第二十一章 生物处理新技术南华大学建筑工程与资源环境学院给水排水教研室
2005年 7月 1日教师：娄金生课程内容生物脱氮除磷新工艺
生物脱氮原理
生物脱氮工艺
生物除磷原理
生物除磷工艺
同步脱氮除磷工艺活性污泥法新工艺
氧化沟
A-B生物脱氮除磷工艺
间歇式活性污泥法（ SBR法）
膜生物反应器
思考题
习题谢谢！
结束生物脱氮原理
氮在水中的存在形态与分类
氨化与硝化反应过程
硝化反应的条件
反硝化
硝化、反硝化反应中氮的转化返回氮在水中的存在形态与分类
N
无机 N
NOx--N
(硝态氮 )
T K N
(凯氏氮 )
总 N
(TN)NO3— -N
NH3-N
NO2— -N
有机 N （ 尿素,氨基酸,蛋白质 ）
返回氨化与硝化反应过程
HOHNO3/ 2O：N H 2-223 亚硝化菌硝化
-3-2 NO1 / 2 ONO 硝酸菌
HOHNO2ONH 2-323 硝化菌
3222 NHCOR C O O HO)CO O H：R C H ( NH 氨化菌氨化
-2223-3 6O HO7H3N5C OOH5C H：6 NO 反硝化菌反硝化
-3322275-324 0.982N OCO1.881HO1.044HNOH0.021C1.985H C O1.86ONH
返回硝化反应的条件
（ 1）好氧状态,DO≥2mg/L； 1gNH3-N完全硝化需氧 4.57g——硝化需氧量。
（ 2）消耗废水中的碱度,1gNH3-N完全硝化需碱度 7.1g（以 CaCO3计），废水中应有足够的碱度，以维持 PH值不变。
（ 3）污泥龄 θC≥（ 10-15） d。
（ 4） BOD5≤20mg/L。
返回反硝化 -1
反硝化包括异化反消化和同化反消化，以异化反消化为主反硝化菌在 DO浓度很低的环境中，利用硝酸盐中的氧（ NOX-—O）作为电子受体，有机物作为碳源及电子供体而得到降解。当利用的碳源为甲醇时：
NO3-+1.08CH3OH+0.24H2CO3→0.056C5H7CO2+0.47N2↑+1.68H2O+HCO3-
NO2-+0.67CH3OH+0.53H2CO3→0.04C5H7CO2+0.48N2↑+1.23H2O+HCO3-
反硝化反应可使有机物得到分解氧化，实际是利用了硝酸盐中的氧，每还原 1gNO3—N所利用的氧量约 2.6g。
反硝化 -2
当缺乏有机物时，则无机物如氢,Na2S等也可作为反硝化反应的电子供体
（ 1）反硝化菌属于异养型兼性厌氧菌，在缺氧条件下，进行厌氧呼吸，以 NO3—O为电子受体，以有机物的氢为电子供体
（ 2）反硝化过程中，硝酸态氮有二种转化途径 ——同化反硝化（合成细胞）和异化反硝化
（还原为 N2↑），但以异化反硝化为主。
（ 3）反硝化反应的条件反硝化反应的条件
DO<0.5mg/L，一般为 0.2~0.3mg/L（处于缺氧状态），如果 DO较高，反硝化菌利用氧进行呼吸，氧成为电子受体，
阻碍 NO3—O成为电子受体而使 N难还原成 N2↑。但是反硝化菌体内的某些酶系统组分只有在有氧条件下，才能合成。反硝硝化菌以在缺氧 —好氧交替的环境中生活为宜。
BOD5/TN≥3~5，否则需另投加有机碳源，现多采用
CH3OH，其分解产物为 CO2+H2O，不留任何难降解的中间产物，且反硝化速率高。
目前反硝化投加有机碳源一般利用原污水中的有机物。
还原 1g硝态氮能产生 3.57g碱度（以 CaCO3计），而在硝化反应中,1gNH3—N氧化为 NO3-—N要消耗 7.14g碱度，在缺氧 ——好氧中，反硝化产生的碱度可补偿硝化消耗碱度的一半左右。
内源反硝化
微生物还可通过消耗自身的原生质进行所谓的内源反硝化
C5H7NO2+4NO3-→5CO2+NH3+2H2↑+4OH-
内源反硝化的结果是细胞物质减少，并会有 NH3
的生成。废水处理中不希望此种反应占主导地位，
而应提供必要的碳源。
返回硝化、反硝化反应中氮的转化
表 21-1 硝化过程中氮的转化? 表 24-2 反硝化反应中氮的转化氮的氧化还原态
–Ⅲ 氨离子 NH4+
–Ⅱ
–Ⅰ 羟胺 NH2OH
0
+Ⅰ 硝酰基 NOH
+Ⅱ
+Ⅲ 亚硝酸根 NO2—
+Ⅳ
+Ⅴ 硝酸根 NO3—
氮的氧化还原态
–Ⅲ 氨离子 NH4+
–Ⅱ
–Ⅰ 羟胺 NH2OH
0 N2
+Ⅰ 硝酰基 NOH
+Ⅱ
+Ⅲ 亚硝酸根 NO2—
+Ⅳ
+Ⅴ 硝酸根 NO3—
返回生物脱氮工艺
传统活性污泥法脱氮工艺
缺氧 —好氧活性污泥法（ A1/O工艺）
A1/O工艺的影响因素
A1/O工艺设计返回传统活性污泥法脱氮工艺
二级活性污泥生物脱氮工艺 点击此处观看工艺流程
三 级活性污泥生物脱氮工艺 点击此处观看工艺流程处理水回流污泥反硝化反应器
BOD 去除硝化氨化沉淀池碱
N
3
(好氧 )
I II
回流污泥
CH
2
OH
剩余 污泥剩余 污泥回流污泥图 21- 1 两级生物脱氮系统返回缺氧 — 好氧活性污泥法（ A1/O工艺）
分建式缺氧 —好氧活性污泥生物脱氮（前置反硝化生物脱氮工艺）
合建式 A1/O工艺
A1/O工艺的优缺点返回分建式缺氧 — 好氧活性污泥生物脱氮（前置反硝化生物脱氮工艺）
硝化液一部分回流至反硝化池，池内的反硝化脱氮菌以原污水中的有机物作碳源，以硝化液中 NOX-中的氧作为电子受体，将 NOX-—
N还原成 N2，不需外加碳源。
反硝化池还原 1gNOX—-N产生 3.57g碱度，可补偿硝化池中氧化
1gNH3—N所需碱度（ 7.14g）的一半，所以对含 N浓度不高的废水，
不必另行投碱调 PH值。
反硝化池残留的有机物可在好氧硝化池中进一步去除。
回流污泥回流污泥处理水内循环（硝化液回流）
回流污泥反硝化反应器
BOD 去除、硝化反应反应器
(缺氧 )
沉淀池碱
N 2
(好氧 )
图 21 - 3 分建 式缺氧-好氧 活性污泥脱氮系统返回合建式 A1/O工艺硝化 BOD 去除回流污泥反硝化沉淀池处理水内循环
N 2内循环原污水空气图 21 - 4 合建式 缺氧-好 氧活性污泥法脱氮系统点击此处观看合建式 A1/O工艺过程 返回
A1/O工艺的优缺点
优点：
同时去除有机物和氮，流程简单，构筑物少，只有一个污泥回流系统和混合液回流系统，节省基建费用。
反硝化缺氧池不需外加有机碳源，降低了运行费用。
因为好氧池在缺氧池后，可使反硝化残留的有机物得到进一步去除，提高了出水水质（残留有机物进一步去除）。
缺氧池中污水的有机物被反硝化菌所利用，减轻了其它好氧池的有机物负荷，同时缺氧池中反硝化产生的碱度可弥补好氧池中硝化需要碱度的一半。（减轻了好氧池的有机物负荷，碱度可弥补需要的一 半）。
缺点：
脱氮效率不高，一般 ηN=（ 70～ 80） %
好氧池出水含有一定浓度的硝酸盐，如二沉池运行不当，则会发生反硝化反应，造成污泥上浮，使处理水水质恶化。
返回
A1/O工艺的影响因素 -1
1,水力停留时间 t
t反硝化 ≤2h,t硝化 ≥6h,t硝化,t反硝化 =3,1，
ηN达到（ 70-80） %，否则 ηN↓
2,进入硝化好氧池中 BOD5≤80mg/L
3,硝化好氧池中 DO=2mg/L±
4,反硝化缺氧池污水中溶解氧性 BOD5/NO3—-N的比值应大于 4，以保证反硝化过程中有充足的有机碳源。
5,混合液回流比 RN,RN不仅影响脱氮效率，而且影响动力消耗。
A1/O工艺的影响因素 -2
6,MLSS≥3000mg/L，否则 ηN↓。
7,污泥龄 θC（ ts）应为 30d。
8,硝化段的污泥负荷率,BOD5/MLSS 负荷率
<0.18kgBOD5/（ kgMLSS·d）；硝化段的
TKN/MLSS负荷率 <0.05kgTKN/KgMLSS.d。
9,温度：硝化最适宜的温度 20~30℃ 。
反硝化最适宜的温度 20~40℃ 。
10,PH值：硝化最佳 PH=8~8.4。
反硝化最佳 PH=6.5~7.5。
11,原污水总氮浓度 TN<30mg/L。
返回
A1/O工艺设计
设计要点
（ 1） BOD5/MLSS负荷率 <0.18kg BOD5/kgMLSS·d
TKN/MLSS负荷率 <0.05kg TKN/kgMLSS·d
（ 2）反硝化池进水溶解性 BOD5浓度与 NOX-—N浓度之比值，即 S-
BOD5/NOX-—N≥4。
（ 3）水力停留时间 t。
t缺氧,t好氧 =1：（ 3~4）
一般 t好氧 ≥6h,t缺氧 ≤2h。
（ 4）污泥回流比 R=（ 50~100） %
混合液回流比 RN=（ 300~400） %
（ 5） MISS≥3000mg/L
（ 6） θC（ tS） ≥30d
（ 7）氧化 1gNH4-N需氧 4.57g，并消耗 7.14g碱度；而反硝化 1g NOX-—N
生成 3.57g碱度，并消耗 1.72gBOD5，同时还提供 2.6gO2。
（ 8）需氧量,O2=aSr+bNr-bND-CXW
设计计算 返回
A1/O工艺 设计计算 -1
（ 1）选定 FS（ BOD污泥负荷率） →SVI→回流污泥浓度 XR，
r=1
（ 2）确定污泥回流比 R→算出曝气池混合液污泥浓度 X
（ 3）混合液回流比
（ 4）生化反应池总有效容积 V
（ 5）按推流式设计，确定反应池主要尺寸
a,取有效水深 H1，一般为 3.5～ 6m；
b,反应池总表面积；
c,每组反应池表面积 S=S总 /n，式中,n——分组数；
d,确定廊道宽 (b)和廊道数 m
使 b/H1=1～ 2，算出单组曝气池长度 L1=S/b
使 L1/b≥10
rS VI10X 6R
)L/mg(XR1 RX R
%100T N iTNTN eiTK
)m(XFKQLV 3s a?
)m(HVS 21?总
A1/O工艺 设计计算 -2
（ 6）污水停留时间
（ 7）取 A1:O段停留时间比为 1:(3～ 4)，分别求出 A1,O段的停留时间，从而算出 A1,O段的有效容积。
（ 8）每日产生的剩余污泥干量 W（ kg/d）及其容积量 q
（ m3/d）
a,每日产生的剩余污泥干量 W（ kg/d）
b,剩余污泥容积量 q（ m3/d）
（ 9）污泥龄
（ 10）曝气系统需氧量 O2=aSr+bNr-bNd-cXw（ kg/d）
（ 11）曝气系统其它部分计算同普通活性污泥法
（ 12）缺氧段 A1宜分成几个串联的方格，每格内设置一台水下推进式搅拌器或水下叶片式浆扳搅拌器，其功率按
3~5W/m3计算。
)d(WVX)d(ts?
)d/m(100)P1( Wq 3
)d/kg(10050)SS(B V X)CC(aW e0ve0
)h(KQVt?
返回生物除磷原理
1,聚磷菌（小型革兰式阴性短杆菌）：该菌在好氧环境中竞争能力很差，然而它却能在细胞内贮存聚 β羟基丁酸（ PHB）和聚磷酸菌（ Ploy-P）。
2,聚磷菌在厌氧环境中，它可成为优势菌种，吸收低分子的有机酸，并将贮存于细胞中的聚合磷酸盐中的磷水解释放出来。
3,聚磷酸菌在其后的好氧池中，它将吸收的有机物氧化分解，同时能从污水中变本加厉地、过量地摄取磷，在数量上远远超过其细胞合成所需磷量，
降磷以聚合磷酸盐的形式贮藏在菌体内而形成高磷污泥，通过剩余污泥排出。所以除磷效果较好。
返回生物除磷工艺
A2/O除磷工艺
弗斯特利普（ Phostrip）除磷工艺返回
A2/O除磷工艺
工艺流程
工艺特点
影响因素
工艺设计返回
A2/O除磷工艺流程回流污泥中的聚磷菌在厌氧池可吸收去除一部分有机物，同时释放出大量磷，然后混合液流入后段好氧池，污水中的有机物得到氧化分解，同时聚磷菌将变本加厉地、超量地摄取污水中的磷，通过排放 高磷污泥而使污水中的磷得到有效去除。污泥中磷的含量 2.5％以上。
ηBOD5≥90％； ηP＝（ 70～ 80）％；磷的出水浓度＜ 1.0mg/L
ATP+H2O→ADP+H3PO2+能量 ADP+ H3PO4+能量 →ATP+H2O
（ H3PO4用于合成聚磷酸盐）
发酵产酸菌将废水中的大分子物质降解为低分子脂肪酸类有机物，
聚磷菌才能加以利用以合成 PHB或通过 PHB的降解来过量摄取磷，当发酵产酸菌的作用受到抑制时（如 NO3－存在），则 ηP降低。
PHB-聚 β羟基丁酸（ PHB）聚磷菌在厌氧条件下，能够将其体内储存的聚磷酸盐分解，以提供能量摄取废水中溶解性有机物，合成并 储存 PHB。
生物除磷基本原理：
在好氧状态下，降解经聚磷菌所合成并储存的 PHB，并放出能量以使聚磷菌过量摄取磷，将磷以聚合磷酸盐形式贮存菌体内而 形成高磷污泥。
返回
A2/O除磷工艺 特点
1,工艺流程简单，无混合液回流，其基建费用和运行费用较低，同时厌氧池能保持良好的厌氧状态。
2,在反应池内水力停留时间较短，一般为 3～ 6h，其中厌氧池
1～ 2h，好氧池 2～ 4h。
3,沉淀污泥含磷率高，一般（ 2.5～ 4）％左右，故污泥 效好。
4,混合液的 SVI<100,易沉淀，不膨胀
5,ηBOD≥90％； ηP＝（ 70～ 80）％；当 P/BOD5比值高，剩余污泥产量小，使 ηP难以提高。
6,沉淀池应及时排泥和污泥回流，否则聚磷菌在厌氧状态下，
产生磷的释放，降低 ηP。
7,反应池内 X=2700～ 3000 mg/L
返回
A2/O除磷工艺 影响因素
1,DO:厌氧池 DO（ 0.2～ 0.3 mg/L） →0,NOX－ →0,以保证严格的厌氧状态好氧池,DO≥2mg/L。
2,在厌氧池 BOD5 /T-P>（ 20～ 30），否则 ηP下降。
3,在厌氧池 NOX－,因为 NOX－会消耗水中有机物而抑制聚磷菌对磷的释放，继而影响在好氧条件下对磷的吸收。所以 NOX－－ N<1.5～ 2
mg/L，不会影响除磷效果。
当污水中 COD/TKN≥10时，则 NOX－－ N对生物除磷影响较小。
4,污泥龄 ts
因为 A2/O工艺主要是通过排除富磷剩余污泥而去除磷的，所以除磷效果与排放剩余污泥量多少直接有关。
5,NS,NS较高,ηP较好，一般 NS>0.1KgBOD5/KgMLSS.d,其 ηP较高。
6,温度,5～ 30℃ 其除磷效果较好。
>13℃ 时，聚磷菌对磷的释放和摄取与温度无关。
7,PH＝ 6～ 8，聚磷菌对磷的释放和摄取都比较稳定。
返回
A2/O除磷工艺 设计
1,设计参数
（ 1） t－水力停留时间（ h）：厌氧段 1～ 2h；好氧段 2～ 4h总的生化反应池停留时间 3～ 6h。
（ 2）厌氧池,DO→0（ 0.2～ 0.3 mg/L）； NOX－ -O→0,
好氧池,DO:2mg/L
（ 3）进水中 S-P/S-BOD≤0.06
（ 4）反应池混合液污泥浓度 X＝ 2700～ 3000 mg/L
（ 5）污泥负荷率 NS,
0.18KgBOD5/KgMLSS.d≥NS≥0.1KgBOD5/KgMLSS.d
（ 6）好氧池的 TKN/MLSS < 0.05 KgTKN/KgMLSS.d
（ 7）污泥回流比 R=（ 50～ 100）％
（ 8）二沉池沉淀污泥中磷的含量在 2.5％以上。
从污水中去除的磷总量应等于排放剩余污泥所带出的磷量。
2,设计计算返回
A2/O除磷工艺设计计算
（ 1）选定 BOD5污泥负荷率 NS和 MLSS浓度 X
（ 2）计算生化反应池总有效容积 V
V=KQLa/NSX(m3)
式中,La—原污水 BOD5浓度,mg/L
Q—平均日污水量,m3/d
K—污水日变化系数
