一種汙水處理工藝及系統的製作方法

2023-04-25 23:24:21

專利名稱：一種汙水處理工藝及系統的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種汙水處理工藝及系統，特別適用於處理城市汙水， 屬於水處理技術領域。
背景技術：
水體富營養化(eutr(3phication)已成為愈來愈嚴重的全^M"生環境 問題，這主要是由於氮、磷等營養物質在環境中的超量排放所引起。因 此，世界各國不斷提高其汙水排放標準。我國現行國家標準《城鎮汙水 處理廠汙染物排放標準》(GB 18918-2002 )的一級標準的A標準規定氨 氮不應超過5mg/L (毫克/升)(低溫時不應超過8mg/L),總氮(TN )不 應超過15mg/L,總磷(TP)不應超過O. 5mg/L。目前，部分水汙染程度 嚴重或水環境質量要求較高的流域和地區已強制要求新建汙水處理設 施嚴格執行該標準，現有的以去除含碳有機物為主要目標的二級汙水處 理廠也應陸續進行工藝升級改造，以使出水滿足此標準的要求。
由於城市汙水中氮、磷的濃度較低，加之汙水流量巨大，單純採用 物化方法對其進行脫氮除磷處理存在藥劑用量大、化學汙泥產量大、運 行成本高昂等顯著缺點，因此在實際的汙水處理工程中極少採用，利用 生物脫氮除磷原理的生物營養物去除(Biological Nutrient Removal, BNR)技術是目前城市汙水脫氮除磷處理領域的主要技術。
傳統生物脫氮的原理可簡述為(l)首先，汙水中的有^L氮、蛋白 氮等被氨化菌轉化為氨氮，而後在好氧條件下被硝化菌變成硝酸鹽氮， 此階段稱為好氧硝化。(2)隨後在缺氧條件下，由碳源提供能量，硝酸 鹽氮被反硝化菌還原成氮氣並從水中逸出，此階段稱為缺氧反硝化。硝 化和反硝化是由兩類不同的^f鼓生物參與的兩個相互獨立的過程，由於對 環境條件的要求不同，它們一般不能同時發生，而只能在空間上或時間 上序列式進行。在生物脫氮系統中，硝化菌需要好氧環境，而且增長速 度緩慢，汙泥齡(或生物固體停留時間，SRT) —般不宜低於30d (天)。反硝化菌的生長則主要在缺氧條件下進行，並且要有充足的碳源提供能
量，一4殳要求原汙水中B0D5 (五日生化需氧量)與TKN (總凱氏氮)的 A 乂古A 《_o工m,ic& Ak"Art r皮、:店+ "5T乂s 乂* G J^/fp J七胡)ilS Al;並4千
傳統生物除磷的原理可簡述為(l)厭氧段兼性細菌通過發酵， 將溶解性有機物轉化成低分子發酵產物，即揮發性有機酸(Volatile Fatty Acids, VFAs )， 聚磷菌(Phosphate Accumulating Organisms, PA0s)吸收這些發酵產物或來自原汙水的VFAs，並將其運送到細胞內， 同化成胞內碳能源存貯物(PHB/PHV),在這一過程中能源來自於細胞內 部貯存的聚磷的水解以及細胞內糖的酵解，聚磷水解的結果導致磷酸鹽 釋放至細胞外部。(2)好氧段在好氧條件下，聚磷菌通過PHB/PHV的 氧化代謝獲取能量用於磷的吸收，合成聚磷並在細胞內部貯存，同時合 成新的聚磷菌細胞，產生富磷汙泥。氧化過程產生的能量以聚磷酸高能 鍵ATP形式貯存。(3)除磷通過排放好氧過程產生的富磷汙泥，最 終將磷從水處理系統中去除。因此，傳統生物除磷過程的實質是利用聚 磷菌厭氧釋磷好氧超量吸磷來加以實現，排除剩餘汙泥是其除磷的唯一 途徑，故汙泥齡越短除磷效果越好，其理想的汙泥齡為3. 5-7d，同時 好氧吸磷量受制於厭氧釋磷量，而厭氧釋磷量一方面需要較為嚴格的厭 氧環境，DO(溶解氧)應嚴格控制在0. 2mg/L以下，另一方面也與VFAs 的濃度密切相關，研究表明，若要使處理出水中磷含量低於1. Omg/L， 汙水中的BODs與TP的比值應控制在20-30，且BODs中VFAs的含量應 較為豐富。
由於新的排放標準要求城市汙水處理廠須完成對碳、氮、磷的同時 高效去除，因此其選用的處理工藝應同時具備脫氮和除^l功能。如前所 述，按照傳統生物脫氮和生物除磷的原理，具有同步脫氮除磷功能的生 物處理工藝須為不同類型的微生物創造出厭氧、缺氧、好氧以一定的次 序交替循環的環境，這種厭氧、缺氧、好氧以一定的次序交替循環的環 境可以從空間上去分割，也可以在時間序列上去分割。目前，用於城市 汙水處理具有生物脫氮除磷效果的汙水處理工藝可以按此分為兩大類 按空間分割的連續流活性汙泥法和按時間分割的間歇式活性汙泥法(或
5稱序批式活性汙泥法)。前者以厭氧-缺氧-好氧(即A-A-0或AV0)工 藝(工藝原理如圖la所示)為代表，也包括在A2/0工藝的基礎上發展 起來的各種改良型AVO工藝，如A-A2/0工藝、倒置A2/0工藝、改良 型Bardenpho工藝、UCT工藝、MUCT工藝、VIP工藝等。後者以序批式 活性汙泥法(Sequencing Batch Reactor, SBR )(工藝原理如圖2所示) 為代表，也包括在傳統SBR工藝的基礎上發^來的各種改良型SBR工 藝，如ICEAS工藝、DAT-IAT工藝、CAST工藝、CASS工藝、Unitank工 藝、MSBR工藝等。按空間分割的連續流活性汙泥法為多池生物處理系統， 通過汙泥回流系統和混合液回流系統的組合工作^吏活性汙泥在空間上 順次經歷厭氧、缺氧、好氧或厭氧、好氧、缺氧環境，以同時發揮和強 化生物脫氮和生物除^^的作用。傳統序批式活性汙泥法為單池生物處理 系統，無汙泥回流系統和混合液回流系統，生化反應和泥水沉澱分離在 同一個反應器中進行，汙水分批次進入反應器，按照"進水一反應一沉 澱一排水排泥一閒置，，的模式序批式地進行汙水處理，反應器內在時間 上順次形成厭氧、好氧、缺氧環境。為了提高傳統SBR的空間利用率並 強化其脫氮除磷能力，各種改良型SBR工藝借鑑了多池系統的做法，增 :沒了汙泥回流系統或混合液回流系統，一f旦同時也喪失了傳統SBR工藝 的一些特點，如時間上理想推流式反應器的特性、低汙泥膨脹發生機率、 理想靜置沉澱等。
目前汙水生物脫氮除磷工藝尤其是多池生物脫氮除磷系統在實際 應用過程中經常出現脫氮和除磷效果不能同時達到最佳的現象，即脫氮 效果好時除磷效果較差，而除磷效果好時脫氮效果不佳。其原因主要是 生物脫氮和生物除磷過程在以下方面相互矛盾或者相互竟爭(1)生物 脫氮除磷包括好氧硝化、缺氧反硝化、厭氧釋磷和好氧吸磷等過程，完 成不同過程的微生物的種類不同，其對基質類型、環境條件的要求也不 盡相同。(2)硝化過程需要的長汙泥齡和生物除磷需要的短汙泥齡之間 存在不可協調的矛盾。(3)厭氧釋磷和缺氧反硝化都需要一定量的碳源 有機物，尤其是VFAs,由於城市汙水中VFAs的含量通常較低(幾十毫 克/升)，碳源不足引發的竟爭往往使聚磷菌不具有優勢。(O硝酸鹽對厭氧釋磷過程存在負面影響，其一方面使反硝化菌和聚磷菌竟爭VFAs 用於生物反硝化，另一方面當聚磷菌的聚磷量不高、進水VFAs較低時， N03_可以誘導聚磷菌缺氧吸磷，抑制厭氧釋磷過程的順利進行進而影響 生物除磷效果。
大多數研究人員將現有汙水生物脫氮除磷工藝改進的重點放在所 謂強化生物除磷(Enhanced Biological Phosphate Removal, EBPR ) 工藝的開發，即圍繞如何充分發揮聚磷菌的優勢來開展工作，如採用增 加反應器的數目、增加循環回流管路來消除汙泥回流系統攜帶的DO和 N03—對聚磷菌厭氧釋磷的抑制作用等。顯然，這種方法不僅導致汙水處 理系統的投資和運行費用增加，而且隨著反應器數目和回流管路系統的 增加，汙泥配比、停留時間、基質負荷的分配又從另一個角度影響生物 除磷脫氮效果。
儘管生物除磷方法的運行成本通常較低，但國內外大量生物除磷系 統的生產運行經驗表明，始終保持低於lmg/L的出水TP濃度是比較困 難的。為了彌補生物除磷系統的不足，美國、歐洲以及我國的許多實際 汙水處理工程中在水流方向上即主流程上的最後增設化學除磷池，形成 生物化學組合除磷系統，作為磷達標排放的保證手段。但主流程化學除 磷存在著處理水量大、藥劑用量大、藥劑費用高、藥劑利用率低、沉澱 汙泥產量大、磷含量低、難於處置且不易實現磷資源的回收利用等突出 問題，因此在實際汙水處理過程中很難真正實施。
