1前 言
人们对利用氧化沟处理污水并不陌生。近年来，氧化沟的应用却引起了人们新的、极大的兴趣，许多厂商提供了自己独特的氧化沟系统，在氧化沟的应用方面做了大量工作。但有时由于受专利权的限制，人们难以方便地获得氧化沟设计和操作的有关资料，因此需要有一部汇集这方面资料的书，本书正是为满足这一需要而问世的。
本书试图既从理论上、又从实践上向读者提供氧化沟的有关资料。为了使设计人员能够一举获得一切所需的资料，我们把设计中的动力学理论基础与实验数据和方程式融为一体，通过大量的例子来指导读者利用这些资料。本书所列的数据、动力学常数以及劳动力需要量之类的资料，为读者提供了一个有关氧化沟的综合资料来源。
米克尔G·曼特
布鲁斯A·贝尔
目 录
第一章 历史、说明和发展……………………………………………………………………1
1．1 基本情况………………………………………………………………………………1
1．2 典型特性………………………………………………………………………………3
第二章 过程动力学……………………………………………………………………………4
2．1 过程微生物学…………………………………………………………………………4
2．1．1 微生物的分类…………………………………………………………………4
2．2 新陈代谢和能量………………………………………………………………………5
2．2．1 能量反应………………………………………………………………………5
2．3 细菌动力学……………………………………………………………………………9
2．3．1 环境条件………………………………………………………………………10
2. 4 动力学在氧化沟中的应用 …………………………………………………………15
2．5 动力学数据 …………………………………………………………………………19
第三章 过程变型 ……………………………………………………………………………20
3．1 生物法去除营养的过程变型 ………………………………………………………21
第四章 硝化和脱硝 …………………………………………………………………………22
4．1 氮和氨的存在 ………………………………………………………………………22
4．1．1 氨对消毒的作用 ……………………………………………………………22
4．1．2 生物的毒性 …………………………………………………………………22
4．1．3 氮需氧量 ……………………………………………………………………23
4．1．4 富营养化作用 ………………………………………………………………23
4．1．5 对公共卫生的影响 …………………………………………………………23
4．2 硝化中的生物化学反应 ……………………………………………………………23
4．3 硝化动力学 …………………………………………………………………………24
4．3．1 环境因素对动力学的影响 …………………………………………………25
4．3，2 环境因素对硝化动力学的综合影响 ………………………………………27
4．4 硝化动力学在氧化沟设计中的应用 ………………………………………………27
4．4．1 安全系数 ……………………………………………………………………28
4．5 脱硝作用… …………………………………………………………………………31
4．5．1 脱硝的生物化学 ……………………………………………………………31
4．5．2 环境条件 ……………………………………………………………………32
4．5．3 脱硝动力学 …………………………………………………………………33
4．6 脱硝动力学在氧化沟设计中的应用 ………………………………………………34
第五章 需氧量和传氧 ………………………………………………………………………36
5．1 传质理论 ……………………………………………………………………………36
5．1．1 传质 …………………………………………………………………………36
5．1．2 平衡关系式 …………………………………………………………………36
5．2 传氧模式 ……………………………………………………………………………37
5．3 用于模拟和分析不稳定状态试验数据的标准方法 ………………………………39
5．4 需氧量的确定 ………………………………………………………………………40
第六章 混合与水力学 ………………………………………………………………………43
6．1 混合的考虑 …………………………………………………………………………43
6．2 水力学的考虑 ………………………………………………………………………44
第七章 专利工艺 ……………………………………………………………………………47
7．1 卡罗塞系统 …………………………………………………………………………47
7．1．1 卡罗塞系统的处理性能 ……………………………………………………49
7．1．2 设计的考虑和程序 …………………………………………………………50
7．2 射流曝气氧化沟 ……………………………………………………………………52
7．3 奥尔伯系统 …………………………………………………………………………56
7．3，1 奥尔伯曝气池池型 …………………………………………………………56
7．3．2 曝气圆盘 ……………………………………………………………………56
7．3．3 系统模式 ……………………………………………………………………56
7．3．4 硝化和脱硝 …………………………………………………………………56
7．3．5 奥尔伯系统的设计参数 ……………………………………………………57
7．4 帕斯维尔氧化沟处理厂 ……………………………………………………………58
7．4．1 转子 ………………………………………………………………………58
7．5 障碍式氧化的 ………………………………………………………………………60
7．6 综合式系统 …………………………………………………………………………61
第八章 操作和维 ……………………………………………………………………………63
8．1 操作要求 ……………………………………………………………………………63
8．1．1 氧化沟的控制 ………………………………………………………………63
8．1．2 氧 ……………………………………………………………………………64
8．1．3 仪表的使用 …………………………………………………………………64
8．2 操作和维修要求 ……………………………………………………………………64
8．3 氧化沟处理广的性能与对比工艺 …………………………………………………65
8．3．1 氧化沟的性能 ………………………………………………………………65
8．3．2 氧化沟的对比工艺 …………………………………………………………67
第九章 氧化沟的设计 ………………………………………………………………………68
9．1 预处理和一级处理 …………………………………………………………………68
9．2 反应池的设计 ………………………………………………………………………68
9．2．1 动力学设计 …………………………………………………………………69
9．2．2 氧的供给 ……………………………………………………………………70
9．2．3 沉淀池的设计 ………………………………………………………………70
9．2．4 污泥 …………………………………………………………………………71
9．2．5 设计举例 ……………………………………………………………………72
9．2．6 例9．1 设计小结…………………………………………………………76
第十章 经济考虑 ……………………………………………………………………………77
10．1 费用的种类 ………………………………………………………………………77
10．1．1 因工艺而异的费用 ………………………………………………………77
10．1．2 因地区或气候而异的费用 ………………………………………………77
10．1．3 因厂址而异的费用 ………………………………………………………78
10．2费用数据 ………………………………………………………………………………78
10．2．1 建造费用 …………………………………………………………………78
10．2．2 操作和维修费用 …………………………………………………………79
10．2．3 总费用 ……………………………………………………………………80
10．3 小结 ………………………………………………………………………………80
第一章 历史、说明和发展
1．1 基本情况
连续环式反应池（Continuous Loop Reactor，简称CLR), 通常称为氧化沟。它是由荷兰卫生工程研究所(TNO)在五十年代研制成功的。第一家氧化沟处理厂于1954年在荷兰的沃绍本（Voorshopen）投入使用，它是由该所的帕斯维尔（A. Pasveer)博士设计的，服务人口为三百六十人。这是一种间歇流的处理厂，其中氧化沟同时用作二次沉淀池。由于帕斯维尔博士的贡献，这项技术又被称为帕斯维尔沟。
氧化沟最初应用于荷兰，而今，它已成为欧洲、大洋洲、南非和北美洲的一种重要污水处理技术。截止到1976年，仅北美洲就有五百多座处理厂。近年来，采用氧化沟处理厂的速度有了惊人的进展。
氧化沟是活性污泥法的一种改型，它把连续环式反应池用作生物反应池。混合液在该反应池中以一条闭合式曝气渠道进行连续循环。氧化沟通常在延时曝气条件下使用，因为这时水和固体的停留时间长，有机物质的负荷低，它使用一种带方向控制的曝气和搅动装置，向反应池中的物质传递水平速度，从而使被搅动的液体在闭合式曝气渠道中循环。
最初由荷兰卫生工程研究所研制的帕斯维尔沟，目的是为小型居民区提供一种廉价、可靠的污水处理系统。原始的形式只是一种污水排放区域，两边呈坡形，坡上植有草皮,以保证其稳固性，在其中流动的液体深度通常为1m（图1．1）。充氧、推进和搅动是由一个卧式表面转子（凯斯纳刷Kesner Brush）来保证的。凯斯纳刷过去是在矩形池中使用，产生表面曝气，其方式与旋流曝气相似，帕斯维尔沟通常在间歇曝气的情况下使用。白天把原污水引到沟中，在沟中曝气和搅动，晚上关闭表面转子，使固体沉淀，然后把上清液从氧化沟中抽走。最初建立的处理厂获得了惊人的成功，生化需氧量（BOD）的去除率达97％。后来，帕斯维尔博士在观察了曝气不充分的系统之后，又对氨和硝酸盐的去除进行了试验。
为了适应流量和有机负荷的增加，出现了连续流帕斯维尔沟。到六十年代，氧化沟己遍及欧洲各地。1964年，安大略省的加拿大水资源委员会对氧化沟进行了调查，并作出了下述结论：“根据现已获得的资料，可以得出这样的结论：氧化沟污水处理系统的造价低廉，操作简便，其出水的质量符合要求，且水质稳定”。
1967年，勒孔特（Le Compt）和曼特（Mandt）首次把淹没式曝气推流系统用于氧化。他们用一套以回流混合液为动力的射流器和压缩空气配合使用，沿水流途径喷射，从而提供必要的充氧和推进作用，见图1．2。这种技术后来被称为射流曝气沟（Jet Aeration Channel，JAC）。
1968年，杜瓦尔斯-希德里克维尔海有限公司（Dwars, Heederik，and Verhay，Ltd）的池上使用了低速表面涡轮，这种涡轮安装在中心挡 板的末端，利用从低速表面曝气机中所排荷兰工程师们，在一个折流式连续环反应出的辐射流为氧化沟提供推进力，这项技术后来被称为卡罗塞（Carrousel）法（图 1．3）。
从帕斯维尔、勒孔特，曼特、以及杜瓦尔斯-希德里克-维尔海有限公司的早期研制工作以来，氧化沟在工艺和机械方面已经进行了无数次改进。氧化沟的适应性和应用范围己由最初的排污沟显著地扩大了。现在，氧化沟这项技术已牢固确立，作为一种污水处理技术而被人们所接受，1978年，美国环境保护署发表了一份题为《氧化沟处理厂与其它城市污水二级处理先进技术的比较》的报告。报告中的图1．4表明，城市氧化沟处理厂的数量在美国有了明显增长。这份报告得出结论，“氧化沟处理厂能够通过最低限度的操作，稳定地达到五日生化需氧量（BOD5）和总悬浮固体（TSS）去除率的要求。另外，成本数据……表明，379～37850m3/d 的流量范围中，氧化沟处理厂与其它技术相比，在经济上具有竞争力。”这份报告接着指出：“所有的资料表明，当前的趋势是氧化沟处理厂的数量在增加，尤其是5700m3/d以下规模的处理厂”。
氧化沟处理厂数量的增加与下面的全部或部分原因有关：
1．工程费用相当于或低于其它污水处理技术。
2．处理厂只需最低限度的机械设备。
3．即使以最低限度的关注进行操作，处理厂也能保持合理的良好工作状态，这主要是因为它的设计具有较大余地。
4．剩余污泥相对地不那么令人讨厌，而且易于在大多数处理厂中处埋。
5．即使在工作状况不良的情况下，处理厂一般也不产生臭味。
埃特里奇（W·F·Ettlich）指出：“通过与处理厂的操作人员、市政工程官员、顾问工程师和具有氧化沟处理厂直接经验的其他人员交谈，可以看出氧化沟在人们心目中的满意程度和可接受程度都是很高的。有些氧化沟不尽理想，也有一些氧化沟处理厂由于操作方面的原因而弃置不用，但这只是极少数。
令人感到惊异的是，在氧化沟处理厂的应用速度日益增长的情况下，帮助人们基本上理解这项技术的公开技术资料却没有相应地增加，同时也缺乏设计和选择氧化沟所需的缜密而合理的程序。本书的目的就在于帮助填补这项空白。
1．2 典 型 特 性
虽然对氧化沟进行了各种改进，但它们在城市污水处理方面的应用却大体相同。在常见的城市应用中，氧化沟前不需要初次沉淀，建议将进水经过格栅、栅渣经粉碎后去除。典型的曝气池尺寸按延时曝气运行决定，其水力停留时间（HRT）为10～30h。
污泥停留时间(SRT) 在15d以上。水力停留时间和污泥停留时间分别由方程式（1．1）和(1．2) 确定：
生物反应池的容积m3
水力停留时间(h)＝──────────×24 （1．1）
每天的平均流量m3/d
曝气池的污泥重(kg)
污泥停留时间(d)＝─────────── （1．2）
每天排掉的污泥重(kg/d)
使用带方向控制的曝气和搅动装置，如曝气喷射器或机械转子曝气设备。专供氧化沟处理厂使用的转子曝气设备有水平转刷、笼式转刷、或圆盘式转刷。通常设有二次沉淀池，二次沉淀池的大小应留有余地，以防氧化沟有时产生轻而分散的生物絮体。表1．1归纳了典型的城市氧化沟处理厂的设什参数。
典型的城市氧化沟的设计参数 表1．1
水力停留时间(h)
15～40
污泥停留时间(d)
＞15
MLSS(混合液悬浮固体)(mg/L)
2000～6000
F/M(营养与微生物之比)
0.05～0.02
回流污泥比(进水的百分比)
100
BOD去除率(%)
94～98＋
TSS去除率(%)
90～95＋
氧化沟的几何形状以椭圆形为最常见，但也有许多其它形状。在南非，常见的相互联系的多路渠道，在欧洲，常见折流的回旋渠道，在澳大利亚和美国，虽然流行圆形渠道，但仍以椭圆形为最常见。曾采用过的水深达7m，但大多数沟深仍局限在1～2m。许多沟道的横截面呈梯形，两侧的坡度为45°。深沟道的两侧呈直角，通常由钢筋混凝土制成。沟道的底部及两坡的建筑材料为喷浆水泥、沥青和薄膜。
第二章 过程动力学
包括氧化沟在内的任何生物处理系统，其基本目的都是去除有机固体、减少需氧量。这些有机固体可以是可沉固体、胶态固体、或溶解固体。我们靠沉淀这种物理方法来去除可沉固体。胶态和溶解有机固体是通过生物化学方法来去除的。氧化沟的第二个处理目的通常是把氨转换成硝酸盐，以减少总需氧量，以及（或）除氮，以控制水中的营养。这些内容将在第四章进行详尽的讨论。
环境工程师与医药工程师不同，他们是在未消毒的环境下进行工作的。因此，对生化过程的控制是通过生物反应池中的环境控制来完成的，从而达到促进所需有机物生长的目的。尽管在预报环境条件和生物系统对环境条件变化的反应方面，常常遇到困难，但生物反应池的环境控制还是得到了应用。
2．1 过程微生物学
为了理解氧化沟的生物动力学，有必要看一下生物系统中具有重要作用的有机物。在生物污水处理系统中，我们所感兴趣的微生物属于原生生物的领域。原生生物是单细胞微生物或没有细胞组织分化的多细胞微生物。根据环境工程师的需要，原生生物可按照它们的碳源和能量来源、或按照它们利用分子氧的能力进行简便的分类。
2．1．1 微生物的分类
以有机化合物为碳源和能源的微生物叫异养微生物。异养微生物在生物污水处理系统中使有机物质向二氧化碳转化，并产生脱硝作用。自养微生物的碳源是无机碳，通常是重碳酸根离子或二氧化碳。自养微生物可以进一步分为以光为能源的光合微生物，和能量来自无机化合物的氧化-还原反应的化学合成微生物。化学合成自养微生物以氨为能源，在氧化沟中进行硝化作用。
微生物也可以根据其利用分子氧的能力来分类。专性需氧微生物需要分子氧，而专性厌氧微生物则利用化合氧，如硫酸盐。分子氧对于专性厌氧微生物具有毒性作用，而兼性需氧微生物则既能利用游离氧，又能利用化合氧。
氧化沟中的大部分污水处理工作是由细菌来完成的。细菌是单细胞的原生生物，它们需要溶解性食物和水分，并通过二次分裂再生。它们的大小在0.5～15μm的范围内。在细菌的细胞中，有80～90％的水，而固体成分的大约90％是有机物。有机成分近似C5H7O2N，无机成分则是由P2O5(50％)、SO3、Na2O和CaO组成，另外还有微量的铁和铜等营养素。
通常被环境工程师解释为多细胞异养原生生物的真菌，也在生物污水处理中起着重要作用。真菌是专性需氧微生物，它们喜欢较低的pH值（最佳值大约为5.6），而且对氧的需要量也较小。在氧化沟这样的悬浮微生物反应池中，真菌常给固体分离造成困难，因为它们形成沉淀性能很差的丝状菌。在处理低pH值或缺氮的污水时，真菌是个特例，因为在这些情况下它们比细菌更有利。
在生物处理系统中具有重要作用的还有单细胞原生动物和轮虫之类的多细胞微生物。这些微生物通过消耗胶体有机微粒和细菌细胞，起着一种对出水进行“精制”的作用，从而在生物处理系统中达到降低出水浊度的目的。
2．2 新陈代谢和能量
微生物需要大量的能量。资料表明，1g的大肠埃希氏菌大约需要0.6W的能量来维持细胞生命和进行再生。由此可见，77kg的大肠埃希氏菌每天大约需要4002.58MJ的热量，而一个体重为77kg的人每天需要10.5～12.6MJ的热量。微生物所需的能量是从氧化-还原反应中获得的。
2．2．1 能量反应
异养微生物新陈代谢的整个反应过程可以表示如下：
有机物＋O2＋细胞→CO2＋H2＋更多的细胞＋能量 （2．1）
有机物质既用于产生能量，又用于细胞合成。氧化-还原反应就是将被还原物（电子给体）的电子转给起氧化作用的物质（电子受体），我们通常把电子给体看作食物。异养微生物的新陈代谢利用有机电子给体；自养微生物的新陈代谢利用无机电子给体。在需氧微生物系统中，氧是最终的电子受体。在缺氧微生物系统中，最终电子受体是亚硝酸盐或硝酸盐；而CO2和SO4则是厌氧微生物系统中的最终电子受体。最终电子受体决定着从“食物”中所得能量的多少。
麦卡蒂（McCarty）就生物过程中的能量产生和细胞合成提出了一种化学计算方法。表2．1列出了他所提出的氧化一还原反应。
【例2．1】利用表2．1中的方程式可以求出在需氧、缺氧和厌氧情况下，从生活污水的新陈代谢中所获得的能量。
设生活污水的成分为C10H19O3N，利用表示电子给体（食物）的方程式7和表示需要氧情况的方程式（3），我们可以写出下述半程反应：
给体：
(1/50)C10H19O3N＋(9/25)H2O＝(9/50)CO2＋(1/50)NH4＋＋(1/50)HCO-3＋H＋＋e-
ΔG°＝＋31.8kJ／e- （2．2）
受体：
(1/4)O2＋H＋＋e-＝(1/2)H2O
ΔG°＝-78.189kJ/e- （2．3）
把上述半程反应相加，即可得出：
(1/50)C10H19O3N＋(9/25)H2O＋(1/4)O2＋H＋＋e-＝(9/50)CO2＋(1/50)NH4＋＋(1/50)HCO-3＋H+＋e-＋(1/2)H2O
(2．4)
细菌系统的半程反应 表2．1
反应
编号
半 程 反 应
ΔG°(W)
KJ/电子当量
1
2
3
4
5
6
细菌细胞合成反应
以氨作为氮源：
1/5CO2＋1/20 HCO3-＋1/20NH4＋＋H＋＋e-＝1/20C5H7O2N＋9/20H2O
以硝酸盐作为氮源：
1/28NO3 ＋5/28CO2＋29/28H＋＋e-＝1/28C5H7O2N＋11/28H2O
电子受体的反应
氧：
1/4O2＋H＋＋e-＝1/2H2O
硝酸盐：
1/5NO3-＋6/5H＋＋e-=1/10N2＋3/5H2O
硫酸盐：
1/8SO42-＋19/16H＋＋e-＝1/16H2S＋1/16HS-＋1/2H2O
二氮化碳（甲烷发酵）：
1/8CO2＋H＋＋e-＝1/8CH4＋1/4H2O
-78.189
-71.712
21.290
24.129
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
21
22
23
24
25
26
电子给体的反应
有机给体（异养反应）
生活污水：
9/50CO2＋1/50NH4＋＋1/50HCO3-＋H＋＋e-＝1/50C10H19O3N＋9/25H2O
蛋白质（氨基酸、蛋白质、含氮有机物）：
8/33CO2＋2/33NH4＋＋31/33H＋＋e-＝1/66C18H24C5N4＋37/66H2O
碳水化合物（纤维素、淀粉、糖）：
1/4CO2＋H＋＋e-＝1/4CH2O＋1/4H2O
油脂（脂肪和油）：
4/23CO2＋H＋＋e-＝1/46C8H16O＋15/46H2O
醋酸盐：
1/8CO2＋1/8HCO3-＋H＋＋e-＝1/8CH3COO-＋3/8H2O
丙酸盐：
1/7CO2＋1/14HCO3-＋H＋＋e-=1/14CH3CH2COO-＋5/14H2O
苯甲酸盐：
1/5CO2＋1/30HCO3-＋H＋＋e- ＝1/30C6H5COO-＋13/20H2O
乙醇：
1/5CO2＋H＋＋e-＝1/12CH3CH2OH＋1/4H2O
乳酸盐：
1/6CO2＋1/12HCO3-＋H＋＋e-＝1/12CH3CHOHCOO-＋1/3H2O
丙酮酸盐：
1/5CO2＋1/10HCO3-＋H＋＋e-＝1/10CH3COCCO-＋2/5H2O