（ 3）根据厌氧段：好氧段＝ 1：（ 2～ 3）来求厌氧池和好氧池的容积
（ 4）按推流式设计，确定反应池主要出尺寸
（ 5）水力停留时间 t=V/KQ(h)
污泥龄 ts＝ VX/W(日 )
式中,W—排放剩余污泥量 Kg/d
（ 6）剩余污泥量计算同 A1/O工艺
（ 7）需氧量 O2 Kg/d及曝气系统的设计和普通活性污泥法相同。
（ 8）厌氧段的布置与 A1/O工艺的缺氧段相同返回弗斯特利普（ Phostrip）除磷工艺
概述
流程
优缺点返回
Phostrip除磷工艺概述
Phostrip工艺是由 Levin在 1965年首先提出的。该工艺是在回流污泥的分流管线上增设一个脱磷池和化学沉淀池而构成的。
该工艺将 A2/O工艺的厌氧段改造成类似于普通重力浓缩池的磷解吸池，部分回流污泥在磷解吸池内厌氧放磷，污泥停留时间一般为 5~12h，水力表面负荷应小于 20m3/
（ m2·d）。经浓缩后污泥进入缺氧池，解磷池上清液含有高浓度磷（可高达 100mg/L以上），将此上清液排入石灰混凝沉淀池进行化学处理生成磷酸钙沉淀，该含磷污泥可作为农业肥料，而混凝沉淀池出水应流入初沉池再进行处理。 Phostrip工艺不仅通过高磷剩余污泥除磷，而且还通过化学沉淀除磷。该工艺具有生物除磷和化学除磷双重作用，所以 Phostrip工艺具有高效脱氮除磷功能。
返回
Phostrip除磷工艺流程废水经曝气好氧池，去除 BOD5和 COD，并在好氧状态下过量地摄取磷。在二沉池中，含磷污泥与水分离，回流污泥一部分回流至缺氧池，另一部分回流至厌氧除磷池。
而高磷剩余污泥被排出系统。在厌氧除磷池中，回流污泥在好氧状态时过量摄取的磷在此得到充分释放，释放磷的回流污泥回流到缺氧池。而除磷池流出的富磷上清液进入混凝沉淀池，投回石灰形成 Ca3（ PO4） 2沉淀，通过排放含磷污泥去除磷。
返回
）
解磷池
（ ）
）（
（
污水 好氧缺氧混合液回流（400 %）
剩余污泥回流污泥（5 0 %）
含磷污泥上清液高磷混凝沉淀石灰出水至初沉池二沉池 出水图 24-5 phostrip 工艺流 程图点击此处观看 Phostrip除磷工艺流程动态过程
Phostrip除磷工艺优缺点
Phostrip工艺比较适合于对现有工艺的改造，只需在污泥回流管线上增设少量小规模的处理单元即可，且在改造过程中不必中断处理系统的正常运行。总之，
Phostrip工艺受外界条件影响小，工艺操作灵活，脱氮除磷效果好且稳定。但该工艺流程复杂、运行管理麻烦、处理成本较高等缺点。
返回同步脱氮除磷工艺在厌氧 —好氧生物除磷工艺（ A2/O工艺）中，加一缺氧池，
将好氧池流出的一部分混合液回流至缺氧池前端，以达到硝化脱氮的目的，使 A2/O工艺同时具有去除 BOD5,SS,N,P的功能。
厌氧－缺氧 —好氧（ A2/O）生物脱氮除磷工艺
A2/O同步脱氮除磷的改进工艺
DAT-IAT工艺
MSBR工艺
UNITANK工艺返回厌氧－缺氧 — 好氧（ A2/O）生物脱氮除磷工艺
原理
流程
影响因素
存在的问题
改进措施
设计返回
A2/O工艺原理
在首段厌氧池进行磷的释放使污水中 P的浓度升高，溶解性有机物被细胞吸收而使污水中 BOD浓度下降，另外
NH3-N因细胞合成而被去除一部分，使污水中 NH3-N浓度下降，但 NH3-N浓度没有变化。
在缺氧池中，反硝化菌利用污水中的有机物作碳源，将回流混合液中带入的大量 NO3--N和 NO2--N还原为 N2释放至空气，因此 BOD5浓度继续下降,NO3--N浓度大幅度下降，
但磷的变化很小。
在好氧池中，有机物被微生物生化降解，其浓度继续下降；
有机氮被氨化继而被硝化，使 NH3-N浓度显著下降,NO3-
-N浓度显著增加，而磷随着聚磷菌的过量摄取也以较快的速率下降。
返回
A2/O工艺流程进水 厌氧 缺氧 好氧 沉淀混合液回流出水剩余污泥污泥回流图 21 - 6 A
S<1,70>S<1,70>S<1,70>2
/O工艺 流程图返回
A2/O合建式工艺中,厌氧,缺氧,好氧三段合建,中间通过隔墙与孔洞相连 。 厌氧段和缺氧段采用多格串连为混合推流式,好氧段则不分隔为推流式 。 第一期工程设两座反应池,每池五个廊道,第一,二廊道分 8格,前四格为厌氧段,后四格为缺氧段,均采用水下搅拌器搅拌 。 第三,四,五廊道不分格为好氧段,采用鼓风曝气 。
A2/O工艺影响因素
1,污水中可生物降解有机物的影响
2,污泥龄 ts的影响
3,DO的影响
4,NS的影响
5,TKN/MLSS负荷率的影响（凯氏氮－污泥负荷率的影响）
6,R与 RN的影响
126.0
094.11
T K N
5.1T K Nt )T45(
TE
TE
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返回
A2/O工艺存在的问题该工艺流程在脱氮除磷方面不能同时取得较好的效果。
其原因是：回流污泥全部进入到厌氧段。
好氧段为了硝化过程的完成，要求采用较大的污泥回流比，（一般 R为 60%～ 100%，最低也应＞ 40%）,NS较低硝化作用良好。
但由于回流污泥将大量的硝酸盐和 DO带回厌氧段，
严重影响了据磷菌体的释放，同时厌氧段存在大量硝酸盐时，污泥中的反硝化菌会以有机物为碳源进行反硝化，等脱 N完全后才开始磷的厌氧释放，使得厌氧段进行磷的厌氧释放的有效容积大大减少，使出磷效果 ↓。
如果好氧段硝化不好，则随回流污泥进入厌氧段的硝酸减少，改变了厌氧环境，使磷能充分厌氧释放,∴ ηP ↑，
但因硝化不完全，故脱氮效果不佳，使 ηN↓,
返回
A2/O工艺改进措施
1,将回流污泥分两点加入，减少加入到厌氧段的回流污泥量，从而减少进入厌氧段的硝酸盐和溶解氧。
2,提升回流污泥的设备应用潜污泵代替螺旋泵，以减少回流污泥复氧，使厌氧段、
缺氧段的 DO最小。
3,厌氧段和缺氧段水下搅拌器功率不能过大（一般为 3W/m3）否则产生涡流，导致混合液 DO↑。
4,原污水和回流污泥进入厌氧段，缺氧段应为淹没入流，减少复氧
5,低浓度的城市污水，应取消沉淀池，使原污水经沉砂后直接进入厌氧段，以便保持厌氧段中 C/N比较高，有利于脱氮除磷。
6,取消硝化池，直接经浓缩压滤后作为肥料使用，避免高磷污泥在消化池中将磷重新释放和滤出，使使 ηP↓。
7,应控制好以下几个参数好氧段,NS≤0.18KgBOD5/（ KgMLSS.d），否则异氧菌会大大超过硝化菌，
使硝化反应受到抑制厌氧段,NS＞ 0.1KgBOD5/（ KgMLSS.d），要有一定的有机物量，否则除磷效果会急剧下降。
好氧段,TKN的污泥负荷率：应小于 0.05KgBOD5/（ KgMLSS.d）
缺氧段,S-BOD5/NOX－－ N＞ 4
返回
A2/O工艺设计
1,设计要点
（ 1）水力停留时间 t（ h）：总共 6～ 8h。
厌氧段：缺氧段：好氧段＝ 1,1：（ 3～ 4）
（ 2）总有效容积 V=Qt总；而各段按其水力停留时间的比例来求定。
（ 3）污泥回流比 R=（ 25～ 100）％；混合液回流比 RN≥200
（ 4） BOD5的污泥负荷率 NS
好氧段,NS＜ 0.18KgBOD5/（ KgMLSS.d）
厌氧段,NS＞ 0.1KgBOD5/（ KgMLSS.d），沉淀池污泥中磷的含量在 2.5％以上好氧段,TKN/MLSS≤0.05KgBOD5/（ KgMLSS.d）
缺氧段,BOD5/NOX－－ N＞ 4
（ 5）厌氧段进水,P/BOD5＜ 0.06
（ 6）反应器的污泥浓度 MLSS=3000～ 4000 mg/L
（ 7） DO
好氧段,DO=2 mg/L,
缺氧段,DO ≤0.5mg/L,
厌氧段,DO ≤0.2mg/L,NOX－－ O=0 mg/L,
（ 8）需氧量计算与 A1/O工艺相同，曝气系统布置与普通活性污泥法相同
（ 9）剩余活性污泥计算与 A1/O工艺相同
2,设计计算返回
A2/O工艺设计计算
（ 1）确定总的停留时间与各段的水力停留时间选定 BOD5污泥负荷率 NS和 MLSS浓度 X
（ 2）根据水力停留时间求总有效容积与各段的有效容积按推流式设计，确定反应池主要出尺寸
（ 3）按推流式设计，确定反应池的主要尺寸（与 A1/O相同）
（ 4）剩余污泥量计算同 A1/O工艺
（ 5）需氧量计算与 A1/O工艺相同，曝气系统的布置和普通活性污泥法相同。
（ 6）厌氧段、缺氧段都宜分成串连的几个方格，每个方格内设置一台水下叶片式浆板或推流式搅拌器，起混合搅拌作用，防止污泥沉淀，所需功率按 3～ 5W/m3污水来计算。
返回
A2/O同步脱氮除磷的改进工艺
UCT工艺
MUCT工艺
OWASA工艺返回
UCT工艺
A2/O工艺回流污泥中的 NO3--N回流至厌氧段，干扰聚磷菌细胞体内磷的厌氧释放，
降低磷的去除率。
UCT工艺（图 21-8）将回流污泥首先回流至缺氧段，回流污泥带回的 NO3--N在缺氧段被反硝化脱氮，然后将缺氧段出流混合液一部分再回流至厌氧段，这样就避免了
NO3--N对厌氧段聚磷菌释磷的干扰，提高了磷的去除率，也对脱氮没有影响，该工艺对氮和磷的去除率都大于 70%。
如果入流污水的 BOD5/TKN或 BOD5/TP较低时，为了防止 NO3--N回流至厌氧段产生反硝化脱氮，发生反硝化细菌与聚磷菌争夺溶解性 BOD5而降低除磷效果，此时就应采用 UCT工艺。
返回 图 8- 1 UCT 工艺流程图好氧污泥外回流混合液回流Ⅰ
厌氧进水 缺氧剩余污泥二沉池 出水
（ ）
）（混合液回流Ⅱ
）（
MUCT工艺 -1
MUCT工艺是 UCT工艺的改良工艺，其工艺流程如下图所示。
图 8-2 MUCT工艺流程图缺氧Ⅰ进水 厌氧剩余污泥好氧 二沉池 出水缺氧Ⅱ
）（混合液回流Ⅰ
污泥外回流 ）（
混合液回流Ⅱ ）（
为了克服 UCT工艺图二套混合液内回流交叉,导致缺氧段的水力停留时间不易控制的缺点,同时避免好氧段出流的一部分混合液中的 DO经缺氧段进入厌氧段而干扰磷的释放,
MUCT工艺将 UCT工艺的缺氧段一分为二,使之形成二套独立的混合液内回流系统,从而有效的克服了 UCT工艺的缺点 。
MUCT工艺 -2
深圳市南山污水处理厂采用 MUCT工艺，其脱氮除磷总规模为
73.6× 104m3/d，分二套系统进行建设，第一套系统规模为
35.2× 104m3/d（已建成一级处理部分），第二套系统的建设规模为
38.4× 104m3/d。
南山污水处理厂设计进水水质为：进水 BOD5,150mg/L,COD：
300 mg/L,SS,150 mg/L，无机氮（以 NH3—N为主）为 40 mg/L，活性磷酸盐为 3.5 mg/L。
设计出水水质为,COD,100.54 mg/L，活性磷酸盐,1.52 mg/L，
无机氮（以 NH3—N计）,10.16mg/L，大肠菌群为 4.34× 106个 /L。
南山污水处理厂第二套系统的 MUCT生化池设计规模为
38.4× 104m3/d，峰值系数采用 1.2，共设 2组，每组分 2座。单组尺寸
L× B× H=99.65m× 104.80m× 7.20m，有效水深为 6.50m。其主要设计参数为：停留时间为 8.27h（厌氧段、缺氧段、好氧段分别为 1.11、
2.34,4.82h），污泥负荷为 0.135kgBOD5/（ kgMLSS·d），混合液浓度为 3~3.5gMLSS/L，夏、冬季的污泥龄分别为 10,15d，，一级污泥回流比为 250%，最大需气总量为 2070m3/min，最大气水比为 7.8,1。
MUCT工艺 -3
深圳南山污水处理厂 MUCT工艺具有如下的功能特点：
1,MUCT可调节分配至厌氧段和缺氧段的进水比例，以便为同时生物除磷脱氮提供最优的碳源；
2,MUCT可根据进水碳氮比将一个或二个缺氧单元转换为好氧单元，即使是在冬季也能得到令人满意的脱氮效果；
3,污泥回流采用二级回流，回流污泥在第一个缺氧单元内就消耗掉了溶解氧和硝态氮，这使得回流至厌氧段的污泥中硝态氧为零，保证了厌氧池的厌氧状态，从而可以减小厌氧池的容积，提高生物除磷效果；
4,根据实际水质情况也可直接将活性污泥回流至厌氧段使
MUCT按 A/A/O方式运行，此时可以省掉第一级回流，节省能耗；
5,不需根据进水 TKN/COD值对回流硝酸盐量进行实时控制。
返回
OWASA工艺南方许多城市的城市污水 BOD5浓度往往较低，造成城市污水中的 BOD5/TP和
BOD5/KN太低，使 A2/O工艺脱氮除磷效果显著下降。
为了改进 A2/O工艺这一缺点,OWASA工艺（见下图）将 A2/O工艺中初沉池的污泥排至污泥发酵池，初沉污泥经发酵后的上清液含大量挥发性脂肪酸，将此上清液投加至缺氧段和厌氧段，使入流污水中的可溶解性 BOD5增加，提高了 BOD5/TP和
BOD5/TKN的比值，促进磷的释放与 NO3--N反硝化，从而使脱氮除磷效果得到提高。
返回进水 初沉池图 8- 5 OWA SA 工艺流程图污泥外回流剩余污泥缺氧厌氧 好氧 二沉池 出水发酵清液混合液内回流污泥排至污泥处理区
DAT-IAT工艺
工艺流程
运行过程
工艺特点返回
DAT-IAT工艺流程该工艺是连续进水、连续 —间歇曝气工艺，它是利用单一 SBR反应池实现连续运行的新型 SBR工艺。
该工艺由 DAT和 IAT双池串联组成,DAT池连续进水、连续曝气（也可间歇曝气）；
IAT池连续进水、间歇曝气，排水和排泥均从 IAT排出，其平面布置见下图。
返回压空 压空混合液污泥泵混合液污泥泵滗水器剩余污泥泵污水导流墙上部出流下部出流混合液回流混合液回流
DAT IAT
导流区图 8- 10 DA T-IAT反 应池平面布置图
DAT-IAT工艺运行过程 -1
1,进水阶段不象常规 SBR工艺间歇进水，而 DAT—IAT工艺，污水连续进入 DAT，然后连续流入
IAT，进水操作控制简单,DAT—IAT双池系统也避免了水流短路。
2,反应阶段污水首先在 DAT池中连续曝气，池中水流呈完全混合流态，绝大部分有机物在此得到降解。经 DAT处理后的混合液，通过两池间的二道导流墙组成的导流区，连续不断地进入 IAT池,IAT间歇曝气以进一步去除有机物，使处理出水达到排放标准。
表 21-3 DAT—IAT反应池周期运行过程反应池运行时段反应池进水口 DAT池 IAT池滗水器状态反应池内水位
DAT IAT
1 进水 曝气 进水 停止 设计水位 水位上升
2 进水 曝气 曝气 停止 设计水位 水位上升
3 进水 曝气 沉淀 停止 设计水位 水位上升
4 进水 曝气 排水 启动停止 设计水位 最高水位 → 最低水位
5 进水 曝气 待机 滗水停止 设计水位 最低水位注,DAT池为连续曝气,也可间歇曝气,使之处于缺氧,厌氧状态,以增强该工艺的脱氮除磷能力 。
DAT-IAT工艺运行过程 -2
3,沉淀阶段沉淀阶段仅发生在 IAT池。当 IAT停止曝气后，活性污泥絮体静态沉淀，与上清液分离。 DAT流入 IAT的混合液流速很低，不会对 IAT
的污泥产生扰动，所以沉淀效率显著高于一般沉淀池的动态沉淀。
4,排水阶段排水阶段只发生在 IAT池。当池内水位上升到最高水位时，沉淀阶段结束，设置在 IAT末端的滗水器开动，将上清液缓慢地排出池外，
当池内水位降到最低水位时停止滗水。
5,待机阶段在 IAT池滗水后，便完成了一个运行周期，两周期间的间歇时间就是待机阶段。该时段时间的长短或取消，可根据污水的性质和处理要 求来定。