汙水處理領域在二十世紀六七十年代即誕生了 Phostrip側流除磷 工藝(工藝原理如圖lb所示)，該工藝是在傳統活性汙泥法 (Conventional Activated Sludge, CAS)的基礎上，在回流汙泥的方 向上即側流程上增設厭氧磷釋放池，磷釋放池內釋放的磷隨上清液流到 磷化學反應沉澱池，富磷上清液中的磷在反應沉澱池內被石灰或其他沉 澱劑沉澱，然後進入初沉池或一個單獨的絮凝/沉澱池進行固液分離， 最終磷以化學沉澱物的形式從系統中去除。原汙水流量的10°/ -30%被分 流到厭氧釋磷池，汙泥在釋磷池內的平均停留時間為5 20h(小時)， 一般是8~12h。 Phostrip側流除磷工藝可以使得汙水處理主流程的最終出水TP濃度低於lmg/L,而且不太受進水有機物濃度的影響，同時與 在主流程上實施化學除磷相比，化學藥劑的用量明顯較少，藥劑費用降 低。但該工藝沒有脫氮功能，厭氧釋磷池內的富磷上清液只能通過注入 初沉池出水、二沉池出水或石灰沉澱反應器上清液等淘洗水被淘出，上 清液被淘出的比例較為有限，而且上清液中仍然有數量可觀的懸浮物， 化學汙泥的產量仍然較大，加之該工藝對操作人員的技術水平要求較 高，因此現今應用已非常有限。
荷蘭Delft理工大學Kluyver生物4支術實馬全室近年來研發出一種 變形的UCT (University of Cape Town)工藝，即BCFS (biologisch chemisch fosfaat stikstof verwi jdering )工藝(工藝原理如圖 lc 所示)。BCFS工藝在UCT工藝主流程的厭氧池和缺氧池之間以及缺氧 池和好氧池之間分別增加了一個反應器，即4妄觸池和混和池，將傳統的 生物除磷脫氮3步過程改為5步，將2個循環系統改為了 4個，即該 工藝主流程上由5個反應器和3組內循環系統構成，側流程上由1組汙 泥循環系統和1個富磷上清液(來自厭氧池末端，流量大約為原汙水總 量的十分之一)化學沉澱除磷單元構成。接觸池相當於第二選擇器，可 以有效防止厭氧水解產物引起的絲狀菌膨脹，同時回流汙泥中攜帶的 N03-N在接觸池中可以發生反硝化除磷；混和池控制在低DO (《 0. 5mg/L)狀態下運行，可以獲得良好的同時硝化反硝化。BCFS工藝一 方面將生物好氧吸磷、缺氧吸磷以及富磷上清液的離線化學沉澱有機結 合起來，使系統具有良好的除磷效果，出水總磷《0. 2mg/L，另一方面 也將傳統生物脫氮、同時硝化反硝化、反硝化除磷結合起來，確保系統 具有優異的生物脫氮效果，出水總氮《5mg/L,是迄今為止能同時獲得 最佳脫氮除磷效果的方法。但BCFS工藝流程極為複雜，系統基建投資 和運行成本高、佔地面積大、運行管理複雜，而且除磷途徑仍以排除富 磷剩餘汙泥為主，厭氧富磷汙水的在線磷分離和離線磷沉澱僅是輔助手 段，大量剩餘汙泥如何處置和汙水中磷資源如何回收的問題仍然沒有4艮 好地解決，因此應用於實際汙水處理工程也受到4艮大局限。
針對Phos t r ip側流除^#工藝脫氮效果不佳以及BCFS工藝流程複雜的問題，重慶大學提出活性汙泥外循環ERP-SBR ( External recycle process of aerobic sludge in SBR system)生物除磷脫氮新工藝(工 藝原理如圖3所示)。ERP-SBR系統在傳統SBR反應器之外增設強化厭氧 釋磷池(即厭氧反應器)和化學除磷池，與BCFS工藝在主流程上厭氧 池末端實現富磷上清液在線分離不同的是，在SBR系統沉澱排水後將部 分好氧吸磷汙泥連同部分原汙水一起排至厭氧釋磷池，厭氧釋磷後的汙 泥經過靜置沉澱實現泥水分離後再循環回流到SBR反應器，重新參與 好氧磷吸收過程，富磷上清液則進入化學除磷池，在投加的化學除磷藥 劑的作用下形成富磷沉澱物，沉澱後的上清液再回流入SBR反應器進 一步去除汙水中的氨、磷、有機物等汙染物。ERP-SBR工藝在流程上較 之BCFS大為簡化，而且基本上以側流程上排除厭氧富磷汙水的方式替 代了傳統生物除磷工藝在主流程上排除好氧富磷汙泥的方式來實現除 磷，因此使得SBR反應器內的汙泥齡、汙泥濃度和汙泥活性均有所提高， 抗衝擊負荷能力增強，避免了傳統生物脫氮除磷系統反硝化和厭氧釋磷 對碳源有機物的竟爭，脫氮和除磷均達到了較好的效果，而且對部分汙 泥採用離線強化厭氧釋磷，對佔原汙水總量比例僅十分之一左右但磷濃 度卻是原汙水近十倍左右的富磷汙水進行化學處理，既減小了化學除磷 系統的規模，又降低了化學藥劑的用量和化學汙泥的產量，提高了化學 除磷系統藥劑利用率和化學汙泥的含磷率，進而為富磷化學汙泥中磷資 源的回收利用創造了有利條件，消除了傳統生物除磷系統排放的富磷汙 泥磷固定和處置環節。
但ERP-SBR工藝還存在以下不足之處(1)汙泥齡的控制同樣面臨 兩難的境地縮短汙泥齡因對生物脫氮不利並增加汙泥處置成本而不可 取，延長汙泥齡可以最大限度的使汙水中的磷以富磷沉澱物的形式得以 回收利用，但延長汙泥齡將使得作為主反應池的SBR反應器內汙泥濃度 隨著運行時間的延長逐漸增大，以重力沉澱完成泥水分離的效率隨之逐 漸降低，汙泥界面提高，SBR反應器的充水比降低，由此進一步降低了 SBR反應器的空間利用率，嚴重時甚至引發汙泥膨脹，出水水質惡化； (2)以潷水器作為撇水設備撇除SBR反應器沉澱期末的上清液作為系
9統最終出水，出水SS (懸浮物)難以降低至10mg/L,由於SBR反應器 沉澱期末上清液中SS含磷量一般不低於5%，因此出水SS所攜帶的TP 即達到0. 5mg/L，使得整個系統出水難以滿足GB18918—級A標準關於 TP指標的要求；(3 )儘管厭氧釋磷過程本身的歷時較短， 一般在2h左 右就可以完成，但厭氧釋磷池同樣依靠重力沉澱完成泥水分離，這種泥 水分離方式在汙泥濃度高時不但需要延長沉澱時間，而且汙泥界面升 高，使得可排入化學除磷池的富磷上清液的排水高度大幅縮減，此時即 便厭氧釋磷過程已充分完成，但可以真正排入化學除磷池的富磷上清液 仍然不足全部富磷汙水的一半，這使得系統的除磷能力無法進一步得到 提高。

發明內容
本發明的一個目的是提供一種汙水處理工藝，採用該種工藝處理城 市汙水可以在不排除剩餘活性汙泥的情況下實現碳、氮、磷的同時去除， 而且脫氮除磷的效率更高，系統流程更為簡單，佔地面積更省，處理成 本更低，更便於汙水中磷元素的回收利用。
本發明的另一個目的是提供一種汙水處理系統。
為了實現以上的發明目的，本發明採用以下的技術方案
一種汙水處理工藝，包括如下工序
a) 進水工序原水進入生物反應池至預定的時間或者液位；
b) 反應工序生物反應池內間歇地進行曝氣；
c) 處理水排放工序由膜分離設備對生物反應池內的混合液進行固 液分離，得到第一透過液，將第一透過液作為系統最終處理出水；
d )待機工序生物反應池內停止曝氣；
e)富磷水排放工序生物反應池內保持厭氧狀態，由膜分離設備對 生物反應池內的混合液進行固液分離，得到第二透過液，第二透過液進 入與生物反應池相獨立設置的磷回收單元內部，磷回收單元使磷從水中 脫除，第二透過液由富磷水變成低磷水，低磷水回流至生物反應池內；
此汙水處理工藝按照上述步驟周期運行。優選地，將步驟b)和步驟c)合併為一個反應排水工序生物反應 池內既進水又排水，間歇地進行曝氣。
優選地，將步驟a)、步驟b)和步驟c)合併為一個進水反應排水工 序生物反應池內既進水又排水，間歇地進行曝氣。
優選地，在步驟a)之前，對原水進行預處理。
優選地，所述生物反應池內的汙泥濃度為2-20g/L，更優選為4~ 15g/L，最優選為8 12g/L。
優選地，在步驟b)-步驟e)中均有原水進入生物反應池。
優選地，在步驟d)和步驟e)中進入生物反應池的原水水量佔每一 個運行周期內注入生物反應池的總原水水量的比例為l ~ 40%,優選為5 ~ 20%。
優選地，在步驟c)或者步驟e)為降水位操作。 優選地，在步驟a)、步驟b)或者步驟c)中採用氧氣濃度達到25°/。以 上的富氧氣作為曝氣介質。
優選地，在步驟e)中採用氮氣濃度達到95%以上的純氮氣作為曝氣介質。
本發明還提供一種汙水處理系統，包括生物反應池、膜分離設備、 磷回收單元和曝氣設備，所述曝氣設備在生物反應池內，生物反應池與 膜分離設備連通，膜分離設備的出水口與第一輸水管路和第二輸水管路 連通，所述第一輸水管路和第二輸水管路上均有閥門，所述磷回收單元 與第二輸水管路和生物反應池連通，所述生物反應池內有攪拌設備。
