污水處理技術類問題解答300題 2（來自包進鋒的分享）
31、問：三槽式氧化溝是如何交替排泥的？是實測曝氣池污泥濃度進行切換還是根據進水濃度預測切換？
答：可在A、D的起始階段從曝氣側溝排泥，此時曝氣溝內的污泥濃度也較高，在排泥過程中，一部分被污泥吸附的物質可隨污泥一起排出，也可減輕此后反應該階段的處理負荷，總之，排泥方式和排泥時間需根據運行周期的時間、污泥沉降性能等綜合考，不能一成不變，交替排泥模式需由單獨的控制系統來控制，現有三槽式氧化溝的控制程序無法滿足這方面要求的。
32、問:三槽式氧化溝運行模式如何編程？如何確定各階段運行時間？
答：由于一個運行周期內的錢3個運行階段與后三個運行階段的運行狀態相同，設定時僅考慮前三個階段就可。如：A、B、C三個極端的總時間為4小時，應先確定C階段的時間，這個階段以沉淀為主，加入停止曝氣后將作沉淀用的側溝的混合液在1小時內能使泥水分離完全，則C階段的時間就定位1小時；A階段是生化反應的主要時段，其運行時間應大大長于B階段，經A階段運行后，么大部分生化作用已部分完成；B階段是A階段向C階段的過渡階段，此時，廢水進入中溝，經生化處理后流向另一沉淀溝，曝氣側溝在不進廢水的情況下繼續曝氣，使溝內尚未降解的物質進一步轉化，所以B階段的時間較短。要根據不同的情況來采用相應的運行模式，如當污泥沉降性能差時，應該適當增加C階段的時間，相應減少A、B階段的時間，必要時可在C和D之間設一個過渡階段。
33、問：我單位采用卡魯塞爾氧化溝2000型工藝的城市污水處理廠，規模8萬噸/天。運行中NH3-N去除不理想，上月進水NH3-N平均為32.35mg/L,出水為25.99mg/L,是否提高好氧區的DO值，就能降低NH3-N值？
答：可提高好氧區的溶解氧，同時將內回流閘門開大，這樣使反硝化區的缺氧部分溶積減少，可在一定程度上提高硝化效果，此外還要考慮堿度是否夠等因素。
34、問：卡魯塞爾氧化溝的水力設計目前在國內還是一個尚未充分探討的課題。我想主要原因是其中涉及到方方面面的因素：如機械設備（特別是表曝機）的機械和水力性能（如曝氣葉輪形狀、轉速、浸沒深度等）及其運轉中輸入水中的能量（該能量在充氧、推動和攪拌上還存在著一個分配關系）：還有氧化溝具體的布置形式和溝體設計如渠長、寬、和水深、導流墻的位置、形狀、是否偏心設置等。
將所有這些因素（可能還有上面沒有提到的）綜合起來，才能得出卡魯塞爾氧化溝中的具體水流形態和有關參數（如流線、湍流程度、斷面流速分布及平均流速等）。這方面問題非常復雜，布置你對卡魯塞爾水力設計方面有何見解？
答：其實也不用考慮這么復雜，氧化溝內的流速與水力停留時間或是氧化溝的容積沒有什么定性關系，氧化溝內的流速是控制溝內不沉淀為準，不宜過大，流速太小會使污泥下沉，是通過水下推進器或表曝機來完成的，只是完成流速的設備要根據與池深、池長等來定，不同廠家的設備選型也不盡相同。
35、問：能否告知三溝式氧化溝運行管理中的注意事項。
答：需要注意的事項很多，首先要根據實際情況確定好運行周期的時間，然后確定周期內各運行階段的時間。運行階段應先確定C階段時間，因為C階段是泥水分離時間。還要調整好轉刷的浸沒深度，使其具有很好充氧能力和混合推動力，池內的所有轉刷的浸沒深度要一致。轉刷的浸沒深度應在靜止狀態下通過出水堰門來調節，即在氧化溝進水而不曝氣的狀態下用出水堰門的升降來調節，當轉刷處于合適的浸沒深度時出水堰門的開度即為轉刷運行時的開啟限位。二條側溝的所有出水堰門開啟狀態下的限位應該基本相同。
應該根據廢水的特性和本裝置的實際情況,通過試運行來確定日常運行的最佳模式并輸入可控編程器, 進行運行控制 。 當出現異常情況時應該及時調整運行模式,如:因污泥沉降性能差而造成沉淀溝泥水分離困難使出水帶泥時,應該增加C階段的時間, 相應減少其它階段的時間。
二條側溝出水堰的開閉狀態是根據設定的工藝要求自控的, 半個周期二條側溝的切換中, 在預設定時, 原出水溝的堰門應在另一預沉溝的出水堰門全部都開肩后再關閉,以防原預沉溝在出水的初始時間漂泥。
自控系統出現問題時,可通過手動控制來運行。手動控制時, 各設備的開閉時同和順序應該嚴格按運行模式進行,并與自動控制程序相同 。
污泥負荷和泥齡的計算中的生化部分容積可將氧化溝總容積*總生化時間與總水力停密時間之比。
36、問:我廠有兩組卡魯塞爾氧化溝,設計日處理量 8萬噸, 現在只運行了一組系統, 日處理量4萬噸,年后將啟用第二組系統,用一組系統的污泥對二組系統進行污泥培養,請說說具體如何操作?