返回
DAT-IAT工艺特点
1,连续进水,IAT池又具有常规 SBR池间歇曝气、沉淀与排水操作过程，不但进水操作控制简单，还可以根据污水的水质水量的变化调整 IAT的运行周期和曝气时间，使之处于最佳工况，造成缺氧或厌氧环境，达到脱氮除磷目的。
2,在保证沉淀分离效果的前提下，对于曝气池与二沉池合建式构筑物，应尽可能提高曝气容积比，以减少池容和降低基建投资。 DAT—IAT工艺的曝气容积比为 66.7%，高于常规 SBR反应池的（ 50~60） %，更大于三沟式氧化沟的
（ 40~50） %，所以 DAT—IAT工艺的基建投资较省。
3,采用虹吸式滗水器运行可靠、结构简单、易于操作，并且价格低廉，但它滗水深度调节范围小，不能在滗水深度变化大的情况下使用。同时与其它类型滗水器一样需要水位差，增加了污水处理厂的总水头损失。
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MSBR工艺
工艺概述
工艺组成
工艺原理
工艺运行方式
主要设计参数
工艺特点返回
MSBR工艺概述
MSBR(Modified Sequencing Batch Reactor)工艺是 80年代初期发展起来的改良式 SBR工艺，目前主要在北美和南美应用，而在韩国汉城和我国深圳盐田污水处理厂也采用该工艺。
MSBR工艺被认为是目前最新的一体化工艺流程，它是由 A2/O系统与常规 SBR系统串联组成，具有二者的全部优点。因而它具有同时高效去除有机物与氮、磷污染物的功能，出水水质稳定。
特别是回流污泥进入厌氧池前增加了一个污泥浓缩区，
浓缩后污泥经缺氧区再进入厌氧区，这样就大大减少了回流污泥中硝酸盐进入厌氧区的量，也减少了 VFA因回流而造成稀释，增加了厌氧区的实际停留时间，所以大大提高了除磷效率。
返回
MSBR工艺组成
MSBR工艺系统由三个主要部分组成其平面布置如上图所示。
1,A2/O：由厌氧区⑷ —缺氧区⑸ —好氧区⑹组成。
2,污泥回流浓缩：由浓缩池⑵ —缺氧区⑶组成。
3,二个交替进行搅拌、曝气、沉淀的 SBR池。在 SBR池前段设置底部穿孔挡板，使得 SBR池后段的水流状态是由下而上，而不是平流状态，这样 SBR池后段对水流起到了悬浮污泥床的过滤作用，而非一般的沉淀作用。
图 8-12 平面布置示意图池剩余污泥池池池 池出水缺氧氧好氧氧厌缺缩浓出水剩余污泥底部穿孔挡板底部穿孔挡板混合液回流上清液去好氧池污水返回
MSBR工艺原理原污水和回流污泥同时进入厌氧池⑷搅拌混合，回流污泥中的聚磷菌利用原污水中的快速降解有机物在此进行充分释磷，然后其混合液由厌氧池⑷进入缺氧池⑸，与好氧池⑹来的含大量 NOX－ —N的回流混合液搅拌混合，进行反硝化脱氮，反硝化后的混合液流入好氧池
⑹，在此进行硝化、有机物降解和聚磷菌超量吸磷。
经好氧池处理后，一部分混合液至缺氧池⑸，另一部分混合液进入 SBR—2池⑺，经沉淀后上清液排放。此时另一边的 SBR—1池
⑴进行搅拌、曝气、预沉，起着反硝化、硝化、有机物降解的作用，
沉下的污泥作为回流污泥，首先进入浓缩池浓缩，其上清液直接进入好氧池⑹，而浓缩污泥进入缺氧池
⑶，减少污泥中的溶解氧，同时对回流污泥中硝酸盐进行反硝化，降低回流污泥中的硝酸盐浓度，使由缺氧池⑶进入厌氧池⑷的回流污泥中溶解氧和硝酸盐浓度都很低，为厌氧池⑷中厌氧释磷提供了更为有利的条件。
图 8 -1 3 M SB R 工艺原理图浓缩池
1.5 Q
池池缺氧池厌氧池缺氧池出水
(第 一个半周期)
回流污泥
1.5 Q
回流污泥
0.5 Q
(第 二个半周期)
出水进水
(第 二个半周期)
(第 一个半周期)
1.0 Q
3.0 Q
1.5 Q
(第 一个半周期)
(第 二个半周期)
好氧池回流污泥上清液
1.0 Q
1.5 Q
1.0 Q
返回
MSBR工艺运行方式 -1
MSBR由 6个时段组成一个运行周期，而每个运行周期由二个半运行周期组成，前 3个时段（ 120min）组成第一个半运行周期，后 3个时段（ 120min）组成第二个半运行周期，
在两个相邻的半周期内，除二个 SBR池的运行方式不同外，
其余各个单元的运行方式完全一样。
原污水由单元⑷厌氧区进入，流经单元⑸缺氧区、单元⑹好氧区，在第一个半周期内从单元⑺ SBR—2出水。而在第二个半周期内原污水同样由单元⑷进入，流经单元⑸、⑹，出水则从单元⑴ SBR—1出水。第一个半周期内，单元
⑺ SBR—2起沉淀作用，并从 SBR-2出水；而在第二个半周期内则是单元⑴ SBR—1起沉淀作用，并从 SBR-1池出水。
MSBR系统的回流由污泥回流和混合液回流二部分组成，
而污泥回流有浓缩污泥回流路径和上清液回流路径。其
MSBR的运行状态和回流系统见图 21-12与表 21-4。
MSBR工艺运行方式 -2
表 21-4 MSBR工艺运行方式周期时段时间
（
m
i
n
）
MSBR各单元的工作状态 MSBR的污泥回流
MSBR
的混合液回流途径
MSBR
的出水单元
⑴
SBR
—
1
单元
⑵
浓缩池单元
⑶
缺氧池单元
⑷
厌氧池单元
⑸
缺氧池单元
⑹
好氧池单元
⑺
SBR
—
2
回 流种 类回 流途 径第一个半周期
（ 120
min）
1 40 搅拌 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 1→2→3→4→5→6→1 6→5→
6 单元⑺ S
B
R
-
2
出水上清液回流 1→2→6→1
2 50 曝气 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 1→2→3→4→5→6→1 6→5→
6上清液回流 1→2→6→1
3 30 预沉 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 无回流 6→5→
6上清液回流 无回流第二个半周期
（ 120
min）
4 40 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 搅拌浓缩污泥回流 7→2→3→4→5→6→7 6→5→
6 单元⑴ S
B
R
-
1
出水上清液回流 7→2→6→7
5 50 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 曝气浓缩污泥回流 7→2→3→4→5→6→7 6→5→
6上清液回流 7→2→6→7
6 30 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 预沉浓缩污泥回流 无回流 6→5→
6上清液回流 无回流返回
MSBR工艺主要设计参数
1,污泥龄 ts=7~20d；以生物除磷为主 ts应取较小值，以生物脱氮为主则 ts应取大值 ;
2,平均混合液污泥浓度 MLSS=2200~3000mg/L；
3,水力停留时间 t=12~14h；
4,池深 3.50~6.00m，对缺氧池和厌氧池可达
8.00m；
5,混合液回流比 1.3~1.5，浓缩污泥回流比
0.3~0.5，活性污泥回流比 1.3~1.5。
返回
MSBR工艺特点
MSBR比常规 SBR工艺具有以下特点：
1 MSBR系统原污水从连续运行的单元⑷厌氧区进入，而不是从常规 SBR单元进水，这样将大部分好氧量从 SBR池转移到连续运行的 A2/O系统的主曝气池中，从而将需氧量也转移到主曝气池中，改善了设备的利用率。
2 MSBR系统原污水进入 A2/O系统，由于生化反应与反应物的浓度有关，所以加速了厌氧反应速率、反硝化速率、BOD5降解速率和硝化反应速率，从而改善了系统的整体处理效果，提高了出水水质。
3 MSBR具有最新的除磷工艺专利：回流污泥经浓缩区和缺氧区再进入厌氧区，大大地减少了带入厌氧区的硝酸盐和溶解氧量，从而比常规 SBR工艺的除磷效果要高得多。
4 MSBR工艺是由 A2/O工艺和 SBR工艺串联组成，具有二者的全部优点。
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UNITANK工艺
概述
操作过程
特点返回
UNITANK工艺概述
UNITANK工艺是比利时史格斯清水公司
（ SEGHERS ENGINEERING WATER NV）于 90年代初开发的专利，取名为 UNITANK。已为世界和我国广泛采用。
原污水经格栅与沉沙池预处理后连续进入 UNITANK
反应池，该反应池由三个矩形池相连组成，三个池水流相连通，每个池中均设有曝气供氧设备，可采用鼓风曝气或表面机械曝气。
在外边两侧矩形池，设有固定出水堰与剩余污泥排放口。外边的两侧矩形池交替作为曝气池和沉淀池，而中间一只矩形池只作曝气池。
连续进入该系统的污水，通过控制进水闸可分时序分别进入三个矩形池中任意一只，采用连续进水、出水，周期交替运行。
返回
UNITANK工艺操作过程 -1
去除有机物与脱氮除磷的 UNITANK工艺运行过程见下图：
图 8 -1 5 设 有水下搅拌器交替式UN IT AN K运 行过程剩余污泥出水进水由右至左
T时 后由左至由进水剩余污泥出水
T时 后
UNITANK工艺操作过程 -2
该运行过程通过进行灵活的时间与空间控制，并适当增加水力停留时间，就可具有去除污水中的有机物和脱氮除磷的功能。
在第一个运行阶段，污水交替进入左侧池和中间池，左侧池作为缺氧搅拌反应器，反硝化菌以污水中的有机物为电子供体，对前一个运行阶段产生的硝态氮进行反硝化脱氮；然后释放前一个运行阶段沉淀的含磷污泥中的磷。
当中间池曝气运行时，去除有机物和进行硝化与吸收磷；
当中间池进水并搅拌时，则进行反硝化脱氮，同时污泥也由左向右推进，右侧池进行沉淀。泥水分离，上清液作为处理水溢出，含磷污泥的一部分作为剩余污泥排放。
在进入第二个运行阶段前，污水只进入中间池，使左侧池中尽可能完成硝化反应。其后左侧池停止曝气，作为沉淀池。
进入第二个运行阶段，污水交替进入右侧池和中间池，
污水由右向左流动，处理过程与第一个运行阶段相同。
返回
UNITANK工艺主要特点
1,结构紧凑，一体化，三个矩形池组成一个单元。一个处理厂可由若干个单元组成，均可利用公共池壁，同一单元的三个矩形池之间水力相通，中间池壁不受单向水压，所以基建费用低，占地少。
2,与常规 SBR工艺相比,该工艺连续进水，运行管理简单。
3,与常规 SBR工艺相比，该工艺反应池有效容积能得到连续使用，不需设闲置阶段。另外采用固定式出水堰出水,不需设置滗水器。
4,各池之间采用渠道配水，并在恒水位下交替运行，减少了管道、阀门、水泵等设备的数量，水头损失小，降低了运行成本。
返回氧化沟
氧化沟的类型 点击此处查看氧化沟运行景观
氧化沟污水厂工艺流程
氧化沟的特征
氧化沟的构造及主要组成部分
氧化沟的设计计算
氧化沟设计注意点与三沟式氧化沟的设计返回氧化沟的类型
基本型,转刷曝气
卡鲁塞尔式（ Carrousel）氧化沟
三沟式氧化沟
奥巴勒（ Orbal）氧化沟
曝气－沉淀一体化氧化沟
侧渠形一体氧化沟
船形一体化氧化沟
二沉池交替运行的氧化沟返回基本型：转刷曝气原污水转刷曝气器表面曝气 器处理水(去 二沉池)
原污水转刷二沉池处理水回流污泥污泥泵房 干化设备图 21-1 氧化沟平面图 图 21-2 以氧化沟为生物处理单元的污水处理流程返回点击此处查看其运行工况卡鲁塞尔式（ Carrousel）氧化沟
1 1
′
4
6
5
2
3
3
5
4
1
3
2
图 2 1-4 卡罗塞氧化沟系统(二)
1-- 来自经过预处理的污水( 或不经预处理)；
2-- 氧化沟；3 -- 表面机械曝气器；4- -导 向隔墙；
5- -处理 水去往二次沉淀池图 2 1-3 卡罗塞氧化沟系统（一）
1-- 污水泵站；1
′
-- 回流污泥泵站；2--氧化沟；3--转 刷曝气器；4- -剩余 污泥排放；5- - 处 理水排放；6- -二次 沉淀池返回三沟式氧化沟
Ⅰ
DN
Ⅲ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
A
F
E
D
C
B
N
N
N
N
N
N
N
N
DN
Ⅱ
10 2 3 4 5 6 7 8
A B C D E F
DN N
N N N N N N
DN N
图 21-5 三沟式氧化沟的基本运行方式阶段槽 3
槽 2
槽 1
进水处理后出水曝气沉淀进水出水
DN=反硝化 缺 氧
N=硝化 好氧小时返回点击此处查看三沟式氧化沟运行情况特点：流程简单,无需设置初沉池,二沉池和污泥回流设备；
处理效果稳定,管理方便；基建费用低,占地少；具有脱氮除磷功能 。
奥巴勒（ Orbal）氧化沟图 21 -6 奥 巴勒型氧化沟中 央 岛污水进口污泥回流二沉池回流污泥
0 1 2
返回点击此处查看实物照片曝气－沉淀一体化氧化沟污水来自预处 理曝气区沉淀区 处理水 集水管隔墙集水管隔墙 曝气区沉淀区图 21-7 曝 气-沉 淀一体化氧化沟剖面 A - A
返回特点：
（ 1） 将二沉池建在氧化沟内,完成曝气－沉淀二个功能
（ 2） 隔墙,三角形导流板,
集水管
（ 3） 机械表曝
（ 4） 占地省,不要污泥回流系统,节省基建费用和运行费用船形一体化氧化沟污泥排出口 浮渣出口浮渣隔板溢流槽浮渣回流浮渣回流污泥排出口浮渣出口
v
1
v
1
v
2
图 21-8 船形一体化氧化沟注：槽内流速v
1
为船式沉淀池部流速v
2
的60 %
返回二沉池交替运行的氧化沟图 21-9 二次沉淀池交替运行氧化沟系统处理水污水来自预处理出水曝气器 二次沉淀池
Ⅰ
Ⅱ
返回氧化沟的特征
水流混合特征具有完全的混合式特征，同时在某些段内又具有某些推流式特征。
存在着好氧区、缺氧区、甚至是厌氧区，有利于生物脱氮除磷
工艺方面的特征
（ 1）工艺流程简单，运行管理方便
（ 2）剩余污泥少，污泥性质稳定
（ 3）耐冲击负荷
（ 4）处理效果稳定，出水水质好
（ 5）基建费用和运行费用低，分别比普通活性污泥法低
40～ 60％和 30～ 50％
（ 6）其水深取决于采用的曝气设备，一般为 2.5～ 8.0m，国内氧化沟水深一般在 3.5～ 5.2m
返回氧化沟的构造及主要组成部分
曝气设备：作用－供氧、混合防止活性污泥沉淀，推动混合液循环流动等功能水平轴曝气转刷（转盘）
垂直轴表面曝气器
进出水口位置污水入流口在缺氧区的始端附近混合液出口应在曝气设备的好氧位置，并应设出水溢流堰回流污泥入流口应在污水流入位置附近入流应设配水井返回氧化沟的设计计算
氧化沟的容积 V
需氧量 G
剩余污泥量 WX(V)
曝气时间 t
污泥回流比 R
污泥负荷率 NS
返回氧化沟的容积 V
X
t)LeL(YQ
V
sO
)LeLo(YQ
VX
X
VXts
式中,Q—污水平均日流量 m3/s
Y—污泥净增长系数：（ KgMLSS/ KgBOD5）
Lo,Le—分别为进、出水 BOD5浓度
ts——污泥龄（日）：
X—混合液悬浮固体浓度（ MLSS）,(g/m3)
一般为 2500～ 5000mg/L 返回需氧量 G
QSSVWQNNSSVWLLQG NOssxeossxe 36.256.0)(57.442.168.00
68.00 eLLQ?
QNN eo )(57.4?
SSVW ssx42.1?
QNO36.2?