甲醇：
1/6CO2＋H＋＋e-＝ 1/6CH3OH＋1/6H2O
无机给体（自养反应）：
Fe3＋＋e-＝Fe2＋
1/2NO3-＋H＋＋e- ＝1/2NO2-＋1/2H2O
1/8NO3-＋5/4H＋＋e-＝1/8NH4＋＋3/8H2O
1/6NO2-＋4/3H＋＋e-＝1/6NH4＋＋1/3H2O
1/8SO42-＋4/3H＋＋e-＝1/6S＋2/3H2O
1/8SO42-＋19/16H＋＋e-=1/6H2S＋1/16HS-＋1/2H2O
1/4SO42-＋5/4H＋＋e-＝1/5S2O32-＋5/3H2O
H＋＋e-＝1/2H2
1/2SO42-＋H＋＋e-＝ 1/2SO32-＋1/2H2O
31.820
32.238
41.868
27.633
27.671
27.901
28.855
31.786
32.963
35.776
37.535
-74.441
-39.482
-34.520
-32.875
19.498
21.290
21.315
40.486
44.350
注: 1．除(H+)＝10-7 以外的一个电子当量参与反应时所对应的反应物和生成物。
2．编号26反应式右侧原文第一项为1/2SO32-，应为1/2SO32-—译者。
现在，把方程式（2．4）乘以50，可得出：
C10H19O3N＋18H2O＋12.5O2＝9CO2＋NH4＋＋HCO-3＋25H2O （2．5）
从方程式（2．4）和（2．5）中可以看出，被利用的污水每摩尔可传送50个电子。这些方程式所获得的能量为：
ΔG°＝生成物的ΔG°-反应物的ΔG° （2．6）
这样，从污水的需氧新陈代谢中所获得的能量即为：
50个电子 kJ kJ
ΔG°＝────×（-18.675── -7.6──） （2．7）
mol污水 e- e-
ΔG°＝-5500.41kJ／mol污水
以与例2．1相似的方程式，可求出在缺氧情况下(NO3-为电子受体)从污水中所获得的能量为-5176.56kJ／mol污水；在厌氧情况下(CO2为电子受体)所获得的能量为 -384.6kJ／mol污水。从需氧新陈代谢中所获得的能量，与从缺氧新陈代谢中所获得的能量相差不大，而从厌氧新陈代谢中所获得的能量却是一个较小的数量级。
合成：
污水或“食物”既用于能量，又用于合成。要想确定所需电子受体（氧）和最终生成物的量，工程师们需要知道食物中的哪一部分是用于能量的；要想确定营养的需要量（N，P）和污泥的产量，就需要知道食物中的哪一部分会转化成细胞体（合成）。
麦卡蒂解决这个问题的方法是写出下述半程方程平衡式：
R＝fsRc＋feRe-Rd （2．8)
式中 R—整个反应；
Rc—细菌细胞合成的半程反应（假设为C5H7O2N）；
Re—电子受体的半程反应；
Rd—电子给体的半程反应；
fs—用于合成的电子给体的分数；
fe—用于能量的电子给体的分数。
fs＋fe＝1 （2．9）
表2．2所表示的是各种基质的fs最大值。表中所列的fs最大值代表迅速生长的新生培养物的值。老化培养物的fs值可以低到相当于表中所列值的20％的程度。上述方程式可以用来确定一个生物系统的质量平衡。
【例2．2】以生活污水的需氧生物处理为例，利用这种方法求出氧的需要量和污泥产量。假设合成所需的氮源是氨，并且使用延时曝气法，这是氧化沟的典型设计用途。由于延时曝气会产生“老化”培养物，因此，fs即为表2．2中所列的（fs）max的20％。由于表中没有列出污水的（fs）max，因此必须根据生活污水的典型成分求出一个值。假设生活污水的成分大约为：50％的蛋白质、40％的碳水化合物、10％的脂肪。参见表2．2，我们就可以得出一个（fs）max：
细菌反应中（fs）max，的标准值 表2．2
电子给体
电子受体
(fs)max
异养反应
碳水化合物
碳水化合物
碳水化合物
碳水化合物
蛋白质
蛋白质
脂肪酸
脂肪酸
脂肪酸
甲醇
甲醇
自养反应
S
S2O32-
S2O32-
NH4＋
H2
H2
Fe2＋
O2
NO3-
SO42-
CO2
O2
CO2
O2
SO42-
CO2
NO3-
CO2
O2
O2
NO2-
O2
O2
CO2
O2
0.72
0.60
0.30
0.28
0.46
0.08
0.59
0.06
0.05
0.36
0.15
0.21
0.21
0.20
0.10
0.24
0.04
0.07
(fs)max＝蛋白质%×蛋白质的(fs)max＋碳水化合物％×碳水化合物的(fs)max＋脂肪％×脂肪的(fs)max （2．10）
（fs）max＝（0.50×0.46）＋（0.40×0.72）＋（0.10×0.59）＝0.67
在本例中的fs是取(fs)max的20％，即0.13。根据方程式（2．9），可以看出fe为0.87。
现在可以从表2．1中选择适当的半程反应：
Re：(1/5)CO2＋(1/20)HCO3-＋(1/20)NH4＋＋H＋＋e-＝(1/20)C5H7O2N＋(9/20)H2O （2．11）
Re：（1/4）O2＋H＋＋e-＝(1/2)H2O （2．12）
Rd：（9/50）CO2＋（1/50）NH4＋＋（1/50）HCO3-＋H＋＋e-＝（1/50）C10H19O3N＋（9/25）H2O （2．13）
根据方程式（2．8），把方程式（2．11）、（2.12）和（2．13）合并再简化，即得出：
C10H19O3N＋10.875O2＝0.325C5H7O2N＋0.675NH4+＋0.675HCO3-＋7.70CO2＋6.675H2O （2．14)
这样，1mol的生活污水会产生0.325mol的微生物（C5H7O2N），并且需要10.875mol的氧。如果把这些结果用比较常见的单位表示，那么，它们在氧化沟的设计和评价方面的用途就会大得多。
用下述方法来表示或许方便一些：
mg需氧／mgCOD； mgVSS／mgCOD。
首先来考虑氧，设每mol的C10H19O3N需要10.875mol的氧，则污水的COD可计算如下：
molO2
COD=(10＋19/4-3/2)=13.25────── （2．15）
molC10H19O3N
13.25molO2 32g 424gCOD
COD=──────×───＝────── （2．16）
molC10H19O3N molO2 molC10H19O3N
因此：
molO2 molC10H19O3N 32g
需氧量＝10.875─────×──────×─── (2．17)
molC10H19O3N 424gCOD molO2
进而：
需氧量＝0.82gO2COD（g）
用类似的方法，可算出所产生的挥发性悬浮固体（VSS）的量：
molC5H7O2N 113gC5H7O2N molC10H19O3N
VSS＝──────×──────×────── （2．18）
molC10H19O3N molC5H7O2N 424gCOD
故，
所产VSS＝0.10gVSS／g COD
用同样的方法还可以确定营养的需要量、碱度的增减程度、以及氢离子浓度（pH）的变化情况。
2．3 细菌动力学
为了正确地设计和使用包括氧化沟在内的生物处理系统，必须懂得细菌动力学。污水中有机物的分解、硝化和脱硝，都取决于细菌的生长速度。
可能考虑的最简单系统，是含有纯微生物培养基的批量系统。微生物的生长情况在这种批量系统中可以通过微生物数量的对数与时间之比的曲线来表示（图2．1）。
注 滞后期：表示微生物对基质的适应阶段，这个阶段不一定总是出现。
对数生长期，生长率只受微生物的产率和微生物处理食物能力的约束。
恒速生长期，再生率与死亡率保持平衡。生长情况可能受基质的可用程度、毒物的聚集程度、营养、或氧和氢离子浓度等环境因素的约束。
衰亡期：底质耗尽。毒物聚集，以及（或）环境条件不利。
还可以使用一种更有效的方法来表示以上情况，即不按微生物的数量，而接微生物的质量来表示，如图2．2。
滞后期和对数生长期的情况与图 2.1相同。在生物处理系统中，减速生长期被认为是受底质的约束，内源呼吸期也是受底质的约束，微生物进行原生质没有补给来源的新陈代谢。
批量系统要经历图2．1和图2．2所示的各个阶段。氧化沟通常不是批量的，而是连续流的系统。对生物处理系统的控制，是通过对微生物所利用的基质的控制来实现的。为了实现对基质的有效控制，必刘保证微生物生长所必需的各种环境条件。
2．3．1 环境条件
环境条件包括温度、氢离子浓度、溶解氧和营养。环境工程师们能够控制除温度以外的上述各种条件。在下文中将会看到，在氧化沟的设计和操作中，可以计算出温度的影响，但是，企图控制污水温度的做法一般来说是不实际的。氧化沟中的溶解氧和氢离子浓度可以控制在所需的任何水平上。微生物的生长所需的主要营养是氮和磷，在有足够营养的条件下，根据微生物细胞的构成成分，氮的需要量大约每20mg/L的BOD5为1mg/L。磷的需要量大约每100mg/L的BOD5为1mg/LPO4-P，同时还需要微量的无机物。应该说明的是，上述氮和磷的需要量只是近似值。实际所需要的营养量值取决于细胞的合成量，而细胞的合成量反过来又取决于过程的设计。
大多数城市污水和生活污水中都含有过量的营养。至于工业废水，可能需要添加氮和（或）磷，以满足对营养的需要量。
假如一切环境条件都得到充分的保证，那么就有可能在批量系统生长曲线（图2．1和2．2）所要求的任何一点上，保证生物系统的正常工作。
动力学方程：
从图2．2中可以看出，在曲线生长阶段，微生物的生长速度可以表示为：
dX
───＝μX （2．19）
dt
式中 X－微生物浓度（mg/L）；
μ—单位生长率（d-1）；
t—时间（d）。
象氧化沟这样的连续流系统很少保持在对数生长阶段上，而是根据过程的不同方式，保持在生长曲线（图2．2）的不同点上。例如，氧化沟的设计通常适用延时曝气，延时曝气属于内源呼吸范畴。为了保证对这种生物反应池的正确控制，有必要在生长率和基质利用之间建立关系式。
把微生物生长率和基质利用联系起来的最常见模式是莫诺（Monod）模式。莫诺发现，在纯培养物和连续流系统内，在含有单一的限制生长基质系统中，细菌的生长和底质的有效程度之间的关系，可以根据实验用下述公式表示：
S
μ＝μm───── (2．20)
Ks＋S
式中 μ—单位生长率（d-1）；
μm—最大单位生长率（d-1）；
S—基质浓度（mg/L）；
Ks—半速常数(mg/L)(指单位生长率等于最大单位生长率一半时的限制基质的浓度)。
如图2．3所示，微生物的生长率随着基质有效程度的增长而增长，直至达到最大单位生长率为止。这时，限制生长的因素就不再是基质了，而是增代速率或营养之类的其它因素。
莫诺模式已经被用来研制生物系统的动力模式。这里，本文将用莫诺模式建立适合于氧化沟设计和操作的动力模式。需要指出的是，有人已经考虑出其它一些模式。在稳定的条件下，这些模式的大多数会产生类似的效果。对于变化多端的进水，可以利用其它模式，这些模式以进水基质浓度为函数，推算出水的基质浓度。劳伦斯（Lawrence）和麦卡蒂所使用的莫诺模式已经在污水处理系统中产生了满意的效果，我门将在下面的讨论中利用这种模式。
已经指出（方程式2．19）：
dX
──＝μX
dt
这样，将方程式（2. 19 ）和（2．20 ）合并，即得出：
dX S
（──）gr＝μm──── （2．21）
dt Ks＋S
所得到的全部基质不能都用于合成；有人指出，在对数生长期里：
dX dS
（───）gr＝-Y(───)bio （2．22）
dt dt
式中 Y—最大产量系数；
dX
(──)gr—单位被利用的基质质量所形成的细胞质量；
dt
dS
（──）bio—生物作用下的基质利用率。
dt
把上述方程式合并，即得出:
k＝μm／y （2．23）
可将生物作用影响下的基质浓度变化表示如下：
dS kXS
（──）bio＝──── （2．24）
dt Ks＋S
在氧化沟和其它大多数生物处理系统中，不是所有的细胞都处于对数生长阶段。我们必须减小上面所述的生长率，以便考虑到为提供维持细胞生命所需能量而利用的基质，以及细胞死亡和原生动物捕食所消耗的基质。有人假定，微生物数量减少的原因都是由于内源呼吸作用，而内源衰减率属于一级衰减率，它仅仅取决于所存在的微生物的质量。这种假定虽然严格说来并不完全正确，但却是有用的。根据这种假定，我们可以把内源哀减率表示为：
dX
（──）dec＝-kdX (2．25)
dt
式中 kd—内源衰减系数（d-1）。
如果把内源呼吸作用的影响和生长方程式合并：
新的生长率＝对数生长率-内源衰减率 （2．26）
我们就可以得出：
dX μmSX
(──)net＝───── -kdX （2．27）
dt Ks＋S
或者用基质的利用率来表示：
dX dS
(──)net＝-Y(──)bio-kdX （2．28）
dt dt
上述公式中所用的常数是由温度决定的。这些常数值随着温度的增加而增加。温度对氧化沟总过程的影响要更复杂，它影响着生化反应率、化学反应率、气体的溶解度、气体的传质率、以及固体的沉淀性能。温度对于总过程的影响可以估算如下：
RT
──＝Θ（T-20） （2．29）
R20
式中 RT—温度为T（℃）时的速率；
R20—20℃时的速率；
Θ—常数，对氧化沟来说，通常为1.02～1.04。
对氧化沟的应用：
氧化沟既不是完全混合式反应池，也不是推流式反应池。污水流入反应池后，与反应池所含的大量物质混合。但是，通常是使污水正好从排出口的下游流入氧化沟，因此，它必须在经过一次循环之后才能排出去。在这一方面，氧化沟与推流式反应池有些相似，由于全部污水在氧化沟内的停留时间比较长，通常为20～24h，而以标准渠中流速完成一次循环的时间又比较短，即15～30min，因此，氧化沟动力学一般按完全混合式反应池的动力学来对侍。这种假定所产生的任何小误差都纳入安全系数。
对完全混合式反应池（图2．4），可写出下列方程式：
dX dX
（──）V＝QX0-QX＋V（──）net （2．30）
dt dt
式中 Q—流量（m3/d）；
X0—进水的微生物浓度（所含浑发性悬浮固体的mg/L数），
V—反应池容积（m3）；
X—反应池中微生物的浓度（mg／L）。
替代上述方程式中导出的各项，并且假定：（1）是在稳定状态下；（2）X0小到可以忽略的程度，则可以写出：
μmS
Q／V＝──── -kd （2．31）
Ks＋S
考虑在稳定状态下，基质以类似的方式产泥，可写出下式：
KsX
S0-S＝Θ──── （2·32）
Ks＋S
式中 So—进水的基质浓度（mg/L）；
S—出水的基质浓度（mg/L）。
包括氧化沟在内的活性污泥法都采用污泥回流，在考虑回流之前，另外引进一些项目，并重新安排上述方程式，是比较方便的，得出：
VX
ΘC＝─── （2．33）
QX
反应池中的细胞质量
式中 ΘC— ─────────────(d)。
排除的细胞质量／单位时间
如果写成下式：
-(dX／dt)bio
U＝─────── （2．34）
X
式中 U—单位基质利用率（mg/L·h）或基质浓度的变化
（由于每单位质量微生物的生物作用）。
就可得出：
1
──＝YU - kd （2．35）
ΘC
以及
S0-X
U＝──── （2．36）
ΘC
可以确定：
Y
ΔYnet＝───── （2．37）
1＋ΘCkd
我们经常以食物与微生物比（F／M）来表示有机负荷。这种F／M比通常表示为kgBOD5／kgMLVSS·d。
S0
F／M＝─── （2．38）
ΘX
如果把整个过程的效率确定为：
S0 - S
E＝─────×100 （2．39）
S0
式中 E—过程去除率（％）。
F／M、U和去除率有如下关系：
F／M×E
U＝───── （2·40）
100
在考虑污泥回流之前，再进行两次排列是有用的。可以写成：
Y（S0-S）
X＝───── （2·41）
1＋kdΘC
以及
KS（1＋Θ＋kd）
S＝──────── （2．40）
ΘC（YK-kd）- 1
这样，对于完全混合系统来说，如果知道了动力系数（Y、k、kd和Ks），我们就可以得知Ｘ和Ｓ。
污泥的回流：
下面，以动力学的观点，继续把氧化沟作为完全混合反应池看待，同时考虑污泥回流。图2．5为该系统的示意图。
在分析中作了以下几点假设：
1．该反应池是完全混合式的。
2．进水中的微生物浓度（Ｘ0）很小，可以假定为零。
3．全部污水的稳定处理都是在生物反应池中进行的。
4．用于计算ΘC的容积，只是生物反应池的容积。
还应该指出的是，把进水基质的浓度看作总BOD（因为固体物质能够被微生物溶解和利用），方程式所计算的出水浓度为溶解性BOD，因此，在考虑出水质量的时候，必须加上出水中污泥本身的BOD。
如果如图2．5所示，污泥是直接从生物反应池中排除的，那么
VX
ΘC＝──────── （2．43）
QW＋（QW-Q）Xe
但是，因为X>>Xe
V
ΘC≌── （2．44）
QW
如果污泥是从回流污泥管中排除的,
VX
ΘC＝────── (2．45)
QWXr＋QXe
这样，
VX
ΘC≌──── （2．46）
QWXr
式中 XR—回流污泥中微生物的浓度（mg/L）。
借助于前面所用过的质量平衡方法，我们可以这样表示：
1
───＝YU-kd （2．47）
ΘC
进而，
ΘC Y（S0-S）
Ｘ＝───＝───── （2．48）
Θ 1＋kdΘC
或以更有效的方式表示如下：
YQ（S0-S）ΘC
ＸＶ＝─────── （2．49）
1＋kdΘC
由此可见，对于一个给定的系统来说，数量ＸＶ是一个常数，而挥发性悬浮固体（MLVSS）的含量X和反应池的容积V都可以变化，以便使设计最优化。
污泥的产量：
氧化沟中的生物污泥的产量，可以根据污泥的产量和内源衰减估算。根据下述分式可以估算出所产生的生物污泥：
dX
( ───)gr＝Y（S0-S）Q （2．50）
dt
根据下式可算出所消耗的生物污泥：
dX
(───)dec＝-kdXV （2．51）
dt
污泥净产量的估算公式为：
dX
(───)net＝Y（S0-S）Q-kdXV （2．52）
dt
dX
对于稳定状态的氧化沟来说，剩余活性污泥（Px）等于(───)net。
dt
2．4 动力学在氧化沟中的应用
为了把本章所述的动力学应用于氧化沟中，有必要确定氧化构的反应池类型。在污水处理中，通常遇到两种类型的反应池：完全混合型反应池和推流型反应池。
在完全混合型反应池中，我们假设进水是立即与反应池中的各种成分混合到一起的，因此，任何参数的出水浓度，都与反应池中该参数的浓度相等。在推流型反应池中，我们假设不出现纵向扩散。进水的每个细微颗粒都沿着推流型反应池移动，它与反应池中其它颗粒的相对位置没有任何改变。这样，任何给定参数的浓度都随反应池的长度而变化。值得注意的是，推流型反应池相当于无限系列的完全混合型反应池。参考文献对反应池的类型进行了详尽的讨论。
选择何种类型的反应池，关系到出水的质量和生物处理系统的效率，推流型系统去除基质的效率高于完全混合型系统。从图2．6中可以看出这种效率的提高。但是，完全混合型系统在其它方同具有优越性。它的主要优点是，含有毒性或抑制性物质的污泥能够迅速与整个反应池中的各种成分完全混合而得到稀释，这样就最大限度地降低了它的破坏作用，由于在实践中，瞬间的完全混合和完全的推流都是做不到的，因此，各种类型的反应池之间的区别就减少到了最低限度。
氧化沟兼有推流型反应池和完全混合型反应池两者的特点。在氧化沟中，污水先是象在推流型反应池中那样，正好在排出口的下游流入反应池，然后又象在完全混合型反应池中那样，与整个反应池中的各种成分混合起来。氧化沟自身的特点在于，完成一次循环所需的时间短，而总的水力停留时间则很长。这种特点与完全混合型反应池相似，通常用完全混合型反应池来模拟氧化沟。
用完全混合型反应池来描述氧化沟，我们就可以列出用以描述其设计和操作的方程，参见图2．7所示的氧化沟。
图中 Q—进水的流量（m3/d）；
So—全部进水基质浓度（mg/L BOD）；
Xo—进水的微生物浓度（mg/L VSS）；
V—反应池的容积（m3）；
S—反应池中溶解基质的浓度（mg/L BOD5）；
Qw—剩余活性污泥（WAS）的流量（m3/d）;
Qc—回流活性污泥（RAS）的流量（m3/d）；
Xr—回流活性污泥浓度（mg/L VSS）；
Xe—出水微生物浓度（mg/L VSS）；
X—反应池中的微生物浓度（mg/L MLVSS）。
在图2．7中，已经假定剩余污泥是来自氧化沟。剩余污泥也可以来自回流活性污泥管路。在对图2．7所示的氧化沟系统的分析中，我们作了下述假设：
1．该反应池是完全混合型的。
2．进水的微生物浓度与反应池中的微生物浓度相比是很小的，因此可以假设为零。
3．对基质的全部利用都是在氧化沟中进行的。
4．计算中所用容积是氧化沟的容量。
前两点假设与实际情况差距甚小；后两点假设不完全正确。活的微生物是在沉淀池中与基质接触的，因此，在沉淀池中一定会利用一部分基质。但是，沉淀池中生化需氧量的去除率很低，这是由于缺乏混合和供氧不足。很明显，在沉淀池中，任何时候都会有一些生物污泥。在大多数系统中，沉淀池中的生物污泥容积比氧化沟中的生物污泥容积要小。这样，利用这种假设所产生的误差也就小了。后两点假设是谨慎的，由此而计算出的生化需氧量
的去除率稍低于实际去除率。
还需要说明的是，在写动力学方程式时，反应池中进水的BOD5被看作是总BOD5。微生物不能把固体有机物质用作食物，而多细胞的酶却能把这种物质转化成溶解形式。所写出的方程式能够算出进水中的溶解性BOD5。因此，在考虑出水质量时，必须考虑出水中所含生物污泥的BOD5,以便为设计提供出水的BOD5浓度。
【例2．3】对新建氧化沟处理系统的出水要求是：30mg/L的BOD5和30mg/L的TSS。假设出水中70％的悬浮固体是挥发性的，求设计所需的S值（出水的溶解性BOD5）。
出水中含有溶解性BOD和以微生物形式存在的BOD。设一种微生物为C5H7NO2，则这种微生物的BODL就可以表示为“1.42gBOD5/g VSS。同时还假设出水的VSS是微生物。这是一种有效的假设：
VSS的BODL=0.70×30×1.42＝29.8mg/L
假设BOD速率常数为0.20d-1，
VSS的BOD5＝29.8mg/L×(1-e-0.20×5)＝18.8mg/L
这样，溶解性BOD5的设计值（S）就为：
S＝30mg/L-18.8mg/L＝11.2mg/L
在得出氧化沟的设计和操作方程式之前，有必要再解释几个术语。在表示生物处理系统的设计时，现在越来越经常地使用“细胞平均停留时间”（ΘC）这个术悟（译注：即泥龄）。细胞平均停留时间可解释为：反应池中的细胞质量除以每单位时间从反应池中排掉的细胞质量。这样，当污泥的排除如图2．5所示时，ΘC就可以表示为：