優選地，汙水處理系統還包括空氣分離i殳備。
優選地，汙水處理系統還包括預處理裝置，所述預處理裝置包括格 柵、篩網、毛髮聚集器、沉砂池、初沉池、調節池、pH調整i殳備、離子 交換設備、吸附設備、混凝沉澱設備、氣浮設備、水解酸化設備、升流 式厭氧汙泥床、顆粒狀厭氧汙泥膨脹床、內循環反應器、常溫催化氧化 設備、高溫催化氧化設備、光催化氧化設備、高溫溼式氧化設備、電解 設備、微波設備中的至少一種。
優選地，汙水處理系統還包括後處理裝置，所述後處理裝置包括氯化消毒設備、紫外線消毒設備、臭氧設備、曝氣生物濾池、人工溼地、 土壤滲濾系統、穩定塘、水生植物淨化塘、吸附設備、混凝沉澱設備、 絮凝過濾設備、活性炭設備、離子交換設備、超濾設備、納濾設備、反 滲透設備、電滲析設備、電除鹽設備中的至少一種。
優選地，汙水處理系統同時包括所述的預處理裝置和後處理裝置。
本發明與現有技術相比，通過膜分離設備可以對生物反應池內混合 液進行徹底的固液分離，可以較為靈活地對汙泥齡進行控制，不像現有 技術採用重力沉澱實現固液分離，在長汙泥齡的情況下容易因汙泥濃度 高、汙泥界面高、汙泥沉降性能變差而降低構築物的空間利用率甚至惡 化出水水質，這樣可以最大限度地提高生物反應池內的汙泥濃度，由此 可以最大限度地提高生物脫氮效果以及聚磷菌的釋磷總量及吸磷總量， 使系統可以真正實現在不排除剩餘活性汙泥的情況下實現對磷的高效去 除，不但使系統獲得了更好的脫氮除磷效果，而且大幅降低了剩餘活性 汙泥的產量，節省了汙泥處理處置費用。
同時，通過膜分離i殳備對生物反應池內混合液進4亍徹底的固液分離， 將好氧和缺氧階段的透過液作為系統最終出水，出水懸浮物接近於零， 避免了現有技術中採用潷水器等表層撇水設備撇除沉澱後的上清液所普 遍面臨的出水懸浮物較高的現象，消除了出水中的懸浮物所攜帶的磷即 足以使得汙水處理系統出水總磷濃度超標的問題。
另外，通過膜分離設備對生物反應池內混合液進行徹底的固液分離， 可以將厭氧階段聚磷菌釋磷所形成的富磷水盡最大可能地從系統中排 除，而且膜分離所形成的透過液懸浮物接近於零，消除了現有技術中採 用混凝沉澱池作為磷回收單元時普遍存在的懸浮物幹擾磷沉澱的問題， 節省了除磷藥劑的用量，降低了化學汙泥的產量，提高了磷沉澱物中磷 的含量，為磷資源的回收利用創造了更為有利的條件。
還有，本發明在單一的生物反應池內部從時間序列上順次經歷好氧、 缺氧、厭氧環境，實現了碳、氮、磷的同步高效去除，使系統在流程上
變得十分簡潔，與現有技術的ERP-SBR系統相比省去了厭氧釋磷池，與 BCFS系統相比省去了四個反應器和幾乎全部的循環系統。因此，在具有同樣的脫氮除磷能力的前提下，本發明的汙水處理系統的佔地面積更小, 基建投資和運行成本更低，管理維護也更為簡單。


圖la為現有技術中的厭氧-缺氧-好氧工藝的工藝原理示意圖。 圖lb為現有技術中的Phostrip工藝的工藝原理示意圖。 圖lc為現有技術中的BCFS工藝的工藝原理示意圖。 圖2為現有技術中的傳統序批式活性汙泥法的工藝原理示意圖。 圖3為現有^I支術的ERP-SBR工藝的工藝原理示意圖。 圖4a為本發明的實施例l提供的汙水處理工藝的工藝原理示意圖。 圖4b為本發明的實施例2提供的汙水處理工藝的工藝原理示意圖。 圖4c為本發明的實施例3提供的汙水處理工藝的工藝原理示意圖。 圖5a為本發明的實施例l提供的汙水處理工藝的工序圖。 圖5b為本發明的實施例2提供的汙水處理工藝的工序圖。 圖5c為本發明的實施例3提供的汙水處理工藝的工序圖。 圖6為本發明的實施例1所述的汙水處理工藝及系統的工藝運行過 程示意圖。
圖7為本發明的實施例2所述的汙水處理工藝及系統的工藝運行過 程示意圖。
圖8為本發明的實施例3所述的汙水處理工藝及系統的工藝運4亍過 程示意圖。
附圖中各個標記的說明 1一一生物反應池；~—膜分離設備3—一曝氣設備；4_一攪拌設備； 5_—磷回收單元；6——抽吸泵；7_—^X^;l; 8—一第一輸水管i ^空制閥門； 9——第二輸水管路控制閥門；10——循環泵；11——第一輸水管路； 12——第^4t7K管路；13—"^濾池；14——SBR^Jl器；15—~^壽厭M^她； 16——磷沉澱池；17——潷水設備；18——磷混合^^應池；19——厭氧池； 20——缺氧池； 21——好氧池(曝氣池)； 22——二次沉澱池； 23——接觸池；24—_混合池；25——料液供給管；26——料液回流管；27—一生物反應池供氣控制閥門；28—一膜濾池供氣控制閥門。
具體實施例方式
下面對上述技術方案進行詳細的闡述和說明，並且對於其他涉及的 技術細節進行詳細的闡述和說明
一種汙水處理工藝，包括如下步驟，並按一定的運行周期順次循環 執行
(1) 進水工序原水進入生物反應池至預定的時間或者液位； 在原水流入生物反應池的過程中，生物反應池內可以只進4亍曝氣或
者只進行攪拌，也可以交替進行曝氣和攪拌，也可以既不進行曝氣也不 進行攪拌；
(2) 反應工序生物反應池內間歇地進行曝氣和攪拌； 生物反應池內間歇地進行曝氣和攪拌，可以使得汙水與微生物相接
觸，汙水中的各類汙染物淨皮《效生物所吸收、分解或者轉化。在曝氣階段， 生物反應池內為好氧狀態，主要發生有機物氧化反應、好氧硝化作用、 同時硝化反硝化作用以及聚磷菌吸磷過程。在攪拌階段，生物反應池內 為缺氧狀態，主要發生缺氧反硝化作用。
(3 )處理水排放工序由膜分離設備對生物反應池內的混合液進行 固液分離，得到第一透過液，將第一透過液作為系統最終處理出水；
當反應工序持續 一定時間後，生物反應池內的混合液被膜分離設備 所過濾分離，水及部分小分子物質透過膜成為系統出水，微生物、大分 子物質以及無機顆粒均被膜截留在生物反應池內部。在處理水排放的過 程中，生物反應池內可以進行曝氣或攪拌，也可以交替進行曝氣和攪拌， 也可以既不進行曝氣也不進行攪拌，換言之，處理水排放工序可以包含 在反應工序內部的任意時段或全部時段內連續或間歇進行，也可以在反 應工序結束後再進行。
(4)待機工序生物反應池內停止曝氣；
曝氣停止後，可以進行連續或間歇的攪拌，也可以不進行攪拌，生 物反應池內逐漸由好氧或缺氧狀態進入厭氧狀態，開始發生聚磷菌厭氧
14釋磷過程。在待機工序中，生物反應池內不再進入原水，或者只進入少 量原水，但初始階段可以繼續通過膜分離設備排放處理水，直至處理水 中TP濃度接近或達到排放限值時停止。
(5)富磷水排放工序生物反應池內保持厭氧狀態，由膜分離設備 對生物反應池內的混合液進行固液分離，得到第二透過液，第二透過液 進入與生物反應池相獨立設置的磷回收單元內部，磷回收單元使磷以沉 澱物或結晶體等形式得以從水中脫除，第二透過液由富磷水變成低磷水， j氐石癢7JC回流至生物反應池內。
當待機工序持續到生物反應池內完全處於厭氧狀態並且聚磷菌厭氧 釋磷過程進行到一定程度時，富磷水排放工序開始啟動。生物反應池內 的混合液被膜分離設備所過濾分離，微生物、大分子物質以及無機顆粒 均被膜截留在生物反應池內部，水、部分小分子物質以及磷酸鹽透過膜 形成第二透過液，第二透過液被引入到與生物反應池相獨立設置的磷回 收單元內部，磷回收單元使磷以沉澱物或結晶體等形式得以從水中脫除， 第二透過液則由富磷水變為低磷水，磷回收單元的出水重新回流至生物 反應池。
在所述的進水工序內，生物反應池的混合液既可以一直處於厭氧狀 態、缺氧狀態或好氧狀態，也可以從厭氧狀態逐漸轉變為缺氧狀態或者 再進一步轉變為好氧狀態，也可以處於好氧狀態和缺氧狀態相共存或交 替的狀態；在所述的反應工序和處理水排放工序內，生物反應池的混合 液既可以一直處於好氧狀態，也可以處於好氧狀態和缺氧狀態相共存或 交替的狀態；在所述的待機工序內，生物反應池的混合液逐漸從缺氧狀 態轉變為厭氧狀態；在所述的富磷水排放工序內，生物反應池一直處於 厭氧狀態。
當上述五個基本過程按一定的運行周期順次循環執行時，所述生物 反應池內的混合液中的活性微生物，在時間序列上順次經歷好氧、缺氧、 厭氧交替循環的環境。在好氧狀態時，異養微生物逐步降解含碳有機物， 硝化菌將氨氮氧化成硝酸鹽，聚磷菌進行好氧吸磷過程；在缺氧狀態時， 反硝化菌將硝酸鹽還原為氮氣從水中逸出，完成對總氮的去除；在厭氧狀態時，聚磷菌進行厭氧釋磷過程。但與厭氧-缺氧-好氧UVo)、傳統