%1257.456.0 SSVWSSVW ssxssx
75.0?SSVss
NeNo,
G是以下部分的代数和
1.降解 BOD5的需氧量：
1.硝化需氧量：
1.排放剩余活性污泥 Wx所造成减少的 BOD5量，因此部分 BOD5并未耗氧,∴ 应予以扣除：
1.反硝化过程的产氧量：
1.排放剩余活性污泥 Wx所造成减少的 NH3-N,因为此部分 NH3-N不耗氧,∴ 应予以扣除：
式中,Q—污水设计流量 m3/d
Wx—剩余活性污泥排放量（ Kg/d）
— 分别为进、出水氨氮浓度（ mg/L,g/m3）
△ NO3—还原的 NO3浓度（ mg/L,g/m3）
将 G折算成标准状态下的需氧量，再来选曝气设备返回剩余污泥量 WX(V)
推导,∵ 1/ts=aNrs-b 即 1/θc=YNrs-Kd
)d/kg(
bt s1
a Q L r
)v(Wx
a Q L r)v(Wx)bt s1(
)v(Wx
a Q L r
)v(Wx
V X v
V X v
Q L r
abt s1
bt sts
V X v
a Q L r
1
b
V X v
a Q L r
ts
1
式中,Q——设计污水流量 m3/d
Lr＝ (Lo-Le),去除的 BOD5浓度 mg/L
ts——污泥龄（ d）
a——污泥产率系数,KgMLSS/ KgBOD5，对于城市污水,a一般为 0.5～ 0.65
b——污泥自身氧化率（ d-1）,对于城市污水,b一般为 0.05～ 0.1 d-1
返回曝气时间 t
t=V/Q
返回污泥回流比 R
R=X/(XR-X)× 100％
式中,X——氧化沟混合液污泥浓度 mg/L
XR——二沉池底流污泥浓度 mg/L
返回污泥负荷率 NS
v
eO
s VX
LLQN )( （ KgBOD5/KgMLVSS.d）
返回氧化沟设计注意点与三沟式氧化沟的设计
氧化沟设计注意点
三沟式氧化沟的设计返回氧化沟设计注意点
（ 1）目前通常将氧化沟设计成卡鲁塞尔式或三沟式，并按推流式普通活性污泥法布置
MLSS=2000~5000 mg/L
ts:当仅要求降低 BOD5时，为 5～ 8天当要求有机碳氧化和氨氮硝化时,ts为 10～ 20d
当要求有机碳氧化和脱氮时,ts为 30d
Y:净污泥产率系数，对应于上面不同 ts则分别为 0.6； 0.52～
0.55； 0.48
（ 2）需氧量计算应考虑前面所述的五个部分，按前面设计公式计算出需氧量计算出标准状态下的需氧量 供气量 曝气设备
（ 3）曝气设备通常采用曝气转刷和垂直轴表曝机。其充氧能力由产品说明书提供，确定曝气设备数量及其布置，并应核算是否达到 3～
5W/m3的功率水平。
（ 4）当要求脱氮时，必须保证沟内由足够的缺氧区以进行反硝化
（ 5）曝气时间 t≥16h,污泥回流比＝ 50～ 100％
（ 6） NS =0.05～ 0.08 KgBOD5/ KgMLSS.d
（ 7）氧化沟好氧区 DO＝ 2 mg/L±,缺氧区 DO≤0.5 mg/L
（ 8）三沟式氧化沟工艺由于不设二沉池和污泥回流系统，所以它的曝气池容积计算与一般氧化沟不同，具体见下面的设计计算。但需氧量计算与供气量计算与前述相同 返回三沟式氧化沟设计计算 -1
XYQLrtV s1?
)QC124.0Y Q L rQCW e(TN)O(TN
)CC e(TN),O(TN
)Kg(VWG DN?
（ 1）氧化沟总容积的计算
a,有机碳氧化、氨氮硝化所需容积 V1
式中,Q——污水平均日流量
Lr=Co-Ce; Co-Ce分别为进出水 BOD5浓度
ts——污泥龄（ d），一般为 10～ 20d
X——氧化沟 MLSS浓度 (g/m3)
Y——污泥净增长系数 KgMLSS/ KgBOD5
b,缺氧反硝化区容积 V2
反硝化区脱氮量 W(KgN/d)的计算式中,Q——污水平均日流量 (m3 /d)
——分别为进出水中总氮浓度 (KgN/d)
Y——污泥净产率系数
Lr=Co-Ce; Co,Ce分别为进出水 BOD5浓度 Kg BOD5/m3
0.124——微生物细胞分子式 C5H7NO2中 N占 12.4％
反硝化区需要的污泥量 G(Kg)
式中,W——反硝化区脱氮量 (KgN/d)
VDN——反硝化速率，当水温 8℃,氧化沟中 X为 4000 mg/L时,VDN＝ 0.026gNO3- _N/(gMLSS.d)
0.026KgNO3- _N/(KgMLSS.d)
反硝化区容积 V2(m3)
V2=G/X (m3)
式中,X——硝化污泥浓度，一般取 4 (g/L)
c,澄清沉淀区容积三沟式氧化沟的二条边沟时轮换作澄清沉淀用的当三条沟平均污泥浓度取 4 g/L，工作周期 8h，
假设在澄清沉淀过程中活性污泥无活性，由此推算出具有活性作用的污泥占总污泥量的比例,K一般取 0.55
比例 K＝ (V1+ V2)/V=0.55
V,总污泥所占容积
V1+ V2：具有活性作用的污泥所占容积
d,氧化沟总容积 V(m3)
V=(V1+ V2)/K(m3)
当分成两组三沟式氧化沟，则每组沟容积为 V/2，取水深 H＝ 3～ 3.5m，
则每组平面面积为 V/2.H,则每条沟的平面面积为 V/2× H× 3 (m3)
（ 2）需氧量 O2的计算其计算方法与计算公式与前面其他氧化沟计算相同
（ 3）供氧量 RO计算与前相同为保证氧化沟五年不沉积，曝气转刷输入能量为安全见，为 10W/m3
三沟式氧化沟设计计算 -2
返回
A-B生物脱氮除磷工艺
A—B法的工艺流程
A—B工艺流程类型
A—B工艺的机理
A—B工艺特点
A—B工艺的设计返回
A— B法的工艺流程
A段对有机物以絮凝吸附作用为主，而生物降解为辅，
ηBOD5=40～ 70%； B段对有机物以生物降解为主。常规 A—B工艺处理效果,ηBOD5≥90%； ηss≥90%;ηp=(50～ 70)%； ηTN=(30～ 40)%
返回市政管网排水沉淀曝气沉淀吸附沉沙格栅出水回流污泥回流污泥剩余污泥 剩余污泥
A段 B段图 21-25 A-B 法工艺流程
A— B工艺流程类型
常规的 A—B工艺
A—A1/O工艺
A—A2/O工艺
A—A2/O工艺返回
A— B工艺的机理
进入 A段的污水，是直接从排水管网来的，含有大量的细菌和微生物群落，与污水中的悬浮物和胶体组成的悬浮物 ——微生物共存体，
具有絮凝性和粘附力，该共存体再与回流污泥混合后，相互发生絮凝与吸附，此时，难沉降的悬浮物，胶体物质得到絮凝、吸附、粘结后与可沉降的悬浮物一起沉降，使 A段的 ηss达到（ 60～ 80） %，
比初沉池的 ηss大有提高。
A段有机物的去处以絮凝、吸附、沉淀为主，同时 A段的活性污泥对一部分可溶性有机物的生物降解，使 A段的 ηBOD5=(40～ 70)%，
使整个 A—B工艺中以非微生物降解的途径去除的 BOD5量大大提高，
∴ 降低了运行费用和基建投资。
进入 B段的水质水量较稳定,B段的微生物主要为原生动物、后生动物和菌胶团,Ns低（ 0.15～ 0.30KgBOD5/KgMLSS·d），水利停留时间 2～ 3h，污泥龄 ts15～ 20d,Do=1～ 2mg/L，在 B段进一步去除
BOD,COD。
B段 Ns低,ts=15～ 20d，为硝化菌创造了在微生物群体存活繁殖的条件，为 B段硝化作用创造了条件。
如果要提高 A—B工艺的 ηTN,ηP，则可将 B段设计成 A1/O,A2/O
或 A2/O工艺。
返回
A— B工艺特点
（ 1）不设初沉池,A段由曝气吸附池和中沉池组成,B段由曝气池和二沉池组成,A,B段由独自的污泥回流系统，因此二段由各自独特的微生物群体，故处理效果稳定。
（ 2） A段污泥负荷率高达 2～ 6 KgBOD5/KgMLSS·d 约为普通活性污泥的 10～ 20倍，因此它具有很强的抗冲击负荷的能力和具有对 PH、有毒物影响的缓冲击能力。水力停留时间短（约 3min± ），污泥龄短
（ 0.3～ 0.5） d，细菌是活性污泥微生物的主体。
（ 3） A段活性污泥吸附能力强，能吸附污水中某些重金属、难降解有机物以及 N,P等植物性营养物质，这些物质通过剩余污泥的排除而得到去除。
（ 4） A—B工艺对 BOD5,COD,SS,N,P的去除率一般高于普通活性污泥法。
（ 5）由于 A段对有机物的高效絮凝吸附作用，使 A—B工艺中通过絮凝吸附由排放剩余污泥途径去除的 BOD量大大提高，从而使 A—B工艺比普通活性污泥法节省投资 20%，降低运行费用 15%± 。
（ 6） A—B工艺很适合分步建设，首先可建设 A段，然后建设 B段。
（ 7）主要缺点是产泥量高，有两个污泥回流系统返回
A— B工艺的设计 -1
设计要点
a,A段曝气池
Ns=2～ 6 KgBOD5/KgMLSS·d，一般 Ns=3～ 4 KgBOD5/KgMLSS·d
T停留 =25～ 30min，一般 30 min
O2=0.5KgO2/ KgBOD5
X=2000～ 3000mg/L
中沉池沉淀时间 ≤2h,R=（ 20～ 50） %
DO=0.2～ 0.7mg/L
b,B段曝气池根据具体情况,B段应选择不同的活性污泥工艺，如常规的 A—B工艺，则 B段就采用普通的活性污泥法。
Ns=0.15～ 0.30 KgBOD5/KgMLSS·d
T停留 =2～ 3h
污泥龄 ts=15～ 20d
DO=1～ 2mg/L
R=(50～ 100)%
二沉池沉淀时间 2～ 4h
汽水比（ 7～ 10）,1
a,曝气池容积
A段,VA=24Qlo/FS(A)X(A)(m3) FS(A)=24Qlo/V(A)X(A)
式中,Q——设计流量 m3/h
Lo——进入 A段 BOD5浓度,Kg/ m3
FS(A)——3～ 4 KgBOD5/KgMLSS·d
X(A)——2000～ 3000 mg/L （ 2～ 3 Kg/ m3）
B段,VB=24Qla/FS(B)X(B)(m3) FS(B)=24Qla/V(B)X(B)
Q——设计流量 m3/h
La——进入 A段 BOD5浓度,Kg/ m3
FS(B)——≤0.3KgBOD5/KgMLSS·d
X(B)——3～ 4 Kg/ m3
总容积 V=VA+VB
校核 A.B段的水利停留时间 t=V/Q
b,曝气池的布置对大、中型污水厂，一般为推流式，其工艺尺寸的确定与普通活性污泥法相同。
c,需氧量 O2（ Kg/h）
A段,O2(A)=a′QLr (Kg/h)
式中,Q——设计流量 m3/h
a′——需氧量系数，一般为 0.4～ 0.6KgO2/KgBOD5
Lr=Lo－ La，去除的 BOD5量（ KgBOD5/ m3）
B段,O2(B)=a′QLr+b’QNr (Kg/h)
式中,Q——设计流量 m3/h
a′——需氧量系数,B段一般为 1.23KgO2/KgBOD5
Lr=La－ Le，为 B段曝气池去除 BOD5浓度：（ KgBOD5/ m3）
b′——去除每千克 NO3—N所需氧千克数 b′为 4.57 KgO2/KgNO3—N
Nr=Na－ Ne，为 B段 NO3—N的去除浓度
∴ 总需氧量 O2= O2(A)+ O2(B)
供气量的计算和曝气系统的设计与普通活性污泥法相同。
A— B工艺的设计 -2
)d(Na 1 )A(s?
d74.0
d36.1
1
dK g M L S S
K g B O D4
K g B O DK g M L S S34.0
1
5
5
d3.13
d075.0
1
dK g M L S S
K g B O D15.0
K g B O DK g M L S S5.0
1
5
5
)B(sNx
1?
d,沉淀池的计算确定中沉池、二沉池的表面负荷 q，求出各自的沉淀池的表面积 A
沉淀池有效水深取 2～ 4m，一般为 3.5m
求各段沉淀池的有效容积，校核 HRT=V/Q的水利停留时间
e,剩余污泥量 W(Kg/d)和污泥龄 ts(d)
A段剩余污泥量 WA=QSr+aQLr（ Kg/d）
式中,Sr=So－ Se,A段 SS的去除浓度（ Kg/ m3）
Q——设计流量 m3/h
Lr=Lo－ La，去除 BOD5浓度：（ Kg/ m3）
A——污泥净增长系数，一般为 0.34 Kg/ KgBOD5
污泥龄 ts(A)=
式中,Ns(A)——A段污泥负荷率 KgBOD5/KgMLSS·d，一般为 3～ 4
ts(A)=
ts(B)=
B段剩余污泥量 WB=xQLr（ Kg/d）
式中,x——去除每千克 BOD5产泥量，一般为 0.5 Kg/KgBOD5）
Q——设计流量 m3/h
Lr=La－ Le，去除 BOD5浓度：（ Kg/ m3）
污泥龄 ts(B)=
式中,Ns(B)——B段污泥负荷率 KgBOD5/KgMLSS·d，
Ns(B)＜ 0.3KgBOD5/KgMLSS·d
A— B工艺的设计 -3
返回间歇式活性污泥法（ SBR法）
SBR工艺流程及工作过程
SBR工艺的影响因素
SBR工艺设计返回
SBR工艺流程及工作过程原废水初次沉淀池 曝气池间歇曝气处理水图 2 1-1 1 间歇式 活性污泥法工艺处理水
Ⅳ 排水工序
Ⅰ 污水流入工序污水
Ⅴ 排泥待机工序剩余污泥
Ⅲ 沉淀工序Ⅱ 曝气反应工序图 12-12 SBR工艺的典型运行工序返回
SBR工艺的影响因素
易生物降解的基质浓度
NO3—N对脱氮除磷的影响
运行时间和 Do的影响返回
SBR工艺设计 -1
设计要点：
（ 1）污泥溶剂负荷率 NV=0.5KgBOD5/（ m3·d） ±
（ 2） MLSS为 3000mg/L±
操作周期为 6～ 8h：进水 2h，曝气 4h，沉淀 1h，排水与待机各 0.5h（ 8h）
（ 3）总需氧量的计算与普通活性污泥法相同，当要求脱氮时，应考虑硝花需氧量。
（ 4）剩余污泥量的计算与普通活性污泥法相同。
（ 5）反应池排水采用伸缩式浮动排水口，其排水口距池底应保证沉淀污泥不会排走。
（ 6）反应池超高为,0.5m。
)m(N24QTQ 3O?