VX
ΘC＝───────── （2．53）
QWX＋（Q-QW）Xe
式中 ΘC—细胞平均停留时间（d）。
在实际系统中，反应池中的细胞浓度（X）要比出水的细胞浓度（Xe）大得多。另外，进水的流量（Q）也要比剩余活性污泥的流量（Qw）大得多。因此，Θc的近似值可表示为：
V
ΘC≌── （2．54）
QW
如果污泥是从回流活性污泥管中，而不是从反应池中排掉，则ΘC可表示为：
VX
ΘC＝─────── （2．55）
QWXR＋Qxe
VX
ΘC≌──── （2．56）
QWXR
现在回到图2．7上来, 我们可以给氧化沟及其沉淀池进行质量平衡，根据微生物的产量来写质量平衡式：
系统中微生物的增长速度＝微生物进入系统的速度—微生物离开系统的速度＋系统中微生物的净增长率 （2．57）
有资料表明，净产量系数（Ynet）可表示为：
Y
Ynet=───── （2·58）
1＋kdΘC
代人方程式（2．33），即得出：
dS
（──）bioY
dX dt
V(──)bio＝QX0-QWX-(Q-QW)Xe＋V────── (2．59)
Dt 1+kdΘC
式中 （dX/dt）bio—在生物作用下，单位时间内的微生物增长量；
（dS/dt）bio—生物作用下的基质利用率。
假设，1）X0≈0；2）（Q-QW）Xe≈0；3）存在着稳定状态（即(dX/dt)bio等于零），那么就可以写成：
ΘC Y（S0-S）
X＝（──）───── （2．60）
Θ 1＋kdΘC
式中 Θ—水力停留时间（d）。
由于水力停留时间等于反应池的容积除以进水的流量，可以把方程式（2．60）改写成更有用的形式：
YQ（S0-S）ΘC
XV＝─────── (2．61)
1＋kdΘC
方程式（2．61）适用于去除碳源BOD的氧化沟的设计和操作。
【例2．4】某氧化沟的处理能力为3785m3/d，进水BOD5为200mg/L，试确定该氧化沟的大小。用例2．3中所述的方法，已经把出水的溶解性BOD5确定为10mg/L。动力学研究己得出Y值为：Y＝0.60mg VSS／mg BOD5；kd＝0.05d-1。为了达到所要求的处理水平，通常所使用的ΘC值为5～7d，采用ΘC＝6d。
YQ（S0-S）ΘC
XV＝─────── (2．62)
1＋kdΘC
代人：
0.6mgVSS
────×3785m3/d×(200-10)mg/L×6d
mgBOD5
XV＝───────────────────＝526.2mg/L×3785m3＝1990kg
1＋0.05d-1×6d
现在我们可以随意选择X与V的组合，两者相乘即得出1990kg。兹选择MLSS为3000mg/L，假定其中的70％是挥发性的，则
MLVSS＝X＝0.7×3000mg/L＝2100mg/L
那么：
1990kg
V＝───── ＝948m3
2100mg/L
这样，该氧化沟所要求的容积即为948m3。需要说明的是，该例中所计算的水力停留时间为6h。值得注意的是，如果利用氮的硝化作用和脱硝作用，同时考虑污泥的产量多少、操作的稳定性和安全系数的话，水力停留时间会延长，这是延时曝气系统的特征。
2．5 动力学数据
任何生物处理系统设计的成功，取决于利用适当的动力学数据。生活污水方面的典型动力学数据往往可以在文献中找到，即便如此，设计工程师们也必须结合自己的细心判断来利用这些数据。“典型的”生活污水是根本不存在的。
只要有可能，就应该通过小试、最好是中等规模的导试来确定动力学常数。麦卡蒂提出了一种根据热动力学的原理来确定动力学参数的方法。
如果因污水无法利用、或经济条件有限等原因而不能进行小规模或中等规模的试验时，设计者就只能依靠文献了。表2．3根据文献列出了一些典型数据。
生物处理的动力学数据 表2．3
底 液
产量系数
(mgVSS/mg基质)
内源衰减系数
(d-1)
半速常数
(mg/L)
最大单位生长
率(d-1)
基 质
生活污水
生活污水
生活污水
生活污水
生活污水
不含酒精的饮料废水
脱脂乳
合成废水
纸浆和造纸
虾加工
0.5
0.67
0.5
0.67
0.35
0.48
0.56
0.47
0.50
0.055
0.048
0.06
0.07
0.031
0.045
0.18
0.20
1.60
60
120
22
0.31
100
85.5
9.6
13.2
3.84
0.35
2.38
BOD5
BOD5
COD
BOD5
COD
COD
BOD5
BOD5
BOD5
BOD5
从表2．3中可以请楚地看出，由不同的文献和不同的污水中所获得的动力学常数的值千变万化，即使表2．4所推荐的城市污水动力学常数也是多种多样的。
20℃时城市污水的动力学常数 表 2.4
参 数
单 位
值
Y
kd
Ks
mgVSS/mgCOD
d-1
mg/L
0.35～0.45
0.05～0.10
25～100
设计氧化沟的过程中，经常涉及到氨的氧化和氮的生物去除。在许多情况下，氧化沟的设计受到氮的硝化和脱硝作用的制约，关于生物硝化和脱硝方面的问题将在第四章中讨论。
第三章 过 程 变 型
虽然大多数氧化沟已经应用了延时曝气的活性污泥法，但是并没有理由说明氧化沟不适合于几乎所有悬浮微生物的生物系统。表3．1归纳了各种活性污泥系统的参数。氧化沟已经用于常规系统和好气消化。高速系统已经用于工业废水的处理，在欧洲的应用更为广泛。在欧洲、非洲，最近又在北美洲，还出现了多级氧化沟系统。
单级活性污泥系统常见的设计参数和操作特性 表 3.1
方法
种类
负 荷
BOD5
去除率
（％）
曝气
时间
(h)
出现
硝化否
每去除1公斤BOD5所需的氧① (kg)
回流比
(％)
MLSS②
(mg/L)
氧吸
收率
(mg/g
MLSS.h)
每去除1kgBOD5产生剩余污泥(kg)
F/M(kg
BOD5/kg
MLSS.d
污泥停
留时间
(日)
kgBOD5/m3.d(3000
mgMLSS
延时曝气
常规曝气
高速曝气
改良曝气
接触稳定
接触
稳定
单级硝化
≤0.05
0.15~0.4
0.4~1.0
1.5~3.0
0.15~0.5
0.5~2.0
0.05~0.15
≥30
4～8
2～4
＜1
3～10
10～15
0.16~0.24
0.32~0.96
1.1~2.9
1.45~2.9④
0.48~1.1
1.45~2.9
0.16~0.48
90+
90~95
85~90
60~75
85~95
85~95
95+
16~24
4~8
2~4
0.5~2
1.0~3.0
3.0~6.0
6~12
出现
可能
否
否
可能
否
可能
出现
1.4~1.6③
0.8~1.1
0.7~0.9
0.4~0.6
0.8~1.1
0.4~0.6
0.3~0.5
1.1~1.5
100~300
30~100
30~100
10~30
25~75
50~100
30~100
2000~6000
1500~4000
3000~5000
500~1500
2000~4000
6000~10000
3000~6000
3~8
7~15
15~25
20~40
20~30
10~30
3~8
0.15~0.3
0.4~0.6
0.5~0.7
0.8~1.2
0.4~0.6
0.15~0.3
①0℃和760mm时的氧的密度＝1.429g/L。 ②MLSS×0.8≈MLVSS。
③如果出现硝化，必须加上额外的氧。 ④MLSS＝1000mg/L。
第二章中所列出的动力学方程式适用于设计任何速度的活性污泥系统的氧化沟或其改进系统。硝化和脱硝作用将在第四章中讨论。
在流量大、而延时曝气池的面积要求又无法满足的地方，有可能使用常规的活性污泥法氧化沟。对于常规曝气氧化沟与延时曝气氧化沟，其搅拌特点还是相同的。由于单位有机负荷的渠道容积变小，能耗密度和渠中流速就明显地增加了。如果渠速过高，转子或涡轮的能力就会因转子和涡轮叶片与氧化沟中污水之间的相对速度降低而降低，在使用常规曝气的氧化沟的前面，通常要进行初次沉淀。
奥地利设计了一个能量全部自给的高速曝气的氧化沟。初沉污泥与来自污泥产量高的二级过程的剩余活性污泥一起，进行厌气消化。消化池所产生的污泥气为空气压缩机和发电机组提供气体动力，供循环泵使用。射流曝气装置被用于推进和搅拌。以二沉池出水为恒温介质的热泵，使来自气动发动机的废热为厌氧消化池加热。
3．1 生物法去除营养的过程变型
氧化沟中生物除氮的问题在第二章和第六章中讨论。生物除磷也是可能的。
1972年，巴纳德（Barnard）在图3．1所示的一个四级生物系统中去除了氮和磷。在这一系统中，被硝化的混合液由第二个池子回流到第一个池子去，那里的厌氧或缺氧的环境有助于以原污水或初沉出水为碳源，从回流混合液中去除硝酸盐。为了减少硝酸盐的含量，利用第三个池子在缺氧条件下用内源呼吸污泥进一步脱硝。在沉淀之前，还要在最后一个池子中再曝气。巴纳德发现，在这一过程中，不用化学添加剂就可以把磷去除。他把磷的去除归功于在完全厌氧条件下磷释放之后，发生磷的生物吸收。在好气区域中，磷被过量吸收，并与生物细胞群结合，从而降低了溶解磷的含量。如果含磷量高的污泥在系统中被排除并处置掉，磷的去除率就可能提高。图3．2所示是这一原理的应用实例。
在对各种污水进行生物除磷时应十分谨慎，巴纳德的工作是在南非进行的，那里污水中的含磷量比较低。在进行这一工作时，稳妥的做法是，只要有可能，先进行一些导试研究。
第四章 硝化和脱硝
氮通常是以氨和有机氮的形式存在，大多数污水中都含有氮。如第二章所述，生活污水中氮的含量大大超过了生物处理所要求的标准。在处理过的污水中，氮的存在及其形式具有重要意义，大体有以下几个理由：
1．氮对消毒的影响。
2．氨对水生物有毒。
3．氮的未氧化形式需氧。
4．氮在富营养化中的作用。
5．水源中的硝酸盐有公共卫生方面的问题。
下面将对这几个方面进行扼要地介绍。
4．1 氮 和 氨 的 存 在
4．1．1 氨对消毒的作用
通常用氯气对污水的出水进行消毒。如下列方程式所示，当向含有氨的水中加入氯气时就形成了氯胺：
NH4＋＋HOCl NH2Cl＋H2O＋H＋ （4．1）
NH2Cl＋HOCl NHCl2＋H2O （4．2）
NHCl2＋HOCl→ NC4＋H2O （4．3）
由于结合氯作为消毒剂，没有游离氯（HOCl或OCl-）的效率高，因此，污水出水中如果含有氨，就会导致使用较多的氯，或者使氯在接触池中的停留时间延长，以便取得与没有氨时一样的消毒效果。
4．1．2 对水生物的毒性
游离氨（NH3）在低浓度时也对水生物具有毒性。如方程式（4．4）所示，水中的氨与銨离子是平衡的：
NH4＋＋OH- NH3＋H2O （4．4）
从方程式（4． 4）中可以看出，存在氨的百分数是pH值的函数，pH值的小变化，会引起所有非离子氨在数量上发生大变化。美国环境保护署对保护淡水生物的水质标准作了规定：每升水不超过0.02mg非离子氨（NH3-N）。表4．1列出了含量为每升水0.02mg非离子氨的总氨浓度，上述含量是pH值的函救。由于天然水的pH值范围为7.0 ～8.0，因此需要对氨的排放加以控制，以避免氨对水生物产生毒性作用。
20℃时非离子氨含量为0.02mg/L的总氨浓度 表4．1
pH
总NH3-N(mg/L)
pH
总NH3-N(mg/L)
6.0
6.5
7.0
50.0
16.0
5.1
7.5
8.0
8.5
6
0.52
0.18
4．1．3 氮需氧量
当氨被排放到水体中时，它先后被自养生物转化成亚硝酸盐和硝酸盐。据计算，在一升水中，每氧化lmgNH3-N，约需要 4.6mg的氧。在典型的二级出水中，含有25mgNH3-N/L，而出水对含氮化合物氧化时的需氧量为l15mg/L。这就大大地超过了对含碳化合物氧化时45～65mg/L的需氧量。由于含氮化合物氧化时的需氧量这么大，许多处理厂在排放出水之前不得不对其进行硝化。硝化的定义即氨向硝酸盐的转化。
4．1．4 富营养化作用
氮是植物生长的一种不可缺少的营养成分。在水体具有植物生长所需其它营养成分的同时，增加其中氮的含量，就会产生富营养化作用。富营养化作用可以看作是水体天然老化过程的加速。
4．1．5 对公共卫生的影响
1945年以来，以硝酸盐形式存在的氮被认为是引起婴幼儿的一种暂时性血液病的根源，这种病叫高铁血红蛋白症，它可能造成婴儿的死亡。存在于饮用水中的硝酸盐，在婴幼儿的胃肠道中能被转化成亚硝酸盐。亚硝酸盐与血液中的血红蛋白结合，结果影响其携带和传递氧的能力。因此，饮用水对NO-3-N的基本标准规定为不超过10mg/L。所以对于将流入饮用水源中的氧化沟出水，可能需要除氮。
4．2 硝化中的生物化学反应
在水体系统中，氨被一种叫做亚硝化单胞菌（Nitrosomonas）的自养细菌转化成亚硝酸盐，然后被另一种自养细菌，即硝化杆菌（Nitrobacter），转化成硝酸盐。这种氧化反应的表示形式如下：
亚硝化单细胞
NH4＋＋1.5O2─────→2H＋＋H2O＋NO2- (4．5)
硝化杆菌
NO2-＋0.5O2───→NO3- （4．6)
把方程式（4．5）和（4．6）相加，就得出总的氧化反应方程式
NH4＋＋2O2 ───→NO3-＋2H＋＋H2O （4．7）
从方程式（4．7）中可以看出，氨氧化成硝酸盐时，会释放出氢离子，这样，如果碱度不足，pH值就会降低。
氧化不是单独进行的，合成也同时进行，这就导致了生物的增长。合成的表示形式为：
15CO2＋13NH4＋─→10NO2-＋3C5H7NO2＋23H＋＋4H2O （亚硝化单胞菌） （4．8）
和
5CO2＋NH4＋＋10NO-2＋2H2O─→10NO-3＋C5H7NO2＋H＋ （硝化杆菌） （4．9）
知道了细胞产率，就可以把氧化和合成反应结合起来，文献资料表明，亚硝化单胞菌的细胞产率为每毫克NH4＋-N产出0.04～0.29mgVSS/mgNH4＋-N。硝化杆菌的细胞产率为每毫克NH4＋-N产出0.02～0.084mgVSS/mgNH4＋-N。假定亚硝化单胞菌的细胞产率为0.15mgVSS/mgNH3-N，硝化杆菌的细胞产出率为0.02mgVSS/mgNO2-N，就可写出：
（亚硝化单胞菌）
55NH4＋＋76O2＋109HCO3- ────→C5H7NO2+54NO2-＋57H2O＋104H2CO3 （4．10）
和
（硝化杆菌）
400NO-2＋NH4＋＋4H2CO3＋HCO-3＋195O2────→C5H7NO2＋3H2O＋400NO3- （4．11）
把方程式（4．10）和（4．11 ）合并并化简，即得：
NH4＋＋1.83O2＋1.98HCO3-─→0.021C5H7NO2＋1.04H2O＋0.98NO3-＋1.88H2CO3 （4．12）
根据方程式（4．12 ）可以算出硝化对氧的需要量：约为4.3mgO2/mgNH4＋-N。
根据方程式（4．12），还可算出硝化过程中所消耗的碱度：氧化每毫克NH4＋-N，就消耗7.14mg的碱度（以CaCO3计）。关于碱度的问题，将在动力学部分进一步讨论。
4．3 硝化动力学
在讨论硝化的动力学问题时，我们将把莫诺模式用于限制基质。本书的第二章指出，已经研制出能够得到在稳定状态下相似结果的其它模式。当进水中氨的浓度多变时，使用其它模式，能够以进水中氮的浓度为函数，预估出出水中氨的浓度。
利用莫诺模式，把NH4+-N作为限制速率的营养，可得出：
N
μn＝(μn)max──── （4．13）
Kn＋N
式中 μn—硝化菌的生长率（d-1）；
(μn)max—硝化菌的最大生长率（d-1）；
N—NH4＋-N的浓度（mg/L）；
Kn—硝化的半速常数（mg/L）。
已经有资料表明，氨转化成亚硝酸盐时所产生的能量，大约为亚硝酸盐转化成硝酸盐时所产生的能量的三倍。因此，要想获得相同量的能，所处理的硝酸盐必须相当于亚硝酸盐的三倍。这一点有助于说明在生物处理系统中很少发现高浓度亚硝酸盐的原因。因此，在硝化中限制速度的步骤，就是亚硝化单胞菌把氨转化成亚硝酸盐的过程。这样，在方程式（4．13）中，我们就把生长率作为亚硝化单胞菌的生长率，用N和Kn的值来代表NH4+-N的浓度。
有资料表明，在20℃时，亚硝化单胞菌和硝化杆菌的半速常数（Kn）都小于1mg/L。把它和所产生的能量联系起来就可以看出，硝化杆菌的生长率要大大地高于亚硝化单胞菌的生长率。
因此，我们可以这样说：（1）亚硝酸盐不会大量聚集；（2）把氨向亚硝酸盐的转化作为速率的限制因素，可以模拟出硝化菌的总生长过程。
方程式（4．14）能够把氨的氧化率与亚硝化单胞菌的生长率联系起来：
μn (qn)max N
qn＝──＝─── （────） （4．14）
Yn Yn N＋Kn
式中 qn—氨的氧化率（mg被氧化的NH4+-N/mgVSS·d）；
(qn)max—氨的最大氧化率（mg被氧化的NH4＋-N/mgVSS·d）；
Yn—产量系数（mg生长的亚硝化单胞菌/mg被氧化的NH4＋-N）。
需要说明的是，在大多数情况下，硝化的半速常数（Kn）是很低的。虽然硝化率对微生物浓度来说是一级的，但对基质来说却是零级的。
4．3． 1 环境因素对动力学的影响
生物反应池内的环境条件对硝化动力学具有强烈的影响。人们关心的环境条件包括：温度、pH值、碱度、溶解氧、毒性和抑制性化合物。
温度：
温度既影响半速常数(Kn)值，又影响亚硝化单胞菌的生长率(μn)值，唐宁（Downing）曾估算出温度对半速常数的影响。
Kn＝100.051T-1.158 （4．15）
式中 Kn—半速常数（mg/L以N计）；
T—温度（℃）。
唐宁还估算出了亚硝化单胞菌以温度为函数的最大生长率。根据纯培养液所得出的下述方程式与实验结果完全一致。
(μn)max＝ 0.47e 0.098(T-15) （4．16）
式中 (μn)max—亚硝化单胞菌的最大生长率（d-1）；
T—温度（℃）。
查理（Charley）等人和昆兰（Quinlan）的研究结果表明，硝化的最佳温度大约为15℃，而温度变化对于亚硝化单胞菌和硝化杆菌的生长率的影响是不同的。当温度升高时，亚硝化单胞菌的生长率提高，而硝化杆菌的生长率则降低。这样，就导致了亚硝酸盐在硝化系统中的聚集所产生的潜在抑制性。
pH值：
显而易见，亚硝化单胞菌的生长率以至硝化率，都受到pH值的影响。一般一致的看法是，硝化的最佳pH值为7.2～8.8。当一个系统中的pH值降低到7.2以下时，亚硝化单胞菌的生长率就降低，应该注意的是，pH值对已驯化培养物的影响，比对未驯化培养物的影响要小得多。
唐宁等提出，当pH值小于7.2时：
μn＝(μn)max[1-0.833(7.2-pH)] （4．17）
当pH值为6.8时，方程式（4．17）所得出的亚硝化单胞菌的生长率为最大生长率的67％。
氧化沟基本上是完全混合式反应池，它对由于进水pH值变化所引起的pH值突变具有抗御能力。由于氧化沟的容积大，因此能够对反应池内的pH值变化产生明显的缓冲和稀释作用。
从方程式（4．12）中可以看出，在硝化过程中产生了大量的氢离子（H2CO3）。因此，即使污水的pH值超过7.0，如果在硝化后不保持足以提供所需缓冲能力的碱度，氧化沟中的pH值也会降到最佳值以下。
从下列公式可以得出正在运行的氧化沟的pH值：
[H2CO3]
pH＝pK1-Log───── (4．18)
[HCO3-]
式中 pK1—H2CO3电离常数的负对数值。
考虑到生物过程中有二氧化碳产生，可以根据亨利定律计算出H2C03的近似值。
有一种更实用的方法可以保证氧化沟中硝化所需的适当pH值，这就是使硝化后的氧化沟中残余碱度为100mg/L（以CaCO3 计）。
碱度：
碱度起着缓冲的作用，它把天然水系统中以及氧化沟中的pH值维持在中性附近。方程式（4．12）也表明碱度在硝化中的作用。从实用的角度出发，可假定每克被氧化的NH3-N消耗7.14g的碱度。
碱度是在污泥停留时间长的碳源BOD氧化过程中产生的。从麦卡蒂所得出的方程式中可以看出这一点。图4．1把在碳源BOD去除过程中所产生或消耗的碱度表示为污泥停留时间的函数，对应生长量和内源衰减系数的不同值。从图4．1中可以看出，在污泥停留时间长的情况下(这是氧化沟的特点)，去除每毫克BOD5，可以产生0.3mg的碱度。对于BOD5为220mg/L的进水来说，这就意味着大约产生60mg/L的碱度，这个值足以满足氧化9mgNH3-N/L的需要。
溶解氧：
有证据表明，溶解氧的浓度影响硝化率。大多数研究者认为，利用莫诺关系式，即：
O2
μn＝(μn)max[────] （4．19 ）
KO2＋O2
式中 O2—氧化沟中溶解氧浓度(mg/L)；
KO2—氧的半速常数（mg/L）。
能够充分表达氧对硝化率的影响。氧的半速常数有许多建议值：从0.25到2.46mg/L。斯坦斯特洛姆（Stenstrom）和波杜卡（Poduka）提供了这些值的研究报告。
美国环境保护署和其它机构建议采用氧的半速常数值为1.3mg/L。当氧的半速常数为1.3mg／L时，如果溶解氧的浓度超过2mg/L，它对硝化率的影响就明显地停止了。有资料表明，在溶解氧浓度小于2.0mg/L时，氮有可能完全硝化，但这可能需要过长的污泥停留时间。正因为如此，在设计氧化沟时，通常使沟的需氧区域中的溶解氧等于或大于2.0mg/L。
抑制性化合物：
象其它生物系统一样，硝化过程会受到各种化合物的抑制性或毒性的影响，尤其是重金属、酚、硫脲及其衍生物和游离氧。有一位研究者发现，高浓度的溶解氧具有抑制性。氧化沟的完全混合特点，足以把毒性和抑制性的影响减小到最低程度，但是如果怀疑污水中可能存在着有毒或抑制性化合物时，最好进行小试或导试．以便找出影响硝化率的原因。
4．5．2 环境因素对硝化动力学的综合影响
前面已经指出，环境因素对硝化动力学具有明显的影响，而且对每种因素分别进行了讨论。这些影响可以用几个莫诺方程式相乘而综合起来，把方程式（4．13）、（4．17）和（4．19）合并起来，就得出：
N O2
μn＝(μn)max(───)(───)[1-0.833(7.2-pH)] （4．20）
Kn＋N KO2＋O2
用方程式（4．15）替换Kn，用方程式（4．16）替换（μn）max，我们就可以把方程式（4．20）扩展为：
N O2
μn＝[0.47e0.098(T-15)]×[──────]×[────]×[1-0.833(7.2-pH)] （4．21）
N＋100.51T-1.158 KO2＋O2
这样，用方程式（4．21），我们就可以计算出在不同的温度、pH值、氨的含量和溶解氧的条件下的亚硝化单胞菌的生长率。
然后可以用方程式（4．14），以μn来表示硝化率（qn）：
μn
qn＝──
Yn
4．4 硝化动力学在氧化沟设计中的应用
