9.16）。则根据Monod公式，进水期的底物降解动力学可由式（9-3）和（9-4）表示，反应期的底物降解动力学可由式（9-5）表示，为： （9-3） （9-4） （9-5） 式中：S0、Se′、Se—分别为原水进水、充水期结束和反应结束时的污染物浓度（mg/L）； λ—充水比。λ为反应器充水容积与总有效容积比比（=Vo/V，一般取0.5~0.7）； X—混合液污泥浓度（mg/L）； k、k′—反应速率常数（d-1）； Fw—污泥负荷（kgBOD5/kgMLSS.d）； tF、tR—分别为充水和反应时间（h）。 在实际设计过程中，采用上述方法计算较为复杂，应用并不方便。因而对限制曝气、半限制曝气和非限制曝气分别常用式（9-6）、（9-7）和（9-8）的综合动力学模式进行简化设计。 对于限制曝气： （9-6） 对于半限量曝气： （9-7） 对于非限量曝气： （3-8） 式中：q—单个SBR池的充水流量（m3/h）； V—单个SBR的总有效容积。（V为充水容积VF和存留沉淀污泥容积Vs之和，VF/Vs一般为1:1~1:1.4）（m3）； 其余同前。 9.5.1.2 设计过程 根据上述动力学分析，可进行工艺设计参数选择，并按以下步骤进行SBR反应器的设计。（1）首先根据原始数据确定主要的工艺设计参数。其中包括反应器的充水比（λ）、进水运行方式及混合液污泥浓度等；（2）根据所需的处理效果，确定合理的污泥负荷，计算所需的充水（tF）和反应时间（tR）；（3）确定相应的沉淀时间（tS）、排水排泥时间（tD，其中排水所需时间为VF/q′，q′为排水流量）和闲置时间（tI）；（4）计算运行周期（T），并确定SBR反应器的池数（n=T/tF），及每个SBR的总有效容积V（VF/λ）。 9.5.2 运行周期（T）的确定 对于按基本方式运行的SBR工艺，其运行周期由充水时间、反应时间、沉淀时间、排水排泥时间和闲置时间等确定。充水时间（tF）应有一个最优值。如上所述，充水时间应根据具体的水质及运行过程中所采用的曝气方式（指限量曝气、非限量曝气或半限量曝气）来确定。当采用限量曝气方式及进水中污染物的浓度较高时，充水时间应适当取长一些；当采用非限量曝气方式及进水中污染物的浓度较低时，充水时间可适当取短一些。充水时间一般取1~4h。反应时间（tR）是确定SBR反应器容积的一个非常主要的工艺设计参数，其数值的确定同样取决于运行过程中污水的性质、反应器中污泥的浓度及曝气方式等因素。对于可生化性好、浓度较低的易处理废水（如生活污水），反应时间可取短一些，反之对那些含有难降解物质或有毒有害物质的废水，反应时间应适当取长一些。一般在2~8h。沉淀排水时间（tS+D），其中沉淀时间主要与排水方式与时间、排水高度（h）、泥面下降速度等有关，而排水时间则主要与充水容积（VF）和排水速率有关，一般按1~2h设计。闲置时间（tI）则是一个独立参数，常作为保留时间，在需要时分配到其它操作阶段，一般按1~2h设计。因此，SBR工艺的运行周期一般为T=5～16h不等。 9.5.3 反应器容积的设计 SBR为序列间歇式活性污泥处理过程，其一个周期的基本运行过程依次由充水（F）→反应（R）→沉淀（S）→排水排泥（D）→闲置（E）五个工序组成。按充水和曝气反应时间的分配，可将其运行过程演化为如图3.7所示的三种基本方式。下面介绍限量曝气和非限量曝气两种运行方式的设计方法。 9.5.3.1 限量曝气方式 按限量曝气方式运行时，单位时间内的充水流量相对最大。按此方式设计的SBR系统可灵活地按其它方式运行，因而大多情况下按此方式设计SBR系统。图9.16是限量曝气方式运行的SBR反应器一个周期内污泥浓度和基质浓度的变化情况。由图9.16可知，充水期内污泥浓度MLSS的增长甚少，充水期结束时基质浓度达到最大值。反应期开始时混合液中的营养丰富，污泥呈现对数增长，曝气结束时基质浓度达到设计出水浓度值，迫使污泥逐步进入内源呼吸阶段。因此，SBR生物降解所需的时间主要由充水时间和反应时间决定。 图9.17反映了tF与（tF+tR）间的关系。当进水和出水有机物浓度保持不变时，随tF的增长（如由tF1延长至tF4），达到一定处理效果的所需的（tF+tR）将相应延长；若保持运行周期T不变时，tF超过一定限度，则出水有机物浓度将增加，所以tF/（tF+tR）应由试验确定，并应控制在一定的范围内。据此，SBR反应器的容积可由式（9-9）~（9-14）确定。 （9-9） （9-10） （9-11） （9-12） （9-13） （9-14） 式中：VF—单池充水容积（m3）； Q0—原污水流量（m3/h）； n、m—分别为SBR池数和每天的运行周期数； e—曝气时间比。e=tR/T； k0、k1—分别为零级和一级反应动力学常数（d-1）； 其余同前。 9.5.3.2 非限量曝气方式 非限量曝气方式运行时充水和曝气同时进行。由于进水速度远大于进水过程中反应器内污染物的降解速度，从而亦将造成SBR反应器内污染物的积累。在充水结束时，池内污染物浓度达到最大；反应期结束时，池内污染物浓度基本恢复至充水前的水平。每个曝气池的总有效容积V应为充水容积VF和存留沉淀污泥容积Vs之和。曝气池的充水容积应保证系统停止充水时贮存入调节池的污水量和该充水时间内进入系统的污水量进入曝气池，故非限量曝气方式运行时SBR的容积可由式（9-15）~（9-18）确定： （9-15） （9-16） （9-17） （9-18） 式中：h2、H一分别为SBR反应器中沉淀污泥层上的保护层高度和总有效高度（m）。（h2一般为0.1~0.3m。主要考虑在排水的过程中，为了不排走污泥、确保出水的澄清而设置的一个保护高度）； X′—SBR中沉淀后污泥的浓度（一般在10~12g/L ）； 其余符号同前。 由以上各表达式可见，当污水水质、水量确定后，只要控制好活性污泥特性，就能控制X′、X；只要选定适宜的充水时间tF及充水比λ，即可控制处理出的最大浓度（Smax）、X及tR，也控制了SBR反应器的运行周期T。因此，充水时间tF和充水比λ将成为SBR工艺设计的主要参数。 9.5.4 污水贮存池最小容积的设计 由于SBR法反应器能将充水期内（若干小时）的污水在池内混合，对原水有良好的均化作用，如果多个SBR池顺序进水，能将较长时间的高负荷污水进行分割，由数几个池子来承担和均化高负荷，使曝气池有较好的工作稳定性，从而减小了所需的调节池的容积。但是，由于SBR法由几个池子顺序进水，在安排各池运行周期及进水时间内，可能出现各池不处在充水阶段（在进行工艺设计时，原则上应充分考虑各SBR池充水的衔接）的情况，这样进水系统的原污水就应贮存起来，待下一个曝气池充水开始时再抽人曝气池。这部分贮存容积视运行周期的具体安排而定。 SBR工艺中，tF越短，其一个运行周期始末底物的丰贫差距越大，从而利于絮凝微生物的生长，但同时所需的反应器数（n）将增加或所需的调节池容积将增大。若不设调节池，则n取决于运行周期与充水时间之比（T /tF比）。因而，在实际应用设计中，一般应考虑设置容积合适的调节池，以避免因池数过多而增加投资或运行操作的复杂性。 假定SBR的运行周期为T，充水时间为tF，SBR反应器的池数为m（如图9.18所示）。各SBR池充水阶段时间（tF）均不匹配时，所需最小贮存容积（Vmin）应根据两个基本点相邻SBR池间充水的最大延迟时间（tmax）进行计算，如式 （9-19） （9-20） （9-19）和（9-20）所表示。 9.5.5 SBR反应器进水流量的设计 SBR曝气池可采用重力自流进水，但若需要进行污水贮存时，一般只能用水泵供水。此时水泵向各SBR池的输水流量（q）应按如式（9-21）计算。所得的q值应保证大于Q0，如果采用的充水时间tF值不适宜或反应器数n过多，Q0小于q，说明可能出现两个以上的曝气池同时充水，这是不正常的。 （9-21） 9.5.6 排水系统的设计 9.5.6.1 SBR对排水的功能要求 排水系统是SBR处理工艺设计的重要内容，也是其设计中最具特色和关系到该系统运行成败的关键部分。由于SBR工艺的最根本特点是其单个池子的排水形式均采用静止沉淀、集中排水的方式，因而在排水期间，SBR池中的水为是逐步下降的。为了保证澄清的排水，要求使用随水位同步变化（升降）的可调节式出水堰装置。目前，国内外报道的SBR排水装置大致可归纳为以下几种： （1）潜水泵单点或多点排水。这种方式电耗大且容易吸出沉淀污泥；（2）池端（侧）多点固定阀门排水，由上自下开启阀门。此法操作不方便，排水容易带泥；（3）浮子式软管排水。这种方式易在排水初期带泥。理想的排水装置应满足以下几个条件：（1）单位时间内出水量大，流速小，不会使沉淀污泥重新翻起；（2）集水口随水位下降，排水期间始终保持反应器中的静止沉淀状态，并在整个断面上均匀集水；（3）排水设备坚固耐用且排水量可无级调控，自动化程度高。目前，作为随SBR工艺而开发应用的滗水器，可理想地满足上述要求，而成为SBR工艺的专用排水设备得到广泛的应用，并成为与间歇式工艺不可或缺的重要组成部分。 9.5.6.2 滗水器的工作原理 目前，SBR工艺中使用的滗水器有电动机械摇臂式（图9.19（a））、浮筒式（图9.19（b））、套筒式、虹吸式和旋转式等类型。其中电动机械摇臂式造价较高，机械较复杂，但易于实现自动控制，且滗水能力大，适用于大型污水处理厂的应用，其它类型的滗水器则动力消耗小，多用于小规模污水处理的场合。 滗水器一般由收水装置、连接装置和传动装置构成。其中收水装置设有档板、集水槽和浮子等，作用是将SBR中经沉淀后的上清液均匀收集至滗水器中，并通过导管排出SBR反应器；由于排水时间较短，其瞬时收集流量较大，因而要使其做到既在规定的时间内均匀、顺畅地集水，同时又要随SBR池中水位的下降而匀速下降，不干扰反应器中的污泥，保证澄清的出水，必须十分重视和把握滗水器的设计、选型和运行操作，同时需与自动控制系统实现有机结合，通过自动控制程序控制其动作。 9.5.6.3 滗水器排水高度的设计 合理控制排水不仅可充分利用反应器的有效容积，而且是控制反应器出水中SS的关键。若排水过多或排水速度过快，则将因在排水后期出水中夹带较多的SS，从而不仅影响有机物的处理效果而且影响磷的处理效果。研究表明，对具有除磷功能的SBR运行系统，如果污泥中的含磷量为6%计（一般为6~8%），则若SS升高10mg/L，将使出水中磷浓度升高0.6mg/L（图3.20）。 为控制合理的排水量，需确定合理的排水深度。最优排水深度（h）可用下式（9-22）计算： （9-22） 式中：SVI—污泥容积指数（ml/g）； 其余同前。 由式可知，排水深度不仅与工作深度有关，还与污泥的浓度和特性有关，因而宜在运行过程中及时分析上述参数，以确定h。如某SBR的工作深度为5.5m，MLSS为3000mg/L，所测定污泥的SVI为100。则若h2考虑0.15m，则其排水高度应为3.7m（如图9.21所示）。 9.5.7 排泥量的计算 SBR工艺的排泥量（Qw—每一运行周期从SBR反应器中所排出的剩余污泥量，m3）一般按泥龄（θc）进行控制，可用下式（9-23）进行计算： （9-23） 如某SBR反应器的有效容积为V=4500m3，运行周期为T=10h，反应器工作深度为5.5m，其排水高度应为3.7m，MLSS为3000mg/L，SVI为100。若设计泥龄为8d，则每运行周期间的排泥量应为76.7m3。 [ 本帖最后由 lym001 于 2007-3-26 09:07 编辑 ]