)m(1000Nv CnQV 3O有效有效V10M L SSSV IV 6m i n
有效V)10M L SSSV I1(Q 6O
（ 1）计算周期进水量 QO(m3)
式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
T——工作周期（ h）
N——反应池池数（ N≥2）
（ 2）反应池有效容积 V有效 (m3)
式中,n——一日内的周期数
c——进入反应池污水 BOD5平均浓度（ g BOD5/ m3)）
V有效 ＝ Vmin＋ QO
式中,Vmin——最小水量，指沉淀、排水工序之后，反应池内污泥界面所对应的容积，同时污泥界面的高度应低于排水口高度。
（ 3）反应池最小水量 Vmin
式中,SVI——污泥指数 (ml/g)
106——ml与 m3的关系
MLSS——混合液污泥浓度（ g/m3）
（ 4）校核周期进水量和有效容积
V有效 ＝ Vmin＋ QO
（ 5）确定单座反应池的工艺尺寸池水深一般为 3.5～ 4.5m，确定 L× B,超高取 0.5m
SBR工艺设计 -2
H)10M L SSSV I-H ( 1h 6
BLN V)BLQH(H O 有效
（ 6）计算总需氧量 O2和需氧速率 R
a,总需氧量 O2
当只考虑有机物氧化，则
O2=a′QLr +b′VXv(Kg O2/d)
公式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
Lr——Co－ Ce,Co,Ce分别为进、出水 BOD5浓度,g/m3
V——反应池总有效容积（ m3）
Xv——反应池 MLSS浓度，等于 0.75MLSS浓度（ g/ m3）
a′,b′——分别为 0.5,0.11
当考虑有机物氧化和 NO3—N硝化时，则应考虑二部分的需氧量。
b,需要速率 R＝氧气 /一日内曝气时间（ h）
（ 7）根据需氧量 O2求出标准状态下曝气池设备的供氧量和供气量。其计算与普通活性污泥法相同。
（ 8）排水口距反应池底高度 h（ m）
最佳排水深度控制：
△ H可取 0.1m
由于浮筒的浮力，使滗水器的进水头可随水面的变化而变化，开始排水时，通入压缩空气至气缸，由于气缸中的气动活塞带动曲面轴打开闸门，浮动进水头开始排水。
停止排水时，只需将输气软管中空气排出，通过曲轴将闸门关闭。滗水器不工作时闸门处于常闭状态。
式中,H——反应池有效水深（ m）
QO——周期内进水量（ m3/周期）
V有效 ——反应池有效容积（ m3）
N——池的座数
L.B——单池反应池的长 × 宽（ m）
（ 9）剩余污泥量 W(Kg/d)
W=aQLr－ bVXv（ Kg/d）
式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
Lr,V,Xv均同上
a,b——分别为 0.5～ 0.65,0.05～ 0.1
返回
SBR工艺设计 -3
膜生物反应
膜生物反应器工艺的一般组成
膜生物反应器工艺的特点
生物滤池
生物转盘
生物接触氧化池
生物流化床返回膜生物反应器工艺的一般组成
膜生物反应器工艺由膜组件和生物反应器两部分构成。
根据膜生物反应器有无供氧可分为好氧膜生物反应器和厌氧膜生物反应器，根据膜组件设置的位置可分为分置式膜生物反应器和一体式膜生物反应器两种。也可以按膜孔径分为超滤膜或微滤膜生物反应器，
或按膜材料分为无机膜生物反应器或有机膜生物反应器。
返回膜生物反应器工艺的特点
1,对污染物的去除率高，抵抗污泥膨胀能力强，出水质稳定，出水中没有悬浮物，是惟一的对污水进行生物处理后不需消毒的工艺。
2,膜生物反应器实现了反应器污泥龄 SRT和水力停留时间 HRT的彻底分离，设计、操作大大简化。
3,膜的机械截流作用避免了微生物的流失，生物反应器内可保持高的污泥浓度，从而能提高体积负荷，降低污泥负荷，减少占地面积。
4,由于 SRT很长，生物反应器又起到了,污泥硝化池,的作用，从而显著减少污泥产量，剩余污泥产量低，污泥处置费用低。
5,由于膜的截流作用使 SRT延长，营造了有利于增开支缓慢的微生物，
如硝化细菌生长的环境，可以提高系统的硝化能力，同时有利于提高 难降解大分子有机物的处理效率和促使其彻底的分解。
6,由于受到膜表面速度剪切力的影响，膜生物反应器内污泥絮体平均尺寸较小，污泥浓度高，有利于提高污泥的传质效率，传氧效率高达 26%～ 60%。
7,膜生物反应器易于一体化，易于实现自动控制，操作管理方便。
返回生物滤池 -1
一、概述低负荷生物滤池高负荷生物滤池塔式生物滤池二、普通生物滤池
1、构造池体滤料布水装置排水系统
2、设计与计算
3、适用范围与优缺点生物滤池 -2
生物滤池的渗水装置返回生物转盘一、概述
1、生物转盘的构造及其对污水净化作用原理生物转盘构造：
净化作用原理
2、生物转盘系统的特征微生物浓度高，特别是最初几级生物转盘生物相分级污泥龄长耐冲击负荷能力强生物膜上微生物食物链长接触反应槽不需曝气不存在污泥膨胀生 物 转 盘 返回生物接触氧化池
1、一段（级）处理流程
2、二段（级）处理流程
3、多段（级）处理流程三、生物接触氧化池的构造及形式
1、生物接触氧化池的构造,见下图池体：总高度,4.5—5.0m
填料：蜂窝状填料波纹板状填料软性填料半软性填料盾形填料不规则粒状填料球形填料 返回生物流化床一、概述二、工艺类型
1、液流动力流化床
2、气流动力流化床
3、机械搅动流化床三、构造
1、床体
2、载体
3、布水装置
4、充氧装置
5、脱膜装置 返回思考题
1、氧化沟主要有哪几种类型？氧化沟主要的工艺特点是什么？
2、简述 A—B工艺的机理，并绘图说明具有同步生物脱氮除磷的 A—B工艺流程。
3,A—B工艺的主要特点是什么？
4、简述生物除磷的原理，常用的生物除磷工艺有哪几种？
5、氧化沟进、出水位置应如何考虑？
返回习题
1、目前，生物处理技术有许多新的工艺，如 SBR,AB法,A/O工艺,A2/O工艺和氧化沟等，创建这些新工艺的目的是什么？是根据什么（污染物降解机理）来创建这些新工艺的？
2、简述说明三沟式氧化沟的工艺计算。
3、绘图说明 A2/O同步脱氮除磷的工艺流程，并说明各反应器的主要功能及该工艺流程存在的主要问题。
4、说明厌氧 ——好氧除磷工艺的特点及存在的问题。
5、简述生物除磷的原理，常用的生物除磷工艺有哪几种？
6、简述前置反硝化生物脱氮工艺（缺氧 ——好氧工艺）的优缺点。
7、城市污水设计流量 13万 m3/d； KZ=1.3；进水水质,COD=225mg/L；
BOD5=130mg/L； SS=150mg/L； NH3–N=22mg/L； TN=38mg/L；
TP=9.7mg/L。设计三沟式氧化沟，要求脱氮；出水 BOD5=15mg/L；
SS=20mg/L； NH3–N=3mg/L； TN=6mg/L，计算三沟式氧化沟的总容积、剩余污泥量和污泥负荷 NS。
设计参数：污泥龄 tS=15d，污泥浓度 4000mg/L。
8、某居民小区污水设计流量 4000m3/d；进水 BOD5=200mg/L；水温 10～ 20℃,
要求处理出水 BOD5=20mg/L；设计 SBR池。
设计参数,BOD污泥负荷 NS=0.25kgBOD/(kgMLSS·d)，反应池数 N=2，反应池水深 H=5m，排出比 1/m=1/2.5，活性污泥界面以上最小水深 h=0.5m,MLSS浓度 CA=2000mg/L。
返回
2005年 7月 1日教师：娄金生课程内容生物脱氮除磷新工艺
生物脱氮原理
生物脱氮工艺
生物除磷原理
生物除磷工艺
同步脱氮除磷工艺活性污泥法新工艺
氧化沟
A-B生物脱氮除磷工艺
间歇式活性污泥法（ SBR法）
膜生物反应器
思考题
习题谢谢！
结束生物脱氮原理
氮在水中的存在形态与分类
氨化与硝化反应过程
硝化反应的条件
反硝化
硝化、反硝化反应中氮的转化返回氮在水中的存在形态与分类
N
无机 N
NOx--N
(硝态氮 )
T K N
(凯氏氮 )
总 N
(TN)NO3— -N
NH3-N
NO2— -N
有机 N （ 尿素,氨基酸,蛋白质 ）
返回氨化与硝化反应过程
HOHNO3/ 2O：N H 2-223 亚硝化菌硝化
-3-2 NO1 / 2 ONO 硝酸菌
HOHNO2ONH 2-323 硝化菌
3222 NHCOR C O O HO)CO O H：R C H ( NH 氨化菌氨化
-2223-3 6O HO7H3N5C OOH5C H：6 NO 反硝化菌反硝化
-3322275-324 0.982N OCO1.881HO1.044HNOH0.021C1.985H C O1.86ONH
返回硝化反应的条件
（ 1）好氧状态,DO≥2mg/L； 1gNH3-N完全硝化需氧 4.57g——硝化需氧量。
（ 2）消耗废水中的碱度,1gNH3-N完全硝化需碱度 7.1g（以 CaCO3计），废水中应有足够的碱度，以维持 PH值不变。
（ 3）污泥龄 θC≥（ 10-15） d。
（ 4） BOD5≤20mg/L。
返回反硝化 -1
反硝化包括异化反消化和同化反消化，以异化反消化为主反硝化菌在 DO浓度很低的环境中，利用硝酸盐中的氧（ NOX-—O）作为电子受体，有机物作为碳源及电子供体而得到降解。当利用的碳源为甲醇时：
NO3-+1.08CH3OH+0.24H2CO3→0.056C5H7CO2+0.47N2↑+1.68H2O+HCO3-
NO2-+0.67CH3OH+0.53H2CO3→0.04C5H7CO2+0.48N2↑+1.23H2O+HCO3-
反硝化反应可使有机物得到分解氧化，实际是利用了硝酸盐中的氧，每还原 1gNO3—N所利用的氧量约 2.6g。
反硝化 -2
当缺乏有机物时，则无机物如氢,Na2S等也可作为反硝化反应的电子供体
（ 1）反硝化菌属于异养型兼性厌氧菌，在缺氧条件下，进行厌氧呼吸，以 NO3—O为电子受体，以有机物的氢为电子供体
（ 2）反硝化过程中，硝酸态氮有二种转化途径 ——同化反硝化（合成细胞）和异化反硝化
（还原为 N2↑），但以异化反硝化为主。
（ 3）反硝化反应的条件反硝化反应的条件
DO<0.5mg/L，一般为 0.2~0.3mg/L（处于缺氧状态），如果 DO较高，反硝化菌利用氧进行呼吸，氧成为电子受体，
阻碍 NO3—O成为电子受体而使 N难还原成 N2↑。但是反硝化菌体内的某些酶系统组分只有在有氧条件下，才能合成。反硝硝化菌以在缺氧 —好氧交替的环境中生活为宜。
BOD5/TN≥3~5，否则需另投加有机碳源，现多采用
CH3OH，其分解产物为 CO2+H2O，不留任何难降解的中间产物，且反硝化速率高。
目前反硝化投加有机碳源一般利用原污水中的有机物。
还原 1g硝态氮能产生 3.57g碱度（以 CaCO3计），而在硝化反应中,1gNH3—N氧化为 NO3-—N要消耗 7.14g碱度，在缺氧 ——好氧中，反硝化产生的碱度可补偿硝化消耗碱度的一半左右。
内源反硝化
微生物还可通过消耗自身的原生质进行所谓的内源反硝化
C5H7NO2+4NO3-→5CO2+NH3+2H2↑+4OH-
内源反硝化的结果是细胞物质减少，并会有 NH3
的生成。废水处理中不希望此种反应占主导地位，
而应提供必要的碳源。
返回硝化、反硝化反应中氮的转化
表 21-1 硝化过程中氮的转化? 表 24-2 反硝化反应中氮的转化氮的氧化还原态
–Ⅲ 氨离子 NH4+
–Ⅱ
–Ⅰ 羟胺 NH2OH
0
+Ⅰ 硝酰基 NOH
+Ⅱ
+Ⅲ 亚硝酸根 NO2—
+Ⅳ
+Ⅴ 硝酸根 NO3—
氮的氧化还原态
–Ⅲ 氨离子 NH4+
–Ⅱ
–Ⅰ 羟胺 NH2OH
0 N2
+Ⅰ 硝酰基 NOH
+Ⅱ
+Ⅲ 亚硝酸根 NO2—
+Ⅳ
+Ⅴ 硝酸根 NO3—
返回生物脱氮工艺
传统活性污泥法脱氮工艺
缺氧 —好氧活性污泥法（ A1/O工艺）
A1/O工艺的影响因素
A1/O工艺设计返回传统活性污泥法脱氮工艺
二级活性污泥生物脱氮工艺 点击此处观看工艺流程
三 级活性污泥生物脱氮工艺 点击此处观看工艺流程处理水回流污泥反硝化反应器
BOD 去除硝化氨化沉淀池碱
N
3
(好氧 )
I II
回流污泥
CH
2
OH
剩余 污泥剩余 污泥回流污泥图 21- 1 两级生物脱氮系统返回缺氧 — 好氧活性污泥法（ A1/O工艺）
分建式缺氧 —好氧活性污泥生物脱氮（前置反硝化生物脱氮工艺）
合建式 A1/O工艺
A1/O工艺的优缺点返回分建式缺氧 — 好氧活性污泥生物脱氮（前置反硝化生物脱氮工艺）
硝化液一部分回流至反硝化池，池内的反硝化脱氮菌以原污水中的有机物作碳源，以硝化液中 NOX-中的氧作为电子受体，将 NOX-—
N还原成 N2，不需外加碳源。
反硝化池还原 1gNOX—-N产生 3.57g碱度，可补偿硝化池中氧化
1gNH3—N所需碱度（ 7.14g）的一半，所以对含 N浓度不高的废水，
不必另行投碱调 PH值。
反硝化池残留的有机物可在好氧硝化池中进一步去除。
回流污泥回流污泥处理水内循环（硝化液回流）
回流污泥反硝化反应器
BOD 去除、硝化反应反应器
(缺氧 )
沉淀池碱
N 2
(好氧 )
图 21 - 3 分建 式缺氧-好氧 活性污泥脱氮系统返回合建式 A1/O工艺硝化 BOD 去除回流污泥反硝化沉淀池处理水内循环
N 2内循环原污水空气图 21 - 4 合建式 缺氧-好 氧活性污泥法脱氮系统点击此处观看合建式 A1/O工艺过程 返回
A1/O工艺的优缺点
优点：
同时去除有机物和氮，流程简单，构筑物少，只有一个污泥回流系统和混合液回流系统，节省基建费用。
反硝化缺氧池不需外加有机碳源，降低了运行费用。
因为好氧池在缺氧池后，可使反硝化残留的有机物得到进一步去除，提高了出水水质（残留有机物进一步去除）。
缺氧池中污水的有机物被反硝化菌所利用，减轻了其它好氧池的有机物负荷，同时缺氧池中反硝化产生的碱度可弥补好氧池中硝化需要碱度的一半。（减轻了好氧池的有机物负荷，碱度可弥补需要的一 半）。
缺点：
脱氮效率不高，一般 ηN=（ 70～ 80） %
好氧池出水含有一定浓度的硝酸盐，如二沉池运行不当，则会发生反硝化反应，造成污泥上浮，使处理水水质恶化。
返回
A1/O工艺的影响因素 -1
1,水力停留时间 t
t反硝化 ≤2h,t硝化 ≥6h,t硝化,t反硝化 =3,1，
ηN达到（ 70-80） %，否则 ηN↓
2,进入硝化好氧池中 BOD5≤80mg/L
3,硝化好氧池中 DO=2mg/L±
4,反硝化缺氧池污水中溶解氧性 BOD5/NO3—-N的比值应大于 4，以保证反硝化过程中有充足的有机碳源。
5,混合液回流比 RN,RN不仅影响脱氮效率，而且影响动力消耗。
A1/O工艺的影响因素 -2
6,MLSS≥3000mg/L，否则 ηN↓。
7,污泥龄 θC（ ts）应为 30d。
8,硝化段的污泥负荷率,BOD5/MLSS 负荷率
<0.18kgBOD5/（ kgMLSS·d）；硝化段的
TKN/MLSS负荷率 <0.05kgTKN/KgMLSS.d。
9,温度：硝化最适宜的温度 20~30℃ 。
反硝化最适宜的温度 20~40℃ 。
10,PH值：硝化最佳 PH=8~8.4。
反硝化最佳 PH=6.5~7.5。
11,原污水总氮浓度 TN<30mg/L。
返回
A1/O工艺设计
设计要点
（ 1） BOD5/MLSS负荷率 <0.18kg BOD5/kgMLSS·d
TKN/MLSS负荷率 <0.05kg TKN/kgMLSS·d
（ 2）反硝化池进水溶解性 BOD5浓度与 NOX-—N浓度之比值，即 S-
BOD5/NOX-—N≥4。
（ 3）水力停留时间 t。
t缺氧,t好氧 =1：（ 3~4）
一般 t好氧 ≥6h,t缺氧 ≤2h。
（ 4）污泥回流比 R=（ 50~100） %
混合液回流比 RN=（ 300~400） %
（ 5） MISS≥3000mg/L
（ 6） θC（ tS） ≥30d
（ 7）氧化 1gNH4-N需氧 4.57g，并消耗 7.14g碱度；而反硝化 1g NOX-—N
生成 3.57g碱度，并消耗 1.72gBOD5，同时还提供 2.6gO2。
（ 8）需氧量,O2=aSr+bNr-bND-CXW
设计计算 返回
A1/O工艺 设计计算 -1
（ 1）选定 FS（ BOD污泥负荷率） →SVI→回流污泥浓度 XR，
r=1
（ 2）确定污泥回流比 R→算出曝气池混合液污泥浓度 X
（ 3）混合液回流比
（ 4）生化反应池总有效容积 V
（ 5）按推流式设计，确定反应池主要尺寸
a,取有效水深 H1，一般为 3.5～ 6m；
b,反应池总表面积；
c,每组反应池表面积 S=S总 /n，式中,n——分组数；
d,确定廊道宽 (b)和廊道数 m
使 b/H1=1～ 2，算出单组曝气池长度 L1=S/b
使 L1/b≥10
rS VI10X 6R
)L/mg(XR1 RX R
%100T N iTNTN eiTK
)m(XFKQLV 3s a?
)m(HVS 21?总
A1/O工艺 设计计算 -2
（ 6）污水停留时间
（ 7）取 A1:O段停留时间比为 1:(3～ 4)，分别求出 A1,O段的停留时间，从而算出 A1,O段的有效容积。
（ 8）每日产生的剩余污泥干量 W（ kg/d）及其容积量 q
（ m3/d）
a,每日产生的剩余污泥干量 W（ kg/d）
b,剩余污泥容积量 q（ m3/d）
（ 9）污泥龄
（ 10）曝气系统需氧量 O2=aSr+bNr-bNd-cXw（ kg/d）
（ 11）曝气系统其它部分计算同普通活性污泥法
（ 12）缺氧段 A1宜分成几个串联的方格，每格内设置一台水下推进式搅拌器或水下叶片式浆扳搅拌器，其功率按
3~5W/m3计算。
)d(WVX)d(ts?
)d/m(100)P1( Wq 3
)d/kg(10050)SS(B V X)CC(aW e0ve0
)h(KQVt?