硝化动力学系应用于氧化沟的硝化设计。氧化沟通常设计成延时曝气系统，在这种系统中，不仅发生生物固体的稳定作用，而且发生硝化作用。本文所讨论的硝化动力学可在以下几个方面应用：
1．确定在pH值、溶解氧和温度都极为不利的情况下的设计污泥停留时间。
2．确定碳源BOD去除和硝化所许可的最小水力停留时间。
3．确定剩余污泥率。
在本文讨论中，迄今一直认为硝化动力学是在硝化菌的纯培养液中发生的，这一假定显然不符合氧化沟的实际情况。流入氧化沟的污水中，含有大量的可生物降解的有机物质。因此，氧化沟中的微生物主要是以快速生长的异养菌组成的，只有少量硝化菌。
异养菌的细胞产量要比硝化菌高得多。这样，如果异养菌的生长率（μh）比硝化菌的生长率（μn）高得多的话，硝化菌就会从系统中冲洗出去。因此，要想维持一个硝化系统，就必须使：
μn≥μh （4．22）
由于已知：
1
θC＝── （4．23）
μ
故可得出：
1
θCd≥θCm＝── （4．24）
μn
式中 θcd—设计污泥停留时间（d）；
θcm—在设计环境条件下硝化所需最小污泥停留时间（d）。
在氧化沟中，温度、溶解氧、氨的含量和pH值，决定着硝化菌的生长率（μn），从而也决定着最小污泥停留时间（θcm）。既然θcm决定于环境条件，为了控制氧化沟，使硝化得以发生，就必须对异养菌的生长率（μh）或设计污泥停留时间（θcd）加以调节。
我们在前面已经指出：
1
μh＝── ＝YU-kd （2．35）
θCd
以及
S0-S
U＝──── （2．36）
θX
从上述方程式中可明显看出，由于Y和kd是我们无法控制的系统常数，改变μh和θcd的方法就只能是变更U。变更U的做法是改变反应池池容[从而改变水力停留时间(θ)]，或改变MLVSS（X）。
在氧化沟中，没有什么办法能够有选择地把异养菌或硝化菌由系统排除。因此，对于硝化菌和异养菌，其细胞排除率，以及污泥停留时间和生长率，都必须是相同的。
4．4． 1 安全系数
劳伦斯（Lawrence）和麦卡蒂在硝化系统的设计中使用了安全系数（S.F.）这个概念，安全系数的确定方法是：
θCd
S.F.＝─── （4．25）
θCm
他们推荐了一种保守的安全系数来解决环境条件的不测变化和（或）毒性或抑制性化合物的存在。
安全系数这一概念，还可使系统有足够的容量，以保证处理进水的高峰氮负荷。可以使用一种非稳定状态的质量平衡法，来确定在各种安全系数下进水的高峰负荷对出水NH3-N含量的影响。从图4．2中可以看出进水的高峰负荷对出水中NH3-N的影响。
通过例子能够充分说明硝化动力学在氧化沟设计上的应用。
【例4．1】设计一个每天能处理3785m3污水的氧化沟，污水水质如下：
BOD5＝200mg／L
TSS＝200 mg／L
TKH＝30mg/L
碱度＝350 mg／L（以CaCO3计）
最低温度＝10℃
要求出水充分硝化，其中溶解性BOD5的含量不得超过5.0mg／L。
在进行这一设计时，要作某些假设：
1．忽略用于合成的那一部分总氮，假设去除的总氮都被氧化。
2．假设安全系数为3.0，以应付高峰流量。
3．假设氧化沟中的溶解氧为2.0mg/L。
首先要检查是否存在着足以维持pH值的碱度。
假设全部进水的总氮（TKN）都被氧化，刚所需碱度为：
mg(碱)
所需碱度＝30mg（TKN）／L×7.14────＝214mg／L（以CaCO3计）
mg(TKN)
残余碱度为：
350mg／L-214mg／L＝136mg／L（以CaCO3计）
如果在氧化沟中使用紊动性高的曝气设备，产生的二氧化碳就可能吹脱得多，136mg／L（以CaCO3计）的残余碱度就足以维持大于7.2的pH值。
现在我们来计算10℃、且pH＞7.2时的亚硝化单胞菌的最大生长率（μn）max。这时的溶解氧为2.0mg/L，pH值大于7.2。
我们还要假设：氮不是限制速率的因素。
这样，在这些条件下：
(μn)max＝0.47e0.098(T-15)
代入：
T＝10℃
O2＝2mg/L
并假设，
KO2＝1.3mg/L
得出：
2.0
(μn)max＝0.47e0.098(10-15)（─────）＝0.175d-1
2.0＋1.3
最小污泥停留时间：
1 1
θmc＝────＝───＝5.71d
(μn)max 0.175
设计污泥停留时间：
θcd＝S·F×θcm＝3.0×5.71＝17.13d
取近似值：
θcd＝17d
这样，就确定了硝化菌和异养菌的设计生长率：
1 1
μh＝μn＝───＝───＝0.0588d-1
θcd 17
根据下述公式，可以确定出水的NH3-N：
N
μn＝(μn)max[────]
Kn＋N
Kn＝100.051T-1.158＝100.051×10-1.158＝0.22mg/L
代人：
N
0.0588＝0.175[─────]
0.22＋N
N＝0.11mg/L
这基本上是完全硝化。
现在可以计算有机物的去除率。已知：
μn＝μh＝0.0588d-1＝YU-kd
假设：
Y＝0.55mgVSS/mgBOD5
kd＝0.55d-1
就可以计算出U：
μh＋kd 0.0588＋0.05 kg(被去除的BOD5)
U＝────＝───────＝0.198─────────
Y 0.55 kg(MLVSS)·d
这样，就可以确定所需池容和水力停留时间：
3785m3／d×（200-5）mg／LBOD5＝740kgBOD5／d
从而：
740kgBOD5
所需MLVSS(kg)＝─────────────＝3740kg
kg(被去除的BOD5)
0.198─────────
kg(MLVSS)·d
假定要保持2500mg／L MLVSS的话，那么，氧化沟所需池容（V）就为：
3740kgMLVSS
V＝────── ＝1500m3
2500mg/L
────
1000
水力停留时间（θ）为：
V 1500m3 24h
θ＝──＝─────×──＝9.5h
Q 3785m3/d d
4．5 脱 硝 作 用
负责除碳的异养菌，能够在缺氧条件下把硝酸盐和亚硝酸盐用作氧源。这个过程通常称为硝酸盐呼吸，它能够把硝酸盐和亚硝酸盐还原成氮气。如果在氧化沟中设一缺氧区，并把污水中的有机物用作碳源，就可以在不添加化学剂的情况下，明显地提高氧化沟的脱硝程度。
4．5．1 脱硝的生物化学
过去的污水脱硝是以甲醇为碳源来进行的。麦卡蒂等人提出了下述方程式来表达使用甲醇时的脱硝作用：
去除硝酸盐的总反应式：
NO3-＋1.08CH3OH＋0.24H2CO3＝0.056C5H7NO2＋0.47N2＋1.67H2O＋HCO3- （4．26）
去除亚硝酸盐的总反应式：
NO2-＋0.53H2CO3＋0.67CH3OH＝0.04C5H7HO2＋0.48N2＋1.23H2O＋HCO3- （4．27）
脱氧总反应式：
O2＋0.93CH3OH＋0.56N03-＝0.056C5H7NO2＋1.04H2O＋0.59H2CO3＋0.056HCO3- (4·28)
从方程式（4．26）、（4．27）和（4．28）中可以看出：
1．每去除1mg（NO3--N＋NO2--N），可产生3.47 mg的 碱度。
2．可用下式来表示微生物的生长率：
Ydn＝0.53NO3--N＋0.32NO2--N＋0.19DO （4．29）
式中 Ydn—生长系数[mg(细胞)／mg(NO3--NO2--N)]；
NO3--N—硝酸盐浓度（mg／L，以N计）；
NO2--N—亚硝酸盐浓度（mg／L，以N计）；
DO—溶解氧浓度（mg/L）。
3．可根据下述方程式来计算所需要的甲醇：
CH3OH＝2.47NO3--N＋1.53NO2--N＋0.87DO （4．30）
但是，更有用的做法是用COD，而不用甲醇来表示有机基质，因为甲醇已很少使用，而把污水用作有机营养源的做法倒是常见的。因此，方程式（4．30）可改写成：
CODreq＝3.71NO3--N＋2.3NO2--N＋1.3DO （4．31）
式中 CODreq—所需可生物降解的COD（mg/L）。
4．5．2 环境条件
与脱硝有关的环境条件包括pH值、温度、有机基质、抑制性或毒性化合物，在这些环境条件中，我们不必关心抑制性或毒性化合物对脱硝的影响，这两种化合物对碳源BOD的去除和硝化影响更大，因此，必须在这些阶段就加以处理。
温度：
温度对一切生物化学过程都具有影响，也同样影响着脱硝率。萨顿（Sutton）等人发现，脱硝率适合于传统的阿伦纽斯关系式。根据污水的温度范围，阿伦纽斯关系式被简化为：
KT＝K20θT-20 （4．32）
式中 KT—温度为T时的速率常数（时间-1）；
K20—20℃时的速率常数（时间-1）；
θ—常数，根据现有资料，θ的值为1.06～1.12；
T—温度（℃）。
pH值和碱度：
一些研究pH值对脱硝率影响的论文一致认为：当pH在7.0～7.5范围内时，可以获得最佳脱硝。这些论文还清楚地表明，当pH超出6.0～8.0的范围时，脱硝率就明显地降低。
如方程式（4．26）、（4．27）和（4．28）所示，在脱硝过程中，会产生碱度。这有助于把pH值维持在所需的范围内，并弥补在硝化过程中消耗的一部分碱度。前述每还原1g氮就产生3.57g碱度的估计，尚未在实地调查中得到证实。有两篇论文曾分别得出2.95g／g和2.89g/g的值。美国环境保护署推荐3g/g为良好的工程设计值。
有机基质：
与硝化不同，脱硝取决于异养微生物。在有机物的新陈代谢过程中，当氮的氧化物（NO3-,NO-2）被用作氧源时，就产生了脱硝作用。为了使脱硝以最大速率进行，必须保证过量的可生物降解有机物的存在。
有资料表明，当用甲醇作碳源时，可以使用莫诺型公式来表示有机基质的可用程度。
C
μdn＝(μdn)max ──── （4．33）
Kc＋C
式中 μdn—脱硝杆菌的生长率（d-1）；
（μdn）max—脱硝杆菌的最大生长率（d-1）；
C—有机基质的浓度（mg/L）；
Kc—有机基质的半速常数（mg/L）。
有人发现，当使用甲醇时，Kc非常低，大约为0.1mg/L（以甲醇计）。
但是莫诺型公式的用途是有限的，因为大多数系统和所有氧化沟系统的目前设计都是以污水为碳源的。因此，对Kc的计算是十分困难的，而且每种污水都各不相同。比尔（Beer）对有机基质的可利用性有较详细的介绍。
很明显，当有大量可生物降解的有机基质可用时，其脱硝率要比单纯内源呼吸条件下的脱硝率要高得多。一些文献资料所提供的高有机负荷和低有机负荷条件下的脱硝率，可以证实这一点。
4．5．3 脱硝动力学
在描述脱硝过程时，如果假定这个过程是硝酸盐向氮气一步转换，就可以利用通常的莫诺动力学。这是一种合理的方法，因为在污水系统中很少存在大量的亚硝酸盐。
利用下述方程式，可以表达硝酸盐浓度对脱硝动力学的影响。
C
μdn＝(μdn)max───── （4．34）
Kdn＋N
式中 N—硝酸盐浓度（NO-3-N mg／L）；
Kdn—硝酸盐的半速常数（NO3--Nmg／L）。
许多报告表明，kd的值为0.06～0.16mg/L NO-3-N。因此，当NO-3-N的浓度为1～2mg/L时，NO3--N的浓度就不再影响脱硝率，对硝酸盐浓度来说，脱硝作用即可认为是零级的。
与前免的作法一样，用下述公式可以把脱硝率和脱硝细菌的生长率联系起来。
μdn
qdn＝─── （4．35）
Ydn
式中 qdn—脱硝率[g(被去除的NO3--N)／gMLVSS.d]；
Ydn—脱硝细菌的产量常数[g产生的VSS/g（被去除的NO3--N）]。
还是和前面的做法一样，用下述公式可以把污泥停留时间和脱硝率联系起来：
1
───＝Ydn·qdn-kd （4．36）
θC
式中 θc—污泥停留时间（d-1）；
kd—衰减系数。
由于影响脱硝率的因素多种多样，因此获得具体的常数值是困难的，所以我们始终建议应该进行导试。表4．2根据现有的文献提供了若干动力学常数。
脱硝的动力学常数 表 4．2
qdn脱硝率
(g被去除的NO3--N)/ gMLVSS.d
Ydn脱硝细菌的产量常数
[gVSS／g(被去除的NO3--N)]
kd衰减系数
(d-1)
T温度
(℃)
有机基质
0.16～0.90
0.24～3.8
0.36～0.144
0.05～0.18
0.069～0.26
0.019～0.033
0.57
0.63
0.67
0.7～1.4
0.05
0.04
0.02
0.064
10
20
30
20
5～7
5～20
16～26
15～27
甲醇
甲醇
甲醇
甲醇
柠檬酸钠
甲醇
污水
污水
污水
氧的问题：
当硝酸盐在异养菌新陈代谢中被用作最终电子受体（氧源）时，它就取代了溶解氧。在计算BOD所需氧时，要依靠脱硝过程所提供的氧。
据估计，每还原1g硝酸盐，就可提供大约2.6g氧。
氧化沟中所含的硝酸盐，除了提供氧以外，还可以对高峰需 氧量起缓冲作用。这种缓冲作用可能是不可少的。在3785m3／d的氧化沟中，当NO-3-N的浓度为10mg/L时，它所提供的缓冲作用就足以满足990kg的BOD。
4．6 脱硝动力学在氧化沟设计中的应用
适合于脱硝是氧化沟独有的特性。在设计氧化沟的过程中，首先应保证碳源BOD的去除和氨的硝化，然后只需延长沟的长度来提供一段缺氧区，就可以完成脱硝作用。典型的做法是，把污水由缺氧区的正上游引入，为脱硝提供所需有机基质。图4．3是把氧化沟展开后的各区域示意图。
最好的方法是通过例子来说明动力学在氧化沟中的应用。
【例4．2】仍按本章前面所举例4．1的数据，设计该氧化沟的缺氧区，把NO3--N的浓度降低到10mg/L。
我们仍然要作一些假设：
1．全部的进水总氮都被转化成NO3--N。
2．当出水的NO3--N的浓度为10mg／L时，对硝酸盐浓度而言的脱硝率为零级。
3．仍然忽略用于合成的那一部分氮。
首先，要选择一个设计脱氮率。从表4．1中可以看出，当温度大约20℃时，脱硝率较低，应采用较低的值，因为，在近似完全混合式反应池的氧化沟中，有机成分的含量是低的，大约与出水中的有机成分的含量相当。因此采用20℃时的脱硝率为0.025g/g·d。
把qdn校正到10℃。
（qdn）T＝（qdn）20θ T-20
假设θ＝1.08
gNO3--N
（qdn）10＝0.025×1.08 10-20＝0.012─────
gMLVSS·d
这样，就可以计算出所需水力停留时间：
kg(被去除的NO3—N)
qdn＝0.012─────────
MLVSS·d
3785
被去除的 NO3--N＝（30-10）mg/L×────＝76kg/d
1000
76kgNO3—N 1
0.012＝──────×────────
d kg所需的MLVSWS
所需MLVSS=6333kg
当MLVSS为2500mg／L时，所需池容（V）为：
6350kg
V＝──────── ＝2500m3
2500mg/L
─────
1000
这样，缺氧区中所需水力停留时间（θ）就为：
2500m3 h
θ＝─────×24──＝16h
3785m3/d d
这样，整个反应池（例4．1和例4．2）的水力停留时间为25.5h，MLVSS为2500mg/L，污泥停留时间为17d。
第五章 需 氧 量 和 传 氧
5．1 传质理论
当系统中有气体和液体密切接触时，它们之间就会发生传质。已经有两种理论来解释这种原理：一种是穿透理论；另一种是薄膜理论。
5．1．1 传质
穿透理论的假说是，起源于紊动液体内的涡流，移到气液界面时，与那里的气体匆匆接触后，就又被移到界面上的其它涡流所取代。反过来，小的气体涡流在溶解之前可能在液体中作短暂停留。当涡流在液中的界面处作短暂停留时，涡流从气体中吸收了气体的分子。当涡流返回到整个液体中时，这些分子就被紊流分散开来。传质率被看作是扩散率、浓度梯度和表面更新率的函数。在描述传质过程方面，特别是有关能够产生不同程度的界面紊流的曝气装置方面，穿透理论是非常有用的。
虽然从理论上说薄膜理论具有较大的可疑性，但是目前它的实用价值却高于穿透理论，薄膜理论是基于一种物理模式，根据这种模式，在气体与液体的界面上存在着两层假想的薄膜：液膜和气膜。这两层薄膜被认为是停滞不动的，并且对一切传质都具有阻力。不论气体和液体中的紊动大小如何，这两层薄膜都被认为是始终存在的，紊动只能减小薄膜的厚度。图5·1所描述的是这种假想的传质机理。
如果气体被传递到液体，而这种液体对于该气体处于非饱和状态的话，那么，气体的分子就会在混合与扩散的综合过程中，首先传到气膜的外缘上，然后从扩散透过静止的气膜，达到气液界面上，并在那里溶解于液膜中，被溶解的气体又从这静止的液膜上扩散到液膜与整个液体的界而上。通过混合，这些气体就遍布到整个液体中。当气体从过饱和的溶液中释放出来时，其作用机理与上述相反。由于扩散传质的速度比混合的速度慢，因此认为两相彼此传递的速率是受到静止薄膜的制约的。另外，在气膜中的扩散速度要比在液膜中高得多，因此，液膜的扩散被看作是传质中控制速度的步骤。
5．1．2 平衡关系式
如果由于一种流体所含的某种成分分布不均匀而导致该液体中存在着浓度梯度的话，那么，传质力的作用方式就会把这种浓度差尽量减小。当气体与液体密切接触时，气体的分子就会传递到溶液中，式者从溶液中传递出来，直到这种传入率与传出率相等时为止。这时气体溶质的浓度称为饱和浓度，它是液体温度、其它溶质的浓度以及与液体接触的气相分压的函数。如果气体溶质的量减少，气体传递到液体中的速度，即为饱和浓度与实际溶质浓度之差的函数。从气液传质的动力学观点出发，亨利定律能够把气体的分压与其平衡饱和浓度之间的关系准确地表示出来。
气体在液体中的溶解度（平衡浓度）变化范围很大。对于那些溶解度较低（或居中）而下与溶剂产生化学反应的气体来说，在一定温度下会有一定数量的气体溶解，可用亨利定律计算：
p＝HX （5．1）
式中 p —与液体平衡的气体分压（Pa）；
H—亨利定律常数（Pa）；
X—与液体平衡的气体摩尔分数。
5．2 传氧模式
氧在水中的可溶性很抵，因此，与其它传质步骤相比，氧分子在静止的液膜中的扩散速度较慢，可将其看作是速度限制步骤。传氧速度与液膜两边的浓度梯度成正比。浓度梯度由两个因素决定：一是液膜厚度（δ），另一个是根据亨利定律所得出的界面上的饱和溶解氧与整个液体中的溶解氧之差。
dC
──＝KLa（C*-C） （5．2）
dt
式中 C—氧的浓度（mg/L）；
t —时间；
KLa—总传氧系数（1／T）；
C*—p的平衡（饱和）氧浓度。
KLa是传质速度（KL）与单位体积溶液中传氧界面面积的乘积。另外，传质速度又与扩散率（由液膜系数DL表示）成正比，与液膜的厚度（δ）成反比。
A
KLa＝KL── （5．3）
V
式中 A—发生传质的面积；
V—液体的体积。
DL
KL=── （5．4）
δ
需要说明的是，在曝气池中，方程式（5．2）至（5．4）中的各项，会在空间和时间方面出现很大的变化。根据薄膜理论的数学模式和方程式（5．2），从历史上就一直用来预测表面曝气系统和水下曝气系统的性能并分析试验数据。贝劳德（Baillod）等人指出，上述空间和时间方面的变化可以在簿膜理论及其数学模式中得到适应。
在弥散的气液系统中，传氧的一般模式可以表示为：
单位体积液体的传质率＝传质的体积系数×推动力梯度 （5．5）
上述关系式是用总的液相体积传质系数来表示的。该式可写为：
W＝KLa(C*- C) （5．6）
式中 W—单位体积清水的传氧（ML-3T-1）；
a—单位体积的界面的面积（L-1）。
式中所使用的脱字符（ ）表示这些量的局部特性。
在把方程式（5．6）应用于传氧系统中时，必须记住：该关系式是应用于一个特定点的。一般来说，人们所重视的是总传氧率，通过把局部传氧率在该体积（V）内积分，可以计算出总传氧率：
WV＝∫WdV＝∫KLa(C*- C)dV （5．7）
显然，KL，a，C*和C可以随着时间而变化。对于这些量的空间和时间变化所进行的不同假设，表明了应用于传氧系统的各种模式之间的主要区别。
在水下式曝气系统中，C*可能随深度变化，这是因为当气泡向上移动时，液体的压力和氧的摩尔数都持续下降。有许多论文是根据下述假设来设计水下式曝气系统的。
1．体积传质系数（KLa）对于曝气池的全池来说是恒定不变的。
2．由于充分混合，氧的浓度（C）在整个曝气池中是均匀。
3．氧是传质的唯一气体。
有了这些假设，就可以使方程式（5．7）对曝气池池容积分：
WV＝KLaV（C*-C） （5．8）
式中 C*—平均有效溶解氧的饱和浓度，它是由下述分式确定的：
∫C*dV
C*＝──── （5．9）
V
贝劳德指出：虽然大多数曝气系统是由一个曝气区和一个不发生传氧的积蓄区组成的，但是，只要曝气区的平均有效溶解氧与积蓄区的平均有效溶解氧相等，就可以用方程式（5．8）来计算传氧数据。贝劳德进一步指出，饱和浓度（C*）的变化会导致一个“近似的”KLa-K’La，这个值可能比方程式（5．2）中所示真正的KLa值小10～3％。从模拟和数据分析的目的出发，可以把方程式（5．2）改写成：
dC
──＝K’La（C*∝-C） （5．10）
dt
式中 C*∝—把一种不需要氧的溶液延时曝气后所得到的平均溶解氧的饱和浓度（mg/L）。
要注意，C*∝ 是一个可测的量，而C*则是极难测得的，它在非稳定状态下的曝气试验中有变化，因为在接近C∝*的时候，气泡中氧的平均含量随着增加。采用C∝*和K’La有利于模拟和对曝气系统进行数据分析，并形成大多数常用传氧模式的基础。
5．3 用于模拟和分析不稳定状态试验数据的标准方法
建议用于分析清水表曝和潜水曝气在不稳定状态下传氧试验数据的基本模式是：
dC
──＝K’La（C*∝-C）（微分形式） （5．11）
dt
它在积分后就变成：
（C*∝-C）
ln────＝K’Lat（对数形式） （5．12）
（C*-C0）
或
C＝C∝*-（C∝*-C0）eXp（-K’Lat）（指数形式） （5．13）
式中 C∝*—经无限时间曝气后获得的平均溶解氧饱和浓度（mg/L）；
K’La—表现的体积传质系数（T-1，指时间）；
C0—根据模式算出，当t＝0时的溶解氧浓度（mg/L）；
C—液相中的平均有效溶解氧浓度（mg/L）；
t—时间。
这种模式适用于一定曝气系统的稳定水力条件下的一定曝气池。传氧不需要在整个曝气池中进行，曝气池也不需要完全混合。但是，在局部传氧的情况下，这种模式假设传氧区的平均有效溶解氧和饱和溶解氧值，与全池的值相等。在任何情况下，曝气池中的平均有效溶解氧的浓度（C）都代表总体平均值：
∫CdV
C＝──── （5．14）
V
如果用简单平均法来分析多处取样点的结果，则选择取样点时应使每个取样点都从曝气池中取出相等容积的水样。
在把这种模式用于非稳定状态试验数据时，建议以下五点：
1．应使用指数形式，并通过非线性回归使之适合于试验数据。