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谢谢cc老师给合并过来！~~ 帖子中的空格部分都有图片，但是我传不上来。

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9.6 SBR工艺的运行控制 SBR工艺是一种间歇运行的工艺，它具有许多优良的特性。在SBR法工艺的运行过程中，除需要根据处理规模合理确定曝气池的数量以及相应的操作运行方式外，还需要合理地控制处理过程的运行周期。其中主要考虑以下几个方面的问题。 9.6.1 充水时间（tF）的控制 在SBR工艺的充水期内，曝气池相当于一个变容反应器，混合液基质浓度在存留污泥的上清液基质浓度的基础上逐步增大，直至充水结束为止，曝气池内混合液基质浓度达到最大值。基质浓度的增长及基质的积累是由于充水过程中污染物随污水向曝气池的流入及在此过程中所发生的生物降解作用速率之差造成的。其中污染物的进入量受污水流量（q）、污水浓度（X）、充水体积（VF）的选定等因素的制约，而污染物的降解量却受混合液污染物浓度、混合液体积及基质浓度的影响。充水期内同时存在着生物合成与自身氧化过程。因此，在充水之初，池内的污泥浓度最大，充水量越大则污泥浓度越小，直至充水期结束，污泥浓度达到最小值。污泥浓度的变化除了与曝气池内的污泥量有关外，还与VF及q等有着十分密切的关系。 充水时间的控制对SBR工艺的运行和操作管理有十分重要的影响。一般而言，污水流量小，污水的水质比较稳定或污水中有毒有害物的浓度较低且比较稳定的情况下，充水时间可适当短一些。反之，则应取较大的值。在考虑充水时间的设计时，需要注意以下三方面的问题： 一是毒性抑制的问题。当SBR工艺处理含有有毒物质的废水时，要充分考虑毒物的抑制问题。因为SBR工艺是在短期内进水的，因而若进入反应器的污水中有毒物质的浓度过高，则可能造成对活性污泥的冲击和抑制。为了避免这种情况，一方面应适当延长充水时间，另一方面应确保在充水的过程中尽量使反应器内的污泥和进水充分地混合，使其能快速地得到混合和稀释。使污水和污泥混合的方式可通过不同的曝气运行方式来实现，如半限量曝气和非限量曝气等。 二是充水时间和反应时间比（tF/tR）问题。由上述分析可知，SBR工艺的运行周期主要取决于充水时间和反应发时间的相对比例。在实际处理过程中，虽然缩短充水时间（即加大充水期的进水流量），将造成充水期结束时基质积累量的增大和对处理过程抑制作用，但对于无毒性的废水而言，基质的积累量增大也可以提高反应阶段的生物降解速率，从而缩短达到一定处理效率所需要的反应时间。但必须注意反应阶段的反应速度受基质浓度的影响的问题。在低浓度污水的情况下，基质积累的增大可导致反应速度的加快，但在高浓度污水的情况下，基质积累到一定程度并使反应速度达到最大值后，反应器中的污泥浓度将对反应所需的时间起重要的影响。在这种情况下，实际运行中的反应时间将相应延长而对整个反应器的运行周期起补偿作用，即缩短tF，相应的tR应适当延长，而使T基本保持不变。 三是充水期间污泥负荷的问题。根据生物反应动力学原理，对于一定浓度的污水而言，污泥负荷超过一定值时，（tF+tR）值将基本保持一致，而在一定的污泥负荷范围内，负荷越高则所需（tF+tR）将越短。由于沉淀及排水排泥时间的确定是相对不变的，因而可以认为其相应的运行周期也越短。图9.22所示为不同污水浓度在不同污泥负荷条件下的（tF+tR）值变化情况。 9.6.2 曝气方式的选择 应用SBR工艺处理不同水质的污水时，选择合理的曝气方式是十分重要的。一般而言，当污水中的有机物浓度较高或污水中含有有毒有害物时，宜采用非限量曝气方式以缓解冲击负荷的影响；当污水中的有机物浓度较低、充水量较小时，则为了节省运转费用，可采用限量曝气或半限量曝气的运行方式。此外，当SBR工艺以具有脱氮除磷的凡是运行时，多应采用限量曝气的方式。表9-4所列为刘永淞等人采用SBR工艺处理含酚废水时不同曝气方式的对比试验结果（原废水含酚浓度为550mg/L，MLSS为3440mg/L，充水时间为4h）。 表9-4 SBR工艺处理含酚废水时不同曝气方式的处理效果比较 曝气方式 混合液中酚浓度（mg/L）随时间（h）的变化 0 4 6 8 10 限量曝气 550 226.25 212.5 156.88 87.5 非限量曝气 550 15 0.66 0.48 ─ 9.6.3 运行周期的合理确定 如前所述，SBR反应器容积设计的关键参数是充水时间（tF）和充水比（λ）。但就整个SBR处理工艺而言，运行周期的确定还与沉淀、排水排泥时间和闲置时间有关，还与处理工艺中设计的SBR反应器数量有关。运行周期的确定除了要保证处理过程中运行的稳定性和处理效能外，还要保证每个池充水的顺序连续性，即合理的运行周期应满足运行过程中避免两个或两个以上的池子同时进水或第一个池子和最后一个池子进水脱节的现象。否则，在设计过程中须考虑设置贮存池以起调节水量的作用。 9.6.4 排水方式的选择和控制 由于经典的SBR工艺的沉淀是在无进水的情况下进行的，因而属于典型的理想沉淀过程。在运行周期进入沉淀阶段后不久，反应器内即可出现清水区，因此其排水的方式有动态和静态两种方式。 动态排水方式即在沉淀的进行过程中，同时实施排水的操作（即沉淀+排水，方式I）。此种方式需充分掌握在沉淀过程中污泥的沉降性能、污泥界面的变化规律及泥层的高度，并应据此控制合理的滗水装置的移动速度。在实际工程中，可以采用污泥界面仪随时测定和获取沉淀过程中污泥层的高度变化信息，并据此随时调整和控制滗水装置的操作动作。采用动态排水方式可减少沉淀和排水所需的时间，但实施的难度较大，需要及时和经常性地对滗水装置的动作进行调整和控制，以保证滗水装置始终与沉淀污泥层保持一定的距离，防止扰动沉淀污泥，保证出水的澄清。所谓静态排水方式，即在沉淀结束后实施排水的操作（即沉淀→排水，方式II）。由于SBR的运行周期及周期内各操作工序的时间是固定的，因而此种排水方式较易实施，控制亦较方便，可较好和稳定地保证澄清的出水。图9.23所示为两种不同排水方式的比较（图中hS′、h2′ 和h′分别为污泥层高度、排水保护高度和排水高度的相对高度）。 9.6.5 污泥沉降性能的控制 活性污泥的良好沉降性能是保证活性污泥处理工艺正常运行的前提条件之一。如果污泥的沉降性能不好，则在SBR的反应期结束后，污泥难以沉淀，浓缩性能差，上层清液的排除就受到限制。如不合理控制，则将导致水泥比（VF/VS）下降，每个运行周期处理能力下降。同时，将使出水中悬浮固体（SS）含量的升高，不溶性CODcr浓度上升，影响处理出水水质。 导致污泥沉降性能恶化的原因是多方面的，但都表现在污泥容积指数（SVI）的升高。研究和实际应用表明，SBR工艺中由于反复出现高浓度基质，在菌胶团菌和丝状菌共存的生态环境中，丝状菌一般较难大量生存和繁殖，因而发生污泥丝状菌膨胀的可能性是较低的。这与前述的有关Chudoba提出的选择性准则理论是一致的。但有研究亦表明，SBR较容易出现高粘性膨胀问题。这可能是由于SBR法的进水是在一个较短的时间内完成的，同时由于上一周期末经闲置的污泥处于内源呼吸期，具有强大的吸附能力，一当其在下一周初与快速进入SBR的有机底物接触时，便将发生较强烈的吸附作用。因而，从表观看，混合液内基质因充水量的增加而逐步下降了，但此时并不能说明基质已被氧化去除，加之许多污水的污染物容易被活性污泥吸附和吸收，在很短的时间内，混合液中的基质浓度可降至很低的水平，从污水处理的角度看，已经达到了处理效果，但这仅仅是一种相的转移，混合液中基质的浓度的降低仅是一种表面现象。可以认为，在污水处理过程中，菌胶团之所以形成和有所增长，就要求系统中有一定数量的有机基质的积累，在胞外形成多糖聚合物（否则菌胶团不增长甚至出现细菌分散生长现象，出水混浊）。因此，处理过程中的每一运行周期都应有一定量的基质积累，但在实际操作运行过程中往往会因充水时间或曝气方式选择的不适当或操作不当而使基质的积累过量，致使发生污泥的高粘性膨胀。因而基质的过量积累是应当避免的。 污染物在混合液内的积累是逐步的，在一个运行周期内一般难以马上表现出来，需通过观察各运行周期间的污泥沉降性能的变化才能表现出来。因此，SBR系统的运行与一般的活性污泥法不同，为了使污泥具有良好的沉降性能，应注意每个运行周期内污泥的SVI变化趋势，及时调整运行方式以确保良好的处理效果。 [ 本帖最后由 lym001 于 2007-3-26 09:06 编辑 ]