返回生物除磷原理
1,聚磷菌（小型革兰式阴性短杆菌）：该菌在好氧环境中竞争能力很差，然而它却能在细胞内贮存聚 β羟基丁酸（ PHB）和聚磷酸菌（ Ploy-P）。
2,聚磷菌在厌氧环境中，它可成为优势菌种，吸收低分子的有机酸，并将贮存于细胞中的聚合磷酸盐中的磷水解释放出来。
3,聚磷酸菌在其后的好氧池中，它将吸收的有机物氧化分解，同时能从污水中变本加厉地、过量地摄取磷，在数量上远远超过其细胞合成所需磷量，
降磷以聚合磷酸盐的形式贮藏在菌体内而形成高磷污泥，通过剩余污泥排出。所以除磷效果较好。
返回生物除磷工艺
A2/O除磷工艺
弗斯特利普（ Phostrip）除磷工艺返回
A2/O除磷工艺
工艺流程
工艺特点
影响因素
工艺设计返回
A2/O除磷工艺流程回流污泥中的聚磷菌在厌氧池可吸收去除一部分有机物，同时释放出大量磷，然后混合液流入后段好氧池，污水中的有机物得到氧化分解，同时聚磷菌将变本加厉地、超量地摄取污水中的磷，通过排放 高磷污泥而使污水中的磷得到有效去除。污泥中磷的含量 2.5％以上。
ηBOD5≥90％； ηP＝（ 70～ 80）％；磷的出水浓度＜ 1.0mg/L
ATP+H2O→ADP+H3PO2+能量 ADP+ H3PO4+能量 →ATP+H2O
（ H3PO4用于合成聚磷酸盐）
发酵产酸菌将废水中的大分子物质降解为低分子脂肪酸类有机物，
聚磷菌才能加以利用以合成 PHB或通过 PHB的降解来过量摄取磷，当发酵产酸菌的作用受到抑制时（如 NO3－存在），则 ηP降低。
PHB-聚 β羟基丁酸（ PHB）聚磷菌在厌氧条件下，能够将其体内储存的聚磷酸盐分解，以提供能量摄取废水中溶解性有机物，合成并 储存 PHB。
生物除磷基本原理：
在好氧状态下，降解经聚磷菌所合成并储存的 PHB，并放出能量以使聚磷菌过量摄取磷，将磷以聚合磷酸盐形式贮存菌体内而 形成高磷污泥。
返回
A2/O除磷工艺 特点
1,工艺流程简单，无混合液回流，其基建费用和运行费用较低，同时厌氧池能保持良好的厌氧状态。
2,在反应池内水力停留时间较短，一般为 3～ 6h，其中厌氧池
1～ 2h，好氧池 2～ 4h。
3,沉淀污泥含磷率高，一般（ 2.5～ 4）％左右，故污泥 效好。
4,混合液的 SVI<100,易沉淀，不膨胀
5,ηBOD≥90％； ηP＝（ 70～ 80）％；当 P/BOD5比值高，剩余污泥产量小，使 ηP难以提高。
6,沉淀池应及时排泥和污泥回流，否则聚磷菌在厌氧状态下，
产生磷的释放，降低 ηP。
7,反应池内 X=2700～ 3000 mg/L
返回
A2/O除磷工艺 影响因素
1,DO:厌氧池 DO（ 0.2～ 0.3 mg/L） →0,NOX－ →0,以保证严格的厌氧状态好氧池,DO≥2mg/L。
2,在厌氧池 BOD5 /T-P>（ 20～ 30），否则 ηP下降。
3,在厌氧池 NOX－,因为 NOX－会消耗水中有机物而抑制聚磷菌对磷的释放，继而影响在好氧条件下对磷的吸收。所以 NOX－－ N<1.5～ 2
mg/L，不会影响除磷效果。
当污水中 COD/TKN≥10时，则 NOX－－ N对生物除磷影响较小。
4,污泥龄 ts
因为 A2/O工艺主要是通过排除富磷剩余污泥而去除磷的，所以除磷效果与排放剩余污泥量多少直接有关。
5,NS,NS较高,ηP较好，一般 NS>0.1KgBOD5/KgMLSS.d,其 ηP较高。
6,温度,5～ 30℃ 其除磷效果较好。
>13℃ 时，聚磷菌对磷的释放和摄取与温度无关。
7,PH＝ 6～ 8，聚磷菌对磷的释放和摄取都比较稳定。
返回
A2/O除磷工艺 设计
1,设计参数
（ 1） t－水力停留时间（ h）：厌氧段 1～ 2h；好氧段 2～ 4h总的生化反应池停留时间 3～ 6h。
（ 2）厌氧池,DO→0（ 0.2～ 0.3 mg/L）； NOX－ -O→0,
好氧池,DO:2mg/L
（ 3）进水中 S-P/S-BOD≤0.06
（ 4）反应池混合液污泥浓度 X＝ 2700～ 3000 mg/L
（ 5）污泥负荷率 NS,
0.18KgBOD5/KgMLSS.d≥NS≥0.1KgBOD5/KgMLSS.d
（ 6）好氧池的 TKN/MLSS < 0.05 KgTKN/KgMLSS.d
（ 7）污泥回流比 R=（ 50～ 100）％
（ 8）二沉池沉淀污泥中磷的含量在 2.5％以上。
从污水中去除的磷总量应等于排放剩余污泥所带出的磷量。
2,设计计算返回
A2/O除磷工艺设计计算
（ 1）选定 BOD5污泥负荷率 NS和 MLSS浓度 X
（ 2）计算生化反应池总有效容积 V
V=KQLa/NSX(m3)
式中,La—原污水 BOD5浓度,mg/L
Q—平均日污水量,m3/d
K—污水日变化系数
（ 3）根据厌氧段：好氧段＝ 1：（ 2～ 3）来求厌氧池和好氧池的容积
（ 4）按推流式设计，确定反应池主要出尺寸
（ 5）水力停留时间 t=V/KQ(h)
污泥龄 ts＝ VX/W(日 )
式中,W—排放剩余污泥量 Kg/d
（ 6）剩余污泥量计算同 A1/O工艺
（ 7）需氧量 O2 Kg/d及曝气系统的设计和普通活性污泥法相同。
（ 8）厌氧段的布置与 A1/O工艺的缺氧段相同返回弗斯特利普（ Phostrip）除磷工艺
概述
流程
优缺点返回
Phostrip除磷工艺概述
Phostrip工艺是由 Levin在 1965年首先提出的。该工艺是在回流污泥的分流管线上增设一个脱磷池和化学沉淀池而构成的。
该工艺将 A2/O工艺的厌氧段改造成类似于普通重力浓缩池的磷解吸池，部分回流污泥在磷解吸池内厌氧放磷，污泥停留时间一般为 5~12h，水力表面负荷应小于 20m3/
（ m2·d）。经浓缩后污泥进入缺氧池，解磷池上清液含有高浓度磷（可高达 100mg/L以上），将此上清液排入石灰混凝沉淀池进行化学处理生成磷酸钙沉淀，该含磷污泥可作为农业肥料，而混凝沉淀池出水应流入初沉池再进行处理。 Phostrip工艺不仅通过高磷剩余污泥除磷，而且还通过化学沉淀除磷。该工艺具有生物除磷和化学除磷双重作用，所以 Phostrip工艺具有高效脱氮除磷功能。
返回
Phostrip除磷工艺流程废水经曝气好氧池，去除 BOD5和 COD，并在好氧状态下过量地摄取磷。在二沉池中，含磷污泥与水分离，回流污泥一部分回流至缺氧池，另一部分回流至厌氧除磷池。
而高磷剩余污泥被排出系统。在厌氧除磷池中，回流污泥在好氧状态时过量摄取的磷在此得到充分释放，释放磷的回流污泥回流到缺氧池。而除磷池流出的富磷上清液进入混凝沉淀池，投回石灰形成 Ca3（ PO4） 2沉淀，通过排放含磷污泥去除磷。
返回
）
解磷池
（ ）
）（
（
污水 好氧缺氧混合液回流（400 %）
剩余污泥回流污泥（5 0 %）
含磷污泥上清液高磷混凝沉淀石灰出水至初沉池二沉池 出水图 24-5 phostrip 工艺流 程图点击此处观看 Phostrip除磷工艺流程动态过程
Phostrip除磷工艺优缺点
Phostrip工艺比较适合于对现有工艺的改造，只需在污泥回流管线上增设少量小规模的处理单元即可，且在改造过程中不必中断处理系统的正常运行。总之，
Phostrip工艺受外界条件影响小，工艺操作灵活，脱氮除磷效果好且稳定。但该工艺流程复杂、运行管理麻烦、处理成本较高等缺点。
返回同步脱氮除磷工艺在厌氧 —好氧生物除磷工艺（ A2/O工艺）中，加一缺氧池，
将好氧池流出的一部分混合液回流至缺氧池前端，以达到硝化脱氮的目的，使 A2/O工艺同时具有去除 BOD5,SS,N,P的功能。
厌氧－缺氧 —好氧（ A2/O）生物脱氮除磷工艺
A2/O同步脱氮除磷的改进工艺
DAT-IAT工艺
MSBR工艺
UNITANK工艺返回厌氧－缺氧 — 好氧（ A2/O）生物脱氮除磷工艺
原理
流程
影响因素
存在的问题
改进措施
设计返回
A2/O工艺原理
在首段厌氧池进行磷的释放使污水中 P的浓度升高，溶解性有机物被细胞吸收而使污水中 BOD浓度下降，另外
NH3-N因细胞合成而被去除一部分，使污水中 NH3-N浓度下降，但 NH3-N浓度没有变化。
在缺氧池中，反硝化菌利用污水中的有机物作碳源，将回流混合液中带入的大量 NO3--N和 NO2--N还原为 N2释放至空气，因此 BOD5浓度继续下降,NO3--N浓度大幅度下降，
但磷的变化很小。
在好氧池中，有机物被微生物生化降解，其浓度继续下降；
有机氮被氨化继而被硝化，使 NH3-N浓度显著下降,NO3-
-N浓度显著增加，而磷随着聚磷菌的过量摄取也以较快的速率下降。
返回
A2/O工艺流程进水 厌氧 缺氧 好氧 沉淀混合液回流出水剩余污泥污泥回流图 21 - 6 A
S<1,70>S<1,70>S<1,70>2
/O工艺 流程图返回
A2/O合建式工艺中,厌氧,缺氧,好氧三段合建,中间通过隔墙与孔洞相连 。 厌氧段和缺氧段采用多格串连为混合推流式,好氧段则不分隔为推流式 。 第一期工程设两座反应池,每池五个廊道,第一,二廊道分 8格,前四格为厌氧段,后四格为缺氧段,均采用水下搅拌器搅拌 。 第三,四,五廊道不分格为好氧段,采用鼓风曝气 。
A2/O工艺影响因素
1,污水中可生物降解有机物的影响
2,污泥龄 ts的影响
3,DO的影响
4,NS的影响
5,TKN/MLSS负荷率的影响（凯氏氮－污泥负荷率的影响）
6,R与 RN的影响
126.0
094.11
T K N
5.1T K Nt )T45(
TE
TE
s
返回
A2/O工艺存在的问题该工艺流程在脱氮除磷方面不能同时取得较好的效果。
其原因是：回流污泥全部进入到厌氧段。
好氧段为了硝化过程的完成，要求采用较大的污泥回流比，（一般 R为 60%～ 100%，最低也应＞ 40%）,NS较低硝化作用良好。
但由于回流污泥将大量的硝酸盐和 DO带回厌氧段，
严重影响了据磷菌体的释放，同时厌氧段存在大量硝酸盐时，污泥中的反硝化菌会以有机物为碳源进行反硝化，等脱 N完全后才开始磷的厌氧释放，使得厌氧段进行磷的厌氧释放的有效容积大大减少，使出磷效果 ↓。
如果好氧段硝化不好，则随回流污泥进入厌氧段的硝酸减少，改变了厌氧环境，使磷能充分厌氧释放,∴ ηP ↑，
但因硝化不完全，故脱氮效果不佳，使 ηN↓,
返回
A2/O工艺改进措施
1,将回流污泥分两点加入，减少加入到厌氧段的回流污泥量，从而减少进入厌氧段的硝酸盐和溶解氧。
2,提升回流污泥的设备应用潜污泵代替螺旋泵，以减少回流污泥复氧，使厌氧段、
缺氧段的 DO最小。
3,厌氧段和缺氧段水下搅拌器功率不能过大（一般为 3W/m3）否则产生涡流，导致混合液 DO↑。
4,原污水和回流污泥进入厌氧段，缺氧段应为淹没入流，减少复氧
5,低浓度的城市污水，应取消沉淀池，使原污水经沉砂后直接进入厌氧段，以便保持厌氧段中 C/N比较高，有利于脱氮除磷。
6,取消硝化池，直接经浓缩压滤后作为肥料使用，避免高磷污泥在消化池中将磷重新释放和滤出，使使 ηP↓。
7,应控制好以下几个参数好氧段,NS≤0.18KgBOD5/（ KgMLSS.d），否则异氧菌会大大超过硝化菌，
使硝化反应受到抑制厌氧段,NS＞ 0.1KgBOD5/（ KgMLSS.d），要有一定的有机物量，否则除磷效果会急剧下降。
好氧段,TKN的污泥负荷率：应小于 0.05KgBOD5/（ KgMLSS.d）
缺氧段,S-BOD5/NOX－－ N＞ 4
返回
A2/O工艺设计
1,设计要点
（ 1）水力停留时间 t（ h）：总共 6～ 8h。
厌氧段：缺氧段：好氧段＝ 1,1：（ 3～ 4）
（ 2）总有效容积 V=Qt总；而各段按其水力停留时间的比例来求定。
（ 3）污泥回流比 R=（ 25～ 100）％；混合液回流比 RN≥200
（ 4） BOD5的污泥负荷率 NS
好氧段,NS＜ 0.18KgBOD5/（ KgMLSS.d）
厌氧段,NS＞ 0.1KgBOD5/（ KgMLSS.d），沉淀池污泥中磷的含量在 2.5％以上好氧段,TKN/MLSS≤0.05KgBOD5/（ KgMLSS.d）
缺氧段,BOD5/NOX－－ N＞ 4
（ 5）厌氧段进水,P/BOD5＜ 0.06
（ 6）反应器的污泥浓度 MLSS=3000～ 4000 mg/L
（ 7） DO
好氧段,DO=2 mg/L,
缺氧段,DO ≤0.5mg/L,
厌氧段,DO ≤0.2mg/L,NOX－－ O=0 mg/L,
（ 8）需氧量计算与 A1/O工艺相同，曝气系统布置与普通活性污泥法相同
（ 9）剩余活性污泥计算与 A1/O工艺相同
2,设计计算返回
A2/O工艺设计计算
（ 1）确定总的停留时间与各段的水力停留时间选定 BOD5污泥负荷率 NS和 MLSS浓度 X
（ 2）根据水力停留时间求总有效容积与各段的有效容积按推流式设计，确定反应池主要出尺寸
（ 3）按推流式设计，确定反应池的主要尺寸（与 A1/O相同）
（ 4）剩余污泥量计算同 A1/O工艺
（ 5）需氧量计算与 A1/O工艺相同，曝气系统的布置和普通活性污泥法相同。
（ 6）厌氧段、缺氧段都宜分成串连的几个方格，每个方格内设置一台水下叶片式浆板或推流式搅拌器，起混合搅拌作用，防止污泥沉淀，所需功率按 3～ 5W/m3污水来计算。
返回
A2/O同步脱氮除磷的改进工艺
UCT工艺
MUCT工艺
OWASA工艺返回
UCT工艺
A2/O工艺回流污泥中的 NO3--N回流至厌氧段，干扰聚磷菌细胞体内磷的厌氧释放，
降低磷的去除率。
UCT工艺（图 21-8）将回流污泥首先回流至缺氧段，回流污泥带回的 NO3--N在缺氧段被反硝化脱氮，然后将缺氧段出流混合液一部分再回流至厌氧段，这样就避免了
NO3--N对厌氧段聚磷菌释磷的干扰，提高了磷的去除率，也对脱氮没有影响，该工艺对氮和磷的去除率都大于 70%。
如果入流污水的 BOD5/TKN或 BOD5/TP较低时，为了防止 NO3--N回流至厌氧段产生反硝化脱氮，发生反硝化细菌与聚磷菌争夺溶解性 BOD5而降低除磷效果，此时就应采用 UCT工艺。
返回 图 8- 1 UCT 工艺流程图好氧污泥外回流混合液回流Ⅰ
厌氧进水 缺氧剩余污泥二沉池 出水
（ ）
）（混合液回流Ⅱ
）（
MUCT工艺 -1
MUCT工艺是 UCT工艺的改良工艺，其工艺流程如下图所示。
图 8-2 MUCT工艺流程图缺氧Ⅰ进水 厌氧剩余污泥好氧 二沉池 出水缺氧Ⅱ
）（混合液回流Ⅰ
污泥外回流 ）（
混合液回流Ⅱ ）（
为了克服 UCT工艺图二套混合液内回流交叉,导致缺氧段的水力停留时间不易控制的缺点,同时避免好氧段出流的一部分混合液中的 DO经缺氧段进入厌氧段而干扰磷的释放,
MUCT工艺将 UCT工艺的缺氧段一分为二,使之形成二套独立的混合液内回流系统,从而有效的克服了 UCT工艺的缺点 。
MUCT工艺 -2
深圳市南山污水处理厂采用 MUCT工艺，其脱氮除磷总规模为
73.6× 104m3/d，分二套系统进行建设，第一套系统规模为
35.2× 104m3/d（已建成一级处理部分），第二套系统的建设规模为
38.4× 104m3/d。
南山污水处理厂设计进水水质为：进水 BOD5,150mg/L,COD：
300 mg/L,SS,150 mg/L，无机氮（以 NH3—N为主）为 40 mg/L，活性磷酸盐为 3.5 mg/L。
设计出水水质为,COD,100.54 mg/L，活性磷酸盐,1.52 mg/L，
无机氮（以 NH3—N计）,10.16mg/L，大肠菌群为 4.34× 106个 /L。
南山污水处理厂第二套系统的 MUCT生化池设计规模为
38.4× 104m3/d，峰值系数采用 1.2，共设 2组，每组分 2座。单组尺寸
L× B× H=99.65m× 104.80m× 7.20m，有效水深为 6.50m。其主要设计参数为：停留时间为 8.27h（厌氧段、缺氧段、好氧段分别为 1.11、
2.34,4.82h），污泥负荷为 0.135kgBOD5/（ kgMLSS·d），混合液浓度为 3~3.5gMLSS/L，夏、冬季的污泥龄分别为 10,15d，，一级污泥回流比为 250%，最大需气总量为 2070m3/min，最大气水比为 7.8,1。
MUCT工艺 -3
深圳南山污水处理厂 MUCT工艺具有如下的功能特点：
1,MUCT可调节分配至厌氧段和缺氧段的进水比例，以便为同时生物除磷脱氮提供最优的碳源；
2,MUCT可根据进水碳氮比将一个或二个缺氧单元转换为好氧单元，即使是在冬季也能得到令人满意的脱氮效果；
3,污泥回流采用二级回流，回流污泥在第一个缺氧单元内就消耗掉了溶解氧和硝态氮，这使得回流至厌氧段的污泥中硝态氧为零，保证了厌氧池的厌氧状态，从而可以减小厌氧池的容积，提高生物除磷效果；
4,根据实际水质情况也可直接将活性污泥回流至厌氧段使
MUCT按 A/A/O方式运行，此时可以省掉第一级回流，节省能耗；
5,不需根据进水 TKN/COD值对回流硝酸盐量进行实时控制。
返回
OWASA工艺南方许多城市的城市污水 BOD5浓度往往较低，造成城市污水中的 BOD5/TP和
BOD5/KN太低，使 A2/O工艺脱氮除磷效果显著下降。
为了改进 A2/O工艺这一缺点,OWASA工艺（见下图）将 A2/O工艺中初沉池的污泥排至污泥发酵池，初沉污泥经发酵后的上清液含大量挥发性脂肪酸，将此上清液投加至缺氧段和厌氧段，使入流污水中的可溶解性 BOD5增加，提高了 BOD5/TP和
BOD5/TKN的比值，促进磷的释放与 NO3--N反硝化，从而使脱氮除磷效果得到提高。
返回进水 初沉池图 8- 5 OWA SA 工艺流程图污泥外回流剩余污泥缺氧厌氧 好氧 二沉池 出水发酵清液混合液内回流污泥排至污泥处理区
DAT-IAT工艺
工艺流程
运行过程
工艺特点返回
DAT-IAT工艺流程该工艺是连续进水、连续 —间歇曝气工艺，它是利用单一 SBR反应池实现连续运行的新型 SBR工艺。