2．应根据上述模式来计算K’La、C∝*和C0参数值。所测得的C∝*和C0的单独值，不能用作该模式的参数。同样，表中所列的溶解氧的表面饱和浓度，也不能用来计算C∝*。
3．应尽可能收集广范围的有效溶解氧数据。允许把小于20％C∝*的C值数据截除，以避免脱氧技术的持续影响。但是，在计算中应该利用低溶解氧时的可靠数据，因为这些数据对于估价该模式的适用程度来说是重要的。在取样间隔时间短的情况下，有一种能更精确地确定低截除点的方法，这就是：先求出这些数据的微分来确定一个拐点，然后把达不到拐点处C值1.5倍的数据截去。但是当C值大于C∝*的30％时，无论如何不得截除。当溶解氧的值接近C∝*时，数据也不得截短，建议只有在使用一种叫做“最适对数亏损”的替代方法时才能截短。
4．当由于缺乏计算能力而无法把非直线回归用于这种模式的指数形式时，可以改用把直线回归用于该模式的对数形式的方法，叫做最适对数亏损法。在使用这种方法时，根据该模式所计算出的C∝*的值，应该是对数亏损座标图上的最小余额平方和的值。
5．在大多数情况下，对标准清水和污水的计算和对呼吸系统的传氧率（标准需氧量Standard Oxygen Requirement，SOR）和实际需氧量（Actual Oxygen Requirement．AOR）的计算，应该基于已估算出的KLa的值、C∝*的值以及已知的或分别求出的a’、θ’和β’的值，这种方法比较简单明了。不过，也可以把标准需氧量和实际需氧量的计算建立在实际体积传质系数（KLa）上。在这种情况下，应该把基于K’La比值的a’和θ’值与基于KLa值的a和θ值区别开来。
5．4 需氧量的确定
在确定曝气系统的大小时，第一步是确定该系统的需氧量。本书第九章提出了一种确定氧化沟系统需氧量的方法。
需氧量可能根据经验来近似地确定。可以使用下列系数：即每投加或去除一公斤BOD5时所需氧的公斤数。这些系数或比率是随着不同的生物处理系统而变化的。一般来说，污泥停留时间（或水力停留时间）越长，每去除一公斤BOD5的需氧量就越大。这种现象主要是由BOD5的描述符号和系统中生物固体的自养氧化 程度决定的（BOD试验不能精确地测量出需氧量，该试验取决于保温时间和温度，而保温时间和温度与实际的处理条件可能有关，也可能无关）。一般来说，污泥停留时间越长，自养氧化的量和细胞新陈代谢的需氧量就越大。例如，需氧比率的两个极端，一个是高速活性污泥法，它所要求的比率为0.6或0.7；另一个是延时曝气法，它的比率高达2.0．表5．1列出了各种活性污泥法的参数，和每去除1kgBOD5与需氧kg数的比率，同时对设计值提出了建议。很明显，对于O2／BOD5 比的选择，极大地影响对设备和能量的要求。必须考虑到硝化对需氧量的影响，这些影响在第四章和第九章中讨论。
各种活性污泥法的参数 表5．1
参 数
方 法
常规法
渐减曝气法
阶段曝气法
接触稳定法
高速活性污泥法
延时曝气法
F/M 之比
停留时间V/Q(h)
MLSS(mg/L)
挥发性同体的近似百分数
SRT（d）
回流比R/Q
有机负荷[kgBOD5/28m3·d]
总效率(BOD5降低百分数)
去除kgBOD5的需氧量(kg)
建议设计值
0.25～0.5
4
1000~3000
65～75
6～15
0.1~0.3
13.5~18
90~95
1.0~1.2
1.1
0.25～0.5
4
1000~3000
70
6～15
0.1~0.3
13.5~18
90~95
1.0~1.2
1.1
0.25～0.5
4~6
2000~3000
70
6～15
0.2~0.35
18~27
90~95
1.0~1.2
1.1
0.2～0.5
0.2~1.5(接触)
3~4(总计)
2500(接触)
4000～8000
（再曝气）
70
6～15
0.4~1.25
27~31.5
85~90
0.8~1.2
1.0
2.0～3.5
0.5~3
4000～10000
70～80
＜3
0.5~4
45
50~75
0.5~1.0
0.8
0.05～0.2
24
3500～5000
45～50
20～30
0.5~1.5
6.75~11.25
90~98
1.2~2.0
1.4
一旦计算出实际需氧量（AOR），就必须把它转换成标准需氧量（SOR）。标准需氧量是从实验室或现场试验的标准实验数据中得出的。用方程式5．15可以把AOR转换成SOR：
AOR
SOR＝────────── （5．15）
(βC*∝-CL)
α─────θT-20
CS
式中 CL—所需的曝气池溶解氧（mg/L）；
Cs—海平面高度和20℃时清水中的饱和溶解氧（mg/L）；
α—污水传氧速度与清水传氧速度之比（KLa污水／KLa清水）；
β—污水中饱和溶解氧与清水中饱和溶解氧之比；
θ—温度校正系数，通常为1.024。
必须仔细选择α和β的值。实践证明，α的值出入很大，在处理效果差的污水中，对于低紊流曝气器，α值为0.3，而在处理效果好的污水中，对于高紊流曝气器，α值要大子1.0。一般来说，城市污水的α值范围为 0.5～0.95，其值大小在很大程度上受到工业废水的影响。β的值通常为0.90～0.97。工业废水能大大降低β的值。表5．2和表5．3提供了使用方程式（5．15 ）时所需的数据。
一个大气压（101325Pa）下污水中的饱和溶解氧 表6．2
温度（℃）
饱和溶解氧浓度
（mg/L）
温度（℃）
饱和溶解氧浓度
（mg/L）
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
12.75
12.43
12.12
11.83
11.55
11.27
11.01
10.76
10.52
10.29
10.07
9.85
9.65
18
19
20
21
22
23
24
25
26
27
28
29
30
9.45
9.26
9.07
8.90
8.72
8.56
8.40
8.24
8.09
7.95
7.81
7.67
7.54
与高度对应的大气压 表 5．3
高度
（m）
压强
（Pa）
高度
（m）
压强
（Pa）
高度
（m）
压强
（Pa）
海平面
152
305
457
610
101324.7
99458.2
97738.4
95938.5
94218.7
760
915
1070
1220
1375
92485.5
90792.3
89139.1
87512.6
85886.0
1525
1680
1830
1980
2135
84286.2
82726.3
81206.4
79686.6
78193.4
可以用几种方法来计算水下式曝气器的C∝*值。表面曝气器的C∝*值通常假定为污水温度时的清水表面饱和值（表5．2）。水下式曝气器的C∝*值的计算方法如下：
γZd
C∝*＝HYd（Pe＋───） （5．16）
2×7
式中 H—亨利定律常数（mg/L·98kPa）；
Yd—气泡释放时空气中氧的摩尔比（在空气中为0.209）；
Pa—大气压强（Pa）；
γ—水的容重（N／m3）；
Zd—曝气器的淹没深度（m）。
例5．1 对三种不同的曝气系统的标准需氧量进行计算。从例5．1中可以看出由淹没深度和α的值所决定的不同类型曝气器的作用。
【例5．1】计算一个3.05m深的氧化沟的表面转子（α＝0.90）、射流曝气器（α＝0.90）和小气泡扩散器（α＝0.50）的标准需氧量，该氧化沟的情况如下：
实际需氧量＝100kg/h
温度＝25℃
β＝0.95
曝气池所需溶解氧CL＝2.0mg／L
处理厂的海平面高度＝1525m
表面转子的计算：
根据表5．2，25℃时的海平面高度的饱和氧为8.24 mg／L
根据表5．3，大气压为64286.2Pa
这样：
64286.2
C∝*＝─────×8.24＝6.85mg／L
101324.7
因此，
100×9.07
标准需氧量＝───────────────＝198.6kg/h
0.90（0.95×6.85-2）1.02425-20
射流曝气器的计算：假定曝气器淹没深度为2.44m。
首先计算C∝*：
84286.2 10×2.44
C∝*＝2.71×0.209（10.17─────＋─────）＝7.91mg／L
101324.7 2×7
那么，
100×9.07
标准需氧量＝───────────────＝162.3kg／h
0.90（0.95×7.91-2）1.02425-20
小气泡曝气器的计算：
假定曝气器的淹没深度为3.05m
84286.2 10×3.05
C∝*＝2.71×0.209(14.7─────＋─────)＝8.15mg／L
101324.7 2×7
100×9.07
标准需氧量＝───────────────＝280.5kg／h
0.50（0.95×8.15-2）1.02425-20
第六章 混合与水力学
6．1 混合的考虑
氧化沟是多种混合性能的独特组合。人们关心的氧化沟混合问题是：
1．氧和基质的扩散及其与微生物的接触。
2．输送污泥，不使沉底。
3．对影响反应池动力学的浓度梯度的控制。
4．水流短路的控制。
5．宏观混合和微观混合对动力学和絮凝作用的影响。
进水和回流活性污泥通常是在一个点上导入氧化沟。氧化沟中混合液不断地流经这个点，对流入混合液的进水和回流污泥加以调节，从而起到稀释作用和对冲击负荷起保护作用。在常规的完全混合式系统中，为了把基质转移到进水点以外的广阔区域中，必须对全部池容进行混合和迅速翻转。在推流式反应池中，进水集中在入口的一端，这样就增加了冲击和毒性负荷。
传氧是在曝气区进行的，在非曝气的积聚区里保持好氧状态，而最后在缺氧区里氧的含量就有限了（图6．1）。由于有可能在曝气区之间安排很长的渠道和停留时间，因此氧化沟特别适合于硝化和脱硝。对流入曝气装置的缺氧混合液进行可靠的控制，就可以保证传氧所需要的梯度。
在氧化沟中运用着动量守恒原则。一旦池容被加速到沟中流速时，维持循环所需要的水力动力只要能克服摩阻和弯道损失即可。与杂散涡流的弥散作用不同，循环或对流混合能够增强其自身的作用。结果，为了保持使固体悬浮的速度，它所需要的单位容积动力就大大低于其它系统。另外，重固体能贴沟底或在沟底上方向前推送，直至达到曝气区。曝气区所具有的高能量能够使在非曝气区可能沉淀的固体重新悬浮起来。关于连续性的考虑进一步表明，一旦达到了沟中流速，整个氧化沟中的平均水平速度都是相同的。平均速度所引起的次生紊流使水流混合和固体悬浮。
氧浓度、有机碳、氨和硝酸盐浓度的梯度，对氧化沟动力学具有影响。由于进水的稀释和混合作用，动能正常的氧化沟在运行时其浓度梯度通常很低。如前所述，从宏观混合的观点看来，氧化沟可以被看作是完全混合式反应池，也就是说，可以用完全混合的模式来描述其宏观混合的特点，但是，氧化沟多方面的适应性，在很大程度上是由它的低浓度梯度决定的。
使进水在曝气区或刚好在曝气区上游引人，这是氧化沟设计中常见的，是个好做法。充分的混合和扩散是在通过曝气区时进行的。充分混合的混合液围绕氧化沟连续循环，出水通常在进水口的上游排出。在使用这种方式时，进水必须在氧化沟中至少循环一周，而不致由出水中短路流出。这在某些方面类似推流式系统。似乎可以这样说，在短期内（循环一周），氧化沟具有推流式系统的某些特点，而在长时期内（循环多周），氧化沟又具有完全混合式系统的某些特点。总之，氧化沟把两者的优点出色地结合到一起，成为一种有效的处理系统。
混合对于生物反应池中固体絮凝的影响常常被人们忽视，恩根德（Engande）和曼特曾经研究过紊流对于絮凝和固体沉淀的影响。在氧化沟中有两个混合区（图6．2）：一个是没有曝气（或混合）装置的高能量区；一个是环流的低能量区，在这两者之间的过渡区，可以认为是能量由高变低的消散过程。
高能区一般具有大于100s-1的平均速度梯度（G）。的确定方法如下：
P
G＝√─── （6．1）
μV
式中 P—传到液体中的能量（N·m/s）；
μ—液体的动力粘度（N·s／m2）；
V—曝气区的容积（m3）。
氧化沟中非曝气区平均速度梯度通常小于30s-1。当活性污泥系统中的G值较低时，混合液中的固体就能产生生物絮凝。这样，氧化沟中的非曝气部分就提供了对絮凝有利的条件。
美国环境保护署的一份报告曾指出，氧化沟的处理能力高于其它生物处理系统，其重要原因就在于它具有独特的混合性能。混合对于有机碳、氨、硝酸盐和固体会除的作用也不应低估。
6．2 水力学的考虑
可以利用明渠水力学对氧化沟进行分析，根据曼宁公式可以算出沟中的摩阻（hf，m）
n2Lv2
hf＝────── （6．2）
(1.49)2R4/3
式中 n—曼宁系数；
L—平均沟长（m）；
v—沟中平均流速（m/s）；
R—水力半径（m）。
水力半径等于沟的横截面积除以湿周（见例6. 1）。
弯道摩阻（hb）比较难以估算，可以利用总水头损失方程式来进行：
v2
hb＝fc─── （6．3）
2g
式中 fc—曲线阻力系数；
v—沟中平均流速（m／s）；
g—重力加速度（m/s2）。
曲线阻力系数随以下条件变化：雷诺数、弯曲半径与沟宽之比、沟深与宽之比和曲度。舒克雷（shukry）曾发表过有关直壁渠道的曲线系数的资料（图6．3）。虽然目前还没有关于梯形沟渠的足够数据，但可以通过利用渠道最大宽度和适当的安全系数来使用舒克雷的数据。矩形沟渠的曲线阻力要比梯形的曲线阻力小，如果渠道狭窄、弯曲舒缓，则渠的曲线阻力系数就小。
曝气装置的反向泵送、以及曝气或推进装置的动量传递损失，会给氧化沟带来额外的水头损失，各种类型氧化沟的混合装置将在第七章中加以讨论。
在氧化沟中，推进装置所形成的动量通量，能够形成一个小的水头y（称可利用水头），它可表示为：
∑Mf
y＝────×0.305(m) （6．4）
gAγW
式中 Mf—每种推进装置的动量通量；
A—渠道的横截面积（m2）；
γw—水的比重（kg／m3）。
把摩阻损失和可利用水头立为等式，就可算出渠中平均速度：
n2L fC
y＝（────── ＋ ───） v2 （6．5）
(1.49)2R4/3 2g
【例6．1】计算一氧化沟的可利用水头，该氧化沟宽9.1m、深3.05m，设有两个表面转子，每个转子对渠中液体的推进力为455kg。
∑Mf 2（455）×0.305
y＝─── ＝──────────── ＝1.02mm （6．6）
gAγW 9.8（9.1）（3.05）×1000
在许多氧化沟中，弯道摩阻损失占沿渠损失的90％或更多一些。理想的弯道设计对于保证具有关键作用的渠中流速来说是头等重要的。为了减少摩阻，许多氧化沟在每个转弯处都有一个或几个折流板。如果转弯处有多条渠道，可以根据方程式（6．7）对每一渠道进行分析和计算：
1 1 1 1
──＝──＋──＋……＋── （6．7）
hb hb1 hb2 hbn
式中 hb1～hbn—在由n-l个折流板分开的转弯处每一渠道的水头损失。
这种计算类似于并朕电路。
【例6．2】有一氧化沟，其转弯处的曲线阻力系数（fc)等于1。当该渠道被折流板分开时，所形成的各支渠的曲线阻力系数为：
fc＝1.5，fc2＝0.7，fc3＝0.5。那么，由于弯道分割渠道，试求转弯处的水头损失？
1 1 1 1 1 1 1
──＝──＋──＋──＝──＋──＋──＝4.1 （6．8）
fC fC1 fC2 fC3 1.5 0.7 0.5
fc＝0.244
这样，这个转弯处的水头损失就减少到没有分割的转弯处损失的24.4％。这里，折流板奇迹般的作用是显而易见的。如果折流板不是薄壁结构，就要考虑到由于它对水流的阻力所产生的额外损失，因为薄壁折疏板的阻力和摩阻通常是忽略不计的。
由侧渠道的曲线阻力系数总是较大，这主要是因为它的曲率半径较小。折流板常偏置于转弯处，这样做的目的是平衡转弯渠道的水流。
第七章 专 利 工 艺
从最初的巴斯维尔氧化沟问世以来，在工艺和设备方面已经进行了多种改进。许多改进是以利用特定曝气装置造成的水平分速为基础的。大多数改进在一定程度上是专利，因为它们涉及某些个人或公司所提供的特殊专业技术，或者说具有某些专利特色。
本章将介绍现行氧化沟的各种工艺和设备改进的特点和设计方法。我们尽可能为每种工艺提供充分的、有事实根据的资料，以便使工程师们能进行并验证完整的设计。但是，在每种工艺的设计和使用过程中，最好能向该工艺的有关单位或个人进行咨询。
氧化沟的布置和曝气装置可以分为六大类：
1．使用垂直表面曝气器的卡罗塞和艾克梯沃克斯（Activox）式处理设施；
2．使用射流曝气器的射流曝气氧化沟；
3．在一系列环路中使用转子上装有多孔圆盘的奥尔伯（Orbal）处理设施；
4．使用转刷成转笼的单环路处理设施；
5．使用俺没式涡轮或表面曝气机（带导流筒）的障碍式氧化沟；
6．使用散气曝气和推进装置的综合系统。
卡罗塞处理设施是由杜瓦尔斯-希德里克-维尔海环境技术和活性污泥有限公司提供的。射流曝气沟是由彭台克-霍达尔—弗鲁达因公司（Pentech Houdaille and Fluidyne Corporation）提供的。奥伯尔系统是由恩维芮克斯（Envirex）有限公司提供的，单环路处理厂是由菜克塞德-巴塞范特-彻那（Lakeside Passvant and Cherne）公司提供的。导流筒障碍式氧化沟是由混合设备公司（Mixing Equipment Company）提供的。
斯克莱卜那（Scriebner）公司提供了旋转扩散器氧化沟，弗鲁达因公司为氧化沟提供了小气泡扩散器，和辅助喷射器或螺旋桨以供推进。
7．1 卡罗塞系统
卡罗塞活性污泥系统，是荷兰杜瓦尔斯-希搏里克-维尔海有限公司的顾问工程师们，于六十年代未研制的。他们当时的目的是不仅使该系统保持常见的转刷曝气氧化沟的某些优点，而且要 通过使用一种较深的曝气池，使该系统的能量利用得更充分，造价更低。自这种系统问世以来，已经有一百多个卡罗塞活性污泥系统投入了使用，其处理能力为1890～1140000m3/d。环境技术公司的卡罗塞系统已获批准在美国和加拿大使用。图7．1是卡罗塞系统的示意图，它包括垂直安装在曝气池中的低速表面曝气器，并用隔板构成连续渠道。
污水和回流污泥在第一个曝气区中混合。由于曝气器的泵送作用，沟中的流速保持0.3m/s。隔板与曝气器的排列方式须能保证曝气器使水流通过曝气区，推人渠道，这样来取得泵送作用。水流在连续流过几个曝气区之后，便流入外边最后一个环路，出水就从这里越过一座堰而排出，这个堰刚好位于第一个曝气区的前面。
为了保证适当的沟中流速，必须考虑适当的曝气池几何尺寸和曝气器设计。关键的设计因素是曝气器的叶轮直径、曝气器的转速、曝气器叶轮的淹没深度和设计、中心隔板的位置、沟深和沟宽、曝气器的布置、以及曝气池的容积。所有这些因素的影响，都被纳入卡罗塞的水力设计模式中，以保证适当的沟中流速。
卡罗塞系统具有各种氧化沟所共有的基本特性：
1．完全混合的能力；
2．沟中的推流运动；
3．曝气器的使用方法；
4．通过对流循环的混合过程，保持动量守恒，由此产生在低能量密度的情况下使固体悬浮的能力。
完全混合的前提是：在沟中流速为0.3m/s的情况下，循环于渠道中的水量可能是进水的30～50倍。数量相当于进水流量的出水，连续不断地从溢流堰排出，与此同时，进水与循环于渠道中的混合液相混合，从而得到大规模的稀释。
渠中的水流5～20min循环一周，所需时间取决于渠道长度和设计负荷。这样，水流方式不仅避免了短流，而且仍然具有完全混合式系统的缓冲特性。
氧化沟的某些沟段能够发挥出推流式操作的一些长处，其中之一就是在曝气区之后，混合液中的污泥有一个缓慢的再絮凝期，它能够提高污泥的絮凝性能，并能够提高二次沉淀池中的沉淀效果。
推流式操作的另一个特点，是混合液中溶解氧的含量在某个点上减少到零，这可以促进脱硝作用（由细菌利用硝酸盐而不是氧）。脱硝的程度取决于混合液中固体的内源呼吸率和厌氧段的长度。这些因素可以在设计中加以考虑，以保证所需脱硝程度。
这一特点所带来的好处不仅是能够把氮去除，而且能够重新利用硝酸盐中的氧，从而满足一部分需氧量。这样，对一定的泥龄或一定的污泥稳定性来说，氧化沟的净需氧量可以减少10～25％，这就降低了对能量的需求。在脱硝过程中，还可以恢复在硝化过程中消耗的一部分碱度，这样就减少了控制硝化的pH值所需药量。
曝气器的使用方法带来了一系列好处。例如，它不仅能有效地保证传氧率，而且提供了一种搅拌活性污泥的非常有效的手段。曝气器的动力仅有一部分用于推动水流，因此，卡罗塞曝气器的设计通常是以充氧需要量为依据的。为了产生硝化或延时曝气的出水，通常需要较长的曝气时间，因此，常规活性污泥系统的设计是以混合能力控制。而氧化沟则不需要活性污泥系统那么大的混合功率，因此，它可以在保证高质量出水的同时，节省大量能耗。
由于卡罗塞曝气池所有曝气器都位于池的一端，因此，曝气区的功率强度非常高（大约10.5～21kw／100m3，而常规曝气系统则为：1.96～2.61kw／100m3）。图7．2表明，较高的功率强度能够提高曝气器的传氧效率。因此，不论混合的情况如何，卡罗塞曝气器能够在非常有效的操作模式中使用。
氧化沟的对流混合能力还可以保证在低负荷期节约大量的能。图7．3为位于奥斯特乌尔德（Osterwoolde）的一个双曝气器系统的数据。这种类型的混合和水流布置可减少曝气器的数量，从而降低成本，减少保养工作。为了避免水雾和结冰，最好把曝气区盖住。
7．1．1 卡罗塞系统的处理性能
在荷兰，污水处理的总体目标是把全部碳和氮所要求的总生化需氧量降低到最低程度。对排出物要征收出水税，而排水纳税的多少是根据出水中总的需氧量计算的。由于这种处理要求，荷兰的卡罗塞系统通常都采用延时曝气的操作方式，延时曝气所产生的污泥极为稳定，因此，卡罗塞系统所产生的剩余污泥在农业上可直接在田地里处置。
这些延时曝气系统的通常设计条件是：泥龄在25～30d以上，曝气时间为18～28h。表7．1和表7．2所列的是位于荷兰里奇顿沃尔德（Lichtenvoorde）的一座卡罗塞系统的典型数据。这些结果表明，出水的BOD5通常小于10mg/L，而且硝化程度较高。利用硝化所产生的高含量硝酸盐，该系统可以去除大约57％的氮。图7．4列出了荷兰的四座卡罗塞污水处理厂出水BOD5的综合数据。出水的平均BOD5为3.7mg／L。90％时间的出水BOD5小于7.5mg/L。如图 7．5所示，这四个处理厂出水的平均氨氮含量小于1mg/L。
菏兰里奇顿沃尔德的卡罗塞系统的运行数据 表 7．1
①
采样日期
进 水
出 水
pH
BOD5
(mg/L)
COD
(mg/L)
总氮
(mg/L)
pH
BOD5
(mg/L)
COD
(mg/L)
NH3--N
(mg/L)
NO2--N
(mg/L)
NO3--N
(mg/L)
总氮
(mg/L)
72年6.12.