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9.7 SBR工艺的发展及其应用 SBR工艺的经典运行和操作方式的明显特点是间歇进水，集反应、沉淀、排水排泥等按时间序列操作的各工序于一体。此外，通过采用多池并联运行的系统，使各SBR池按根据运行周期及时间序列以此进水，可使进水在各池间循环切换，以解决整个处理系统中废水的连续流动。同时，SBR的间歇运行方式与许多行业废水产生的周期存在相对的一致性，因而可以充分发挥其技术的优点，广泛应用于工业废水的处理。此外，由于其工艺流程短、战地面积小，也使其成为较多小城镇污水处理的常用工艺。 对于较大规模的废水处理而言，为解决废水产生和其它处理方式运行的连续性和SBR反应器处理方式的间歇性之间的矛盾，采用多池并联运行的方式已成为经典SBR工艺设计的常用选择，这对系统控制的自动化要求将明显提高，同时将增加运行管理的复杂性。为此，自SBR工艺研究和应用以来，针对经典SBR工艺的种种优点与不足，并借传统连续运行工艺所具有的优点，许多研究者对其运行方式的改进进行了众多的研究，并在10多年的时间里开发了一系列基于经典运行方式的SBR改进型工艺，其中包括间歇循环延时曝气系统（ICEAS）、循环活性污泥工艺（CASS）、改良式序列间歇反应器工艺（MSBR）、连续进水（曝气）—间歇曝气工艺（DAT—IAT）、交替运行一体化工艺（UNITANK）以及间歇排水延时曝气工艺（IDEA）等。这些具有不同特点的新型SBR工艺运行方式的提出和实际应用，为该工艺的发展起到了极大的促进作用，使之在废水生物处理技术中形成独具特色的一个工艺技术大家族，并日臻完善。 这些新型SBR工艺，大多在具有经典SBR工艺的特点的同时，形成了一些各自独特的优点。此外，同时由于改进SBR工艺趋于连续运行方式，出现了与传统活性污泥法融合的趋势，因而对某些改进的SBR工艺而言，在一定程度上削弱了经典SBR的某些优点。但不同类型的改进型SBR反应器，均有其自身的不同的优点，适用于不同的场合，满足不同的处理功能要求。在工艺选择和设计时，必须对此加以注意。表9-5列出了不同类型SBR的基本运行特点。 表9-5 不同类型SBR的基本运行特点 运行特点 经典SBR ICEAS CASS UNITANK 理想沉淀 是 否 否 否 生物选择性 强 较弱 较强 弱 适应难降解废水 强 弱 较强 非常弱 脱氮除磷 氮、磷 氮 氮、磷 氮 理想推流 是 否 否 否 污泥回流 不需 不需 需要 需要 连续进水 否 是 是 是 连续出水 否 否 否 是 9.7.1 SBR工艺应用实例 目前，SBR工艺作为一种具有显著特点适应性的在污水生物处理新技术，其引用已日趋广泛。它不仅适用于中小规模的城市污水处理，也适用于多种工业废水的处理。如美国—加拿大五大湖流域的城市污水处理厂大多采用SBR工艺，日本已有几十座采用此工艺的污水处理厂在运行。我国也已将其作为一种城市污水、尤其众多中小城镇污水处理的首选工艺之一，在食品废水、制药废水、印染废水等方面开展了广泛的研究，并投入生产性应用，取得了良好的效果（见表9-1和9-2）。下面为SBR工艺应用的两个典型实例。 美国印第安纳州的Culver污水处理厂是世界上第一座采用SBR工艺的小型城市污水处理厂。该工艺是在对传统工艺改造的基础上采用的，其处理能力为1000m3/d，建有两座容积为440m3的SBR反应器（1#和2#），并分别在0.06~0.16kgBOD5/kgMLSS.d和0.16~0.42kgBOD5/kgMLSS.d的不同负荷条件下运行（两个SBR的运行周期均为6h，日运行周期数均为4）。表9-6和表9-7分别列出了两座SBR的周期时间分配与运行参数。实际运行表明，该工艺在不同负荷条件下，均可获得稳定的运行效果，污染物去除率高，出水水质优良。其进水水质为：BOD5=130~170mg/L，SS=100~120mg/L，TP=6.2~8.2 mg/L（1984年的数据）时，出水水质为：BOD5=3~6mg/L，SS=4~7mg/L，TP=0.6~1.1 mg/L，去除率分别达到95%~98%，93%~97%和82%~93%。 表9-6 美国印第安纳州的Culver污水处理厂SBR工艺的周期时间分配 工序 SBR号 充水tF （h） 反应tR （h） 沉淀tS （h） 排水tD （h） 闲置tI （h） 1#SBR 2.9 0.7 0.7 0.7 1.0 2#SBR 3.1 0.4 0.7 0.7 1.1 表9-7 美国印第安纳州的Culver污水处理厂SBR工艺的运行参数 SBR号 参数 1#SBR 2#SBR 污泥负荷（kgBOD5/kgMLSS.d） 0.06，0.08，0.16 0.16，0.18，0.42 污泥龄θc（1/d） 38 9.5 污泥产率 （kgMLSS/ kg BOD5去除） 0.56 0.82 能耗（kWh/ kg BOD5去除） 3.3 2.1 污泥中含磷率（%） 7.4 5.0 反应器MLSS（mg/L） 3450 1950 澳大利亚昆士兰州South Caboolture污水处理厂建于1998年（图9.24），其处理规模为9600m3/d（40000人口当量）。其主体生物处理工艺采用具有强化脱氮除磷功能运行方式的SBR反应器，在SBR的进水端增设一个在厌氧或缺氧条件下运行、停留时间时间为0.5~1h的生物选择区，取得了显著的氮、磷去除效果，出水BOD5=2.5~4 mg/L，TP≤1 mg/L，TKN≤4 mg/L，有机氮<3 mg/L。 9.7.2 ICEAS工艺及其应用 ICEAS(Intermittent Cyclic Extended Aeration System)工艺的全称为间歇循环延时曝气活性污泥工艺。此工艺是澳大利亚新南威尔士大学与美国ABJ公司的MervynC．Goronszy合作开发的。目前在日本、加拿大、美国和澳大利亚等地已得到推广应用，并已建立并投产300座采用此工艺的污水处理厂。1986年，美国环保局正式承认ICEAS工艺为革新代用技术(I／A)。1987年，澳大利亚昆士兰大学联合美国、南非等地的专家对该工艺进行了改进，使之具有良好的脱氮除磷功能，并使废水达到三级处理的要求。1988年，澳洲的BHP公司买下全部ABJ公司，在计算机技术的支持下，使该工艺进一步得到来发展和推广，成为目前电脑控制系统非常先进的废水生物脱氮除磷工艺。 我国最早采用此工艺的是上海市中药制药三厂，于1991年投产。对该工艺处理效果监测的结果表明，BOD5去除率可达到99.1%~99.4%，CODcr去除率可达95.9%~97.0%，NH4+ -N去除率达75.1%~78.4%（未按脱氮除磷方式运行）。 9.7.2.1 ICEAS工艺的基本原理 ICEAS是一种连续进水、间歇曝气和周期排水的工艺，其反应器一般由通常处于厌氧或缺氧状态运行的预反应区和间歇曝气的主反应区两部分构成（如图9.25所示），其中主反应区的容积为总池容积的85%~90%。 与经典SBR工艺相比，ICEAS工艺不仅通过增设预反应区强化其对氮、磷的去除率，增强其处理功能并有效提高运行的稳定性，同时其连续进水的方式亦可减少操作和控制的复杂性。该工艺在运行过程中，进水依此流经预反应区和主反应区（对于预反应区和主反应区合建的ICEAS池，废水由隔墙下部均匀设置的孔口以0.03~0.05m/s的速度从预反应区进入主反应区），主反应区按曝气、沉淀和排水排泥的序列操作，使污水在厌氧/缺氧（预反应区）—好氧（主反应区）及厌氧/缺氧（预反应区）—缺氧（主反应区）交替运行的条件下，完成有机物及氮、磷的去除（图9.26）。各过程的历时和相应设备的运行均采用计算机自动控制操作完成。ICEAS池采用滗水装置排水，其运行周期较短，一般为4~6时，进水曝气时间一般为整个运行周期需时的一半。 9.7.2.2 ICEAS工艺的基本特点 ICEAS工艺的连续进水方式，使其比间歇进水易于控制，但由于进水贯穿于整个运行周期的各阶段，因而易在沉淀阶段造成水流紊动而影响泥水的快速分离，使单池的处理规模受到一定的限制。与经典SBR工艺相比，ICEAS具有以下几方面的不同。 一是由于在沉淀过程中，反应器持续进水，其沉淀过程是在非理想条件下完成的，因而为了缓解进水造成的扰动，一方面需要控制其进水的流量，同时需要将ICEAS池设计成长宽比（L/B）为一定比例（2:1~4:1）的长方形，如池长过过短，则易受进水的扰动影响，若池长过大（即宽度过窄），则易因流速的不均匀，影响沉淀期间污泥在池中分布，同样影响出水水质。资料表明，对于处理规模为10000m3/d的ICEAS池而言，其标准的设计池宽为10m。 二是由于ICEAS连续进水，在较大程度上失去了经典SBR工艺特有的由时间序列控制的理想推流的运行特性，使整个反应器的运行更趋于完全混合流态，因而其污泥的沉降性能将有所下降，发生污泥膨胀的机率将增加，同时将在一定程度上影响出水的质量。为此需在其前端设置一在厌氧或缺氧条件下运行的预反应区，以改善污泥的沉降性能。 