该工艺由 DAT和 IAT双池串联组成,DAT池连续进水、连续曝气（也可间歇曝气）；
IAT池连续进水、间歇曝气，排水和排泥均从 IAT排出，其平面布置见下图。
返回压空 压空混合液污泥泵混合液污泥泵滗水器剩余污泥泵污水导流墙上部出流下部出流混合液回流混合液回流
DAT IAT
导流区图 8- 10 DA T-IAT反 应池平面布置图
DAT-IAT工艺运行过程 -1
1,进水阶段不象常规 SBR工艺间歇进水，而 DAT—IAT工艺，污水连续进入 DAT，然后连续流入
IAT，进水操作控制简单,DAT—IAT双池系统也避免了水流短路。
2,反应阶段污水首先在 DAT池中连续曝气，池中水流呈完全混合流态，绝大部分有机物在此得到降解。经 DAT处理后的混合液，通过两池间的二道导流墙组成的导流区，连续不断地进入 IAT池,IAT间歇曝气以进一步去除有机物，使处理出水达到排放标准。
表 21-3 DAT—IAT反应池周期运行过程反应池运行时段反应池进水口 DAT池 IAT池滗水器状态反应池内水位
DAT IAT
1 进水 曝气 进水 停止 设计水位 水位上升
2 进水 曝气 曝气 停止 设计水位 水位上升
3 进水 曝气 沉淀 停止 设计水位 水位上升
4 进水 曝气 排水 启动停止 设计水位 最高水位 → 最低水位
5 进水 曝气 待机 滗水停止 设计水位 最低水位注,DAT池为连续曝气,也可间歇曝气,使之处于缺氧,厌氧状态,以增强该工艺的脱氮除磷能力 。
DAT-IAT工艺运行过程 -2
3,沉淀阶段沉淀阶段仅发生在 IAT池。当 IAT停止曝气后，活性污泥絮体静态沉淀，与上清液分离。 DAT流入 IAT的混合液流速很低，不会对 IAT
的污泥产生扰动，所以沉淀效率显著高于一般沉淀池的动态沉淀。
4,排水阶段排水阶段只发生在 IAT池。当池内水位上升到最高水位时，沉淀阶段结束，设置在 IAT末端的滗水器开动，将上清液缓慢地排出池外，
当池内水位降到最低水位时停止滗水。
5,待机阶段在 IAT池滗水后，便完成了一个运行周期，两周期间的间歇时间就是待机阶段。该时段时间的长短或取消，可根据污水的性质和处理要 求来定。
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DAT-IAT工艺特点
1,连续进水,IAT池又具有常规 SBR池间歇曝气、沉淀与排水操作过程，不但进水操作控制简单，还可以根据污水的水质水量的变化调整 IAT的运行周期和曝气时间，使之处于最佳工况，造成缺氧或厌氧环境，达到脱氮除磷目的。
2,在保证沉淀分离效果的前提下，对于曝气池与二沉池合建式构筑物，应尽可能提高曝气容积比，以减少池容和降低基建投资。 DAT—IAT工艺的曝气容积比为 66.7%，高于常规 SBR反应池的（ 50~60） %，更大于三沟式氧化沟的
（ 40~50） %，所以 DAT—IAT工艺的基建投资较省。
3,采用虹吸式滗水器运行可靠、结构简单、易于操作，并且价格低廉，但它滗水深度调节范围小，不能在滗水深度变化大的情况下使用。同时与其它类型滗水器一样需要水位差，增加了污水处理厂的总水头损失。
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MSBR工艺
工艺概述
工艺组成
工艺原理
工艺运行方式
主要设计参数
工艺特点返回
MSBR工艺概述
MSBR(Modified Sequencing Batch Reactor)工艺是 80年代初期发展起来的改良式 SBR工艺，目前主要在北美和南美应用，而在韩国汉城和我国深圳盐田污水处理厂也采用该工艺。
MSBR工艺被认为是目前最新的一体化工艺流程，它是由 A2/O系统与常规 SBR系统串联组成，具有二者的全部优点。因而它具有同时高效去除有机物与氮、磷污染物的功能，出水水质稳定。
特别是回流污泥进入厌氧池前增加了一个污泥浓缩区，
浓缩后污泥经缺氧区再进入厌氧区，这样就大大减少了回流污泥中硝酸盐进入厌氧区的量，也减少了 VFA因回流而造成稀释，增加了厌氧区的实际停留时间，所以大大提高了除磷效率。
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MSBR工艺组成
MSBR工艺系统由三个主要部分组成其平面布置如上图所示。
1,A2/O：由厌氧区⑷ —缺氧区⑸ —好氧区⑹组成。
2,污泥回流浓缩：由浓缩池⑵ —缺氧区⑶组成。
3,二个交替进行搅拌、曝气、沉淀的 SBR池。在 SBR池前段设置底部穿孔挡板，使得 SBR池后段的水流状态是由下而上，而不是平流状态，这样 SBR池后段对水流起到了悬浮污泥床的过滤作用，而非一般的沉淀作用。
图 8-12 平面布置示意图池剩余污泥池池池 池出水缺氧氧好氧氧厌缺缩浓出水剩余污泥底部穿孔挡板底部穿孔挡板混合液回流上清液去好氧池污水返回
MSBR工艺原理原污水和回流污泥同时进入厌氧池⑷搅拌混合，回流污泥中的聚磷菌利用原污水中的快速降解有机物在此进行充分释磷，然后其混合液由厌氧池⑷进入缺氧池⑸，与好氧池⑹来的含大量 NOX－ —N的回流混合液搅拌混合，进行反硝化脱氮，反硝化后的混合液流入好氧池
⑹，在此进行硝化、有机物降解和聚磷菌超量吸磷。
经好氧池处理后，一部分混合液至缺氧池⑸，另一部分混合液进入 SBR—2池⑺，经沉淀后上清液排放。此时另一边的 SBR—1池
⑴进行搅拌、曝气、预沉，起着反硝化、硝化、有机物降解的作用，
沉下的污泥作为回流污泥，首先进入浓缩池浓缩，其上清液直接进入好氧池⑹，而浓缩污泥进入缺氧池
⑶，减少污泥中的溶解氧，同时对回流污泥中硝酸盐进行反硝化，降低回流污泥中的硝酸盐浓度，使由缺氧池⑶进入厌氧池⑷的回流污泥中溶解氧和硝酸盐浓度都很低，为厌氧池⑷中厌氧释磷提供了更为有利的条件。
图 8 -1 3 M SB R 工艺原理图浓缩池
1.5 Q
池池缺氧池厌氧池缺氧池出水
(第 一个半周期)
回流污泥
1.5 Q
回流污泥
0.5 Q
(第 二个半周期)
出水进水
(第 二个半周期)
(第 一个半周期)
1.0 Q
3.0 Q
1.5 Q
(第 一个半周期)
(第 二个半周期)
好氧池回流污泥上清液
1.0 Q
1.5 Q
1.0 Q
返回
MSBR工艺运行方式 -1
MSBR由 6个时段组成一个运行周期，而每个运行周期由二个半运行周期组成，前 3个时段（ 120min）组成第一个半运行周期，后 3个时段（ 120min）组成第二个半运行周期，
在两个相邻的半周期内，除二个 SBR池的运行方式不同外，
其余各个单元的运行方式完全一样。
原污水由单元⑷厌氧区进入，流经单元⑸缺氧区、单元⑹好氧区，在第一个半周期内从单元⑺ SBR—2出水。而在第二个半周期内原污水同样由单元⑷进入，流经单元⑸、⑹，出水则从单元⑴ SBR—1出水。第一个半周期内，单元
⑺ SBR—2起沉淀作用，并从 SBR-2出水；而在第二个半周期内则是单元⑴ SBR—1起沉淀作用，并从 SBR-1池出水。
MSBR系统的回流由污泥回流和混合液回流二部分组成，
而污泥回流有浓缩污泥回流路径和上清液回流路径。其
MSBR的运行状态和回流系统见图 21-12与表 21-4。
MSBR工艺运行方式 -2
表 21-4 MSBR工艺运行方式周期时段时间
（
m
i
n
）
MSBR各单元的工作状态 MSBR的污泥回流
MSBR
的混合液回流途径
MSBR
的出水单元
⑴
SBR
—
1
单元
⑵
浓缩池单元
⑶
缺氧池单元
⑷
厌氧池单元
⑸
缺氧池单元
⑹
好氧池单元
⑺
SBR
—
2
回 流种 类回 流途 径第一个半周期
（ 120
min）
1 40 搅拌 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 1→2→3→4→5→6→1 6→5→
6 单元⑺ S
B
R
-
2
出水上清液回流 1→2→6→1
2 50 曝气 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 1→2→3→4→5→6→1 6→5→
6上清液回流 1→2→6→1
3 30 预沉 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 沉淀浓缩污泥回流 无回流 6→5→
6上清液回流 无回流第二个半周期
（ 120
min）
4 40 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 搅拌浓缩污泥回流 7→2→3→4→5→6→7 6→5→
6 单元⑴ S
B
R
-
1
出水上清液回流 7→2→6→7
5 50 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 曝气浓缩污泥回流 7→2→3→4→5→6→7 6→5→
6上清液回流 7→2→6→7
6 30 沉淀 浓缩 搅拌 搅拌 搅拌 曝气 预沉浓缩污泥回流 无回流 6→5→
6上清液回流 无回流返回
MSBR工艺主要设计参数
1,污泥龄 ts=7~20d；以生物除磷为主 ts应取较小值，以生物脱氮为主则 ts应取大值 ;
2,平均混合液污泥浓度 MLSS=2200~3000mg/L；
3,水力停留时间 t=12~14h；
4,池深 3.50~6.00m，对缺氧池和厌氧池可达
8.00m；
5,混合液回流比 1.3~1.5，浓缩污泥回流比
0.3~0.5，活性污泥回流比 1.3~1.5。
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MSBR工艺特点
MSBR比常规 SBR工艺具有以下特点：
1 MSBR系统原污水从连续运行的单元⑷厌氧区进入，而不是从常规 SBR单元进水，这样将大部分好氧量从 SBR池转移到连续运行的 A2/O系统的主曝气池中，从而将需氧量也转移到主曝气池中，改善了设备的利用率。
2 MSBR系统原污水进入 A2/O系统，由于生化反应与反应物的浓度有关，所以加速了厌氧反应速率、反硝化速率、BOD5降解速率和硝化反应速率，从而改善了系统的整体处理效果，提高了出水水质。
3 MSBR具有最新的除磷工艺专利：回流污泥经浓缩区和缺氧区再进入厌氧区，大大地减少了带入厌氧区的硝酸盐和溶解氧量，从而比常规 SBR工艺的除磷效果要高得多。
4 MSBR工艺是由 A2/O工艺和 SBR工艺串联组成，具有二者的全部优点。
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UNITANK工艺
概述
操作过程
特点返回
UNITANK工艺概述
UNITANK工艺是比利时史格斯清水公司
（ SEGHERS ENGINEERING WATER NV）于 90年代初开发的专利，取名为 UNITANK。已为世界和我国广泛采用。
原污水经格栅与沉沙池预处理后连续进入 UNITANK
反应池，该反应池由三个矩形池相连组成，三个池水流相连通，每个池中均设有曝气供氧设备，可采用鼓风曝气或表面机械曝气。
在外边两侧矩形池，设有固定出水堰与剩余污泥排放口。外边的两侧矩形池交替作为曝气池和沉淀池，而中间一只矩形池只作曝气池。
连续进入该系统的污水，通过控制进水闸可分时序分别进入三个矩形池中任意一只，采用连续进水、出水，周期交替运行。
返回
UNITANK工艺操作过程 -1
去除有机物与脱氮除磷的 UNITANK工艺运行过程见下图：
图 8 -1 5 设 有水下搅拌器交替式UN IT AN K运 行过程剩余污泥出水进水由右至左
T时 后由左至由进水剩余污泥出水
T时 后
UNITANK工艺操作过程 -2
该运行过程通过进行灵活的时间与空间控制，并适当增加水力停留时间，就可具有去除污水中的有机物和脱氮除磷的功能。
在第一个运行阶段，污水交替进入左侧池和中间池，左侧池作为缺氧搅拌反应器，反硝化菌以污水中的有机物为电子供体，对前一个运行阶段产生的硝态氮进行反硝化脱氮；然后释放前一个运行阶段沉淀的含磷污泥中的磷。
当中间池曝气运行时，去除有机物和进行硝化与吸收磷；
当中间池进水并搅拌时，则进行反硝化脱氮，同时污泥也由左向右推进，右侧池进行沉淀。泥水分离，上清液作为处理水溢出，含磷污泥的一部分作为剩余污泥排放。
在进入第二个运行阶段前，污水只进入中间池，使左侧池中尽可能完成硝化反应。其后左侧池停止曝气，作为沉淀池。
进入第二个运行阶段，污水交替进入右侧池和中间池，
污水由右向左流动，处理过程与第一个运行阶段相同。
返回
UNITANK工艺主要特点
1,结构紧凑，一体化，三个矩形池组成一个单元。一个处理厂可由若干个单元组成，均可利用公共池壁，同一单元的三个矩形池之间水力相通，中间池壁不受单向水压，所以基建费用低，占地少。
2,与常规 SBR工艺相比,该工艺连续进水，运行管理简单。
3,与常规 SBR工艺相比，该工艺反应池有效容积能得到连续使用，不需设闲置阶段。另外采用固定式出水堰出水,不需设置滗水器。
4,各池之间采用渠道配水，并在恒水位下交替运行，减少了管道、阀门、水泵等设备的数量，水头损失小，降低了运行成本。
返回氧化沟
氧化沟的类型 点击此处查看氧化沟运行景观
氧化沟污水厂工艺流程
氧化沟的特征
氧化沟的构造及主要组成部分
氧化沟的设计计算
氧化沟设计注意点与三沟式氧化沟的设计返回氧化沟的类型
基本型,转刷曝气
卡鲁塞尔式（ Carrousel）氧化沟
三沟式氧化沟
奥巴勒（ Orbal）氧化沟
曝气－沉淀一体化氧化沟
侧渠形一体氧化沟
船形一体化氧化沟
二沉池交替运行的氧化沟返回基本型：转刷曝气原污水转刷曝气器表面曝气 器处理水(去 二沉池)
原污水转刷二沉池处理水回流污泥污泥泵房 干化设备图 21-1 氧化沟平面图 图 21-2 以氧化沟为生物处理单元的污水处理流程返回点击此处查看其运行工况卡鲁塞尔式（ Carrousel）氧化沟
1 1
′
4
6
5
2
3
3
5
4
1
3
2
图 2 1-4 卡罗塞氧化沟系统(二)
1-- 来自经过预处理的污水( 或不经预处理)；
2-- 氧化沟；3 -- 表面机械曝气器；4- -导 向隔墙；
5- -处理 水去往二次沉淀池图 2 1-3 卡罗塞氧化沟系统（一）
1-- 污水泵站；1
′
-- 回流污泥泵站；2--氧化沟；3--转 刷曝气器；4- -剩余 污泥排放；5- - 处 理水排放；6- -二次 沉淀池返回三沟式氧化沟
Ⅰ
DN
Ⅲ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅰ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅱ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
Ⅲ
A
F
E
D
C
B
N
N
N
N
N
N
N
N
DN
Ⅱ
10 2 3 4 5 6 7 8
A B C D E F
DN N
N N N N N N
DN N
图 21-5 三沟式氧化沟的基本运行方式阶段槽 3
槽 2
槽 1
进水处理后出水曝气沉淀进水出水
DN=反硝化 缺 氧
N=硝化 好氧小时返回点击此处查看三沟式氧化沟运行情况特点：流程简单,无需设置初沉池,二沉池和污泥回流设备；
处理效果稳定,管理方便；基建费用低,占地少；具有脱氮除磷功能 。
奥巴勒（ Orbal）氧化沟图 21 -6 奥 巴勒型氧化沟中 央 岛污水进口污泥回流二沉池回流污泥
0 1 2
返回点击此处查看实物照片曝气－沉淀一体化氧化沟污水来自预处 理曝气区沉淀区 处理水 集水管隔墙集水管隔墙 曝气区沉淀区图 21-7 曝 气-沉 淀一体化氧化沟剖面 A - A
返回特点：
（ 1） 将二沉池建在氧化沟内,完成曝气－沉淀二个功能
（ 2） 隔墙,三角形导流板,
集水管
（ 3） 机械表曝
（ 4） 占地省,不要污泥回流系统,节省基建费用和运行费用船形一体化氧化沟污泥排出口 浮渣出口浮渣隔板溢流槽浮渣回流浮渣回流污泥排出口浮渣出口
v
1
v
1
v
2
图 21-8 船形一体化氧化沟注：槽内流速v
1
为船式沉淀池部流速v
2
的60 %
返回二沉池交替运行的氧化沟图 21-9 二次沉淀池交替运行氧化沟系统处理水污水来自预处理出水曝气器 二次沉淀池
Ⅰ
Ⅱ
返回氧化沟的特征
水流混合特征具有完全的混合式特征，同时在某些段内又具有某些推流式特征。
存在着好氧区、缺氧区、甚至是厌氧区，有利于生物脱氮除磷
工艺方面的特征
（ 1）工艺流程简单，运行管理方便
（ 2）剩余污泥少，污泥性质稳定
（ 3）耐冲击负荷
（ 4）处理效果稳定，出水水质好
（ 5）基建费用和运行费用低，分别比普通活性污泥法低
40～ 60％和 30～ 50％
（ 6）其水深取决于采用的曝气设备，一般为 2.5～ 8.0m，国内氧化沟水深一般在 3.5～ 5.2m
返回氧化沟的构造及主要组成部分
曝气设备：作用－供氧、混合防止活性污泥沉淀，推动混合液循环流动等功能水平轴曝气转刷（转盘）
垂直轴表面曝气器
进出水口位置污水入流口在缺氧区的始端附近混合液出口应在曝气设备的好氧位置，并应设出水溢流堰回流污泥入流口应在污水流入位置附近入流应设配水井返回氧化沟的设计计算
氧化沟的容积 V
需氧量 G
剩余污泥量 WX(V)
曝气时间 t
污泥回流比 R
污泥负荷率 NS
返回氧化沟的容积 V
X
t)LeL(YQ
V
sO
)LeLo(YQ
VX
X
VXts
式中,Q—污水平均日流量 m3/s
Y—污泥净增长系数：（ KgMLSS/ KgBOD5）
Lo,Le—分别为进、出水 BOD5浓度
ts——污泥龄（日）：
X—混合液悬浮固体浓度（ MLSS）,(g/m3)
一般为 2500～ 5000mg/L 返回需氧量 G
QSSVWQNNSSVWLLQG NOssxeossxe 36.256.0)(57.442.168.00
68.00 eLLQ?