答:可采用污泥轉移培養法,即把現在已運行的-組氧化溝的剩余污泥不斷移入將投運的另一組就可 。
37、 問:請從實用性角度談談對污水處理行業的自控技術的看法, 比如說是卡魯塞爾工藝呢?
答:生化處理工藝方式很多的,要看什么工藝,如果是傳統鼓風曝氣活性污泥法,就沒必要自控,只要有液位保護控制和泵等設備的遙控控制就可 。卡魯塞爾氧化溝用自控制當然好,如果有水下推進器,用保護控制就可, 如果沒有水下推進器,最好用運行控制。我這里說的保護控制就是控制系統(如PLC) 根據設定的溶解氧范圍,通過曝氣機的開停和轉速使溶解氧控制在要求的范圍內。運行控制就不同，除了前面的要求外,還要考慮在曝氣機慢速運行或只有個別曝氣機運行時,防止污泥下沉,即在曝氣機的總體運行狀態只滿足D0的控制，而不能滿足泥水混和的自動調控。
38、問:我們現在是檢測2個池, 1號是有種泥接種的, 但是1個月下來鏡檢時,只發現大量草履蟲, 發現鐘蟲的幾率基本沒有,最多再加上幾條線形蟲; 2號沒加種泥,然后進水曝氣, 一個月后鏡檢時發現了大量鐘蟲和一些草履血等其他細菌,但是2個池的污泥含量都很少,請問現在應如何培養1號池的細菌,來增加污泥含量?還有就是曝氣池里的溶解氧很高, 一般都再9-11mg/L之間,6mg/1,以下的很少,難得出現幾次,我們鼓風機已經時開的最小了,而2號池的溶解氧更高, 一般都在10-12mg/L之間。
答:二池的情況類似,是營養不足和曝氣過度引起的,污泥處于不斷增長又在不斷自身氧化的狀態,所以要嚴格控制曝氣時間,如果無法增加污泥量, 只能采用間斷曝氣,還有營養比的控制等問題也要注意。
39、問：對于卡魯塞爾氧化溝工藝的污泥泥齡以及剩余污泥量應該怎樣算才能使實際量與計算量的出入不大,它有沒有簡潔的計算公式或者說通用公式?
答: 在實際運行中排泥量和泥齡不是根據計算來控制的, 其它形式的活性污泥工藝也一樣。
40、問:我廠主要處理印染和化工污水。現生化池污泥只有1.2g/L,鏡檢沒有發現原生和后生動物,出水不達標, 一個星期大流量回流污泥,還是沒變化。SVI和SV%都很高,看不到絲狀菌。請問該采取什么措施?