三是由于ICEAS的连续进水方式所实现的简化控制，虽使其更适用于大规模污水处理的场合，但同时须注意控制其单池的处理量，因而需要的ICEAS池较多。 此外，ICEAS工艺强调延时曝气，其设计污泥负荷很低，一般为0.04~0.05kgBOD5/kgMLSS.d，处理单位水量的容积较大（有效容积的利用率较低），因而，在土地资源日益紧张的地区，其应用将受到一定的限制。 9.7.2.3 ICEAS工艺的应用实例 利用澳大利亚政府贷款、于1997年建成投产、处理规模为100000m3/d（旱季平均）/200000 m3/d（旱季高峰）/300000 m3/d（雨季高峰）（合流制排水系统）的昆明市第三污水处理厂采用了ICEAS工艺。其工艺流程如图9.27所示。废水经粗格栅、提升泵、细格栅后，进入钟式沉砂池，其出水经文丘里计量槽后，进入配水井，进入16座（近期使用14座，每座的工艺尺寸为44×32×5m，处理量为9000~12000m3/d）ICEAS池。其中ICEAS池的设计污泥负荷为0.08kgBOD5/kgMLSS.d，MLSS为3000~4600mg/L，HRT为13.7h，一个周期的运行时间（T）为4.8h（其中曝气2h，搅拌0.8h，沉淀1h，滗水1h），每天运行5个周期。 该厂总投资为1.65亿元，吨水投资费为1100元。全厂占地90亩，工艺部分占地54亩。表9-8所列为该厂的设计进水水质和出水水质的监测数据。 表9-8 昆明市第三污水处理厂设计进水水质和实际出水水质 水质指标 设计进水水质 实际出水水质 去除率（%） CODcr（mg/L） — <25 85~89 BOD5（mg/L） 100 <10 93~96 SS（mg/L） 200 <15 89~97 TN（mg/L） 30 <15 51~60 TP（mg/L） 4 <1 62~84 9.7.3 CASS工艺及其应用 CASS（Cyclic Activated Sludge System）或CAST（—Technology）或CASP（—Process）工艺是循环式活性污泥法的缩写。该工艺的前身为ICEAS工艺，由Goronszy开发并分别在美国和加拿大获得专利。CASS的整个工艺为一间歇式反应器，在此反应器中进行交替的曝气一不曝气过程的不断重复，将生物反应过程及泥水的分离过程结合在一个池子中完成。因此，它是SBR工艺及ICEAS工艺的一种更新变型。该工艺的发展基础与ICEAS工艺一样，是计算机控制系统的应用。目前，此工艺在国外广泛应用于城市污水和各种工业废水的处理，全世界并已有300余座各种规模的CASS污水处理厂正在运行或建造之中。 9.7.3.1 CASS工艺的基本原理 CASS为设有一个分建或合建式生物选择器的可变容积、以序批曝气—非曝气方式运行的充—放式间隙活性污泥处理反应器，它通常由生物选择区、兼氧区和主反应区三个区域组成（图9.28）。 该工艺以一定的时间序列完成各阶段的运行，其中由充水一曝气、充水一泥水分离、上清液滗除和充水一闲置等四个阶段并组成其运行的一个周期。各运行阶段的运行方式可根据水质和处理要求进行调整，如无反应充水（即进水 时既不曝气也不搅拌）、无曝气充水混合、充水曝气及进水沉淀（为保证稳定的沉淀效果，在沉淀和排水阶段也可以不进水的方式运行，但此时需要两组CASS并联运行）等，一个运行周期结束后，重复上一周期的运行并由此循环不止。循环过程中，反应器内的水位随进水而由设计的初始最低水位逐渐上升至最高设计水位，因而运行过程中其实际运行容积是逐渐增加的（即变容积运行）。 图9.29所示为CASS工艺的循环运行操作过程。具体运行过程依此为：（1）进水—曝气阶段。此阶段，边进水边曝气，同时将主反应器区的污泥回流至生物选择器。污泥回流量约为处理废水量的20%。（2）进水—沉淀。此阶段，停止曝气，静置沉淀以使泥水分离。在沉淀刚开始时，由于曝气所提供的搅拌作用剩余的混合能使污泥发生絮凝，随后污泥以区域沉降的形式下降，因而所形成的沉淀污泥浓度较高（当混合液的污泥浓度为3500mg/L时，经沉淀后污泥的浓度可达到10000mg／L以上）。与SBR工艺不同的是，CASS工艺在沉淀阶段不仅不停止进水，而且污泥回流也不停止。由于在沉淀期间反应器不排水，因而在合理设计的条件下，反应器犹如竖流式沉淀池，而其表面负荷则要比竖流式沉淀池低得多，可获得良好的沉淀分离效果。（3）停止充水—排水。此阶段，CASS反应器停止进水。根据处理系统中CASS反应器个数的不同，或者将原水引入其它CASS反应器（两个或两个以上CASS反应器），或者将原水引入CASS反应器之前的集水井（单个CASS反应器）。排水均采用自动控制的滗水器进行。排（滗）水期间，污泥回流系统照常工作。污泥回流的目的是提高缺氧区的污泥浓度，以使随污泥回流该区内污泥中的硝态氮进行反硝化，并进行磷的释放而促进在好氧区内对磷的吸收。由于CASS反应器在运行过程中的最高水位和滗水时的最低水位是设计确定的，因而在滗水期间进行污泥回流不会影响出水水质。（4）闲置阶段。实际运行过程中，由于滗水时间往往要比设计滗水时间短，其剩余时间通常用于反应器内污泥的闲置以恢复污泥的吸附能力。正常的闲置期通常在滗水器恢复待运行状态后4~5min开始。闲置期间，污泥回流系统照常工作。在实际运行过程中，闲置阶段往往与排水和排泥过程同步进行，因而一般不需在运行周期中独立分配时间。 9.7.3.2 CASS工艺的组成及设计要点 CASS是一种具有脱氮除磷功能的循环间隙废水生物处理技术。每个CASS反应器由生物选择区、兼氧区和主反应区三个区域组成（图9.28）。 生物选择区是设置在CASS前端的小容积区（容积约为反应器总容积的10％)，水力停留时间为0.5~1h，通常在厌氧或兼氧条件下运行。生物选择区是根据活性污泥反应动力学原理而设置的。通过主反应区污泥的回流并与进水混合，不仅充分利用了活性污泥的快速吸附作用而加速对溶解性底物的去除并对难降解有机物起到良好的水解作用，同时可使污泥中的磷在厌氧条件下得到有效的释放，而且在完全混合反应区之前设置选择区，还有利于改善污泥的沉降性能，防止污泥膨胀。此外，此区中还可发生比较显著的反硝化作用（回流污泥混合液中通常含2mg/L左右的硝态氮），其所去除的氮可占总去除率的20％左右。选择器可定容运行，亦可变容运行。在多池并联大系统中，可将进水配水池作为选择区使用。由主反应区向选择区回流的污泥量一般以每天将主反应器中的污泥全部循环一次为依据，并据此确定污泥回流比。 兼氧区不仅具有辅助厌氧或兼氧条件下运行的生物选择区对进水水质水量变化的缓冲作用，同时还具有促进磷的进一步释放和强化氮反硝化的作用。 主反应区则是最终去除有机底物的主场所。运行过程中，通常需对主反应区的曝气强度加以控制，以使反应区内主体溶液中处于好氧状态，而活性污泥结构内部则基本处于缺氧状态、溶解氧向污泥絮体内的传递受到限制而硝态氮由污泥内向主体溶液的传递不受限制，从而使主反应区中同时发生有机污染物的降解以及同步硝化和反硝化作用。 CASS反应器的主要设计参数有：最大设计水深可达5~6m，MLSS一般为3500~4000mg/L，充水比为30%左右，最大上清液滗除速率为30mm/min，固液分离（沉淀）时间60min，设计SVI为140ml/g，单循环时间（即一个运行周期）通常为4h（标准处理模块，其中曝气2h、沉淀和排水各1h。每个运行周期中曝气和停止曝气的时间基本相等）。处理城市污水时，CASS中生物选择区、缺氧区和主反应区的容积比一般为1:5:30，具体可根据水质和“模块”试验加以确定。表9-9列出了CASS工艺处理不同规模城市污水时的参考设计参数。 表9-9 CASS工艺处理不同规模城市污水时的参考设计参数 主要设计参数 人口当量 37500 300000 600000 CASS池数 2 4 8 单池面积（m2） 772 2552 2352 最小充水比λ* 0.33 0.19 0.33 最小停留时间（h） 9.1 16.8 11.9 最大设计流量（m3/d） 18546 85000 192000 BOD5去除量（kg/d） 2255 15000 37140 TKN去除量（kg/d） 382 3500 3518 TSS去除量（kg/d） 3377 15000 30400 P去除量（kg/d） 77 900 550 循环次数（次/d•池） 6 6 6 充水—曝气时间（h） 2 2 2 充水—沉淀时间（h） 1 1 1 滗水时间（h） 1 1 1 *：含有较多工业废水 在CASS工艺的实际应用中，可根据原水水质及处理要求合理地确定处理工艺流程和有关工艺运行条件。如在处理含硫化物较高的废水时，应注意将CASS工艺中的生物选择器控制在好氧一缺氧的条件下运行并合理控制氧化还原电位（ORP）以防止在停止曝气阶段形成硫化物而导致丝状菌的生长。在CASS工艺的应用过程中，须注意以下问题：（1）生物选择区运行的控制。为保证回流污泥与进水底物的良好接触，生物选择器宜控制在厌氧或缺氧条件下运行并确保完全混合，以充分发挥其自我调节的功能。