SBR以及二者各自的變型工藝等常M^生物脫氮除磷工藝不同的是，本發明 不再通過排除好氧區或者好氧期末的富磷汙泥的方式將磷元素從水中去 除，而是通過排除厭氧階段形成的富磷上清液的方式實現磷元素的去除 或回收，這樣從根本上解決了常規生物脫氮除磷工藝為了同時實現生物 脫氮和生物除磷而在汙泥齡(生物固體停留時間，SRT)控制上存在的矛 盾。另外，與荷蘭Deft理工大學的BCFS工藝和重慶大學的ERP-SBR工藝不 同的是，本發明中活性微生物與水的分離不再依靠重力沉澱的方式，而 是通過膜分離設備的高效過濾分離作用，這樣不但使活性微生物與水徹 底相分離，省去了生物反應池之外所有的混合液或者汙泥外循環系統， 實現了在單一生物反應池內對碳、氮、磷的高效去除，而且4艮好的解決 了前文所述ERP-SBR工藝所面臨的三個方面的問題(1)系統運^f亍不再需 要顧慮長汙泥齡下汙泥界面升高、充水比隨之降低的問題，高效的膜分 離過程不但使得汙泥齡的控制更為靈活，最大程度的發揮生物反應池的 空間利用率，而且可以使系統獲得超長的汙泥齡(可長達60天甚至90~ 300天)，從而最大程度的降低剩餘活性汙泥的產量，節省汙泥處理處置 費用。儘管在長汙泥齡的情況下生物反應池內的汙泥濃度可能是常規生 物脫氮除磷工藝以及BCFS工藝、ERP-SBR工藝3 4g/L的2 5倍，即高達 6~15g/L,但由於釆用膜分離過程實現固液分離，因此即便汙泥界面較 高，系統仍然可以較為順利地實現處理水排放工序；(2)膜的高效截留 性能使處理水排放工序中獲得的系統最終出水的懸浮物(SS)幾近於零， 這樣避免了出水懸浮物攜帶的顆粒態磷含量即足以使得系統TP指標超標 的問題；(3)當厭氧釋磷過程完成後，仍然通過高效的膜分離過程徹底 實現固液分離，不但可以最大程度的將獲得的富磷上清液從生物反應池 中排除，而且可以盡最大可能提高富磷上清液的磷濃度，換言之，這樣 可以盡最大可能將原水中的磷轉移到富磷上清液，並儘可能的降低外排 富磷上清液的總量，同時，由於膜分離所形成的透過液懸浮物接近於零， 因此也消除了現有技術中採用混凝沉澱池作為磷回收單元時普遍存在的 懸浮物幹擾磷沉澱的問題，節省了除磷藥劑的用量，降低了化學汙泥的
16產量，提高了磷沉澱物中磷的含量，為磷資源的回收利用創造了更為有 利的條件。
作為上述一種汙水處理工藝的進一步改進，可以在所述的反應工序
和處理水排;故工序之間增加一個工序，即沉澱工序。在所述沉澱工序內， 生物反應池內既不進水也不排水，既不曝氣也不攪拌，微生物依靠重力 作用逐漸沉澱至生物反應池底部。在隨後的處理水排放工序中，被膜分 離設備所過濾分離的液體主要是位於生物反應池上部的上清液，整個處 理水排放工序為降水位才喿作，直至生物反應池內的液位降至沉澱工序末
形成的汙泥界面附近時停止。在隨後的待機工序和富磷水排放工序中， 生物反應池內不再進入原水，或者只進入少量原水，但待機工序的初始 階段可以繼續通過膜分離設備排放處理水，直至處理水中TP濃度接近或 達到排放限值時停止。當然，也可以取消待機工序，直接進行富磷水排 放工序，此時亦可以理解為待機工序與沉澱工序完全相重合。當生物反 應池內的汙泥濃度未達到較高值時(如當MLSS為4 6g/L時)，沉澱後形
得膜分離設備所過濾分離的料液不再是含有大量活性微生物的混合液， 而是只含有部分懸浮物的上清液，這樣可以適當延緩膜分離設備內部膜 汙染(membrane fouling)的發展，使其保持良好的過濾性能，延遲進 行在線或者離線的清洗操作。
作為上述一種汙水處理工藝的另一種進一步改進，可以將所述的反 應工序和處理水排放工序合併為一個工序，即反應排水工序。在所述反 應排水工序內，淨皮膜分離i殳備所過濾分離的液體始終是生物反應池內的 混合液，所獲得的第 一透過液作為系統最終處理出水，生物反應池內交 替進行曝氣和攪拌，可以既進水又排水，也可以只排水不進水，進水或 排水方式可以是連續的，也可以是間歇的。在隨後的待機工序和富磷水 排放工序中，生物反應池內不再進入原水，或者只進入少量原水，但待 機工序的初始階段可以繼續通過膜分離設備排放處理水，直至處理水中 TP濃度接近或達到排放限值時停止。
作為上述一種汙水處理工藝的另 一種進一步改進，可以將所述的進水工序、反應工序和處理水排放工序合併為一個工序，即進水反應排水 工序。在所述進水反應排水工序內，被膜分離設備所過濾分離的液體始 終是生物反應池內的混合液，所獲得的第一透過液作為系統最終處理出 水，生物反應池內交替進行曝氣和攪拌，既進水又排水，進水或排水方 式可以是連續的，也可以是間歇的。在隨後的待機工序和富磷水排放工 序中，生物反應池內不再進入原水，或者只進入少量原水，但待機工序
的初始階段可以繼續通過膜分離設備排放處理水，直至處理水中TP濃度
接近或達到排放限值時停止。
當所述生物反應池內的混合液處於所述好氧狀態時，其液相主流區
的DO值一般不小於l. Omg/L，優選不小於l. 5mg/L,更優選2. 0 ~ 3. Omg/L; ORP (氧化還原電位)值一般不低於+100mV,優選+180 +600mV;溫度一 般為4 45X:(攝氏度)，優選15~ 3(TC; pH值一般為6. 0-9. 0,優選6. 5 ~ 8. 5,更優選7. 0~8. 0。
當所述生物反應池內的混合液處於所述缺氧狀態時，其液相主流區 的DO值一般不高於l. Omg/L,優選不高於O. 5mg/L，更優選O. 2 ~ 0. 4mg/L; ORP值一般不高於-50mV,優選-100 -50mV;溫度一般為4 45。C，優選 15~30°C; pH值一般為6. 0~9. 0,優選6. 0~8. 0,更優選7. 0~7. 5;生 物反應池進水的BODs與TKN的比值一般不小於2. 5，優選不小於3. 5,更優 選不小於5。
當所述生物反應池內的混合液處於所述厭氧狀態時，其液相主流區 的DO值一般不大於O. 5mg/L,優選不高於O. 2mg/L，更優選O ~ 0. lmg/L; ORP值一般不高於-200mV,優選-350 ~-200mV;溫度一般為4 45。C,優 選15 30。C; pH值一般為6. 0~9. 0，優選6. 5~8. 5,更優選7. 5 ~ 8. 0; 生物反應池進水的BODs與TP的比值一般不小於lO,優選不小於20,更優選 不小於25。
所述進水工序持續的時間一般為O. 2~4小時，優選O. 5~2小時；所 述反應工序持續的時間一般為1 24小時，優選2 12小時；所述處理水 排放工序持續的時間一般為O. 2~12小時，優選O. 5~8小時；所述待機工 序持續的時間一般為O. 2~4小時，優選O. 5~2小時；所述富磷水排放工序持續的時間一般為O. 2~4小時，優選O. 5~2小時。當在所述的反應工 序和處理水排放工序之間增加所述沉澱工序時，其持續的時間一般為 0. 2~4小時，優選O. 5~2小時。當所述反應工序和處理水排;故工序合併 為反應排水工序時，其持續的時間一般為1 24小時，優選2 12小時。
時，其持續的時間一般為l-24小時，優選2 12小時。所述運行周期一 般為3 48小時，優選4-12小時。
所述汙水處理工藝可以以固定周期運行，也可以以可變周期運行。 當工程中安裝有能夠在線連續監測原水、生物反應池內的混合液以及處 理水、富磷水中的有機物、氮、磷等目標汙染物的含量時，可以通過自 動控制系統實時採集這些數據，並計算出合理的運行周期以及運行周期 內各步工序的持續時間，並由自動控制系統向執行機構發出指令予以實 施。作為優選，所述汙水處理工藝通過動態監測原水、生物反應池內的 混合液以及處理水、富磷水中的有機物、氮、磷等目標汙染物的變化情 況的可變周期進行實施。這樣可以使得整個汙水處理系統的能量和藥劑 消耗量達到最小的程度。
原水在^:注入生物反應池時，可以是連續的，也可以是間歇的。在 每一個運行周期內，可以只在進水工序時向生物反應池內注入原水，也 可以既在進水工序又在其他工序(除沉澱工序外)內注入原水。作為優 選，在進水工序和其他工序(除沉澱工序外)內均向生物反應池內注入 原水。這樣在好氧狀態、缺氧狀態、厭氧狀態時生物反應池內均有原水 注入，避免了傳統生物脫氮除磷系統中普遍存在的缺氧反硝化過程和厭 氧釋磷過程對碳源有機物的竟爭，可以在生物脫氮過程和生物除磷過程 之間更好地分配碳源有機物，達到更好的脫氮除磷效果。在待機工序和 富磷水排放工序內向生物反應池內注入的原水水量佔每一個運行周期內 注入生物反應池的總原水水量的比例為l ~ 40%,優選5 ~ 20%。