答:估計污泥已中毒受損,加大回流量是不對的。應該增加排混量,并移植先前沒受損時排出的剩余污泥或其它廠的污混。
41.問:一個工業園需要建設30000噸/天的污水處理廠,現有家公司提出“硅藻精土+生化”處理工藝。以前也曾看到關于這種技術的介紹,但是說法相差很大,不知道該相信誰？請發表看法 。
答:硅藻精土用在城市污水處理效果很好,運行費用也很低,工業廢水處理要慎用 。
42、問:UASB法在國內應用很多,但運行的效果也大不相同。究其原因,我想是幾個方面:三相分離器；布水系統；保溫措施。在此我有些疑問:
(1)采用UASB法時,三相分離器是根據特定污水設計的嗎？我見國內有很多專門生產三相分離器的,而U法使用較多是在工業廢水方面,不同的工業廢水性質不一樣是否會影響三相分離器的正常使用
(2)三相分離器是底部進水,布水容易堵塞,不知道運行的好的U法是怎樣解決這個問題？
(3)厭氧反應在35℃時比較好,U池的保溫是如何做到的？尤其是采用鋼結構的池體時。U池產生的沼氣如何使用？如果U池內的溫度達不到要求,考慮加熱時應采用何措施呢？
答:三相分離器一般不會根據特定污水來設計,只考慮其結構對三相分離的效果。布水系統堵塞問題是多孔式布水方式必然存在的問題,工藝上可采用反沖或氣沖的方法解決,至于池體的保溫一般不需特別的措施,只需控制進水溫度即可如進水溫度過低,可在進水管線上加裝汽水混合器,利用蒸汽加熱至合適溫度。不過在高效厭氧反應器中,我不看好U池,因為相對 EGSB和IC來說處理效果較差,對已建的UASB,如果處理效果不好,建議作些改造,如增設內回流管或后面增加沉淀池。
43、問:UASB的HRT要求較長,水力負荷太大,跑泥特別嚴重，長時間的內回流出水帶泥較多,反而不利顆粒污泥的形成。不知你如何看?
答:設置內回流會加屆劇跑泥的說法不妥,這是有利于顆粒污泥形成的,就是提高剪切力,當然顆料污泥形成的條件和U池的處理效率提高還有其它很多因素。
44、問:我們用的是卡魯塞爾2000的氧化溝,出水口的溶解氧一般控制在2mg/L左右,最高值控制在3.0mg/L,進水的水量為每溝每天3萬噸,進水的 BOD有時候較低,平均值在50mg/L,氧化溝的有效容積為14750m3, MLSS一般控制在3000mg/L,由此得出的 F/M為 0.0339(不知此值對否),如果此值正確,那么污泥負荷也太低了吧? 污泥齡一般控制在15天左右, SV30為15,SVI為50左右,不知該如何進行工藝的調整,來緩解跑泥的現象?
答:據我判斷污泥已老化了。應對措施:增加排泥量,減少供氧量； 如果溝里設置水下推進器,曝氣機可間斷運行。
45、問:水解酸化在廢水處理中是一個很難說清的處理工藝, 對于COD來講,有的去除率很低,有的去除率比較高,我設計的一個化工廢水項目,水解酸化COD的去除率高達40~50%,但需少量曝氣。另一個印染廢水處理裝置的水解酸化COD去除率一般在15~20%左右,但色度的去除率很高。水解酸化對pH的要求實際上并沒有象資料上講的那么高, pH 在6~10之間均有效果,但在8左右效果應該比較好。你對此有何見解?
答:你說的化工廢水水解酸化COD去除率可達40~50%,而且需少量曝氣,這問題是特例,不能說明就是酸化的實際效果,因為去除的可能大多是無機性COD,是在曝氣條件下被氧化的(因為有少量的曝氣),如果不曝氣COD去除率會明顯下降。
46、問:UASB按照三相分離器的原理和作用,是不應該有污泥回流的,但由此而來產生如下同題:(1)UASB反應器跑泥時如何補充污泥?(2)UASB反應器受沖擊時引起污泥濃度波動,如何盡快使其恢復平穩？(3)在排出UASB反應器中無機化的污泥時,如何盡快使其恢復到所需的污泥濃度?
答:U池如果污泥流失,即使污泥能回流也是無濟于事的,因為污泥回流的同時反應器的上升流速也會相應加,回流量大污泥流失量也大, 所以U池大多數是沒有污泥回流的。我說的大多數沒有也就是說有的U池還是有污泥回流的,因為在U池后又增設了沉淀池,但這樣的工藝不多,如果這樣還不如用EGSB或IC更好。據我所知,U池主要還是以絮狀污泥為主的,加之反應器不高,所以上升流速不能太快,污泥保有量不多,容積負荷上不去。雖然典型的U池沒有污泥回流,但出水還是能回流的。
47、問:UASB之所以污染物去除效率高,主要是顆粒污泥的作用,而你卻說是絮凝污泥,這是怎么會事?