（2）生物速率的控制。CASS的主反应区具有同步硝化和反硝化功能，其反硝化主要是在停止曝气的泥水分离阶段及曝气过程中使污泥结构内部处于缺氧状态而实现的。因而，反应器中溶解氧浓度（DO）的控制—即生物速率的控制十分重要。一般采用池内溶解氧探头仪控制DO，并据此测定微生物的代谢活性，作为自动调节曝气时间、曝气速率和排泥速率的重要控制参数。溶解氧探头仪可直接设置在主反应器内，也可设置在污泥回流管线上。（3）CASS工艺的放大。在实际应用中，CASS工艺的放大可通过重复“模块”试验而实现。即按照4h的标准运行周期（2h曝气、1h沉淀、1h滗水一为一个模块）进行试验，以确定达到处理要求所需要的“模块”数及水力停留时间，并由此确定CASS的池数。如澳大利亚的QuakersHill污水处理厂为目前世界上最大的可变容积CASS工艺处理设施，其运行由5个“模块”组成。生物选择器在旱流量时的HRT为1h。采用盘式膜微孔扩散器曝气。由设在池外的5个自动控制移动堰滗水器同时同速率滗水，滗水速率为13mm/min。（4）充水比（滗水量与总有效容积之比，λ）的合理确定。由于污泥沉淀和滗水周期的长短及沉淀污泥浓度和SVI受玐水高度（h）的影响，因而须根据所处理的废水水质通过试验合理地确定h，亦即确定CASS反应器的最低和最高水位。有关报道的CASS的λ一般为30%~50%，但在实际应用中宜通过试验确定。 9.7.3.3 CASS工艺的主要特点 与传统的活性污泥处理工艺及经典SBR工艺相比，CASS工艺具有以下四个方面的特征：（1）根据生物选择原理，利用与主反应区分建或合建、位于系统前端的生物选择区对磷的释放、反硝化作用及对进水中有机底物的快速吸附及吸收作用，增强了系统运行的稳定性；（2）可变容积的运行提高了系统对水量水质变化的适应性和操作的灵活性；（3）根据生物反应动力学原理，采用多池串联运行，使废水在反应器的流动呈现出整体推流而在不同区域内为完全混合的复杂流态，不仅保证了稳定的处理效果，而且提高了容积利用率；（4）通过对生物速率的控制，使反应器以厌氧—缺氧—好氧—缺氧—厌氧的序批方式运行，使其具有优良的脱氮除磷效果，降低了运转费用。表9-10列出了不同工艺处理规模为6万人口当量的城市污水时的费用等数据的比较。 表9-10 不同工艺处理城市污水厂的费用比较（相对数据，%）* 处理工艺类型 土建费 设备费 总投资 年运行费 占地面积 传统曝气活性污泥 100 100 100 100 100 深井曝气 111 124 116 191 98 生物曝气滤池 100 167 125 216 59 CASS（微孔曝气） 80 74 78 133 64 *：假定：（1）各工艺中所采取的沉淀池均为辐流式沉淀池；（2）除CASS工艺外，其它工艺的出水BOD5和TSS标准分别为25和35mg/L；（3）以传统曝气活性污泥法为参考比较对象。 CASS工艺与SBR工艺的不同之处在于：（1）CASS工艺在进水阶段不设单纯的充水过程或缺氧混合过程；（2）在反应器的进水端增设了一生物选择区，利于创造合适微生物生长的条件并选择出絮凝性微生物，因而可更有效地保持污泥的良好沉降性能，可更有效地提高系统的抗冲击负荷能力；（3）可通过调节曝气强度同时实现硝化和反硝化过程。 9.7.3.4 CASS工艺的效能及应用实例 CASS反应器工艺是以生物反应动力学原理及合理的水力条件为基础而开发的一种具有系统组成简单、运行灵活和可靠性好等优良特点的废水处理新工艺，尤其适合于含有较多工业废水的城市污水及要求脱氮除磷的处理，目前已在欧美等国家得到较多的应用，国内也已开始对此进行研究并逐步在制药、啤酒、印染和化工等行业废水处理的实际工程中得到应用。表9-11所列为CASS工艺处理城市污水运行效能数据，表9-12所列为国外主要的CASS工艺在城市污水处理中的应用及工艺情况。 表9-11 CASS工艺处理城市污水的效能（mg/L） 指标 CODcr BOD5 SS TN TP 进水* 300~800 100~650 200~620 50~100 10 出水 ≤150 ≤60 ≤100 ≤25 ≤1 *：进水CODcr、BOD5和SS各指标可偶然高达2000~3000 mg/L。 表9-12 国外主要的CASS工艺处理城市污水时的应用情况 国家（地名） 处理规模 CASS平面尺寸 美国 80000 m3/d ─ 澳大利亚（悉尼） 120000人口当量 113m×77 m（5座） 澳大利亚（基隆） 245000人口当量 62.4 m× 62.4 m（6座） 英国、法国、德国、奥地利 600000人口当量 84 m× 28 m 加拿大（Bradford市） 12166 m3/d 72 m× 23 m（2座） 泰国（曼谷） 1000000人口当量 150 m×150 m（24座） 澳大利亚（Quakers Hill） 200000人口当量 131 m ×76 m（5座） 澳大利亚（黑岩） 210000 m3/d 120 m× 60 m（4座） 美国（Portage Catawba） 15500 m3/d ─ 澳大利亚（Winmalee） 60000 m3/d 28 m ×112 m（4座） 英国（Forfar） 7940m3/d —（4座） 加拿大（Newfoundland） 375000人口当量 —（2座） CASS工艺在澳大利亚和美国等国家的应用发展速度较快。目前已投入运行的澳大利亚Quakers Hill污水处理厂共有5组CASS池子，每组池子的长度为13lm、宽度为76m；池表面积达9956m2。在每组池子的进水端设有生物选择区，池子中部的污泥回流泵将主反应区的污泥回流至生物选择器内与进水混合接触。选择区的平均HRT为1.0h（包括回流量），其运行可分为曝气和不曝气两种方式。处理出水通过5个同步运行的滗水装置排出系统，各滗水器的滗水速率保持相同。每一操作循环为4h，其中曝气时间为2h，滗水速率为13mm／min。每组CASS池子的处理能力为10万人口当量。采用管式橡胶膜曝气装置进行曝气和混合。该厂已运行5年，运行结果表明，处理出水的BOD5≤10mg／L，SS≤5mg/L，NH4+-N≤0.5mg/L，TN≤1.0mg/L，TP≤0.8mg/L。运行过程中污泥的SVI值一直保持在53ml/g左右。 澳大利亚Black Rock污水处理厂（图9.30）共设4个CASS反应池，每个池子的长度为120m、宽度为60m，池子表面积为7200m2，最大设计水深为5m，最大日处理能力为210000m3/d。其设计进水BOD5浓度=370mg/L、SS=360mg/L、TKN=63mg/L、TP=8.6mg/L。CASS反应器依靠安装在池底部的圆盘式橡胶膜曝气系统提供曝气和混合作用，并在反应器中设置了生物选择区。每个池子设置8台同步运行、可同时升降的长度各为10m的滗水装置。 图9.31所示为泰国曼谷市处理规模为200000m3/d的Yannawa污水处理厂。该厂一期工程始建于1999年，采用CASS工艺。其服务人口当量为500000万（一期）~1000000万（二期），目前的设计平均日处理规模为200000m3/d，高峰设计流量为256900m3/d，最终设计处理规模为2000000m3/d（2020年）。一期工程总投资1.8亿美元，占地约35亩。其设计造型独特，为世界上规模最大、多层结构（四层）的CASS污水处理厂。每层有6座CASS池，共24座。该厂的处理出水水质为：BOD5≤20mg/L, SS≤ 30mg/L, TKN≤10mg/L, NH3-N≤5mg/L, P≤2mg/L。 9.7.4 MSBR工艺及其应用 MSBR工艺（Modified Sequencing Batch Reactor）是20世纪80年代在经典SBR工艺的技术的基础上，结合传统活性污泥工艺研究开发的一种集约化程度更高的工艺。其在运行稳定性、占地面积、能耗、处理成本等方面，均具有较明显的优势。目前，已在北美和南美、韩国等得到良好的应用。我国深圳市盐田污水处理厂和无锡市新区污水处理厂也采用了这种工艺。 9.7.4.1 MSBR工艺的基本原理 MSBR工艺通常将发挥不同功能的各处理单元组合成一个整体的构筑物,并进行整体施工设计（如图3.32所示）。该工艺由厌氧池、缺氧池、好氧池和SBR池等组成。其中厌氧池、缺氧池、好氧池的功能各不相同，而两个SBR池的则相同，均为有机物的去除、硝化—反硝化及澄清出水。 运行过程中，污水首先进入厌氧池，与来自泥水分离池、并经缺氧池II反硝化后的混合液混合，使聚磷菌在此充分释磷，然后进入缺氧池I继续进行反硝化。反硝化后的混合液进入好氧池，完成有机物去除、硝化和聚磷菌的摄磷等功能，最后混合液进入SBR池I或SBR池II，在此进行最后的处理及泥水分离，并排出澄清出水（如图9.33所示）。除两个SBR池外，工艺中其余各池均处于恒水位、连续运行的状态，其运行操作方式基本固定。而对SBR池而言，当其中一个SBR池作为最后处理工段时，另一个SBR池则在1.5的回流量（至泥水分离池）的条件下以硝化、反硝化的模式运行或进行静止预沉淀。