水是逐渐进入反应器的,有数小时的进水时间,且进反应器的原污水 只占反应器容积的23左右有稀释作用。一个SBR反应器在进水 时相当于一个均化池,在不降低出水水质的情况下,可以承受高峰流 量和有机物浓度的冲击负荷,尤其是采用非限制曝气运行方式,更能 大大提高SBR处理有毒有机废水的能力。此外,SBR法比CFS法 更容易保持较高的污泥浓度,这也提高了它抗冲击负荷的能力。 3.硝化和反硝化作用 SBR系统可以实现硝化和反硝化。现以中间试验结果为例,进 水水质为COD423mg/L,TKN294mg/L,NH4-N80mg/L。每运 行周期换水40m3(池容积100m3),反应池内起始 MLVSS为 4558mg/L。供氧装置为定向射流器供氧率为4×1.60kgO2/h所 得氮形态变化曲线如图2-7所示。 图2-7表明,在OOD 进水 反应 沉降 负荷为0.24 kg CO d ( kgMLVSS.d)条件下运行 时,出水中NH4-N浓度 未检出,TKN去除率达到 92%。出水硝态氮(NOr N)浓度为6.1m/gL,总氮 如 去除率近73%,说明SBR 法具有很强的反硝化脱氮 TKN 能力。图2-7还表明 SBR系统的脱氮大致可分 为三个阶段。第一阶段为 进水初期,池内残留的 NOr-N被还原。第二阶 时间/h 段为30~4.5h,在这段时 图2-7SBR法氮形态变化图 间里,NOx-N的表观增加 量很少,而TKN浓度却大幅度下降,总氮去除率从628%提高至 69.6%。第三阶段为沉降期和排放期,总氮去除率达到72.8%
反硝化作用的前提是缺氧的环境条件及作为电子受体的反硝化 基质硝态氮以及电子供体有机碳化物。在SBR系统中,一方面,进 水初期高浓度的有机质进入系统残留在池内的游离氧首先被消耗, 反硝化菌以污水中碳源作为电子供体,把池内残留的NOr-N还原 成元素氮。另一方面,由于进水期活性污泥对高浓度基质的吸附,并 以多聚物形式贮存起来,当反应液中有机质去除达到部分硝化后,减 少或停止向系统提供游离氧,则贮存性碳源释放,利用这些贮存碳, 就可进行SBR法所特有的贮存性反硝化作用。第二阶段的脱氮就 属于这种形式。此外,系统处于沉降期和排放期时,微生物处于“内 源呼吸”状态,反硝化菌以这些内源碳作为电子供体进行内源反硝化 作用,使总氮去除率进一步提高。 4.生物除磷 SBR系统能有效地实现生物除磷。在与前述脱氮功能相同的 试验条件下,获得总磷变化曲线如图2-8所示 进水 反应 沉降 ↓} 时间/h 图2-8SBR法除弹曲线
图2-8中,污水经曝气反应,总磷量迅速降低。曝气结束后,溶 液中总磷含量减少了96.6%。 一般认为,在磷的循环中起作用的是一些厌气的产酸菌和兼性 的积磷菌。由于SBR系统可方便地满足好氧、缺氧和厌氧条件,使 生物除磷成为可能。当进水期开始时,高浓度有机质进入系统,活性 污泥的氧吸收率极大,游离氧和残留的结合态氧相继被消耗,系统由 好氧、缺氧而进入厌氧状态。在厌氧条件下,一些兼性的好氧菌把贮 存的多聚磷一部分转变成ATP,以供生长所需的能量,一部分释放 到胞外,在一些产酸菌的作用下转变成正磷酸盐。另外,细菌细胞对 物质的主动运输也使胞内磷释放到细胞外,从而使自身处于缺磷状 态。进水期结束后,系统渐而进入好氧状态,处于磷饥饿状态的这些 积磷菌会大量吸收磷。另外,这些细菌还将吸收胞外环境中多余的 磷,以填满它的“多聚磷池”即磷的过剩吸收。