答:我沒有說U池沒有顆粒污泥,只是說是以絮狀污泥為主,因為絕大多數 UASB都是這樣,這也是U池容積負荷低的原因(相對EGSB和IC而言),至于為何U池不能象IC一樣基本上都是顆粒污泥,且顆粒污泥粒徑小、質量高,這就涉及顆粒污泥的形成機理和條件,這方面我就不展開了,但可以說明一點,反應器上升流速是重要的條件之一，UASB 不能完全滿足這方面要求。
48、問:要控制USB污泥的流失是否可采用在上部增加一回流管,控制其回流比,形成內循環?
答:很好的建議!不過這樣的目的主要是有利于顆粒污泥的形成, 使顯粒污泥所占的比例大大增加,污泥保有量增加。
49、問：UASB池內增加回流管但會不會影響水的上升流速呢?
答:會的,増加的是循環區的上升流速,這也是設置循環的目的,雖然在初期還不能避免反應器污泥外溢,但可使泥水充分混和,也有利于污泥造粒,使污泥保有量增加, 一定時間后就可顯示出效果。
50、問:UASB池增加內回流管,水的上升流速提高,會不會三相分離器帶來副作用?
答:我想不會的,因為是從三相分離器的下部向底部回流,不會影響三相分離器的上升流速。
51、問:UASB池不設內回流流時,如果排泥時泥排多了如何辦?
答:因為污泥不外流的,所以也不存在你說的同題。如果另設沉淀池池,污泥就要回流,但回流量的大小也只能反映污泥在整個系統內的周轉速率或循環速率, 也與系統內的污泥量無關,也就是說如果U池不排泥,無論污泥回流量是大是小,系統內的污泥量不會影響(不考慮污泥增長的因素情況下) 。
52、問:如果UASB排泥時控制不當,造成污泥流失怎么辦？如何恰當控制排泥量？
答:這是運行管理方面的事了,如同好氧活性污泥工藝有“三相平衡”的調節一樣,各類厭氧裝置的各項運行參數也要根據運行狀況來控制的,如泥、水二相平衡的調節,使反應器的容積負荷控制在一 個合適的范圍。
容積負荷(這里指污泥所占的容積)是通過排泥量來控制的,也受限于廢水水量和濃度。當廢水量增加成廢水濃度增加時為了保持負荷平衡,就要少排泥或不排泥,提高系統的污泥量，反之則多排泥以減少系統污泥量。此外還要考慮很多受限因素,如:系統的污泥量過多,雖然可降低容積負荷,但會使污混的膨脹度增高,影響泥水分離；排泥量太多,則會造成容積負荷過高,使VFA/ALK的比值升高,影響處理效果。這些都要根據具體情況通過試湊法來確定的,有些方面則靠經驗 。
53、問:我們做了一個工藝,也用到UASB, 并且UASB設了出水回流,由于進水量非常小，一天就10幾噸水,所以污泥投加到UASB后,污泥懸浮不起來,送行了一個多月污泥都是沉在池底的,而且好像回流也起不到什么作用,污泥就是沉在池底一米多的位置,后來換了一臺循環泵,想加大回流量,可是剛換泵后面的出水就變黑了,我覺得可能是把池底的污泥沖起來了，這樣下去會不會把所有的污泥都沖走呢？是不是循環泵的流量太大, 把污泥都打碎了呢？
答:污泥已經無機化了,雖然還不知道你們的UASB池容積多大，但已能推測到容積負荷已小到無法維持的程度了。
54、問:UASB中污泥培養究竟需要注意哪些方面的條件,我所知道的,調試階段進水一般要求COD在5000mg/L以下,還有 pH值一般要求在7-8,營養物質N、P等,還要注意哪些問題？為了使進水均勻, 在調節池內曝氣是不是對UASB有影響？UASB池中上面的水應該是清的還是黑的呢?