运行期间始终进行污泥回流，并首先进入泥水分离池分离浓缩，上清液进入好氧池，浓缩污泥进入缺氧池II，进行反硝化，并消耗掉污泥中DO和硝酸盐，为随后在厌氧池中的释磷过程创造有利的条件。 MSBR工艺具有交替性周期运行的特征。它将一个运行周期分为六个时段，其中三个时段组成其运行的半个周期（半周期），在相邻两个半周期内，除SBR池的运行方式不同外，其余各单元的运行方式完全一致。运行的一个周期中，其两个半周期中三个时段的时间分配相同，均为：时段I为40min，时段II为50min，时段III为30min，共为120min。 由图9.34可见，在第一个运行的半周期内，废水经厌氧池后，依此流经缺氧池I和好氧池，并由SBR池II（作为沉淀池）出水，而SBR池I则接受来自好氧池的内循环混合液，以硝化和反硝化的方式运行；在第二个运行半周期内，废水经厌氧池后，依此流经缺氧池I和好氧池，并由SBR池I（作为沉淀池）出水，而SBR池II则接受来自好氧池的内循环混合液，以硝化和反硝化的方式运行。 在MSBR工艺运行的不同时段中，始终进行混合液、污泥和泥水分离上清液的回流。混合液的回流（内回流）由好氧池经SBRI或II池进入缺氧池II，为反硝化提供硝态盐；污泥回流则通过将混合液由SBR池II或I提升至泥水分离池进行沉淀分离和浓缩后，回流至缺氧池II，并依此流经个处理单元。上清液由泥水奋力池直接回流至好氧池。表9-13列出了在MSBR的一个完整的运行周期内，各处理单元的运行状态，表9-14列出了MSBR一个运行周期中SBR池运行的时间分配。 表9-13 MSBR一个完整的运行周期内，各处理单元的运行状态 时段 单元 I II III IV V VI SBR池II 搅拌 曝气 预沉 沉淀 沉淀 沉淀 泥水分离池 浓缩 浓缩 浓缩 浓缩 浓缩 浓缩 缺氧池II 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 厌氧池 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 缺氧池I 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 搅拌 好氧池 曝气 曝气 曝气 曝气 曝气 曝气 SBR池I 沉淀 沉淀 沉淀 搅拌 曝气 预沉 表9-14 MSBR一个完整的运行周期内，SBR池的运行时间分配 SBR池I SBR池II 上清液泵 反应状态 反应时间（min） 回流泵 反应状态 反应时间（min） 回流泵 缺氧搅拌 50 开启 沉淀出水 关闭 开启 好氧曝气 40 开启 沉淀出水 关闭 开启 静止沉淀 30 关闭 沉淀出水 关闭 关闭 沉淀出水 关闭 缺氧搅拌 50 开启 开启 沉淀出水 关闭 好氧曝气 40 开启 开启 沉淀出水 关闭 静止沉淀 30 关闭 关闭 9.7.4.2 MSBR工艺的主要特点 MSBR工艺是在综合经典SBR、A2/O、CASS、Bardenpho和氧化沟等工艺特点的基础上开发和应用的一种新工艺，因而具有一系列较为明显的特点。主要表现在以下五个方面： 首先，该工艺始终以恒水位、连续进水的方式运行，因而与经典SBR相比，具有更高的容积利用率；就废水在MSBR中流程而言，它是经典SBR和A2/O工艺串联组成的，废水依此流经厌氧池、缺氧池、好氧池和SBR池，整体上以推流的方式运行，因而具有比ICEAS和CASS等工艺更高的低物浓度梯度，利于整体处理效率和出水水质的提高，同时可有效避免污泥膨胀问题；其次，在工艺的组成中，MSBR工艺在主流程上增设了一个泥水分离池，同时将经沉淀浓缩的污泥输送至缺氧池II，使混合液发生反硝化，而缺氧池II的混合液则进入接纳原废水的厌氧池，因而减少了进入厌氧池的硝酸盐的数量，因可比经典的A2/O创造更好和更稳定的聚磷菌释磷的环境条件，提高磷的去除效果；第三，通过在SBR池中增设档板（如图9.32中虚线），不仅可避免因水力紊动对SBR池作为沉淀功能的影响，同时由于档板的存在，使档板前端的水流呈现出自下而上的流动状态，使之形成一个以澄清过滤形式运行的泥水分离过程，使污泥具有更好的接触絮凝效果，利于保证沉淀效果和澄清的出水；第四，MSBR的出水采用空气堰（图9.35）控制的出水方式，因而与间歇滗水的方式相比，可有效避免因短期内滗水速度过快或保护高度控制不当而造成的对沉淀污泥的扰动问题，利于保证澄清的出水。第五，在三槽式氧化沟和UNITANK的运行过程中，在其周期切换前往往造成沉淀区污泥的大量积累，而进水区MLSS偏低，从而影响了底物去除速率，而在MSBR工艺中，通过综合的污泥回流、污泥浓缩、混合液回流和上清液回流，有效地改善了工艺中各单元内污泥分布的均匀性，提高了各连续运行单元的MLSS，而使SBR池中的污泥量较少，使其在沉淀时污泥层厚度减小，降低出水中的SS。 9.7.4.3 MSBR工艺的设计要点 MSBR是具有脱氮除磷功能的新型处理工艺，其工艺设计参数一般根据对脱氮除磷的要求确定。因而，原则上，当以生物除磷为主要处理目标时，应取较短的污泥龄进行设计，而当以生物脱氮为主要处理目标时，则应采用较长的污泥龄。MSBR的污泥龄设计范围较宽，一般控制在7~20d，在实际运行中，还需根据进、出水水质通过剩余污泥排放的控制对混合液的MLSS进行调节，以获得合理的污泥龄。 MSBR中的平均MLSS一般按2500~3000mg/L设计，在设计供氧量时则需要按满足4000~5000mg/L的MLSS的需氧计算。MSBR的HRT一般为12~14h， 需根据进水水质和处理要求适当选择。 MSBR的单池最大处理规模可达50000m3/d，否则需进行分组运行。MSBR的有效水深的可选择范围较大，为3.5~6.0m，其中缺氧池和厌氧池深度可达8.0m。其运行过程中的混合液回流和污泥回流比一般为130%~150%，泥水分离池的浓缩污泥回流量一般为（0.3~0.5）Q。 9.7.4.4 MSBR工艺的效能与应用实例 实践表明，MSBR工艺是一种连续运行和间歇运行综合特性的高效处理工艺，容积利用率高，易于实现自动控制，处理效率高切处理功能强，并较适宜于在低MLSS和低温的条件下运行，具有良好的应用前景。 上海合流污水一期工程预处理厂采用MSBR工艺进行了中试研究（日处理规模为250m3/d），表9-15列出了其各构筑物的HRT及有关运行参数。试验分别在不同温度条件下进行了两个阶段。研究表明，该工艺不仅具有良好的脱氮除磷能力，而且具有良好的温度适应性（见表9-16数据）。 表9-15 MSBR工艺中试研究运行参数 运行参数 运行阶段 第一阶段 （23~31℃） 第二阶段 （12~15℃） HRT（h） 好氧池 2.2 2.2 SBR池 4.1 4.1 厌氧池 1.1 1.1 缺氧池 0.54 0.54 泥水分离池 0.56 0.56 合计 8.5 8.5 回流比(%) 污泥 100 100 混合液 200 100 MLSS（mg/L） 好氧池 2472~2860 2470~3726 SBR池 2836~3848 3250~5360 污泥龄（d） 25~30 25~30 表9-16 MSBR工艺中试研究运行结果 指标 第一阶段 第二阶段 进水（mg/L） 出水（mg/L） 去除率（%） 进水（mg/L） 出水（mg/L） 去除率（%） CODcr 160 35 78 212 56 73 BOD5 67 14 79 77 24 69 SS 105 24 77 154 28 82 TKN 31 6 81 29 13 55 NH3-N 17 3.6 79 21 8 62 PO43- 1.5 0.3 80 1.7 0.6 65 目前，我国已有数座污水处理厂采用MSBR工艺。如深圳市盐田污水处理厂其设计总处理规模为200000m3/d，采用5座MSBR池，每座的处理规模为40000m3/d，总规划占地165亩，整个工艺全部采用国际化标准，全自动控制。实际运行表明，其处理出水的平均指标为：CODcr=26mg/L，BOD5=8mg/L，SS=8mg/L，TP=0.4mg/L。此外，无锡新区污水处理厂亦采用了MSBR工艺，其设计总规模为100000m3/d，一期规模50000m3/d已投入正式运行。 位于加拿大Saskatchchewan的Estevan污水处理厂是在低温条件下采用MSBR工艺获得成功运行典型实例。该厂地处寒冷地带，年平均温度为为13℃并常有冰冻发生，但该处理工艺效果良好（见表9-17）。 表9-17 加拿大Estevan污水处理厂MSBR工艺的运行数据 指标 进水 出水 去除率（%） BOD5（mg/L） 165 8.5 95 TSS（mg/L） 212 11 95 TKN（mg/L） 39 3.5 91 TP（mg/L） 5.1 1.9 63 9.7.5 UNITANK工艺及其应用 UNITANK为交替运行一体化工艺，是20世纪90年代初由比利时SEGHERS公司提出的SBR工艺的一种改进型，它以SBR工艺交替进出水运行方式、三槽式氧化沟的构造形式和A2/O工艺的处理功能为基础，综合了这些工艺的优点，并可通过运行控制方式的灵活调节，而有效地实现不同的处理功能（其对CODcr和BOD5的处理率一般可达90%和95%，出水TSS≤20mg/L）。