当SBR系统的一个 运行周期结束后,活性污泥处于缺氧/厌氧的闲置期,或进入下一个 运行周期,使积磷菌再次处于缺氧和厌氧状态,完成生物除磷的循 环 5.污泥性能与产率 在SBR系统中,污泥指数svI低,且活性污泥菌胶团密实,通常 不发生丝状菌膨胀现象。这是因为在SBR系统中存在着有机质浓 度梯度。另外,在进水期,系统中的有机质浓度高,有利于菌胶团的 生长,使耐低基质浓度的丝状菌的生长处于竞争劣势。 SBR法运行中的产泥量也较少。在SBR系统的运行初期,反应 池内剩余溶解氧浓度很低,根据Mond方程式,利用游离氧作为最 终电子受体的污泥产率与剩余溶解氧浓度有关 [DOT (2-2) [DO]+ Ke 式中Yo2--利用游离氧作为最终电子受体时的污泥产率[mg (Lh)] KO溶解氧饱和系数(mg/L)
[DO]-—剩余溶解氧浓度(mg/L) 若Ka以0.25mg/L计,则当[DO]小于0.5mg/L时,污泥产率 比[DO]大于2mg/L时,至少要低25%。另外,当SBR系统中硝酸 盐还原菌利用NO2作为最终电子受体进行无氧呼吸时,由于 NO2/NO3的氧化还原电位较H2O0.5O2的高,因此,电子通过电 子传递链产生的ATP数量少,污泥产率低。 6.供氧量 在活性污泥法处理系统中,氧转移速率可用下式表示: =akLa(pos-p) (2-3) 式中4一反应池中氧变化率[mg/(Lh) KLa—氧的总转移系数(h-1) p—溶解氧饱和浓度(mg/L) p—相应于某一时刻t的溶解氧浓度(mgL) a、B—修正系数 R—徽生物的呼吸速率mg(Lh)] 在连续流系统中剩余溶解氧浓度p稳定在一个较大的值,如 2~4mgL,因此,反应池中亏氧就越低。而在SBR系统中,剩余溶解 氧浓度随反应池中有机质浓度而变化,即随反应时间而变化。图2 9为实验室中测定的溶解氧变化过程。由于运行初期的微生物呼吸 速率R极高P值接近或等于零氧转移的推动力(P-P)接近或 达到最大值。另外若在p值达到或超过维持好氧微生物生存的浓 度,例如2-4mgL后,减少供氧量,就能够达到节省能量的目的。 如图2-9所示,当反应池中的溶解氧浓度超过2mgL后,根据R 值的变化逐步减少供氧量使aKLa(P·p-p)=R,则可减少能量 消耗
不控制供氧 控制供氧量 反应时间/h 图2-9实验室中测定的溶解氧变化过程 五、SBR工艺的设计 SBR工艺由于可省去独立的二沉池系统、布置紧凑、基建和运 行费用低、处理效果好,尤其是其优异的脱磷除氮功能,从而越来越 受到重视,特别是随着计算机和自动控制技术的发展,SBR工艺已 成功的应用于城市污水和各种工业废水的处理中。但由于SBR法 大都有一些专利公司取得专利,各个公司均有各自的设计方法,因此 目前尚缺乏一套完整的有关SBR工艺的设计方法。 SBR工艺按进水方式可分为连续进水和分批进水两种。分批 进水又分为不设进水贮水池由两个或两个以上的池子交替进水;设 置进水贮水池,池子分批快速进水两种。 SBR工艺在整个生物反应过程中,池子容积、池子中的污染物 浓度(有机物和氮磷浓度)以及活性污泥浓度时刻都在变化,是一种 非稳态反应过程。目前SBR工艺主要有静态设计方法和动态模拟 设计方法两种。静态设计方法不追踪SBR反应池内基质和活性污 泥浓度在时间上的变化过程,而是着重于在某一进水水质条件下经 系统处理后能达到的最终处理效果。动态模拟设计方法则利用计算 机通过建立数学模型,根据进水和SBR系统的各种参数条件,建立 出水水质与时间过程之间的关系。与动态模拟设计方法相比,静态