答:這些問題一言難盡的,可參考相關資料。但有二點可說明一下：調試起始容積負荷不能高,要逐步提高,不能光從COD來控制；調節池少量曝氣沒影響的,這點氧對厭氧反應裝置的影響是微不足的。
55、問:我廠用A-0法處理含氨氮污水,以前運行正常,最近經常在回流沉淀池出現污泥厭氧反硝化,引起污泥上浮流失,影響出水水質。如何解決呢?
答:解決辦法:(1)控制好反硝化條件,盡可能去除硝酸氮；(2)增加沉淀池的出泥量,以降低沉淀池的污泥層高度,使污泥在泥層的停留時間減少,以防止污泥缺氧；(3)條件允許的話(不影響缺氧區的缺氧環境)盡可能增加好氧區的溶解氧,使進入沉淀池的污泥不缺氧。上述第一條是為了使進入沉淀池的硝酸氮大大減少,不會發生嚴重的反硝化后二條描施是即使有大量硝酸氮進沉淀池,但由于不缺氧也就不易發生反硝化。
56、問:目前我廠處理規模為4萬噸/日,有西個濃縮池,設計污泥量為5600kgDS/d,污泥負荷為50kgDS/m2*d。但因施工造成兩個池的進泥和出泥不平衡且極不容易調整。經常造成一池污泥過多發生厭氧并導致濃縮機負荷過高燒壞電機。前段時間,在一個濃縮池故障不能及時排除的情況下,采用單池運行,污泥量在4000 kg DS/d左右,污泥負荷為61kgDS/m2*d。在此負荷下運行,該池沒有出現因負荷過高而導致濃縮機故障。單池運行比雙池運行管理簡単且出泥穩定。試問,濃縮池的最高負荷可達多少。最佳的范圍又是多少?
答:是管理不當造成的，二池的進泥量可以通過進泥閥調節的, 如果象你所說的因施工問題二池進泥量不能調節，那濃縮池的出泥量總可以調節吧,進泥量大,又不能關小,就要增加出混量,把出泥調節閘門開大,使池內污泥層下降,這樣可減少濃縮污泥在池內的停留時間,以防污泥發酵。濃縮池還可以交替運行，運行管理中的調節手段是多方面的。至于濃縮池的負荷等與污泥含水率、性質等有關,各廠的情況都不同的。
57、問： MLSS可用懸浮物的方法測定嗎?
答：MLSS只是很粗略地表示污泥中微生物量的多少,當然不能用懸浮物的方法測定,因為MLSS包括固定固體和揮發固體體二類,固定固體是無機物,揮發固體是有機物+微生物，如果用懸浮物的方法測定。一些溶解性的有機物和游離細菌就流失了。
58、問:我們這里有個剛開始調試的處理站,采用SBR工藝,調了兩個星期有點效果的時候,水量變小了,現在眼看著微生物慢慢變少,該怎么辦?
答：減少曝氣期時間,相應增加沉淀期或閑置期時間。
59、問:因為天氣比較炎熱,水中D0本來就低,大概在3mg/L以下,但由于在沉淀池中有污泥上浮發生,如果降低曝氣量來控制的話,會不會影響出水水質?如果可以應該控制D0?
答:減少曝氣量的措施是不妥的,污泥上浮不是曝氣量過大造成的,即使曝氣量大,大量氣泡完全可以在曝氣池出水槽和沉淀池進水口前釋放掉的。這種情況下減少曝氣量會使沉淀池內污泥缺氧而發生反硝化甚至厭氧,加劇污泥上浮。正確辦法是增加沉淀池出泥量(降低污泥層高度),使污泥在泥層的停留時間減少,防止或減緩反硝化的發生,污泥層降低也有利于泥水分離。天氣熱曝氣池出水端D0還是稍高些好,D0在3mg/L是正常的。
60、問:我現在正在做一個污水處理方案的改進項目,該工藝進水COD約為10000mg/L,pH=4.4,水量100噸/天。該廠經過氣浮-三級接觸氧化-沉淀處理后COD約為700~800mg/L, pIH=6.7。請問在原有工藝上如何改進,使出水COD達到500以下(三級排放標準)。
答:這類廢水雖然濃度很高,采用氣浮加好氧工藝還是可以的,并不是任何高濃度水都要用厭氧。檢查一下運行管理是否有問題,再考慮改造,在不影響現有工藝的情況下,在技術上采取一些措施完全可能達標的 。