在该工艺提出后较短的时间内（至20世纪90年代末）已在25个国家和地区的包括城市污水以及食品、纺织、石油加工、制药、啤酒等30余类工业废水的处理中得到迅速的推广应用。如我国广东珠江啤酒厂的废水处理即采用了此工艺。 9.7.5.1 UNITANK工艺的基本原理 UNITANK工艺的运行过程类似于三槽式氧化沟系统。其外形多为矩形或正方形，被分割成三个容积相等的矩形单元，相邻单元间通过共壁上孔口相互连通（三池交替运行的方式为UNITANK的标准运行模式）。在每个池子中安装曝气装置（表曝或鼓风曝气均可），位于两侧的池子设有溢流堰及剩余污泥排放设备，它们在处理过程中具有既作为污染物降解的曝气反应区及澄清处理出水的沉淀区两种功能，中间的池子则在运行过程始终作曝气使用。废水通过进水闸的控制按时间序列分别进入三个矩形池的任意一个（图9.36）。 与传统的活性污泥法一样，UNITANK的进出水均是连续的，并可根据处理要求的不同，按以有机物去除和硝化为目标的单纯好氧及以脱氮除磷为目标的厌氧（缺氧）—好氧两种方式运行，每种运行方式均按一定的空间控制和时间控制进行周期性交替运行。其中一个周期由两个主工段和两个时间较短的中间过渡工段构成。 在单纯好氧的运行方式中，其第一主工段为：废水进入UNITANK池的作为曝气池的I号单元池，废水依此流过作为曝气池的II号单元池和作为沉淀池的III号单元池。由于I号池在上一个主体工段作为沉淀池运行时积累了大量经过再生、具有较高吸附能力的活性污泥，因而发挥其有效地对有机底物的吸附和降解作用。运行时，混合液流经始终作为曝气池的II号池，在推流的作用下，污泥随水流依此进入II号池和III号池，实现污泥数量在各单元池中的重新分配；作为沉淀池的III号池则不进行曝气，使固液分离，出水由溢流堰连续排出。第一工段运行（运行时间一般为2~3h）结束后，经过一个短暂的过渡段（关闭I号池的曝气装置，将废水引入II号池，并准备开启III号池的曝气装置，其需时一般为30min），开始第二工段的运行。在第二工段的运行过程中，废水首先切入作为曝气池的III号单元池，混合液依此流经II号池和作为沉淀池的I池，运行过程中水流方向与第一工段相反，操作过程则完全相同。图9.37所示为好氧UNITANK的循环运行过程。 当该工艺考虑脱氮除磷功能时，需通过合理的时间和空间控制，并适当增大系统的HRT，以厌氧、缺氧和好氧交替（时间控制）及I号和III号功能交替（空间控制）的方式运行。在运行的第一个主工段中，待处理废水首先交替进入UNITANK池的I号和II号池，III号池作沉淀池使用。I号和II号以厌氧（缺氧）和好氧交替的方式运行，在I号池首先进行搅拌，使在前一运行阶段池水中的产生的硝态氮在缺氧条件下实现反硝化脱氮，同时使污泥中的磷得到释放，一定时间后，启动曝气装置进行好氧去碳运行；II号池以相同的方式交替运行，但在曝气阶段，其主要功能是去碳、硝化和污泥对磷的摄取。同时，池内水流整体上向III号池推进，并由III号池排水（连续）和定期排泥。第一工段运行（2~3h）结束后，经过一个过渡段，其操作顺序为：关闭I号池的搅拌装置，开始曝气，以促进硝化和污泥对磷的摄取，并使污泥由I号池向II号池推进（1h左右）；接着将废水引入II号池，停止I号池的曝气，开始沉淀（30min）。在第二个主运行工段，废水交替进入III号和II号池，水流方向与第一主工段相反，运行控制过程则相同（图9.38）。 UNITANK工艺的运行对自动控制有较高的要求，因而均设有一套较完善的监测与控制仪器设备，包括DO仪、ORP仪、MLSS仪等，以根据水质和实际运行情况改变和设定运行周期、改变进水点和供氧或搅拌的操作。 9.7.5.2 UNITANK工艺的主要特点及其改进 UNITANK工艺主要有以下特点：（1）整个系统在恒水位条件下连续运行，其但个池子的运行（尤其是进水的切换）与经典SBR有相似之处，但整体上则与交替运行三槽式氧化沟的运行非常相似，并更接近于传统的活性污泥工艺；（2）UNITANK工艺运行时，其水流依此流经三个单元反应器，其水力方式呈现出明显的推流特征，弥补了单池完全混合运行的不足；（3）通过对各运行主工段中I、II或III、II号池的操作方式（好氧、厌氧或缺氧）的控制，可方便地实现所需的处理功能，且其流程与A2/O工艺类似，则是UNITANK无需污泥回流。；（3）UNITANK一般由三个大小相等的矩形池共壁而建成一个正方形的布置，其结构紧凑，与交替运行三槽式氧化沟一样可不设初沉池，并通常采用与传统活性污泥相同的曝气装置或方式（其池深大于交替运行三槽式氧化沟），因而占地较小、投资较省（据报道，其单位占地和工程造价均为交替运行三槽式氧化沟的1/3~1/2）。 但UNITANK以存在一些不足。（1）采用固定堰出水，使得运行过程中必须有一个单元池仅能发挥沉淀分离的功能，因而弱化了经典SBR工艺中各反应器均可发挥多重功能的优势，而与传统工艺趋同；（2）作为有三个单元池构成的UNITANK标准系统，其中各单元池的功能地位并不对等，中间II号池在整个运行过程中始终作为反应池，并因运行中无污泥回流而导致实际发生的污泥分布不均匀的问题。为此，UNITANK的发明者对此进行了改进，提出了两种新的变形工艺—LUCAS工艺和AICS工艺。 LUCAS工艺由一般由四个（也可以由两个或三个）单元池构成一个UNITANK池，各单元池的功能完全相同，通过各池轮换作为曝气池和沉淀池运行的方式，可避免中间池污泥浓度过低及设备有效利用率的问题，并使水流更接近于推流式，同时又保持了UNITANK的优点。其平面布置一般多为矩形，亦可将各单元池建成圆形。图9.39所示为LUCAS工艺的运行模式。 AICS（Alternated Internal Cyclic System）是交替式内循环活性污泥工艺的简称。与UNITANK一样，该工艺具有连续进水、连续出水、恒水位和交替运行的特征，但通过在AICS池内设置回流窗口而使水流在其内部形成循环流动，从根本上克服了UNITANK工艺和三槽式氧化沟工艺中因混合液的单向流动而导致的各池污泥浓度分配不均匀的现象，提高了反应器的容积利用率和处理效率。该工艺由水力相通的四个反应池组成，各反应池通过其运行方式（曝气、搅拌、沉淀、出水）在空间上的有序交替，实现连续运行和不同的处理功能。图9.40所示为该工艺的运行模式. 9.7.5.3 UNITANK工艺的工艺设计要点 目前，尚无完整和成熟的UNITANK工艺的设计参考标准，较多采用改工艺的工程尚需通过试验或参考类似工艺确定设计条件。现根据有关对城市污水处理的研究成果，提出主要的设计参数（仅供参考）。 由于UNITANK按周期交替的方式运行，一个周期由两个水流流向相反、操作程序相同的半周期组成。其一个运行周期一般为8h，即4h为半个周期。半个周期的时间分配大致为：主工段2~3H，过渡工段0.5~2h。以单纯以好氧方式运行时，其过渡阶段需时取低限（0.5~1h）；以脱氮除磷方式运行时，其过渡阶段需时取高限（1~2h，其中侧池曝气和进水切换1~1.5h，沉淀0.5h）。为保证有效的脱氮除磷效果，反应器整体的HRT不宜过长，一般应控制在8~25h，DO浓度应控制在1~2mg/L，不宜超过2.5 mg/L（否则对磷的交替运行时污泥的释磷将产生抑制）。MLSS为3000~4000mg/L，污泥龄一般为15~20d，宜采用低限。 表9-17 国内外部分应用UNTANK工艺的主要情况 国家 污水厂（企业）名称 处理规模（m3/d） 建成时间 中国 苏州福星污水处理厂 80000 2002年 中国 苏州篓江污水处理厂 80000 2003年 中国 石家庄高新产业区污水处理厂 100000 2001年 中国 辽宁盘锦第一污水处理厂 100000 在建 中国 澳门凼仔城市污水处理厂 1996 中国 澳门环路城市污水处理厂 20000 1999 中国 上海石洞口污水处理厂* 平均：40000 高峰：60000 2002 中国 新疆阿克苏市污水处理厂** 120000 1999 新加坡 Jurong岛城市污水处理厂 一期：10800 2001 埃及 Hawamdia综合工业区污水处理厂 1500 1998 美国 Georgia州Winder市污水处理厂 33000 — 美国 Cargill谷物加工厂废水处理站 8500 — 荷兰 Antwerpen Cargill 厂工业废水处理站* 2400 — 意大利 Castellanza市污水处理厂 6000kgCODcr/d 2003 *：以脱氮除磷方式运行；**：LUCAS工艺。 9.7.5.4 UNITANK工艺的应用实例 目前，全世界已有近200座处理城市污水和不同工业废水UNITANK工艺污水厂投入运行，总日处理规模达1000万人口当量，总日处理BOD5容量超过62.6万kg。