6.20.
6.28.
7.20.
7.25.
8.9.
8.24.
9.5.
9.21.
10.4.
10.17.
11.1.
11.14.
11.28.
12.13.
73年1.4.
1.13.
2.1.
2.13.
3.13.
3.23.
4.11.
4.25.
5.4.
5.22.
6.3.
平 均
7.6
—
8.6
7.8
8.5
7.3
8.6
8.3
7.8
8.5
7.3
7.3
8.0
8.8
6.5
8.7
8.5
8.9
9.2
8.0
7.5
7.6
7.6
7.6
9.5
8.0
8.1
330
—
400
210
520
300
610
710
12
815
1270
980
188
720
390
1040
1000
650
850
680
460
580
710
1680
950
740
633
705
—
1760
1010
480
1170
615
1270
1000
47
1540
1990
1540
415
1370
1100
2070
1600
1330
1310
1390
920
1050
1870
4040
1700
1880
58.7
186
92.6
26.3
117
37.6
167
167
40
157
184
133
32
112
97
161
153
91
87
128
82
104
108
29
123
103
108.3
7.4
7.3
7.7
7.3
7.5
7.5
7.5
7.9
7.3
7.6
7.2
7.0
7.2
6.7
6.9
7.1
7.9
7.2
7.3
6.9
6.9
7.2
7.1
7.0
7.5
7.2
7.3
4
7
3
8
2
2
1
2
3
3
4
3
5
6
4
12
9
9
8
4
4
5
3
3
7
3
5
58
71
56
52
39
31
31
43
29
50
41
45
52
47
57
108
81
82
61
85
62
56
69
37
52
34
55
1.5
1.4
1.2
1.1
0.9
0.6
0.6
0.6
0.5
0.4
0.7
0.7
0.6
0.7
0.2
3.9
0.6
0.2
0.9
0.2
1.1
0.5
0.3
0.2
0.4
0.1
0.8
0.04
0.12
0.05
0.04
0.12
0.02
0.34
—
0.04
0.04
0.03
0.06
0.02
0.03
0.02
0.08
0.03
0.01
0.02
0.02
0.06
0.03
0.05
0.05
0.08
0.06
0.06
26
47
36
27
28
11
10
35
33
80
80
83
30
68
60
63
56
3
13
57
87
50
58
35
35
29
44
3.2
4.5
2.5
2.7
2.4
2.1
2.5
2.5
1.5
2.4
2.9
3.2
1.3
2.6
2.4
11
4.1
4.3
4.3
2.7
3.9
2.5
3.7
1.7
1.5
2.2
3.1
①9个小时的混合物抽样。
里奇顿沃尔德处理厂的运行数据和去除率一览表 表7．2
进 水
出 水
去除率（％）
BOD5 （mg/L）
COD （mg/L）
总氮 （mg/L）
氨NH3-N （mg/L）
亚硝酸盐NO2--N （mg/L）
硝酸盐NO3 -N （mg/L）
硝化程度
氮的去除①
663
1316
108.3
4.6
54.9
3.1
0.8
0.06
43.5
99.3
95.8
97.1
93.2
56.9
①里奇顿沃尔德处理厂的设计和运行没有氮的控制。
7．1．2 设计的考虑和程序
虽然卡罗塞系统通常使用延时曝气法，但它并不限于任何特定的负荷率。它可以使用带有初次沉淀池的常规活性污泥法，也可以用于仅仅进行硝化的系统，还可以使用延时曝气法。设计的第一步是确定所需的处理程度，从而进一步确定卡罗塞系统的F／M比和SRT。如果只需要去除BOD5那么设计的泥龄大约为五天。虽然仅仅去除BOD并不能充分利用卡罗塞系统所节省的混合能量，但却能利用该系统曝气器的其它特点。在硝化设计中，泥龄为10～20d，视污水的温度而定。这是根据2：1的安全系数，同时应用了预测最低硝化泥龄的唐宁公式，该泥龄是温度的函数。在延时曝气的设计中，为了保证污泥的充分稳定性，硝化和出水的BOD5较低，卡罗塞系统的设计泥龄大约为30d，水力停留时间为20～24h。一旦选定了泥龄，就可以用下述方程式来确定卡罗塞系统所必须的需氧容积：
（SRT）（Yn）（ΔBOD）
V＝──────────×205.86 （7．1）
MLSS
式中 V—曝气容积（m3）；
BOD—每天去除的BOD（kg／d）；
Yn—污泥的净产量系数（kgSS／kgBOD）；
MLSS—活性污泥中悬浮固体的含量（mg／L）。
为了保证二次沉淀池中有足够的污泥底面积负荷，选定MLSS值为3500mg/L，不过欧洲用的卡罗塞系统所用MLSS值通常为4000～7000mg/L。
式（7．1）中的一个关键设计参数是污泥的净产量系统。在考虑综合产量系数、内源呼吸率系数、污泥停留时间的作用和进水中的惰性固体时，有一组曲线可供利用。图7．6列出了Yn的典型值的范围。
进入污水处理系统后不被生物降解的固体，称为惰性固体。惰性固体是由无机固体和不可生物降解的挥发性固体组成的。惰性固体的含量可能为30～100mg/L,视初级处理程度而定。惰性固体的含量越高，污泥的净产量和一定泥龄所需的曝气池容就越大。
在进行一定数量的脱硝时，必须加大式（7．1）中的容积来保证脱硝的缺氧容积。用式（7．2）可以确定脱硝的缺氧容积：
N
VD＝───────×205.86 （7．2）
DNR（MLSS）
式中 VD—脱硝容积（m3）；
N—硝酸盐中氮的还原量（kg/d）；
DNR—单位脱硝率[kgN／kg(MLSS)·d]。
设计的下一个步骤是确定曝气器的所需功率。通过确定所需处理水平的需氧量，可以确定所需功率。图7．7所示的曲线用以选择去除BOD所需氧量，这种需氧量是设计泥龄的函数。除了这种需氧量之外，还必须加上硝化的需氧量，它通常为4.5kgO2／kg（被氧化的NH3-N）。如果把该系统脱硝所利用的氧（为2.6kg（O2）／kg（被还原的NH3-N）计算在内，总的需氧量会减少。在确定了需氧量之后，就可以利用转换成混合液条件下的曝气器标准传氧率，来确定卡罗塞系统的总功率。确定出总功率之后，就可以得出卡罗塞系统曝气池的设计。所选曝气器数量，决定曝气器的大小。这些曝气器的布置是多种多样的（图7．8）。一般来说，沟深为叶轮直径的1.2倍，沟宽为沟深的2倍。杜瓦尔斯-希德里克-维海尔有限公司所设计的水力模式，提供了保证最大沟中流速的曝气池和曝气器设计方案。设计方案多种多样，可以根据不同的操作条件和场地条件来选定。图7．9为一个7570m3/d的典型卡罗塞延时曝气设计方案。
图7．10是一座氧化沟节省能量的情况，它把对流混合作为混合所需能量和曝气充氧功率的函数，其它斜线则代表常规系统的混合所需功率，为惰性固体含量和污泥停留时间的函数。当进水的惰性固体含量和污泥停留时间增加时，常规表面曝气系统的混合所需要的功率就增加，从而使卡罗塞系统节省了较多的能量。
除具一般氧化沟所有的共同优点外，卡罗塞系统所独有的特点是它能利用低速表面曝气器的水平流动分速，从而导致氧化沟中的对流混合。
7．2 射流曝气氧化沟
六十年代末，勒孔特和曼特设计出射流曝气的氧化沟，这一设计是对大量的纸浆和造纸工业污水处理所作努力的结晶。1968年，有人提出设想，利用射流器的水平出流，在曝气氧化沟中充氧和起推进作用，以克服转刷对水深的限制。1969年，这一设想在一家铜版纸制造厂的工业污水中进行了导试，对它的生物性能进行估价。1970年，又利用第二套导试设备来确定推进和充氧的效率。后来，威尔逊（Wilson）和弗里逊（Friesen）对喷射曝气器进行了改进，设计出了较大的射流曝气器；曼特则设计出了多喷嘴歧管，这一技术被广泛地应用于处理工业和城市污水的射流曝气氧化沟中。射流曝气氧化沟是美国对氧化沟设计的一大贡献。
在射流曝气氧化沟中，从水平射流器喷肘出来的气体和混合液的混合物，对沟中的流体产生推进和曝气作用（图7．11）。采用泵和压缩机，使射流器喷出羽状卷流。射流器的安装位置靠近沟底。在没有空气的情况下，射流器可用来只起推进作用，提供低溶解氧和缺氧混合条件。
与其它类型的氧化沟相比，射流曝气氧化沟具有以下优点：沟深和沟宽不存在依赖关系，可以使用较大的沟深，能够避免表面曝气器冷却的不良影响，回流污泥和原污水能够通过射流器与混合液高效地混合。
1973年，第一个实际规模的射流曝气氧化沟被用来处理牛皮纸浆和中性硫酸盐纸浆组成的黑液，和办公纸制造厂的污水。该处理厂的设计能力为每天去除3860kgBOD5，水量为11355m3/d，曝气池容积为8300m3，所得负荷为4.6kg／m3·d、设计沟中流速为0.3m/s。二沉池的设计上升流速为21.6m3／d·m2。沟环绕二沉池的周围，不设初沉池。环形沟的内径为25.9m、外径为50m。沟宽为11.3m、设计水深为6.2m。位于离渠道底部0.91m的七条八喷嘴歧管（共56个射流器），提供充氧和推进力。
【例7．1】在上述氧化沟中，每分钟输送给射流器的水量和气体分别为378.5L和0.85标准m3，混合喷嘴的直径为48mm，计算该氧化沟的沟中流速。
Qγmv
每个射流器的动量通量＝──── （7．3）
g
378.5 850 1
式中 Q—气水流量（L/s），Q＝───＋──＋───＝6.3＋9.3＝15.6L/s；
60 60 1.52
6.3×1＋9.3×1.293×1.52
γm—气水混合物的密度(kg／L),γm＝─────────────＝0.41kg／L；
15.6×1000
15.6
v—混合喷嘴出口速度，（m/s），v＝───────────＝8.4m／s
π
── 1000×（0.049）2
4
全部射流器的动量通量形成小的水头（y）：
∑QγmvJ
y＝───── （7．4）
gAγW
式中 J—射流器个数，＝56个；
A—沟的截面积（m2），J＝11.4×6.25＝71m2；
γm—混合物的密度（kg/L），γm＝0.41；
γW—水的密度（kg／L），γW＝1。
56（15.6）（0.41）（0.84）
y＝─────────────＝ 0.004m
（9.8）（76.3）×1000
这一水头可以用来克服摩阻和弯道损失。根据曼宁方程式，可以计算出摩阻（hf）：
n2LvC2
hf＝──── （7．5）
R4/3
式中 n—曼宁系数，n＝0.014；
L—沟长，平均值＝π×(25.9＋11.4)＝117m；
vC—沟中流速；
沟的截面积 76.3
R—水力半径，R＝──────＝────────＝2.97m。
湿周 11.4＋2×6.25
根据周文德（Chow V. T.）所公布的舒克雷数据，可以计算出弯道损失（hc）：
vC2
hc＝fc×─── （7．6）
2g
式中 hc—曲线阻力系数；
fc—渠道绕360°时等于1。
将这一损失与所获得的水头列等式，就得出速度值：
n2L fC
y＝（── ＋ ───）vC2 （7．7）
R4/3 2g
0.004
vC＝[───────────] 1/2 ＝0.27m/s （7．8）
(0.014)211
──────────
（1.49）2（2.97）4/3
上述数值没有考虑曝气器和推进装置的动量转移损失。勒孔特曾确定由于射流气泡卷流形成竖向泵升作用所造成的损失，他还进一步确定了一个单一的水头损失系数（CL），这个系数把摩阻、曲线和卷流损失综合到一起。公式为：
y
CL=──2g （7．9）
V2
他为上例中的渠道列出了一个CL与空气流量之比的曲线图(图7．12)。要注意的是，这个水头损失系数是专指所述的渠道而言的。很明显，相应于最小CL值或最大vC值时，有一个最佳气水流量比，如果超出了这个比率，浮升的卷流产生反向泵升作用，就会降低渠速（图7．13）。还要注意，混合液中的值可能比清水中的值小20％。
西半球上最大的一个氧化沟是在美国威斯康星州的罗瑟恰尔德（Rothchild），这是一个射流曝气氧化沟处理厂，用以处理威亚豪泽（Weyerhauser）公司的一个纸浆厂的污水。这个处理厂的处理能力达73000kgBOO5/d。最大的城市污水处理厂在奥地利的林茨，它的处理能力可达2m3/s。这个处理厂也是世界上最深的氧化沟，其工作深度为7.5m。
射流曝气氧化沟的传氧效率很高。对于使用水平射流器的射流曝气氧化沟来说，传氧效率随着射流器淹没深度的增加而增加。在射流曝气氧化沟中，当水深达3.05m时，能量效率一直趋于提高，此后便基本保持稳定。
射流曝气氧化沟使用斜置射流器是特别有利的，因为这样做能够在保持较高传递效率的同时，大大减小射流器的淹没深度。所排出的射流卷流是向下把气泡送到渠中，使氧充分扩散。这样，就可以减小空气压缩机的压力，提高能量效率。图7．14和图7．15为典型射流曝气氧化沟的传氧率和能量效率。它们是随着射流中空气与水的体积流量比而变化的。
【例7．2】一个射流曝气氧化沟的标准需氧量（SOR）为68.5kg／h，每个喷嘴的空气流量为0.57标准m3/min，吸收效率为30％，试计算氧化沟所需喷嘴数量。
SOR＝QaE0K （7．10）
式中 Qa—空气总流量（标准m3／min）；
E0—标准传氧效率（％／100）；
K—换算系数＝16.6kg （O2）／标准m3·min；
68.5
Qa＝────────＝13.7标准m3／min。
(0.3)×(16.6)
13.7标准m3／min
喷嘴数量＝─────────（喷嘴）＝24个
0.57标准m3／个
一系列的报告表明，射流曝气氧化沟的出水水质很好。高质量的出水要归因于反应池容积的充分利用、良好的混合、以及连续环式氧化沟与射流曝气器相结合所提供的氧化作用。
7．3 奥尔伯系统
奥尔伯（Orbal）系统是一种多渠道的氧化沟系统，在这种系统中有若干多孔曝气圆盘的水平旋转装置，用以进行传氧和混合。此法是由南非的休斯曼(Huisman）构想，南非国家水研究所研究和发展的。在长期的试验性研究和几个小型处理厂几年的工作取得成功之后，这项设计技术被转让给美国的恩维芮克斯公司（Envirex Inc）加以推广。该公司于1970开始把它投放市场，目前有七十个奥尔伯处理厂在美国投入使用，其规模为190～36300m3/d。
美国对该设计进行了一些改进，从而使这种系统对大型处理厂具有经济上的吸引力。曝气池的形状有所改变，沟深增加到3.65m。另外还取得有关硝化和脱硝的设计技术，在延时曝气的设计中采用。
7．3．1 奥尔伯曝气池池型
典型的奥尔伯曝气池是椭圆形的，有两条或更多条同心曝气渠道。进水通过淹没式输水口从一条渠道顺序流入下一条渠道。每条渠道都是一个完全混合反应池，它具有没有终端的流线，使进水在混合液中迅速扩散。在旋转曝气圆盘的作用下，混合液得到曝气和有效的混合。每一个水流质点在排入下一条渠道之前都要经过许多次循环，循环次数的多少取决于停留时间和整个渠道的总长。完全混合式反应池的这种串联形式，可以兼有完全混合式与推流式的好处。
7．3．2 曝气圆盘
奥尔伯系统所用旋转式曝气圆盘的直径为1.36m，由耐腐蚀 的塑料材料制成，圆盘分为两半，以便在曝气器的轴上拆装。这种曝气圆盘的充气能力大小，取决于它的淹没深度和转速。已知一个曝气圆盘的充氧能力，就可以得出每个特定轴段的充氧强度。轴可以横跨一条或几条渠道，它通过一个公用的齿轮传动装置，来驱动每条渠道中的成组圆盘。
7．3，3 系统模式
这种多渠道的布局，便于采用不同种类的工艺模式。在使用普通活性污泥法模式时，里边的渠道用于曝气，外边的渠道用于需氧消化。也可以使用接触稳定法和分段曝气法，其方法是把进水和回流污泥引人相应的渠道中。为了保证高质量而稳定的处理效果和减少污泥量，在需要进行硝化时也可以使用延时曝气模式。
7．3．4 硝化和脱硝
阿普尔盖特（Applegate）指出，在多渠道的奥尔伯系统中，有可能同时达到完全硝化和高度脱硝这两个目的。在他所研究的处理厂中测得的性能指标表明，出水的氨含量接近零，硝酸盐的含量为1～4mg/L。由于在奥尔伯系统中不发生氨的短路现象，因此硝化可以达到最佳程度；同时，由于在第一条渠道的曝气池中溶解氧始终保持在零左右，脱硝的效果也始终良好。
在奥尔泊系统的延时曝气过程中，在串连的渠道上形成典型的溶解氧阶梯。在三条渠道系统中，第一条渠道中溶解氧一般近于零，第二条渠道中为0.5～1.5mg／L，第三条渠道为1.5～3mg/L。脱硝和硝化都是在第一条渠道中溶解氧为零的情况下进行的。第一条渠道中硝化（以及BOD的去除）的程度取决于供氧量。由于第一条渠道中氧的吸收率通常很高，因此可在该段反应池中提供90％的需氧量，而仍可把溶解氧的含量保持在零的水平上。在以后的几条渠道中，氧的吸收率比较低，因此，尽管反应池中的供氧量比较低，溶解氧的含量却可以保持较高的水平。根据生化需氧量与氨的比率，以及第一条渠道中过程工作完成的百分比，由于脱硝和第一条渠道中溶解氧为零，允许节约的供氧量约为35％。
7．3．5 奥尔伯系统的设计参数
延时曝气式奥尔伯系统的典型设计值为：泥龄为20～30d、MLSS为4000～6000mg／L、BOD负荷为0.19～0.32kg／m3。在确定了曝气池容积之后，就可以选用1.82～3.65m的渠道深度，同时对各渠道的容积进行分配，其中，第一条渠道的容积占整个容积的50～70％。为了简化曝气设备的设计，同一曝气池的各条渠道的宽度相同。渠道的深度不超过渠道的宽度。曝气器轴段长不超过6.1m，但是在同一条渠道上可以有几个轴段。
奥尔伯曝气池的典型形状为椭圆形。为了减少渠壁的总长并使渠道宽度为最佳值，大约80～90％的总池容是在渠道的弯曲部分上，而渠道的直段则尽可能地缩短。
需氧量的大小，取决于各段渠道不同流程的操作性能和设计的溶解氧阶梯。在三渠道系统中，所选定的容积分配比例为50：33：17，而溶解氧的阶梯比例为0：1：2，可根据下述方程式计算供氧量。
已知：
X＝实际需氧量（对α、β和温度进行校正）
容积分配＝50：33：17
溶解氧阶梯＝0：1：2 （校正系数为1：0.89：0.78）
过程分配＝65：25：10（取决于容积分配）
则供氧量为：
第一条渠道：0.65X：1＝0.65X
第二条渠道：0.25X：0.89＝0.28X
第三条渠道：0.10X：0.78＝0.13X
曝气系统的操作性能取决于转速、淹没深度和方向等因素。当转速为55r／min、淹没深度为535mm、每个曝气圆盘正向供氧时，效率为1.98kgO2)/kW.h，供氧能力为0.85kg(O2)/h；而当反向供氧时，则效率为1.85kg(O2)/kw.h。供氧能力为1.09kg(O2)/h。
曝气圆盘在轴上的分布间隔最小需229mm。在确定了渠道的宽度和每条渠道的需氧量之后，就可以计算出每根轴上圆盘的数量和每座曝气池中的装置数量。根据每套装置上圆盘的数量和圆盘的出力效率，来确定电机的大小。在选择电机大小的时候，应为起动留出10％他余量。
在某些情况下，混合的程度可能起控制作用。在使用圆盘曝气器的多渠道曝气池中，要使190L的混合液混合，并使其中的固体悬浮，大约需要746W的圆盘。图7．16所示为典型的奥尔伯处理厂。
7．4 帕斯维尔氧化沟处理厂
这种氧比沟与最初的帕斯维尔氧化沟相似，采用单环路及卧式转子曝气器。在沟的出口处安装可调式溢流堰，操纵溢流堰，控制水位及转子俺没度，可以对转子的氧化和混合能力进行调节。溢流堰的作用是控制液位和转子的淹没深度。第一代的这种氧化沟处理厂为长椭圆形、沟壁呈坡形，沟中心有岛。除了椭圆形以外、还有C形和U形布置。工作水深一般0.92～1.83m。随着传子直径的增大（1060mm，系湖滨公司产品），工作水深也增大，最大 深度达3.05～4.25m。当工作水深大于2.12m时，为了使全部沟深充分混合，需要在转子的下游安装挡板，使水折向沟底。
在美国，氧化沟的容积一般是根据容积负荷0.16～0.57kgBOD5/m3决定。不论有机负荷如何，最小水力停留时间通常为18～24h。
帕斯维尔氧化沟的沟壁通常呈坡形，最好在夯实的土壁上，浇注100～150mm的混暖土或喷浆混凝土，也可以使用沥青、木材、预制材料和粘土，转子使水在一个水平面上流动，最好在所有转子排水的下游有一段最小12.2m长的直段。在有中心岛的情况下，中心岛必须具有足够的宽度，以保证水流的弯道平顺。中心岛的宽度应根据沟道的水面宽度来确定。一般来说，3.05m宽的中心岛，适用4m的沟宽，3.65m宽的中心岛，适用4～7.3m的沟宽；当沟宽为7.6m或以上时，就需要更大的中心岛。
也可以使用直墙的沟道，设有中心岛或中心隔墙。应当重视渠道弯曲部分上的导流板，以便减少弯道损失，并最大限度地减少弯道隔墙下游背流处的固体沉淀，最好在紧靠转子的上游处投入原污水和回流污泥，以便在转子处的横截面上使之充分混合和分配，防止短路。
7．4．1 转子（图7．17、7．18）
转子是机械表面曝气器，它在一个与水面平行的平面上旋转并与渠道垂直，目前所使用的转子或“转刷”是第二代凯斯纳转刷。凯斯纳（Kessener）是一位荷兰工程师，他于1926年研制出第一个在普通活性污泥处理厂使用的曝气转刷。二十五年后，帕斯维尔（Pasveer）把凯斯纳刷加以改进，并应用于他的氧化沟中。每个转子装置，由电机、齿轮箱、带式或链式传动装置和一根水平管子组成。在水平管子上，呈放射状排列若干钢制叶片或齿条。
氧化沟性能比较表 表 7．3
制造厂商
类型
或型号
叶片类型
直径
(mm)
轴
典型淹没范围(mm)
典型转速范围(r/min)
材质
每根轴最大长度(m)
湖滨公司
湖滨公司
帕瑟旺特公司
帕瑟旺特公司
沃尔克公司
恩瓦尔克斯公司
彻恩公司
笼式或
小型式
Magna式
大型
5300系列
大型
5300系列
Reelaer
6227型
园盘式
OTA型
曝气器
带齿的水平叶片
转刷(宽76mm最长356mm)
转刷(宽76mm最长241mm)
转刷(宽76mm最长305mm)
转刷(宽76mm最长279mm)
塑料园盘
(宽18mm)
多孔玻璃
钢叶片
700
1060
685
1000
970
1320
760
轴管
(外径152mm)
轴管
(外径356mm)
轴管
(外径203mm)
轴管
(外径356mm)
轴管
(外径406mm)
轴管
(外径127mm)
—
50～250
100～350
75～240
100～300
175～250
280～535
—
60～90
50～72
90
70
—
56～58
≤110
钢
钢
钢
钢
钢制万向轴管镀锌叶片另件
钢制万
向轴管
玻璃钢
4.9
9.1
3.65
9.1
3.65(最小)
7.6(最大)
—
2.12
(仅一个规格)
单位长度的转子充氧率是随叶片的淹没深度和旋转速度而变化的（图7．19）。每米长转子的传氧率通常为5.2kg。表7．3为美国环境保护暑总结的各制造厂商所生产的转子装置比较表，传氧效率与垂直涡轮曝气器相仿，其典型值为1.5～1.8kg／kW.h。一项给定工程所需转子长度，可根据用以保持所需沟中流速或用以传递所需高峰充氧率的最大长度决定，二者取其较大值。沟中流速根据转子的推进能力和沟的摩擦和惯性（弯道）损失而定。大多数帕斯维尔氧化沟的最小平均水平速度按0.3m／s设计。应该认识到，直接影响固体悬浮的因素并不是这种平均水平速度，而是次生紊流。次生紊流是由氧化沟内以所需流速流动的水流所引起的。
在把动量由电机转矩转换为沟中流速时，转子的效率通常为50％，这样，在一项特定形状和流速的氧化沟所要求的能量确定以后，所要求的电机功率可大致按推进氧化沟水流所需的水力能量的两倍估算。经验表明，对于形状合乎要求的帕斯维尔氧化沟，为保证适当的流速和混合,所需功率为0.012～0.014kW／m3。表7．4 为湖滨公司所建议的单位米转子上的氧化沟最大池容。
转子的混合能力 表7．4
转子直径（mm）
氧化沟最大池容（m3/m转子）
700
700
1060
11.3处理厂＜600P.E. ①
l4处理厂＞600P.E.