在所述處理水排放工序、反應排水工序和富磷水排放工序內，可以 使原水在任一 時段或全部時,殳內連續或間歇進入生物反應池，換言之， 處理水排放工序、也可以為降水位操作。當處理水排放工序或反應排水工序為降水位操作 時，在隨後的待機工序內可以使原水在任一時段或全部時段內連續或間
歇進入生物反應池，也可以不再繼續進入原水。當處理水排;故工序或反
應排水工序為恆水位操作時，在隨後的待機工序內生物反應池內不再繼 續進入原水。作為優選，所述處理水排放工序和反應排水工序均為降水 位操作，即隨著持續時間的延長，生物反應池內的水位逐漸降低。這樣 在隨後的待機工序和富磷水排放工序中即-便向生物反應池內繼續注入少 量原水，生物反應池內的水位仍然可以控制在較低的水平，由此可以才是 高富磷上清液中磷的濃度，降低排入磷回收單元的富磷汙水的總量，節 省相關藥劑的用量。
按照生物反應池內微生物的生長類型，所述生物反應池可以為懸浮 生長型的活性汙泥反應器，也可以為附著生長型的生物膜反應器，也可 以為既有懸浮生長型的活性汙泥又有附著生長型的生物膜的複合反應 器。作為優選，所述生物反應池為懸浮生長型的活性汙泥反應器。按照 反應器內的物料流態，所述生物反應池可以為推流反應器，也可以為完
全混合反應器，也可以採用類似於氧化溝(Oxidation Ditch)那樣既有 推流流態又有完全混合流態的反應器設計。
所述生物反應池的曝氣方式可以為連續式，也可以為間歇式或^^衝式。
當生物反應池處於好氧狀態、缺氧狀態或者好氧狀態和缺氧狀態相 共存或交替時，所述生物反應池內的曝氣介質可以是壓縮空氣，也可以 是氧氣體積濃度不低於25%的富氧氣；當所述生物反應池處於厭氧狀態 時，所述生物反應池內可以只進行攪拌，也可以採用氮氣體積濃度不低 於95%的純氮氣作為介質進行曝氣。作為優選，當生物反應池處於好氧狀 態、缺氧狀態或者好氧狀態和缺氧狀態相共存或交替時，採用氧氣體積 濃度不低於257。的富氧氣作為曝氣介質，更優選採用氧氣體積濃度不低於 90%的純氧氣作為曝氣介質；當所述生物反應池處於厭氧狀態時，採用氮 氣體積濃度不低於95%的純氮氣作為曝氣介質，更優選採用氮氣體積濃度 不低於99%的純氮氣作為曝氣介質。這樣不管膜分離設備執行處理水排放工序，還是執行富磷水排放工序，都可以利用曝氣所形成的氣水二相流
在膜分離設備的過濾單元表面進行錯流(cross flow)流動，由此形成
的水力剪切力能夠有效抑制汙染物在過濾單元表面沉積，避免過濾阻力 增大而發生嚴重的膜汙染現象，使得膜分離設備始終保持較好的過濾性 能。同時，在生物反應池處於厭氧狀態時以純氮氣作為曝氣介質可以不
破壞生物反應池內部的厭氧環境，保證富磷水排;故工序的順利進行；在 生物反應池處於好氧狀態、缺氧狀態或者好氧狀態和缺氧狀態相共存或 交替時以富氧氣或者純氧氣作為曝氣介質，氧轉移效率更高，不但可以 使生物反應池中保持較高的汙泥濃度和汙泥活性，改善汙泥沉降性能， 降低剩餘活性汙泥產量，促進硝化菌的生長，而且可以進一步節約電耗。 另外，純氮氣和富氧氣(純氧氣)均可以由空氣製備，而且製備技術較 為成熟，製備成本也較為低廉。利用空氣分離設備分離得到氧氣和氮氣 是比較常見的技術。所述空氣分離設備可以採用低溫空分法，也可以採 用變壓吸附法(Pressure Swing Adsorption, PSA )、膜分離空分法等常 溫空分方法，也可以採用空分領域已知的其它各類方法。空氣分離i殳備 簡稱空^i殳備。
所述生物反應池內的MLSS (汙泥濃度) 一般為2 20g/L,優選4~ 15g/L，更優選8-12g/L。
本發明還提供一種汙水處理系統，包括生物反應池、膜分離設備、 磷回收單元和曝氣設備，所述曝氣設備在生物反應池內，生物反應池與 膜分離設備連通，膜分離設備的出水口與第 一輸水管路和第二輸水管路 連通，所述第一輸水管路和第二輸氷管路上均有閥門，所述磷回收單元 與第二輸水管路和生物反應池連通，所述生物反應池內有攪拌設備。
所述膜分離設備具有一個或者一個以上的過濾單元。所述過濾單元 是指具有過濾作用的組件，可以是中空纖維束式膜組件、中空纖維簾式 膜組件、板框式平板膜組件、毛細管式膜組件、管式膜組件以及微孔過 濾管等水處理領域可以用到的各類過濾單元。
執行處理水排放工序階段固液分離的膜分離設備與執行富磷水排放 工序階段固液分離的膜分離設備可以為同一套設備，也可以其中一個是另一個的一部分，也可以是兩套相獨立的設備。作為優選，由同一套膜 分離設備來執行處理水排放工序階段和富磷水排放工序階段的固液分離。
所述膜分離設備可以設置於生物反應池內部浸沒安裝於液面以下，
即與生物反應池組成所謂內置式膜生物反應器(submerged MBR),也可 以獨立設置於生物反應池外部，即與生物反應池組成所謂外置式膜生物 反應器(side stream MBR )。作為優選，所述膜分離設備獨立設置於生 物反應池外部。這樣更便於膜分離設備的安裝、檢修和在線清洗。
所述膜分離設備在執行處理水排放工序時的膜通量(即膜分離設備 正常工作時單位表面上單位時間內的透過液流量)與在執行富磷水排放 工序時的膜通量可以相同也可以不相同。考慮到膜分離設備在執行富磷 水排放工序時生物反應池內應保持厭氧狀態，即便以純氮氣作為曝氣介 質進行曝氣既可以不破壞厭氧狀態，也可以利用氣水二相流的錯流流動 作為膜汙染的抑制手段，但曝氣所形成的水面擾動仍然可能造成一定程 度的大氣復氧，故曝氣強度應控制在較低的水平。因此，作為優選，所 述膜分離設備在執行富磷水排放工序時的膜通量低於其在執行處理水排 放工序時的膜通量。這樣有利於使膜分離設備保持較好的過濾性能。
所述磷回收單元可以使得磷從水中脫除，其除磷方式可以採用沉 澱、吸附、結晶等水處理領域已知的各種工藝，例如，可以為混凝沉澱 池(或混凝沉澱i殳備)，也可以為吸附池(或吸附i殳備)，也可以是其他 能夠從水溶液中將磷酸鹽沉澱分離、吸附分離或結晶析出的反應單元。 所採用的混凝劑或者吸附劑可以是釣(Ca )、鋁(Al )、鐵(Fe )、鎂(Mg ) 或其他金屬陽離子所形成的無機鹽或聚合物，或者是上述一種或兩種以 上化學藥劑的混合物。不論釆用何種除磷方式，只要能夠實現將第二透 過液由富磷水變為低磷水即可。由於磷回收單元的進水是膜分離設備的 第二透過液，懸浮物接近於零，因此消除了現有技術中採用混凝沉澱池 作為磷回收單元時普遍存在的懸浮物幹擾磷沉澱的問題，不但節省了除
磷藥劑的用量，降低了化學汙泥的產量，而且提高了磷沉澱物中磷的含 量，為磷資源的回收利用創造了更為有利的條件。在所述汙水處理系統的前段可以設有預處理裝置，這裡的預處理裝置指的是，原水進入生物反應池之前可以對原水進行處理的裝置。所述預處理裝置可以由格柵、篩網、毛髮聚集器、沉砂池、初沉池、調節池、隔油池、pH調整設備、離子交換設備、吸附設備、混凝沉澱設備、氣浮設備、厭氧反應設備(包括但不限於水解酸化、升流式厭氧汙泥床、顆粒狀厭氧汙泥膨脹床、內循環反應器等)、高級氧化設備(包括但不限於常溫催化氧化、高溫催化氧化、光催化氧化、高溫溼式氧化等)、電解設備、微波設備之中的任何一個或兩個以上構成，用以除去汙水中的大塊漂浮物、懸浮物、長纖維物質、泥砂、油脂、對微生物有害的重金屬以
及微生物難以降解的有機汙染物，使預處理後的水溫保持在10-40 °C之間，pH值保持在6-9之間，B0D5 (五日生化需氧量)與COD (化學需氧量)的比值保持在O. 3以上。預處理後的汙水進入生物反應池。
在所述汙水處理系統的後段可以設有後處理裝置，這裡的後處理裝置指的是，可以對第一透過液進行進一步處理的裝置。所述後處理裝置可以由氯化消毒設備(消毒劑包括但不限於氯氣、次氯酸鈉、二氧化氯等)、紫外線消毒設備、臭氧設備、曝氣生物濾池、人工溼地、土壤滲濾系統、穩定塘、水生植物淨化塘、吸附設備、混凝沉澱設備、絮凝過濾設備、活性炭設備(活性炭為顆粒狀或粉末狀，曝氣或不曝氣)、離子交換設備、超濾設備、納濾設備、反滲透設備、電滲析設備、電除鹽設備之中的任何一個或兩個以上構成，用以對第一透過液進行進一步的消毒、脫色，或者進一步去除第一透過液中仍然殘留的有機物和無機鹽。後處理後的第 一透過液進入產水收集裝置。