表9-17列出了国内外部分UNITANK工艺污水处理工程的主要情况。下面就几个典型实例作介绍。 澳门凼仔城市污水处理厂于1996年投产，其平均日处理规模为70000m3/d，高峰流量为140000m3/d，服务人口当量32万。其整体废水处理工艺流程为：进水→格栅→曝气沉砂池→UNITANK池→出水。其中UNITANK池分三组，每组三个单元池，为整体化构造，每个单元池的平面尺寸为25×26m，水深8m，整体平面尺寸为80×80m，总有效容积为46800m3，总占地15亩（见图9.41）。该工艺设计平均HRT为16h（高峰期为8h），容积负荷为0.58kgBOD5/m3.d，污泥负荷为0.135kgBOD5/kgMLSS.d，MLSS为4000mg/L。其处理单位污水的耗电指标为0.35kWh/m3，全厂管理人员5人。该厂整体处理工艺（包括预处理设施和污泥处理设施）均建在室内，并对臭气进行了脱臭处理。 埃及Hawamdia综合工业区污水处理厂的设计服务人口为42万，处理规模为1500m3/d。其原水浓度较高（CODcr=25000mg/L，BOD5=14000 mg/L，SS =1000mg/L），采用二级UNITANK串联工艺，原水经预处理进入一级厌氧UNITANK（两座，各3500m3），再进入二级好氧UNITANK（两座，各5000m3）处理，最后进行深度处理。同时将处理系统产生的臭气采用比利时SEGHERS公司提供的SEGHOBIOCLEAN型生物脱臭装置进行集中处理。 新加坡Jurong岛污水处理厂一期工程处理能力为10800m3/d，其中含有杜邦公司下属一家化工厂排出的工艺废水。其采用的工艺为：进水→粗、细格栅→沉砂池→隔油池→UNITANK池→出水。我国投产于2001年、日处理规模100000m3的石家庄高新产业区污水处理厂，为当时世界上处理规模最大的以UNITANK为主体工艺污水处理厂，设有9组UNITANK 池，每组3个单元。图9.42和9.43分别为新加坡Jurong岛污水处理厂和石家庄高新产业区污水处理厂的平面布置和效果图。 9.7.6 IDEA工艺及其应用 IDEA（Intermittently Decanted Exteded Aerattion）工艺形式与ICEAS基本一致（图9.44），采用连续进水、间歇曝气和周期排水的运行方式。与ICEAS的区别在于，其将预反应区与SBR池分离设计，将部分剩余污泥回流至该预反应区，并从主反应区的中部进水。将预反应区与SBR池分离设置的目的在于给预反应区创造更好的原水与回流污泥的混合接触，保证其在稳定的高负荷条件下运行，通过充分的选择培养絮凝性微生物的生长。而这一点，对于在延时曝气的低负荷条件下运行的主反应区（SBR）而言是非常重要的。该工艺由澳大利亚新南威尔斯州市政公用局开发并改进。与传统工艺相比，其投资可节省25%，处理成本可下降18%。目前，在新南威尔斯州已有上百座服务人口为2000~100000的IDEA污水处理厂，其中吉郎市建成的IDEA污水处理厂规模达70000m3/d。图9.45所示为运行中的典型的IDEA反应池。 9.7.7 DAT-IAT工艺及其应用 DAT-IAT（Demand Aeration Tank-Intermittent Aeration Tank）是由我国天津市市政工程设计研究院和天津水工业工程设备有限公司张大群和王秀朵等提出的SBR工艺的又一种新的变型工艺。 9.7.7.1 DAT-IAT工艺的基本原理 该工艺由连续运行（连续进水和曝气）的需氧池（DAT）和以周期出水方式间歇曝气池（IAT）构成（如图9.46所示）。其中DAT池为主反应池，间歇曝气池的操作方式与SBR相似，可根据处理目标按有机去除和脱氮除磷的方式间歇操作运行，但由于其进水是连续的，因而与CASS一样为一变容积反应器，当其水位达到最高设计水位时，通过滗水器排水至设计最低水位。运行过程中，由IAT池向DAT回流混合液（污泥）。与经典的SBR相比，可容积利用可进一步得到提高（SBR为50%~60%，DAT-IAT为~67%），因而基建投资更有所节省。同时，其连续进水的运行方式，有效降了对进水调配控制的复杂程度。 9.7.7.2 DAT-IAT工艺的设计要点 DAT-IAT工艺的容积由DAT和IAT两部分组成，其容积分配一般为1:1（在要求脱氮处理时，可适当放大IAT的容积），DAT-IAT的长宽比一般为2:1。IAT的运行周期一般为3h（一天8个周期），其中曝气1h、沉淀1h、滗水1h。IAT排水时，应将排水速率（篦水器出水堰负荷）控制在本30L/s.m以内。工艺设计时，DAT和IAT中的MLSS分别取2500~4500mg/L和3500~5500mg/L。应注意，在选用曝气方式时，IAT池不应选择表曝装置，而多用微孔曝气器。 9.7.7.3 DAT-IAT工艺的应用 DAT-IAT工艺已在国内有成功的应用。其中有建于1999年、处理规模为100000m3/d的天津经济技术开发区污水处理厂、建于2001年、处理规模为250000 m3/d的抚顺三宝屯污水处理厂和目前投入运行、处理规模为225000 m3/d的本溪市污水处理厂等。 9.8结语 SBR工艺作为一种按时间和空间序列运行、以时间推流和空间全混相结合的复合水力流态的间歇式活性污泥处理工艺，具有流程简单、效果稳定、占地面积小及具有除氮脱磷能力等优点，成为目前不断得到深入研究、并逐步广泛应用的一项污水生物处理新技术。在SBR的应用过程中，通过不断探索和改进，发展了诸多新的变型工艺，并呈现出明显的发展和演变过程。首先，以经典的SBR工艺为基础，通过将预反应区与SBR相结合，出现了ICEAS、CASS及IDEA等工艺；通过将一个活性污泥反应池与SBR的结合，出现了DAT-IAT工艺；通过将一个活性污泥反应池与两个SBR相结合，出现了UNITANK工艺（及三槽式氧化沟工艺）；通过两个或更多的活性污泥反应池与两个SBR相结合，出现了LUCAS、AICS和MSBR等工艺。这些变型的更新工艺，大多既具有经典SBR工艺的主要特点，同时又体现各自独特的优势。在应用这些工艺的过程中，必须注意以下两方面的问题：（1）绝大多数的变型均在一定程度上或某些方面削弱了经典SBR的优点，因而多需通过增加相应的强化措施予以弥补。如ICEAS和CASS因其连续进水的方式，需通过增设预反应区、将SBR设计成长方形以控制污泥的沉降性能和改善沉淀效果；UNITANK则由于其存在侧边池容积利用率低、反应器中污泥分布不均匀问题，而通过增设反应池单元（如LUCAS工艺）及优化水流（如AICS工艺）加以改善等等。（2）同时由于各变型工艺均采用连续运行的方式，出现了与传统活性污泥法相互融合的趋势，不仅具有经典SBR工艺的基本特点，亦具有传统活性污泥法的特征（如污泥回流、混合回流等）。因而，在应用过程中，应注意不同工艺的特点，进行综合分析，针对不同应用场合合理选择。 随着技术的不断进步和深入研究，将出现更多的SBR变型工艺，而研究和应用的基本趋势主要表现在以下几方面：（1）这些工艺不仅在处理规模较小的场合应用，同时亦日趋在中、大规模的城市污水处理厂得到应用。由于连续运行的污水厂或需要回用而进行深度处理的污水厂，难以完全采用间歇运行的方式，因而，在研究和开发新的SBR变行工艺的过程中，需充分考虑与连续流的传统处理工艺的有机结合；（2）需深入研究各工艺的优化运行和控制模式，以强化和进一步提高这些工艺脱氮除磷的功能；（3）经典SBR工艺及其诸多变型工艺的特点之一抗冲击负荷能力较强，因而如何充分利用这种特点，通过进一步研究（如改变污泥在反应器中的存在状态、工艺单元的不同组合）将其有效地应用于难降解废水的处理，应是一个值得研究的课题；（4）由于SBR的各种变型均以时间和空间的交替操作和控制为基本特征，因而自动控制系统的集成化乃至智能化研究，将对促进这些新工艺的应用和处理效能的正常有效发挥，将提供有利和有力的保障。 [ 本帖最后由 lym001 于 2007-3-26 09:05 编辑 ]

lym001

不好意思，用附件传不上来。 前一段和后一段分开了，那位高人可以改过来呀？ 谢谢！

cygyc-gc

楼主，看看你的表格，字怎么那么大，能否给编辑一下！

zhangkai0306

好东西,我正需要呢,谢谢了

lym001

很高兴能对同行们有用!

yunfei0206

THX FOR YOUR SHARE

qiqiwhy032

虽然好，可是重点东西都看不见啊 斑竹在传下阿

grr32

老大出来给整理下啊 [ 本帖最后由 zpfh2008 于 2008-2-27 09:33 编辑 ]

辛苦了，谢谢！！！！！11

yunew

楼主辛苦了，很丰富啊

husttp

顶一下，谢谢楼主～！

贴的是不少了 没有什么终点啊

jiajia198597

辛苦了啊，抱回去看看

ZCLIANG_007

楼主真是辛苦了，谢谢楼主。需要慢慢地学习学习，内容很多呵。。。