18.3
①P.E.＝人口当量。
1975年，湖滨公司在美国和加拿大建成了557座氧化沟，帕瑟旺特（Passavant）公司建成了56座，彻恩（Cherne）公司建成了一座。图7．20～图7．23给出了帕斯维尔氧化沟的几种形式。
7．5 障 碍 式 氧 化 沟
障碍式氧化沟不是真正的氧化沟，因为它不保持混合的能量和水流的动量，反而设置障碍，横跨在沟道上，水流从障碍的上游被泵压到障碍的下游。在闪电（Lighnting）公司的提升管渠中，使用了一种向下泵压的带喷嘴涡轮和提升管（图7．24）。在EPI公司的氧化沟空气系统中，使用了一种表面曝气器和向上泵升的提升管。
障碍式氧化沟的充氧效率与所使用的曝气装置（即表面曝气器和带喷嘴涡轮）相当。带喷嘴涡轮所使用的是轴流叶轮（向下泵压）和空气压缩机。空气是通过叶轮下面的喷嘴环导入的。被抽压的水流携带着空气，穿过提升管排向障碍的下游，障碍可以防止沟中的水倒流，同时使沟中的自由液面上升，这样，在障碍的上游与下游两侧就形成水头差，这一水头差导致了沟中水的流动。在涡轮的抽水量和空气的吸入量之间需要有适当的比率，以防止淤轮充气过量。
一旦已知或算出涡轮的机械功率、涡轮与提升管管系统的水头损失、以及渠道损失或自由水面上升值之后，就可以很容易地确定氧化沟所需推进功率。该系统的总水头损失（hT）是由方程式（7．11）确定的。
hT＝hCLR＋hTURB （7．11）
式中 hCLR—沟中的损失（由于摩擦和弯曲）；
hTURB—涡轮和提升管损失。
用下述方程式可计算出推进所需功率（Ep）：
hTQCLR
EP＝───────── （7．12）
ηPηdηm×0.74
式中 hT—总水头损失（m）；
QCLR—氧化沟的总流量（m3/s）；
ηP—泵抽效率；
ηd—传动效率；
ηm—电机效率。
【例7．3】试求一设障碍氧化沟所需推进功率。已知的条件是：沟的横截面积为18.4m2 所需平均沟中流速为0.3m/s，在设计充氧速率时的泵抽效率为70％、传动效率为94％、电机效率为90％、绕沟一周的水头损失为0.09m、提升管的水头损失为1.52m其中包括入口和出口损失。
QCLR＝VCLR×ACLR＝0.3m／s×18.4m2＝5.5m3/s （7．13）
1.61×5.5
EP＝────────────── ＝20.2kw （7．14）
（0.7）（0.94）（0.9）×0.74
7．6 综 合 式 系 统
最近出现了一些氧化沟式的系统，它们有的使用旋转散气器、有的使用固定散气器而另设推进环流的装置。斯克里布纳（Scriebner）公司提供了一种使用旋转散气器的系统，这些散气器在旋转时形成了沟中流速。这种系统仅限于能容纳旋臂的圆形渠道使用。弗鲁达因公司提供了另外一种系统，该系统使用固定式微小气泡散气器和淹没式水平推进器或射流器，该公司所提供的又一种系统是使用一个空气升液器和一些表面射流器来充氧和推进。
遗憾的是这些系统使用时间不长、还没有形成有意义的运行数据。目前，人们对氧化沟技术越来越感兴趣，随着时间的推移，在氧化沟的技术、工艺和设备方面，新的设想和革新必然有所发展。对每种新的设想和革新的评价，都应该借鉴本文所提供的资料来进行，也都应在征求了工艺或设备的改革者的意见之后再进行。
第八章 操 作 和 维 修
氧化沟处理厂的主要优点是便于操作、安全可靠。这些优点已经为美国环境保护署所确认：“本研究的观察结果表明，作为一种组合系统，氧化沟处理厂可以由一般水平的人员来操作，而它所发挥的性能却超出了一般水平”。这些优点也被英国的实践所证实：“这种卡罗塞处理厂便于操作，很少出现机械或电气方面的故障”。显而易见，在氧化沟中，不仅生物群体量大，而且水力停留时间和污泥停留时间长，这对于氧化沟处理厂的稳定性起了很大的作用。但是，仅仅这些因素还不足以充分说明氧化沟处理厂成功运行的原因。延时曝气处理厂也具有生物量大和停留时间长这种类似的特点，但是它不能可靠地产出高质量的出水，似乎可以这样说，导致氧化沟处理工艺总体可靠性的原因在于把短程的推流式（一环）与整体上完全混合式的工艺布置独特地结合在一起。
8．1 操 作 要 求
虽然氧化沟工艺具有独特的操作特性（将在本章中讨论），但必须承认，它是活性污泥法的一种改型。因此，活性污泥法总的操作条件对氧化沟都适用。这里无法对活性污泥法的全部操作要求加以讨论，关于这方面，读者可阅读水污染控制联合会（WPCF）出版的“污水处理厂的运行”一书。本章仅对氧化沟的操作特性加以讨论。
8．1．1 氧化沟的控制
对氧化沟处理厂的全面控制有頼于对生物群体和溶解氧含量的控制。可以用几种方法来控制生物群体。要想保持稳定的操作，必须始终把可生物降解的有机负荷保持在一个稳定的水平上。达到这一目的的最普通方法，是控制食物与微生物之比（F/M）或污泥停留时间（Qo）。这两个参数都可以根据污水水质特性和温度变化的需要来调节。
在利用F／M比时，需要了解现有的有机负荷和生物量，可生物降解有机负荷的真实瞬间数据是不可能得到的，不过，通过COD或TOC，结合BOD／COD、或BOD／TOC关系比，可以近似地得出这个数据，生物量的传统测定方法是假定挥发性悬浮固体代表生物量。在氧化沟处理厂中很少使用初次沉淀池。因此，所测得的MLVSS中有相当一部分可能是无活力的有机物质，但其比例又不固定。这两个因素使得难以对氧化沟根据F/M比进行控制。
利用污泥停留时间来控制氧化沟，需要每天排掉固定百分数的生物量。例如，要想获得20d的污泥停留时间，就必须每天排掉5％的生物量。由于所排掉的活生物量在所排全部污泥中占固定比例，因此，通过从氧化沟全部悬浮固体中排掉所需的百分比，就可以对氧化沟进行控制。利用污泥停留时间来控制氧化沟，并不需要真实瞬间有机负荷的数据。因此，推荐利用污泥停留时间来控制氧化沟。
控制剩余活性污泥（WAS）需要具备测定剩余活性污泥流量和浓度的设备。污泥直接从氧化沟排除，有助于对剩余污泥的控制和进一步处理。
对回流活性污泥必须加以控制，以便保持氧化沟中所需的污泥含量。建议连续不断地从二次沉淀池排泥，以避免污泥缺氧和由于脱硝所可能造成的污泥上浮。必须向操作人员提供确定污泥含量和回流活性污泥流量的数据。
8．1．2 氧
氧化沟处理厂的另一个主要控制参数是反应池中溶解氧的浓度。几乎所有氧化沟处理厂的设计都能对氧的输入量进行控制。控制氧的输入量的手段是调节机械曝气器的淹没深度和转速。如果所使用的是射流曝气器，则可对鼓凤机加以调节。在设计去除BOD和（或）硝化的处理厂中，通过控制，使溶解氧的含量保持在大于或等于2mg／L的水平上。通过控制，能够避免溶解氧的含量超过实际需要量，从而减少对曝气动力的需要量，节省大量的成本。
在需要脱硝时，要严格控制氧的输入量，以便确保缺氧区。美国环境保护署认为，使用人工测定溶解氧的方法就足以进行这种控制。英国的实践经验表明，把溶解氧的探头放在每个缺氧区的起始位置上，能够更有效地进行这种控制。虽然在使用溶解氧探头时需要经常将其进行清洗和校准，但在用于脱硝的系统中还是使用这种探头为好。
8．1．5 仪表的使用
除了溶解氧控制以外，用仪表对氧化沟适当控制的要求，与对活性污泥系统的要求是相似的。经美国环境保护暑修正后，这些要求如下：
1．测量原污水或出水的流量，并进行记录和累计。
2．测量和记录回流污泥量。
3．测量和记录剩余污泥量。
4．根据流量确定氯的馈给速度。
5．测量和记录溶解氧，控制曝气器。
6．实验室常规仪表的使用。
8．2 操 作 和 维 修 要 求
在操作和维修的要求方面，氧化沟处理厂与活性污泥处理厂相似。在预防性保养、氯时需要量、栅渣和沉砂的处置方面，氧化沟处理厂与其它处理厂相似，这里不再具体介绍。这里要讨论的是氧化沟对人力、电力和培训等方面的要求。
表8．1为氧化沟的操作和维修对人力和电力的要求。从该表中可以看出，进行脱硝只需要很少的人力，而且可以节省大量的电力。
香克斯（Shanks）和康奈尔（Connell）曾经研究过操作人员的培训工作对于氧化沟处理厂成功操作的作用，他们指出，一个处理厂的成功与失败，操作的影响要超过设计。良好的操作离不开清楚详尽的操作和维修（O＆M）说明、设计工程师与操作人员的合作操作人员的实习培训，这一切都不需要很大的开支。香克斯和康奈尔在一家氧化沟处理厂发现，培训费用还不到该厂第一年全年费用的6％。
氧化沟处理厂对操作和维修的要求 表8．1
流量（m3/d）
操作和维修所需劳力(工目/a)
电力（1000kw·h/a）
去除BOD和硝化 190
378.5
3785
18925
37650
脱 硝 190
378.5
1892.5
3785
18925
37850
226
257
388
1911
3818
310
340
490
630
2030
2930
46
72
280
2000
3700
37
58
224
400
1600
2960
8．3 氧化沟处理厂的性能与对比工艺
本章前面已经指出，氧化沟处理厂能够在最低程度操作的情况下，稳定地产出高质量的出水。在这一节中，我们将时平均出水水质及性能的可靠性加以研究。
8．3．1 氧化沟的性能
表8．2为氧化沟处理厂的全部性能。表中来自二十九个处理厂的数据表明，通过去除有机和悬浮固体，氧化沟处理厂平均出水的BOD5和总悬浮固体（TSS）可低于15mg／L。从同一研究中所得到的数据还表明，氧化沟处理厂具有高度的可靠性。表8．3为美国环境保护署的研究中所得氧化沟可靠性数据。应该注意的是，表8．2和表8．3所提供的数据主要是来自那些不进行脱硝的处理厂。一般来说，氧化沟处理厂能够产出含氨量不到2mg/L的出水。
从美国以外的其它地方，也获得了相似的数据。表8．4是英国西伦塞斯特（Cirencester）处理厂的数据。尽管出水水质变化范围较大，来自这个处理厂的数据还是非常好的。出水中的BOD5始终没有超过30mg/L；在95％的时间里，出水中的TSS和BOD5分别低于15mg／L和10mg/L。氧化沟处理厂能够满足现行二级处理厂的定义，即在94％的时间里，BOD5和TSS为30mg/L。在所调查的处理厂中，最差的处理厂也能够在70％的时间里保证30mg／L的BOD5和TSS的标准。尽管上述结果这样好，为了充分估价氧化沟处理厂的性能，有必要把氧化沟再与其它生物处理系统进行比较。
氧化沟处理厂的性能 表 8．2
出水（mg/L）
去除率（％）
冬 季
夏 季
合 计
冬 季
夏 季
合 计
BOD5
高性能的处理厂
中等性能的处理厂
低性能的处理厂
悬浮固体
高性能的处理厂
中等性能的处理厂
低性能的处理厂
总氮（TKN）
高性能的处理厂
低性能的处理厂
氨氮
高性能的处理厂
中等性能的处理厂
低性能的处理厂
硝酸盐氮
高性能的处理厂
中等性能的处理厂
低性能的处理厂
55
15.2
1.9
26.6
3.6
3.1
10
7.2
3.8
0.4
29
12.5
5.6
34
1.2
1.0
19.4
9.3
1.9
6.6
1.03
0.6
0.1
33
15.1
4.5
41
12.3
1.5
22.4
10.5
2.4
8.1
3.0
3.3
1.8
0.3
31
14.1
5.0
87
92
99
81
93
98
55
81
90
98
86
94
99
82
94
98
61
97
98
99
87
93
99
82
94
98
57
72
91
99
99
氧化沟处理厂的可靠性 表 8．3
出水浓度低于下列数值的时间百分数
10（mg／L）
20（mg／L）
30（mg／L）
TSS
BOD5
TKN
TSS
BOD5
TKN
TSS
BOD5
TKN
最好的处理厂
平均水平的处理厂
最差的处理厂
99
65
25
99
65
25
40
99
85
55
99
90
55
69
99
94
80
99
96
72
88
西伦塞斯特的卡罗塞处理厂的操作数值（每日平均值） 表 8．4
原 污 水
处 理 厂 出 水
BOD5
(mg/L)
TSS
(mg/L)
NH3-N
(mg/L)
BOD5
(mg/L)
TSS
(mg/L)
NH3-N
(mg/L)
NO2-N
(mg/L)
NO3-N
(mg/L)
年平均值
最小值
最大值
在95%的时间
里不
超过的值
101
10
400
216
169
31
686
299
16.4
4.0
39.3
31.2
1.9
微量
30
7.8
5.8
微量
224
12.3
1.4
微量
6.5
4.4
0.2
微量
1.3
4.7
微量
13A
8．6．2 氧化沟的对比工艺
表8．5为常用的生物处理法数据，表8．6是这些工艺的可靠性数据，两个表的数据代表这些工艺的平均水平，在这些工艺中，没有一种中等出水水质能够抵得上氧化沟，这些工艺的可靠性也没有氧化沟那么高。对平均水乎加以比较，氧化沟处理厂能够在94％的时间里产出BOD5和TSS为30mg/L的出水，而与之对比的最好一种工艺—活性污泥法，只能在85％的时间里产出这种质量的出水，而在可靠性方面，被调查的最差的氧化沟也比其它任何一种工艺强。
与氧化沟对比的生物处理法的性能 表 8．5
出 水（mg/L）
去 除 率（％）
TSS
BOD5
TSS
BOD5
活性污泥法(3785m3/d)
活性污泥法(集约式小型处理厂)
生物滤池
生物转盘
31
28
26
23
26
18
42
25
81
82
79
84
79
78
与氧化沟对比的生物处理法的可靠性 表 8．6
出水浓度低于下列数值的时间百分数
10（mg／L）
20（mg／L）
30（mg／L）
TSS
BOD5
TSS
BOD5
TSS
BOD5
活性污泥法(3785m3/d)
活性污泥法(集约式小型处理厂)
生物滤池
生物转盘
40
15
22
25
39
2
30
75
35
45
70
65
3
60
90
50
70
85
80
15
90
图8．1～图8．3表示使用活性污泥法大型厂和集约式小型处理厂的可靠性，在同一图中表示了氧化沟的可靠性，以便比较。在图8．2和8．3中可以清楚地看出温度对于小型处理厂的影响。美国辛辛那提地区的处理厂是在夏季和冬季温度下运行，而戴德（Dade）县的处理厂则是在暖季运行。
与其它工艺的比较表明，氧化沟出水水质始终高于其它常见工艺，这种良好的运行结果，都是在中等的操作水平下取得的。
第九章 氧 化 沟 的 设 计
本章将讨论用氧化沟进行生物处理的处理设备的设计问题。当然，在一章中不可能对一个处理厂设计的全部内容都加以讨论。我们将集中讨论由于采用氧化沟而直接影响设计的那些方面，其中包括：氧化沟、传氧设备、以及沉淀池和污泥处理的方案。关于处理厂的其它方面、将要简单提及，或略去不论。为了能在一开始对其它方面的设计有较充分的了解，读者可参阅水污染控制联合会所出版的实践手册之八（MOP8）。假定污水的水量和水质已经确定，这里就不再复述这种过程了。
本章所举的例子是一个完整的设计。这样做的原因是作者认为，文字对设计过程的描述是总不会充分的。这里所提供的例子并不意味这是处理厂唯一的设计方法，而仅仅是一种可行的设计方法。
9．1 预处理和一级处理
氧化沟处理厂所需要的预处理设施与其它类型的处理系统相同。进水常需抽升。关于进水抽升系统的设计，读者可阅读参考文献中的几篇优秀论文。如果由于集水系统很长以致停留时间延长的话，那么，污水在到达处理厂时就会腐化。在这种情况下、可采用预氯化和（或）预曝气，以便对臭气加以控制、防止形成腐蚀性气体。
大多数处理厂都要使流入的污水经过粗格栅，主要目的是去除那些可能损坏（或堵塞）设备（或管道）的较大物体。在中型或大型处理厂（处理能力大于7600m3/d）中，几乎总是用机械方法清除格栅，而在小型处理厂中，则既可以用机械、也可用人工清除。
在氧化沟处理厂中，除砂与否均可。一般来说，除砂是为了保护设备和管道不受磨损和堵塞，同时也防止厌氧消化池被砂填充。在氧化沟处理厂中，很少使用厌氧消化池、因此，也就不需要为防止消化池堵塞而除砂。是否除砂，主要取决于经济因素，应该核算除砂设备及其操作费用，与砂泵价和由于摩擦和堵塞所增加的操作和维修费用，进行权衡。
氧化沟在处理城市污水时，很少使用初次沉淀池。氧化沟、特别是延时曝气式氧化沟，能够在不使用初次沉淀池的情况下经济地处理城市污水。由于延时曝气法能够产出稳定的污泥，因此，不使用初次沉淀池的做法就具有很大的吸引力。
当氧化沟按普通话性污泥法设计，或者当污水中的固体浓度很高时，最好使用初次沉淀池。在这种系统中，应认真考虑除砂和处理污泥的比较方案。
9．2 反 应 池 的 设 计
本章所讨论的反应池的设计内容具有普遍意义，适用于各种类型的氧化沟，关于第七章中所讨论的那些专利工艺设计，应请教提供工艺的厂商。
9．2．1 动力学设计
在第二章关于碳源生化需氧量的去除，和第四章关于硝化和脱硝的内容中，已经提出了反应池的动力学设计的细节。这里我们将归纳一下反应池的动力学设计和求定反应池大小的步骤。
设计去除碳源生化需氧量的系统，只须遵循下述步骤即可：
1．确定入流污水的水质和对出水的要求。
2．弄清进水的pH值和营养的含量是否适合于进行污水的生物处理。
3．用第二章中所提供的方法（见例2．3），来确定出水所要求的溶解性BOD5。
4．选定设计的污泥停留时间，应注意，如果需要稳定污泥，则污泥停留时间须大于20～30d，如果不需稳定污泥，则去除生化需氧量所要求的常见的污泥停留时间为5～8d,温度为20℃。
5．根据导试研究和文献中的值，来确定污泥生长量的常数和内源衰减系数。一些典型值可参见表2．3和表2．4。
6．根据方程式（2．61），计算出氧化沟的池容乘以MLVSS值。
7．选定MLLVSS值。在氧化沟中，MLVSS值通常为1500～4000mg/L。要记住，如果MLVSS高，沉淀池的设计就要受其浓缩性能的控制。
8．计算反应池的池容和水力停留时间。
9．利用简单的质量平衡法来计算环流氧化沟中的回流活性污泥的流量。本章下文将介绍这一方法。
10．按下文所述方法，来确定需氧量。在确定了AOR（实际）需氧量之后，就可以如第五章所述，求出曝气器的大小，进行选定。
11．用本章下文介绍的方法，来决定沉淀池的大小、计算剩余污泥。
如果需要硝化及（或）脱硝，动力学设计的方法就稍有不同建议的步骤如下：
1．确定入流污水的水质和对出水的要求。
2．弄清进水的pH值和营养的含量是否适合于生物处理。
3．估算用于氧化的总氮和用于合成的总氮。
4．计算在硝化过程中所消耗的和在脱硝过程中所产生的碱度。值得注意的一点是，如果能够保持大约100mg／L（以CaCO3计）的剩余碱度，反应池中就会保持硝化所需要的适当pH值。
5．根据方程式（4．21）和（4．24），对应反应池中的温度、pH、溶解氧和氨的含量，计算μn和θCm的值。
6．选择一个安全系数，根据方程式（4．25）来计算θCd的值。
7．用例4．1所述的方法，根据θCd来计算μh的值。
8．用例4．1所述的方法，计算硝化所需要的反应池容积和水力停留时间。
9．根据导试研究的结果或文献，选择一个脱硝率。
10．根据例4．2所述的方法，利用脱硝率和MLVSS，确定脱硝所要求增加的反应池容积。
11．计算需氧量，然后选择曝气器。曝气器的位置应有助于确保缺氧区。
在氧化沟的设计中，虽然可以从参考文献中获得大量的动力学常数数据，但是这并不能代替导试研究，因为污水的情况是千差万别的。导试研究的费用，往往由于导试所取得的资料而节省设计费用，会得到加倍补偿。因此，如果有污水可用，对污水进行导试研究始终是一种值得提倡的做法。
9．2．2 氧的供给
可以用多种方法来计算氧化沟污水的需氧量，其中之一，是假定除了用于合成的那部分最终生化需氧量（BODL）以外，所有的BODL都被氧化。同样，除了用于合成的那一部分氮以外，所有的氮也都被氧化，且在脱硝过程中还可获得氧。这可以表示为：
需氧量＝去除的BODL-剩余污泥中的BODL＋去除NH4＋-N的需氧量-剩余污泥中NH4＋-N的需氧量-脱硝中所获得的氧 （9．1）
VSS所需BODL通常为VSS的1.42倍；硝化的需氧量可假定为NH3-N浓度的4.5倍；VSS可假定含12.4％的氮；脱硝中所获得的氧大约为2.6mg（O2）／mg（所还原的NO3--N）。我们可以把方程式（9．1）改写成：
(S0-S) VSS VSS
O2req＝Q[───＋—1.42Px(──)＋4.5(N0-N)-0.56Px(──)-2.6ΔNO3] （9．2）
1-e-kt TSS TSS
式中 O2req—需氧量（kg/d）；
Q—处理厂的流量（m3/d）；
S0—进水的BOD5（mg/L）；
S—出水的溶解性BOD5（mg/L）；
k—BOD的分解速度常数（d-1）；
t—BOD试验的时间＝5d；
Px—剩余污泥（kg/d）；
VSS/TSS—污泥中的挥发性固体所占比率；
No—进水中氨的含量（mg／L）；
ΔNO3—所还原的NO3--N（mg/L）。
可以用方程式（9．2）来计算需氧量，然后把实际需氧量转换成标准需氧量，并以此来选择曝气器。这一点在第五章中已经讨论过了。
在按脱硝设计的系统中，曝气器的位置必须能够保证维持缺氧区。用单位时间的需氧量除以反应池容，就可得出氧的吸收率，以单位池容所消耗的氧来表示。算出每个曝气器的氧输入量并算出氧吸收率，就可以确定到达缺氧区所需渠道长度。这一点将在例9．1中说明。