優選地，在所述汙水處理裝置的前段和後,爻可以同時i殳有所述的預處理裝置和後處理裝置。
在所述的汙水處理系統中可以增設D0或0RP等測定4義，用以在線連續自動監測生物反應池內混合液的實時D0或0RP值，並以此來動態調整所述曝氣設備輸出的氣量，這樣可以進一步節省能耗，並且更好調控生物反應池內的環境條件，使其能夠在好氧狀態、缺氧狀態、厭氧狀態之間順利實現切換和交替。
23在所述的汙水處理系統中可以增設C0D、B0D、TOC(總有機碳)、NH/-N(氨氮)、N(V-N (亞硝酸鹽氮)、N03—-N (硝酸鹽氮)、TKN(總凱氏氮)、TN (總氮)、磷酸鹽、TP (總磷)等水質指標的測定儀，用以在線連續自動監測原水、生物反應池內的混合液以及處理水、富磷水中的上述水質指標，並以此來動態調整系統的運行周期、運行周期內各工序的持續時間以及生物反應池內的環境條件，這樣既可以確保處理水的各項水質指標穩定符合相應排放限值的要求，又可以將整個系統的能量及藥劑消耗量降至最低。
上述闡述的本發明的汙水處理系統的原理和變化，同樣適用於本發明提供的汙水處理工藝，也可以說本發明的汙水處理工藝和汙水處理系統是相輔相成的，兩者配合使用相得益彰，能夠獲得較好的汙水處理效果。
下面結合附圖和實施例，對本發明的技術方案作進一步具體的說明。實施例1
如圖4a所示， 一種汙水處理系統，包括生物反應池l，安裝在生物反應池1之內的膜分離設備2、曝氣設備3和攪拌設備4,設置於生物反應池1之外的磷回收單元5，吸水口與膜分離設備2的出水口相連通的抽吸泵6，出氣口與曝氣設備3的進氣口相連通的鼓風機7。與抽吸泵6的出水口相連的管路分出兩個支路，即第一輸水管路ll和第二輸水管路
12,其中第一輸水管路ll與產水收集裝置相連，第二輸水管路12與磷回收單元5的進水口相連，磷回收單元5的出水口則通過管路與生物反應池1相連。第一輸水管路11和第二輸水管路12上分別安裝有一個電動閥門，即第 一輸水管路控制閥門8和第二輸水管5^空制閥門9 。
生物反應池1的內部淨尺寸為10m (米)(寬)x"m(長)x5. 6m(深)，有效水深為5m,有效容積為1250m3。產水貯存池5的內部淨尺寸為5m(寬)x20m(長)x5.6m(深)，有效水深為5m,有效容積為
膜分離設備2共有50個，分2排放置，每排25個，每個膜分離設備2的外形尺寸均為1000mm(毫米)(長)xl000隨(寬)x ;2000mm(高)，每個膜分離設備2內部集成的過濾單元為中空纖維簾式膜組件，共20片，每片中空纖維簾式膜組件均由598根中空纖維膜絲組成，中空纖維膜絲的外徑為2. 8mm，平均膜孔徑為0. 4jum(微米)，材質為聚偏氟乙烯，上端可以自由擺動，每根膜絲均呈閉孔狀態，利用柔性環氧樹脂封結，下端用環氧樹脂澆鑄匯集於端頭之中，並且用聚氨酯對其進行二次澆鑄，以對膜絲根部進行保護。端頭外部設有外徑為①10mm的產水管，所有產水管均並聯至每一個膜分離設備2的集水支管，各個膜分離設備2的集水支管均並聯至集水總管，集水總管與抽吸泵6的吸水口相連通。
抽吸泵6共4臺，3用l備，每臺的流量為100mVh(立方米/小時)，揚程為32m，吸程為8m，功率為15kW (千瓦)。鼓風機7共3臺，2用1備，每颱風量為20. 87mVmin (立方米/分鐘)，風壓為58. 8kPa (千帕)，轉速為1400r/min (轉/分)，功率為37kW。磷回收單元採用絮凝沉澱反應器，由折板絮凝池和同向流斜板沉澱池兩部分組成，其中折板絮凝池有效容積為30m3，水力停留時間為6 18min，同向流斜^反沉澱池水力表面負荷為30m3/ (m2 . h)，斜板間距35mm。
當原水為一般的城市汙水時，其主要水質指標為pH=6~9, CODCr=400 ~ 500mg/L， BOD5 = 200 ~ 300mg/L, SS = 100 ~ 300mg/L，氨氮=20~60mg/L, TN = 20~ 80mg/L, TP = 2 ~ 8mg/L。在本發明的汙水處理系統的前段可以沿水流方向設置如下的預處理裝置閘門井、粗檔4冊、集水池、細格柵和沉砂池。其中粗格柵選用過水能力為1200mVh、柵條間隙為20mm的迴轉式格柵除汙機，集水池有效容積為100m3,內設3臺(2用1備)流量為600mVh、揚程為12m、功率為37kW的潛水排汙泵，細檔4冊選用過水能力為1200mVh、柵條間隙為5mm的旋轉式格柵除汙機，沉砂池選用2套處理量為600mVh的旋流沉砂器，配套1臺螺旋式砂水分離器。
針對前述類型的原水，本發明的汙水處理系統可以達到的日處理規模為5000mVd，生物反應池1的水力停留時間約為6小時，MLSS (汙泥濃度)為5 ~ 8g/L (克/升),容積負荷為0. 8 ~ 1. 2kg-B0D/ (m3 . d-1),汙泥負荷為0. 1 ~ 0. 24 kg-BOD/ (kg-MLSS d—1),產水貯存池5的水力停留時間約為2. 4小時。如圖5a、圖6所示，本發明的汙水處理系統運行時，按照進水、反應、處理水排放、待機、富磷水排放五步工序運行，其中進水工序的時間為0. 5h,反應工序的時間為1. 5h,處理水排;改工序的時間為3h, ;f寺機工序的時間為0. 5h，富磷水排放工序的時間為0. 5h,總的運行周期為6h。當系統處於進水工序、反應工序和處理水排;故工序時，鼓風機7均為間歇式運行，提供的是氧氣體積濃度為25°/ 的富氧氣，並且每運行20min後即停止10min,在鼓風機7停止運行期間攪拌設備4啟動運行以完成生物反應池1內的料液混合，在鼓風機7啟動運行後攪拌設備4即停止運行。當系統處於待機工序時，鼓風機7停止運行。當系統處於富磷水排放工序時，鼓風機7為連續式運行，提供的是氮氣體積濃度為95%的純氮氣。當系統處於待機工序、富磷水排放工序時，攪拌設備4均連續運行。當系統處於進水工序時，進水流量為1000m7h，至進水工序結束時，進入生物反應池1的總汙水量為500m3，同時，從磷回收單元5回流至生物反應池l內的{氐^|水總量為150m3,則在進水工序內進入生物反應池1的總水量為650m3,生物反應池1內的水深由2. 4m升至5. Om。隨後系統進入反應工序，在反應工序內生物反應池1停止進入汙水，進行間歇的曝氣和攪拌。在隨後的處理水排放工序內，抽吸泵6開始啟動運行，第一輸水管路控制閥門8也同步開啟，第二輸水管^各控制閥門9則處於關閉狀態，在抽吸泵6提供的負壓的作用下，膜分離設備2對生物反應池1內的混合液進行固液分離，獲得第 一透過液，第一透過液經由第一輸水管路11流入產水收集裝置。在處理水排;改工序內生物反應池1連續式地進入汙水，進水流量為200mVh,總汙水量為600m3,抽吸泵的平均工作流量為416. 67mVh,從生物反應池1中排出的第一透過液即系統最終處理出水總量為1250m3,至處理水排放工序結束時，生物反應池1內的水深由5. Om降至2. 4m。在隨後的祠 幾工序中，生物反應池1既不進水也不排水，停止曝氣，進行連續的攪拌，生物反應池l內逐步進入厭氧狀態。在接下來的富磷水排放工序內生物反應池1以300mVh的進水流量連續式地進入汙水，繼續進行連續的攪拌，抽吸泵6則以300m7h的平均工作流量再次啟動運行，第二輸水管路控制閥門9也同步開啟，第一輸水管路控制閥門8則處於關閉狀態，在抽吸泵6提供的負壓的作用下，膜分離設備2對生物反應池1內的混合液進行固液分離，獲得第二透過液，第二透過液經由第二輸水管路12流入磷回收單元5。在磷回收單元5內部經過混凝反應池和斜板沉澱池後，第二透過液中的TP濃度由25mg/L降為lmg/L。在富磷水排放工序內生物反應池l內的水深保持為2. 4m,進入的總汙水量為150m3,共獲得總量為15(W的第二透過液，共有約3. 6kg的磷被磷回收單元5以磷化學沉澱物的形式從系統中脫除。至此，本發明的汙水處理系統完成了一個運行周期的全部工序，處理的總汙水量為1250m3。本發明的汙水處理系統每日可運行4個完整的運行周期，日處理汙水總量為5000mVd。
經過本發明的汙水處理系統處理後，出水的主要水質指標可以達到CODCr = 20~ 30mg/L, BOD5 = 1 ~ 5mg/L, SS = Omg/L， TN=4~10mg/L， TP90%。
實施例2
如圖4b所示， 一種汙水處理系統，大部分結構與實施l相同，所不同的是，膜分離設備2安裝在生物反應池1之外，生物反應池l和膜分離設備2之間由料液供給管25和料液回流管26相連通，其中料液供給管25上安裝有循環泵10,循環泵10共6臺，4用2備，每臺的流量為800mVh,揚程為12m,功率為45kW。在本發明的汙水處理系統中不設抽吸泵，在其前l殳設置的預處理裝置與實施例l相同。
膜分離設備2共有200個，分為4組，每組50個，每組內分2排放置，每排25個，每個膜分離設備2的外形尺寸均為200mm(直徑)x 2000mm(高)，每個膜分離設備2內部集成的過濾單元為中空纖維束式膜組件，共7束，每束中空纖維束式膜組件均由400根中空纖維膜絲組成，中空纖維膜絲的外徑為2. 8mm,平均膜孔徑為0. 4 jam,材質為聚偏氟乙烯，上端可以自由擺動，每根膜絲均呈閉孔狀態，利用柔性環氧樹脂封結，下端用環氧樹脂澆鑄匯集於端頭之中，並且用聚氨酯對其進行二次澆鑄，以對膜絲根部進行保護。端頭外部設有外徑為①10mm的產水管，所有產水管均並聯至每一個膜分離設備2的集水端頭，各個膜分離設備2的集水端頭均通過管道並聯至集水總管，集水總管與抽吸泵6的吸水口相連通。每個膜分離設備2都有一個料液進口和一個料液出口，料液進口與循環泵10的出水口之間由料液供給管25相連通，泮牛液出口與生物反應池1之間由料液回流管26相連通。
當原水為一般的城市汙水時，其主要水質指標為pH=6~9， C0DCr
=400 ~ 500mg/L, B0D5 = 200 ~ 300mg/L, SS = 100 ~ 300mg/L,氨氮=20~60mg/L, TN = 20~ 80mg/L, TP = 2 ~ 8mg/L。 4十對前述類型的原水，本發明的汙水處理系統可以達到的日處理規對莫為5000mVd,生物反應池1的水力停留時間約為6小時，MLSS (汙泥濃度)為5~8g/L,容積負荷為0.8 ~ 1. 2kg-BOD/(m3 . d—1), 汙泥負荷為 0. 1 ~ 0.24 kg-BOD/
(kg-MLSS d—。，產水貯存池5的水力停留時間約為2.4小時。
如圖5b、圖7所示，本發明的汙水處理系統運行時，按照進水、反應排水、待機、富磷水排放四步工序運行，其中進水工序的時間為0. 5h，反應排水工序的時間為4. 0h，待機工序的時間為0. 5h,富磷水排放工序的時間為1. 0h，總的運行周期為6h。當系統處於進水工序、反應排水工序時，鼓風機7均為間歇式運行，提供的是壓縮空氣，並且每運行20min後即停止10min，在鼓風機7停止運行期間攪拌設備4啟動運行以完成生物反應池1內的料液混合，在鼓風機7啟動運行後攪拌設備4即停止運行。當系統處於待機工序、富磷水排放工序時，鼓風機7均停止運行，攪拌設備4則連續運行。當系統處於進水工序時，進水流量為1000mVh,至進水工序結束時，進入生物反應池l的總汙水量為500m3,同時，從磷回收單元5回流至生物反應池1內的低磷水總量為1501113,則在進水工序內進入生物反應池1的總水量為650m3,生物反應池1內的水深由2. 4m升至5. 0m。隨後系統進入反應排水工序，循環泵10開始啟動運行，第一輸水管路控制閥門8也同步開啟，笫二輸水管路控制閥門9則處於關閉狀態，在循環泵IO提供的正壓的作用下，膜分離設備2對生物反應池1內的混合液進行固液分離，獲得第一透過液，第一透過液經由第一輸水管路11流入產水收集裝置。在反應排水工序內生物反應池1連續式地進入汙水，進水流量為150mVh，總汙水量為600m3，第一透過液的平均產水流量為312. 5mVh，從生物反應池l中排出的第一透過液即系統最終處理出水總量為1250m3,至反應排水工序結束時，生物反應池l內的水深由5. Om降至2. 4m。在隨後的待機工序中，生物反應池1既不進水也不排水，停止曝氣，進行攪拌，生物反應池l內逐步進入厭氧狀態。在接下來的富磷水排放工序內生物反應池1以150mVh的進水流量連續式地進入汙水，繼續進行連續的攪拌，循環泵IO再次啟動運行，第二輸水管路控制閥門9也同步開啟，第一輸水管路控制閥門8則處於關閉狀態，在循環泵10提供的正壓的作用下，膜分離設備2對生物反應池1內的混合液進行固液分離，以150mVh的平均產水流量獲得第二透過液，第二透過液經由第二輸水管路12流入磷回收單元5。在磷回收單元5內部經過混凝反應池和斜板沉澱池後，第二透過液中的TP濃度由25mg/L降為lmg/L。在富磷水排放工序內生物反應池1內的水深保持為2.4m,進入的總汙水量為150m3，共獲得總量為15(W的第二透過液，共有約3.6kg的磷被磷回收單元5以磷化學沉澱物的形式從系統中脫除。至此，本發明的汙水處理系統完成了 一個運行周期的全部工序，處理的總汙水量為1250m3。本發明的汙水處理系統每日可運行4個完整的運行周期，曰處理汙水總量為5000mVd。
經過本發明的汙水處理系統處理後，出水的主要水質指標可以達到CODCr = 20~ 30mg/L, BOD5 = 1 ~ 5mg/L, SS = Omg/L, TN = 4~10mg/L, TP<0. 5mg/L，去除效率分別為CODCr$94 % ， BOD&96 % ， SS = 100% , TN^80%， TP^90%。
實施例3
如圖4c所示， 一種汙水處理系統，大部分結構與實施l相同，所不同的是，膜分離設備2安裝在與生物反應池1相獨立的膜濾池13之內，生物反應池1和膜濾池13內均安裝有曝氣設備3,但攪拌設備4隻安裝於生物反應池1內。生物反應池1和膜濾池13之間由料液供給管25和料液回流管26相連通，其中料液回流管26上安裝有循環泵10，循環泵IO共6臺，4用2備，每臺的流量為800m7h，揚程為12m,功率為45kW。與鼓風機7出氣口相連的管路分為兩個支路，其中一個支路與生物反應 池1內的曝氣設備3相連通，另一個支路與膜濾池13內的曝氣設備3 相連通，兩個支路上分別安裝有生物反應池供氣控制閥門27和膜濾池供 氣控制閥門28。膜分離設備2共有50個，分5排放置，每排10個，每 個膜分離設備2的尺寸和規格與實施例1相同。生物反應池1的內部淨 尺寸為10m(寬)x20m(長)x5. 6m(深)，有效水深為5m，有效容積 為1000m3。膜濾池13的內部淨尺寸為10m(寬)x 5m (長)x5. 6m(深)， 有效水深為5m，有效容積為250m3。生物反應池1和膜濾池13共壁合建， 合建後的構築物的總寬為10m，總長為25米(未計入隔牆厚度)。在本 發明的汙水處理系統的前賴:設置的預處理裝置與實施例1相同。
當原水為一般的城市汙水時，其主要水質指標為pH=6~9， CODCr =400 ~ 500mg/L, BOD5 = 200 ~ 300mg/L， SS = 100 ~ 300mg/L,氨氮=20~ 60mg/L, TN = 20~80mg/L, TP = 2 ~ 8mg/L。針對前述類型的原水，本發 明的汙水處理系統可以達到的日處理規^莫為5000mVd,生物反應池1的 水力停留時間約為6小時，MLSS (汙泥濃度)為5~8g/L，容積負荷為 0. 8 ~ 1. 2kg-BOD/ (m3 . d—", 汙泥負荷為 0. 1 ~ 0. 24 kg-BOD/ (kg-MLSS . d—^，產水貯存池5的水力停留時間約為2. 4小時。
如圖5c、圖8所示，本發明的汙水處理系統運行時，按照進水反應 排水、待機、富磷水排放三步工序運行，其中進水反應排水工序的時間 為4h,待機工序的時間為0. 5h，富磷水排放工序的時間為1.5h，總的 運行周期為6h。當系統處於進水反應排水工序時，鼓風機7為連續式運 行，提供的是氧氣體積濃度為25%的富氧氣，並且生物反應池供氣控制 閥門27每運行20min後即停止10min,在生物反應池供氣控制閥門27 關閉期間只有一臺鼓風機運行，同時攪拌設備4啟動運行以完成生物反 應池l內的料液混合，在生物反應池供氣控制閥門27打開後攪拌設備4 即停止運行，兩臺鼓風機同時運行，在進水反應排水工序膜濾池供氣控 制閥門28 —直處於開啟狀態。當系統處於待機工序時，鼓風機7停止運 行。當系統處於富磷水排放工序時，鼓風機7為連續式運行，提供的是 氮氣體積濃度為95°/ 的純氮氣，並且只有一臺鼓風機運行，同時生物反