9．2．3 沉淀池的设计
任何活性污泥系统的成功，都取决于其分离和浓缩生物污泥的能力。性能发挥得差的活性污泥系统，大多数是由于未能成功地分离或浓缩其污泥。在氧化沟处理系统中，沉淀池必须具有既把污泥分离出来，又能将其浓缩的能力。
最好是先进行导试研究，在获得充分的数据以后，根据固体通量分析或其它理论方法，决定沉淀池的大小。但是，在许多情况下，必须依靠文献中所提供的溢流率、污泥负荷率和堰负菏率的值。表9．1为有关文献所建议的各种值。
沉淀池设计的推荐参数 表 9．1
工 艺
溢流率(m3/d·m2)
固体负荷率(kg/d·m2)
堰负荷率(m3/d·m)
延时曝气
常 规
12.2～20.4
16.3～32.6
19.6～98
73～147
124～186
124～186
在氧化沟中，如果已知回流污泥的浓度，就可以根据氧化沟中简单的质量平衡，计算出为维持所需MLVSS浓度的回流污泥流量。这种质量平衡的结果是：
QX0＋QRXR＝（Q＋QR）X （9．3）
式中 Q—处理厂流量（m3/d）；
QR—回流活性污泥流量（m3／d）；
X0—进水中VSS浓度（mg/L）；
XR—回流活性污泥中VSS浓度（mg/L）；
X—氧化沟中活性污泥VSS浓度（mg/L）。
在方程式（9．3）中，可用总悬浮固体代替挥发性悬浮固体，但在整个公式运算中必须保持一致。
9．2．4 污泥
虽然动力学设计能够计算生物污泥的产量，但是应该对所存在的惰性物质和沉淀池堰上流失的固体加以考虑，其方法之一是：
Y
Px＝[QΔS(─────)＋XIQ-XeQ] （9．4）
1＋kdθC
式中 Px—总的剩余污泥（kg/d）；
Q—处理厂的流量（m3/d）；
ΔS—进水BOD5-出水溶解性BOD5（mg/L）；
Y—生长系数[kg（所产VSS）／kg(去除的BOD5)] ；
kd—内源衰减系数（d-1）；
θC—污泥停留时间（d）；
XI—进水悬浮固体中的惰性部分（进水TSS-进水VSS）（mg/L）；
Xe—出水的TSS（mg／L）。
当氧化沟以常见方式操作时，所产生的剩余活性污泥是不稳定的，因此，在处置之前需要进行稳定处理。当氧化沟以延时曝气方式操作时，污泥的产量比较低，污泥较为稳定。
处理氧化沟所产生的稳定污泥的最常见方法，是在铺砂的干化床上干燥，然后把干燥污泥撒到地里或掩埋掉。
9．2．5 设计举例
现在举例说明氧化沟的设计。这里并不是要设计一个完整的污水处理厂。必须承认，设计是一种重复过程，在实际设计过程中必须考虑固体平衡和回流影响等因素。
【例9．1】设计一座氧化沟处理厂，处理下列生活污水：
处理厂流量＝11355m3/d
BOD5＝220mg／L
TSS＝240mg／L
VSS＝180mg/L
TKN＝35mg／L
碱度＝280mg／L（以CaCO3计）
高峰流量／平均流量＝1.5
最低温度＝15℃
最高温度＝25℃
要求的出水水质：
BOD5＝20mg／L
TSS＝20mg／L
NH4＋-N＝2mg／L
NO3-N＝10mg／L
污泥需进行稳定处理
第一步是选择所要使用的设计参数。为了确保污泥稳定，采用的最小污泥停留时间为30d。假定混合液的70％是挥发性的，所选择的总MLSS浓度为4000mg／L，污泥浓度较高，以适应高峰负荷。所用的反应池类型为卡罗塞系统。在设计氧化沟的曝气系统时应使用下述参数：
曝气器的类型：低速竖轴涡轮曝气器
曝气器效率：1.86kgO2／kw·h
反应池的溶解氧：2.0mg/L
用于硝化的氧：4.5mgO2／mg（被氧化的NH4＋-N）
可得到的氧：2.6mgO2／mg（所还原的NO2-N）
α：0.90
β：0.98
动力常数：
mgVSS
YH＝0.60──── （根据表2．3）
mgBOD5
kd＝0.05d-1 （根据表2．3）
kg(NO3-N)
qdn＝────── （20 ℃时）（根据表4．1）
kgMLVSS·d
k1＝0.23d-1
Kd2＝1.3mg／L
剩余碱度：100mg/L（以CaCO3计）以保持pH≥7.2
所需碱度：7.14mg（碱）／mg（被氧化的NO4-N）
产出碱度：3.0mg（碱）／mg（所还原的NO3-N）
硝化的安全系数：2.5
脱硝的温度校正系数：1.08
沉淀池的设计参数为：
溢流率：12.2m3/d·m2（表9．1）
固体负荷率：48.9kg／d·m2（表9.1）
堰负荷率：2.2L／s·m（表9．1 ）
沉淀池的类型：中心进水，带刮泥机
沉淀池的最少座数，2
回流污泥的浓度：10000mg／L
第一步是确定出水中所需溶解性BOD5含量，使出水中BOD5含量为20mg／L（见例2．3）。
溶解性BOD5＝20mg／L- 0.7×20mg／L×1.42×(1-e-0.23×5)＝6.4mg／L
现在，假定污泥停留时间（θC）为30d（这个值必须经过校核），即可以计算出生物污泥的产量：
Y 0.6 1
产出的生物污泥＝(────)QΔS＝(──────)×ll355×(220-6)×───＝584kg/d
1＋kdθC 1＋0.05×30 1000
总氮中用于合成的部分可假设生物污泥大约含12.4％的氮，从而计算出每日所需用于合成的氮：
用于合成的总氮＝0.124×584kg／d＝72.4kg/d
这就表明：
72.4×1000
──────＝6.4mg/L（进水中用于合成的总氮）
11400
这样，必须氧化的氮就为：
被氧化的NH3-N＝35mg／L-6.4mg／L-2mg／L＝26.6mg／L
则所需脱硝量就为：
所需脱硝量＝26.6mg/L-10mg／L＝16.6mg／L（NO3-N）
现在可以进行碱度的平衡。根据图4．1，在碳源BOD的去除过程中所产生的碱度为0.1mg（去除每毫克BOD5时）。
剩余碱度＝280mg/L-7.14×26.6mg/L＋3.0×16.6mg/L＋0.1×214mg/L＝161.3mg/L(以CaCO3计)
这个值足以使pH≥7.2mg/L。
现在可以确定硝化速率（μn）；
2 2
μn＝[0.47e0.098(T-15)]×[───────]×[────]＝0.237d-1
2＋10(0.05×15-1.158) 2＋1.3
因此，
1
θCm＝───＝4.2d （式中θCm＝在设计条件下硝化的最小污泥停留时间）
0.237
使用2.5的安全系数，则设计污泥停留时间(θC)为10.5d。为了保证污泥稳定，我们所选择的污泥停留时间为30d。这样，就在污泥停留时间为30d的基础上来计算硝化速率(μn)：
μn＝μh＝1／30＝0.033d-1 （式中 μh＝异养生物的生长率）
现在来计算单位基质的利用率（U）（见例4．1）：
μn＋kd 0.033＋0.05
U＝─────＝───────＝0.139kgBOD5／kgMLVSS·d
Y 0.6
利用单位基质利用率和4000mg/L的MLSS设计值，就可以确定氧化沟的池容（V）和水力停留时间。
MLVSS浓度：
MLVSS＝0.7×4000＝2800mg／L
所需MLVSS：
214×11355kg(剩余BOD)／d
所需MLVSS＝──────────────＝17482kg
1000 kg(剩余BOD)
0.139──────────
kg(MLVSS)·d
反应池容积（V）：
17482kgMLVSS
V＝───────×1000＝6244m3
2800mg/L
水力停留时间（θ）：
V 6244m3
θ＝──＝──────×24h/d＝13.2h[式中Q＝处理流量（m3／d）]
Q 11355m3/d
现在可以计算脱硝所需容积的停留时间：
在15℃时：
kg(还原的NO3-N)
qdn＝0.020×1.08-5＝0.0136─────────
kgMLVSS·d
需还原的NO3-N：
1
需还原的NO3-N＝16.6mg/L×11355×───＝188.5kg/d脱硝所需MLVSS
1000
脱硝所需MLVSS：
188.5kg/d
脱硝所需MLVSS＝────────＝13860kgMLVSS
0.0136kg/kg·d
脱硝所需池容（V）：
13860kg/d×1000
V＝─────────＝4950m3
2800mg/L
脱硝所需水力停留时间（θ）：
4950
θ＝────×24＝10.5h
11355
这样，整个氧化沟的池容为11194m3，水力停留时间为23.7h。
卡罗塞反应池的深度和宽度分别为3.35m和7.3m，所需要的长度（L）为：
11194
L＝─────＝457.3m
7.3×3.35
需氧区的长度为255m，缺氧区的长度为202m。图9．1为设计的平面布置图。
现在来选定曝气器的大小。
实际需氧量（AOR）可计算如下：
214mg/L×11355m3/d
AOR＝───────── -1.42×584kg/d＋4.5×26.6mg/L×ll355m3/d-2.6×16.6mg/L×ll355m3/d=3603kg/d
(1 - e-0.23×5)
(去除的BOD) (所产挥发性固体的BOD) (硝化所需的氧) (脱硝所得到的氧)
再把实际需氧量变成标准需氧量(SOR)：
3603×9.07
SOR＝─────────＝5304kg/d＝221kg/h
0.9(8.08-2)1.0245
当表曝机动力效率为1.85kg／kw·h时：
所需功率：
所需功率＝221／1.85＝120kw
这样，两台75kw的低速曝气器就可以满足设计需要。
现在来计算回流活性污泥的需要量和剩余污泥总量。活性污泥的计算是以固体总量为基础的，由式（9．3）：
240mg/L×11355＋10000mg/L×QR＝(11355＋QR)m3/d×4000mg/L
解得： QR＝7260m3/d
剩余活性污泥：
11355
WAS＝584／0.7＋(240-180)×────＝1516kg(干污泥)/d
1000
如果污泥是从回流活性污泥管道中排除的，则剩余污泥的体积为：
1516kg/d
剩余污泥的体积＝─────＝151.6m3/d
10
现在来决定沉淀池的大小，
根据溢流率：
11355m3/d
所需面积＝───────＝931m2
12.2 m3/d·m2
根据污泥负荷：
4000mg/L
流入沉淀池的污泥＝(11355＋7260)×─────＝74460kg/d
1000
74460kg/d
所需面积＝───────＝1523m2
48.9kg/d·m2
因此，污泥负荷起控制作用，所要求的面积就等于1523m2。
采用两座沉淀池：
1
每座沉淀池的面积＝1523×──＝761.5m2
2
圆形沉淀池直径：
761×4
所需直径＝[────]1/2＝31.2m
π
这样，直径为31.2m的两座沉淀池就可以满足设计要求。
根据流槽的内侧来校核堰长：
堰长及堰负荷：
堰长＝2×π×31.2＝196m
11355m3/d
堰负荷＝──────＝58m3／d·m
196m
9．2．6 例9．1设计小结
氧化沟：
卡罗塞氧化沟：
总容积：11200m3
水力停留时间：23.7h
污泥停留时间：30d
标准需氧量：221kg/h
曝气器：两个75kw的低速曝气器
布置方式，见图9．1
沉淀池:
座数：2
类型：中心进水带刮泥机，吸泥式
规格：直径为31，2m；池边水深为4.57m；内侧堰
回流活性污泥：7260m3/d
剩余活性污泥：151.6m3/d
第十章 经 济 考 虑
必须承认，对各种处理工艺的经济因素所进行的讨论只能是概括性的。有许多因素影响着处理设备的费用。这些因素可以说是因工艺、厂址、地区和气候条件而各异。在概括地讨论经济因素时，对因工艺而异的各种费用进行讨论较易，对因地区和气候条件而异的各种费用的讨论则较难，只能粗略地加以讨论，而对因厂址而异的各种费用，就连粗略的讨论也是做不到的
液体和固体处理工艺之间的相互关系不在上述讨论范围之内，但它对于设计者的决策却具有重要的意义。例如，一个以延时曝气方式操作的氧化沟，它的各种需要量以及污水的处理和排放的费用，显然都完全不同于以常规方式操作的氧化沟。
10．1 费 用 的 种 类
在对氧化沟的费用和其它比较工艺的费用进行讨论之前，应该对所接触到的费用种类加以说明。
10．1．1 因工艺而异的费用
很明显，各种工艺都有其自己的各种需要量。例如，一个使用高速活性污泥法的处理厂与一个使用延时曝气法的处理厂相比，曝气池所需容积要小得多，需氧量要低得多。而较小的容积和较低的需氧量就意味着较低的费用。虽然因厂址和地区而异的费用会影响实际费用，但是通过比较每种工艺的平均费用，可以精确地确定曝气池和曝气设备的相对费用。
10．1 ．2 因地区或气候而异的费用
地区的差异主要与气候有关，它对处理装置的建造费用具有重要影响。与气候有关的因素常常决定着工艺和设备的选择。在温暖的气候条件下，可能需要认真考虑氨吹脱除氮；而在寒冷的气候条件下，就可以不予考虑。在寒冷的气候条件下往往采用水下曝气而不采用表面曝气，因为表面曝气器会造成表面冷却或结冰。
气候条件从许多方面影响处理厂的费用。一个最低温度为5℃的用于除氮的氧化沟，与一个最低温度为15℃的氧化沟相比，当其出水要求相同时，前者的容积就大得多，造价也高得多。处理厂的建筑也因地区而异。传氧设备、沉淀池和砂质干燥床的大小都取决于温度和气候条件。
一般来说，本章所提供的费用比较曲线，不论地区差异如何，都能比较精确他说明各种工艺的相对建造费用。从费用曲线图中并不能精确地获得各种绝对的或实际的费用以及费用差。由于地区的差异，在使用各种工艺的费用曲线图时，重要的一点是了解温度对于各种工艺设计参数的影响，并在解释成本曲线数据时考虑到这些因素的影响。
人工费在美国各地和世界各地都大不相同。建造费和操作费都会因地点的不同而异。燃料、动力、化学药剂和其它操作费用也随不同地区而变化。这些差异无法在概括的费用曲线图上表示出来。
10．1．3 因厂址而异的费用
有许多因厂址而异的因素影响着各种工艺的费用。土地的费用会影响各种工艺的经济情况。土壤条件，水位高度和其它地下条件对各种工艺的成本都具有重要影响，处理厂的厂址本身、及其与已经建成的建筑物的相对位置，可能决定需要建造昂贵的建筑处理、缓冲区以及噪音和臭味控制装置。这些费用是无法在概括的费用曲线图中反映出来的。
10．2 费 用 数 据
本文所提供的氧化沟和其它比较工艺的费用数据，来源于美国环境保护暑的研究报告。所有这些费用都是根据美国环境保护署一九七六年秋季所公布的处理厂索引第262．3条。这里所列的建造费包括建筑物、实验室和污泥干燥床，但不包括土地、工程、法律、管理和财务方面的费用。
在利用本文所提供的数据时，必须记住，这些成本是以城市污水处理的具体设计条件为依据的。对于不符这些条件的污水及设计参数，在使用这些费用比较曲线时必须小心。
10．2．1 建造费用
在氧化沟中，去除碳源生化需氧量所需建造费用，无论进行硝化与否，都认为是基本一致的。这种假想虽然不是绝对正确。但它在费用曲线图的准确度范围内是行得通的。表10．1所列的是氧化沟和其它比较工艺在生化需氧量去除方面的建造费用，其图形见图10．1。
生化需氧量去除的建造费（1000美元） 表10．1
工 艺
处理厂的容量（m3／d）
189.25
378.5
189.25
378.5
18925
37850
氧化沟
接触稳定法
延时曝气法
常规活性污泥法
170
108
195
165
180
330
320
390
600
475
1045
2000
2645
3350
4138
从表10．1和图10．1中可以看出，在每种工艺的适用范围内，按照假定的设计参数，各种比较工艺的建造费没有很大的差别。但必须考虑到工艺性能方面的差别（见第八章）以及操作和维修成本方面的差别。
当需要硝化时，延时曝气处理厂和氧化沟处理厂的建造费都不会有什么变化。但这时的活性污泥法处理厂却需要大大增加曝气池的容量，还有其它方面的调整。接触稳定法处理厂不适用于硝化，表10．2列出了硝化系统的建造费，其流量范围对氧化沟和活性污泥法处理厂都适用。从表10．2中可以明显地看出，当需要国环境保护暑的研究报告。所有这些费用都是根据美国环境保护署一九七六年秋季所公布的处理厂索引第262．3条。这里所列的建造费包括建筑物、实验室和污泥干燥床，但不包括土地、工程、法律、管理和财务方面的费用。
生化需氧量去除硝化的建造费用（1000美元） 表10．2
流量（m3/d）
氧化沟
单级活性污泥法
二级活性污泥法
3785
18925
37850
600
2000
3350
1240
3283
8759
1490
3942
6171
在利用本文所提供的数据时，必须记住，这些成本是以城市污水处理的具体设计条件为依据的。对于不符这些条件的污水及设计参数，在使用这些费用比较曲线时必须小心。
当需要硝化时，延时曝气处理厂和氧化沟处理厂的建造费都不会有什么变化。但这时的活性污泥法处理厂却需要大大增加曝气池的容量，还有其它方面的调整。接触稳定法处理厂不适用于硝化，表10．2列出了硝化系统的建造费，其流量范围对氧化沟和活性污泥法处理厂都适用。从表10．2中可以明显地看出，当需要硝化时，氧化沟的建造费大大低于常规活性污泥法处理厂。当流量为3785m3／d时，氧化沟的费用还不到出水硝化的单级活性污泥处理厂的一半。
在需要脱硝时，氧化沟建造费方面的优势就更加明显了。表10．3列出了需要除氮的氧化沟处理厂，活性污泥法处理厂和生物膜法处理厂的建造费。表10．3所列出的活性污泥法处理厂脱硝的建造费，是以使用单独的脱硝设施和以醇作碳源为前提的。最近的研究成果降低了这些费用，因此，表10．3对活性污泥法的脱硝成本的估计有些偏高，但是氧化沟的脱硝费用仍然比活性污泥法低。
生化需要量去除、硝化和脱硝的处理厂的建造费用（1000美元/a） 表 10．3
流量（m3/d）
氧化沟
活性污泥法脱硝
生物膜法脱硝
单级
二级
单级
二级
3785
18925
37850
629
2100
3534
1834
4811
7795
2084
5470
8759
1893
4521
7562
2143
5180
8526
10．2．2 操作和维修费用
在讨论操作和维修费用时，前面所述的关于建造费用方面的注意事项和局限范围，在这里仍然适用。表10．4列出了碳源生化需氧量去除的操作和维修费用。
碳源生化需要量去除的操作和维修费用（1000美元/a） 表10．4
工 艺
处理厂容量 （m3/d）
189.25
378.5
1892.5
3785
18925
37850
氧化沟
接触稳定法
延时曝气法
常规的活性污泥法
19
13
22
21
23
42
47
55
52
98
82
230
195
460
310
表10．5和表10．6列出了硝化和脱硝的操作和维修成本，列表的方式与建造费用相似。如前所述，由于近来脱硝技术的改进，表中所列的脱硝活性污泥系统的费用有些偏高。
生化需要量去除和硝化的操作和维修费用（1000美元／a） 表 10．5
流量（m3/d）
氧化沟
单级活性污泥法
二级活性污泥法
3785
18925
37850
52.6
231
461
90
227
365
104
251
生化需氧量去除、硝化和脱硝的操作和维修费用（1000美元／a） 表10．6
流量（m3/d）
氧化沟
单级活性污泥法脱硝
单级生物膜法脱硝
3785
18925
37850
57
230
460
143
355
620
140
340
560
10．2．3 总费用
当基建费用以7％的利率分二十年折旧偿还时，总的年度费用就可以确定出来。应该承认，7％的利率在目前的市场来说还是较低的，但是，由于各种比较工艺的基建费用之间的差别很小，所以这种较低的利率不会使比较发生多大的变化。
图10．2为碳源生化需氧量去除的总年度费用比较。表10．7为生化需氧量去除、硝化和脱硝的总年度费用比较。
生化需要量去除、硝化和脱硝的总年度费用（1000美元／a） 表 10．7
流量（m3/d）
氧化沟
单级活性污泥脱硝
单级生物膜法脱硝
3785
18925
37850
117
343
815
305
795
1390
325
755
1040
10．3 小 结
本章所提供的经济数据表明，在常规的生化需氧量去除方面，各种工艺的成本之间的差别很小（图10．2）。虽然图10．2表明在各种工艺的成本之间存在着一定的差别，但是在所要求的假定和因地区和厂址而异的费用差别都是已知的情况下，图10．2所显示的差别就无关紧要了。
在需要硝化和脱硝时，氧化沟在费用上比起其它比较工艺来，具有明显的优越性。虽然所列出的其它比较工艺的脱硝成本可能偏高，但是在硝化和脱硝方面，由于费用差距很大，因此氧化沟在费用上毕竟具有明显的优势。
负责选择工艺的设计工程师必须认识到，虽然在选择工艺过程中经济因素是一个重要条件，但是它毕竟只是一个条件。其它条件，如操作的方便程度和可靠地达到所需出水标准的能力，也必须在选择工艺的过程中加以考虑。
| 课件名称： | 环境相关电子教案 |
| 课件分类： | 环境 |
| 课件类型： | 电子教案 |
| 文件大小： | 672.14KB |
| 下载次数： | 1 |
| 评论次数： | 2 |
| 用户评分： | 8 |