30應池供氣控制閥門27始終關閉，膜濾池供氣控制閥門28則一直處於開 啟狀態。當系統處於待機工序、富磷水排放工序時，攪拌設備4均連續 運行。當系統處於進水反應排水工序時，循環泵10和抽吸泵6均開始啟 動運行，第一輸水管路控制閥門8也同步開啟，第二輸水管路控制閥門 9則處於關閉狀態，循環泵10使得混合液在生物反應池1和膜濾池13 之間循環流動，在抽吸泵6提供的負壓的作用下，膜分離設備2對膜濾 池13內的混合液進行固液分離，獲得第一透過液，第一透過液經由第一 輸水管路11流入產水收集裝置。在進水反應排水工序內生物反應池1 連續式地進入汙水，初始0. 5h的進水流量為1312. 5mVh,同時，/人>疇回 收單元5排出的總量為15(W的低磷水也在該時段內回流至生物反應池 1,中間1. 0h的進水流量為312. 5mVh,最後2. 5h的進水流量為52. 5mVh, 整個進水反應排水工序內進入的總汙水量為1100m3,第一透過液的平均 產水流量為312. 5m7h,從生物反應池1中排出的第一透過液即系統最終 處理出水總量為1250m3,生物反應池1內的水深在初始0. 5h內由2. 4m 逐漸升至5. Om,在中間1. 0h內維持在5. Om不變，在最後2. 5h內由5. 0m 逐漸降至2. 4m。在隨後的待機工序中，生物反應池1既不進水也不排水， 停止曝氣，進行攪拌，生物反應池l內逐步進入厭氧狀態。在接下來的 富碌水排放工序內生物反應池1以100mVh的進水流量連續式地進入汙 水，繼續進行連續的攪拌，循環泵10和抽吸泵6再次啟動運行，第二輸 水管路控制閥門9也同步開啟，第一輸水管路控制闊門8則處於關閉狀 態，在抽吸泵6提供的負壓的作用下，膜分離設備2對膜濾池13內的混 合液進行固液分離，以100m7h的平均產水流量獲得第二透過液，第二 透過液經由第二輸水管路12流入磷回收單元5。在磷回收單元5內部經 過混凝反應池和斜板沉澱池後，第二透過液中的TP濃度由25mg/L降為 lmg/L。在富磷水排放工序內生物反應池1內的水深保持為2. 4m，進入 的總汙水量為150m3，共獲得總量為15(W的第二透過液，共有約3. 6kg 的磷被磷回收單元5以磷化學沉澱物的形式從系統中脫除。至此，本發 明的汙水處理系統完成了 一個運行周期的全部工序，處理的總汙水量為 1250m3。本發明的汙水處理系統每日可運4亍4個完整的運行周期，日處理汙水總量為5000m3/d。
經過本發明的汙水處理系統處理後，出水的主要水質指標可以達到 CODCr = 20~ 30mg/L， B0D5 = 1 ~ 5mg/L, SS = Omg/L， TN = 4~10mg/L, TP <0.5mg/L，去除效率分別為C0D^94%, BOD^96%， SS = 100%, TN^80 %, TP^90%。
以上對本發明所提供的汙水處理工藝及系統進行了詳細介紹。本說
本領域的一般技術人員，依據本發明的思想在具體實施方式
及應用範圍 上可能在實施過程中會有改變之處。因此，本說明書記載的內容不應理 解為對本發明的限制。
權利要求
1、一種汙水處理工藝，包括如下工序a)進水工序原水進入生物反應池至預定的時間或者液位；b)反應工序生物反應池內間歇地進行曝氣和攪拌；c)處理水排放工序由膜分離設備對生物反應池內的混合液進行固液分離，得到第一透過液，將第一透過液作為系統最終處理出水；d)待機工序生物反應池內停止曝氣；e)富磷水排放工序生物反應池內保持厭氧狀態，由膜分離設備對生物反應池內的混合液進行固液分離，得到第二透過液，第二透過液進入與生物反應池相獨立設置的磷回收單元內部，磷回收單元使磷從水中脫除，第二透過液由富磷水變成低磷水，低磷水回流至生物反應池內；此汙水處理工藝按照上述步驟周期運行。
2、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，將步驟b)和 步驟c )合併為一個反應排水工序生物反應池內既間歇地進行曝氣和攪 拌，又通過膜分離設備獲得第 一透過液作為系統最終處理出水。
3、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，將步驟a)、 步驟b)和步驟c)合併為一個進水反應排水工序生物反應池內既進水 又間歇地進行曝氣和攪拌，也通過膜分離設備獲得第一透過液作為系統 最終處理出水。
4、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟a)之 前，對原水進行預處理。
5、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，所述生物反 應池內的汙泥濃度為2 20g/L,優選為4 15g/L,更優選為8 12g/L。
6、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟b) ~ 歩驟e)中均有原水進入生物反應池。
7、 根據權利要求6所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟d)和 步驟e )中進入生物反應池的原水水量佔每一個運行周期內注入生物反應 池的總原水水量的比例為l ~ 40%,優選為5 ~ 20%。
8、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟c)或者步驟e)為降水位操作。
9、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟a)、 步驟b )或者步驟c )中採用氧氣濃度達到25%以上的富氧氣作為曝氣介質。
10、 根據權利要求l所述的汙水處理工藝，其特徵在於，在步驟e) 中採用氮氣濃度達到9 5 %以上的純氮氣作為曝氣介質。
11、 一種汙水處理系統，其特徵在於，包括生物反應池、膜分離設 備、磷回收單元和曝氣設備，所述曝氣設備在生物反應池內，生物反應 池與膜分離設備連通，膜分離設備的出水口與第 一輸水管路和第二輸水 管路連通，所述第一輸水管路和第二輸水管路上均有閥門，所述磷回收 單元與第二輸水管路和生物反應池連通，所述生物反應池內有攪拌設備。
12、 根據權利要求ll所述的汙水處理系統，其特徵在於，還包括空 氣分離設備。
13、 根據權利要求ll所述的汙水處理系統，其特徵在於，還包括預 處理裝置，所述預處理裝置包括格柵、篩網、毛髮聚集器、沉砂池、初 沉池、調節池、pH調整設備、離子交換設備、吸附設備、混凝沉澱設備、 氣浮設備、水解酸化設備、升流式厭氧汙泥床、顆粒狀厭氧汙泥膨脹床、 內循環反應器、常溫催化氧化設備、高溫催化氧化設備、光催化氧化設 備、高溫溼式氧化設備、電解設備、微波設備中的至少一種。
14、 根據權利要求ll所述的汙水處理系統，其特徵在於，還包括後 處理裝置，所述後處理裝置包括氯化消毒設備、紫外線消毒設備、臭氧 設備、曝氣生物濾池、人工溼地、土壤滲濾系統、穩定塘、水生植物淨 化塘、吸附設備、混凝沉澱設備、絮凝過濾設備、活性炭設備、離子交 換設備、超濾設備、納濾設備、反滲透設備、電滲析設備、電除鹽設備 中的至少一種。
全文摘要
本發明公開了一種汙水處理工藝，包括如下工序a)進水工序；b)反應工序；c)處理水排放工序；d)待機工序；e)富磷水排放工序；此汙水處理工藝按照上述步驟周期運行。本發明還公開了一種汙水處理系統。本發明所提供的汙水處理工藝與現有技術相比，通過膜分離設備可以對生物反應池內混合液進行徹底的固液分離，可以較為靈活地對汙泥齡進行控制，這樣可以最大限度地提高生物反應池內的汙泥濃度，由此可以最大限度地提高生物脫氮效果以及聚磷菌的釋磷總量及吸磷總量，使系統可以真正實現在不排除剩餘活性汙泥的情況下實現對磷的高效去除，不但使系統獲得了更好的脫氮除磷效果，而且大幅降低了剩餘活性汙泥的產量，節省了汙泥處理處置費用。
文檔編號C02F9/14GK101519265SQ20091008150
公開日2009年9月2日 申請日期2009年4月9日 優先權日2009年4月9日
發明者孫友峰, 珏 錢 申請人:北京漢青天朗水處理科技有限公司