QNN eo )(57.4?
SSVW ssx42.1?
QNO36.2?
%1257.456.0 SSVWSSVW ssxssx
75.0?SSVss
NeNo,
G是以下部分的代数和
1.降解 BOD5的需氧量：
1.硝化需氧量：
1.排放剩余活性污泥 Wx所造成减少的 BOD5量，因此部分 BOD5并未耗氧,∴ 应予以扣除：
1.反硝化过程的产氧量：
1.排放剩余活性污泥 Wx所造成减少的 NH3-N,因为此部分 NH3-N不耗氧,∴ 应予以扣除：
式中,Q—污水设计流量 m3/d
Wx—剩余活性污泥排放量（ Kg/d）
— 分别为进、出水氨氮浓度（ mg/L,g/m3）
△ NO3—还原的 NO3浓度（ mg/L,g/m3）
将 G折算成标准状态下的需氧量，再来选曝气设备返回剩余污泥量 WX(V)
推导,∵ 1/ts=aNrs-b 即 1/θc=YNrs-Kd
)d/kg(
bt s1
a Q L r
)v(Wx
a Q L r)v(Wx)bt s1(
)v(Wx
a Q L r
)v(Wx
V X v
V X v
Q L r
abt s1
bt sts
V X v
a Q L r
1
b
V X v
a Q L r
ts
1
式中,Q——设计污水流量 m3/d
Lr＝ (Lo-Le),去除的 BOD5浓度 mg/L
ts——污泥龄（ d）
a——污泥产率系数,KgMLSS/ KgBOD5，对于城市污水,a一般为 0.5～ 0.65
b——污泥自身氧化率（ d-1）,对于城市污水,b一般为 0.05～ 0.1 d-1
返回曝气时间 t
t=V/Q
返回污泥回流比 R
R=X/(XR-X)× 100％
式中,X——氧化沟混合液污泥浓度 mg/L
XR——二沉池底流污泥浓度 mg/L
返回污泥负荷率 NS
v
eO
s VX
LLQN )( （ KgBOD5/KgMLVSS.d）
返回氧化沟设计注意点与三沟式氧化沟的设计
氧化沟设计注意点
三沟式氧化沟的设计返回氧化沟设计注意点
（ 1）目前通常将氧化沟设计成卡鲁塞尔式或三沟式，并按推流式普通活性污泥法布置
MLSS=2000~5000 mg/L
ts:当仅要求降低 BOD5时，为 5～ 8天当要求有机碳氧化和氨氮硝化时,ts为 10～ 20d
当要求有机碳氧化和脱氮时,ts为 30d
Y:净污泥产率系数，对应于上面不同 ts则分别为 0.6； 0.52～
0.55； 0.48
（ 2）需氧量计算应考虑前面所述的五个部分，按前面设计公式计算出需氧量计算出标准状态下的需氧量 供气量 曝气设备
（ 3）曝气设备通常采用曝气转刷和垂直轴表曝机。其充氧能力由产品说明书提供，确定曝气设备数量及其布置，并应核算是否达到 3～
5W/m3的功率水平。
（ 4）当要求脱氮时，必须保证沟内由足够的缺氧区以进行反硝化
（ 5）曝气时间 t≥16h,污泥回流比＝ 50～ 100％
（ 6） NS =0.05～ 0.08 KgBOD5/ KgMLSS.d
（ 7）氧化沟好氧区 DO＝ 2 mg/L±,缺氧区 DO≤0.5 mg/L
（ 8）三沟式氧化沟工艺由于不设二沉池和污泥回流系统，所以它的曝气池容积计算与一般氧化沟不同，具体见下面的设计计算。但需氧量计算与供气量计算与前述相同 返回三沟式氧化沟设计计算 -1
XYQLrtV s1?
)QC124.0Y Q L rQCW e(TN)O(TN
)CC e(TN),O(TN
)Kg(VWG DN?
（ 1）氧化沟总容积的计算
a,有机碳氧化、氨氮硝化所需容积 V1
式中,Q——污水平均日流量
Lr=Co-Ce; Co-Ce分别为进出水 BOD5浓度
ts——污泥龄（ d），一般为 10～ 20d
X——氧化沟 MLSS浓度 (g/m3)
Y——污泥净增长系数 KgMLSS/ KgBOD5
b,缺氧反硝化区容积 V2
反硝化区脱氮量 W(KgN/d)的计算式中,Q——污水平均日流量 (m3 /d)
——分别为进出水中总氮浓度 (KgN/d)
Y——污泥净产率系数
Lr=Co-Ce; Co,Ce分别为进出水 BOD5浓度 Kg BOD5/m3
0.124——微生物细胞分子式 C5H7NO2中 N占 12.4％
反硝化区需要的污泥量 G(Kg)
式中,W——反硝化区脱氮量 (KgN/d)
VDN——反硝化速率，当水温 8℃,氧化沟中 X为 4000 mg/L时,VDN＝ 0.026gNO3- _N/(gMLSS.d)
0.026KgNO3- _N/(KgMLSS.d)
反硝化区容积 V2(m3)
V2=G/X (m3)
式中,X——硝化污泥浓度，一般取 4 (g/L)
c,澄清沉淀区容积三沟式氧化沟的二条边沟时轮换作澄清沉淀用的当三条沟平均污泥浓度取 4 g/L，工作周期 8h，
假设在澄清沉淀过程中活性污泥无活性，由此推算出具有活性作用的污泥占总污泥量的比例,K一般取 0.55
比例 K＝ (V1+ V2)/V=0.55
V,总污泥所占容积
V1+ V2：具有活性作用的污泥所占容积
d,氧化沟总容积 V(m3)
V=(V1+ V2)/K(m3)
当分成两组三沟式氧化沟，则每组沟容积为 V/2，取水深 H＝ 3～ 3.5m，
则每组平面面积为 V/2.H,则每条沟的平面面积为 V/2× H× 3 (m3)
（ 2）需氧量 O2的计算其计算方法与计算公式与前面其他氧化沟计算相同
（ 3）供氧量 RO计算与前相同为保证氧化沟五年不沉积，曝气转刷输入能量为安全见，为 10W/m3
三沟式氧化沟设计计算 -2
返回
A-B生物脱氮除磷工艺
A—B法的工艺流程
A—B工艺流程类型
A—B工艺的机理
A—B工艺特点
A—B工艺的设计返回
A— B法的工艺流程
A段对有机物以絮凝吸附作用为主，而生物降解为辅，
ηBOD5=40～ 70%； B段对有机物以生物降解为主。常规 A—B工艺处理效果,ηBOD5≥90%； ηss≥90%;ηp=(50～ 70)%； ηTN=(30～ 40)%
返回市政管网排水沉淀曝气沉淀吸附沉沙格栅出水回流污泥回流污泥剩余污泥 剩余污泥
A段 B段图 21-25 A-B 法工艺流程
A— B工艺流程类型
常规的 A—B工艺
A—A1/O工艺
A—A2/O工艺
A—A2/O工艺返回
A— B工艺的机理
进入 A段的污水，是直接从排水管网来的，含有大量的细菌和微生物群落，与污水中的悬浮物和胶体组成的悬浮物 ——微生物共存体，
具有絮凝性和粘附力，该共存体再与回流污泥混合后，相互发生絮凝与吸附，此时，难沉降的悬浮物，胶体物质得到絮凝、吸附、粘结后与可沉降的悬浮物一起沉降，使 A段的 ηss达到（ 60～ 80） %，
比初沉池的 ηss大有提高。
A段有机物的去处以絮凝、吸附、沉淀为主，同时 A段的活性污泥对一部分可溶性有机物的生物降解，使 A段的 ηBOD5=(40～ 70)%，
使整个 A—B工艺中以非微生物降解的途径去除的 BOD5量大大提高，
∴ 降低了运行费用和基建投资。
进入 B段的水质水量较稳定,B段的微生物主要为原生动物、后生动物和菌胶团,Ns低（ 0.15～ 0.30KgBOD5/KgMLSS·d），水利停留时间 2～ 3h，污泥龄 ts15～ 20d,Do=1～ 2mg/L，在 B段进一步去除
BOD,COD。
B段 Ns低,ts=15～ 20d，为硝化菌创造了在微生物群体存活繁殖的条件，为 B段硝化作用创造了条件。
如果要提高 A—B工艺的 ηTN,ηP，则可将 B段设计成 A1/O,A2/O
或 A2/O工艺。
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A— B工艺特点
（ 1）不设初沉池,A段由曝气吸附池和中沉池组成,B段由曝气池和二沉池组成,A,B段由独自的污泥回流系统，因此二段由各自独特的微生物群体，故处理效果稳定。
（ 2） A段污泥负荷率高达 2～ 6 KgBOD5/KgMLSS·d 约为普通活性污泥的 10～ 20倍，因此它具有很强的抗冲击负荷的能力和具有对 PH、有毒物影响的缓冲击能力。水力停留时间短（约 3min± ），污泥龄短
（ 0.3～ 0.5） d，细菌是活性污泥微生物的主体。
（ 3） A段活性污泥吸附能力强，能吸附污水中某些重金属、难降解有机物以及 N,P等植物性营养物质，这些物质通过剩余污泥的排除而得到去除。
（ 4） A—B工艺对 BOD5,COD,SS,N,P的去除率一般高于普通活性污泥法。
（ 5）由于 A段对有机物的高效絮凝吸附作用，使 A—B工艺中通过絮凝吸附由排放剩余污泥途径去除的 BOD量大大提高，从而使 A—B工艺比普通活性污泥法节省投资 20%，降低运行费用 15%± 。
（ 6） A—B工艺很适合分步建设，首先可建设 A段，然后建设 B段。
（ 7）主要缺点是产泥量高，有两个污泥回流系统返回
A— B工艺的设计 -1
设计要点
a,A段曝气池
Ns=2～ 6 KgBOD5/KgMLSS·d，一般 Ns=3～ 4 KgBOD5/KgMLSS·d
T停留 =25～ 30min，一般 30 min
O2=0.5KgO2/ KgBOD5
X=2000～ 3000mg/L
中沉池沉淀时间 ≤2h,R=（ 20～ 50） %
DO=0.2～ 0.7mg/L
b,B段曝气池根据具体情况,B段应选择不同的活性污泥工艺，如常规的 A—B工艺，则 B段就采用普通的活性污泥法。
Ns=0.15～ 0.30 KgBOD5/KgMLSS·d
T停留 =2～ 3h
污泥龄 ts=15～ 20d
DO=1～ 2mg/L
R=(50～ 100)%
二沉池沉淀时间 2～ 4h
汽水比（ 7～ 10）,1
a,曝气池容积
A段,VA=24Qlo/FS(A)X(A)(m3) FS(A)=24Qlo/V(A)X(A)
式中,Q——设计流量 m3/h
Lo——进入 A段 BOD5浓度,Kg/ m3
FS(A)——3～ 4 KgBOD5/KgMLSS·d
X(A)——2000～ 3000 mg/L （ 2～ 3 Kg/ m3）
B段,VB=24Qla/FS(B)X(B)(m3) FS(B)=24Qla/V(B)X(B)
Q——设计流量 m3/h
La——进入 A段 BOD5浓度,Kg/ m3
FS(B)——≤0.3KgBOD5/KgMLSS·d
X(B)——3～ 4 Kg/ m3
总容积 V=VA+VB
校核 A.B段的水利停留时间 t=V/Q
b,曝气池的布置对大、中型污水厂，一般为推流式，其工艺尺寸的确定与普通活性污泥法相同。
c,需氧量 O2（ Kg/h）
A段,O2(A)=a′QLr (Kg/h)
式中,Q——设计流量 m3/h
a′——需氧量系数，一般为 0.4～ 0.6KgO2/KgBOD5
Lr=Lo－ La，去除的 BOD5量（ KgBOD5/ m3）
B段,O2(B)=a′QLr+b’QNr (Kg/h)
式中,Q——设计流量 m3/h
a′——需氧量系数,B段一般为 1.23KgO2/KgBOD5
Lr=La－ Le，为 B段曝气池去除 BOD5浓度：（ KgBOD5/ m3）
b′——去除每千克 NO3—N所需氧千克数 b′为 4.57 KgO2/KgNO3—N
Nr=Na－ Ne，为 B段 NO3—N的去除浓度
∴ 总需氧量 O2= O2(A)+ O2(B)
供气量的计算和曝气系统的设计与普通活性污泥法相同。
A— B工艺的设计 -2
)d(Na 1 )A(s?
d74.0
d36.1
1
dK g M L S S
K g B O D4
K g B O DK g M L S S34.0
1
5
5
d3.13
d075.0
1
dK g M L S S
K g B O D15.0
K g B O DK g M L S S5.0
1
5
5
)B(sNx
1?
d,沉淀池的计算确定中沉池、二沉池的表面负荷 q，求出各自的沉淀池的表面积 A
沉淀池有效水深取 2～ 4m，一般为 3.5m
求各段沉淀池的有效容积，校核 HRT=V/Q的水利停留时间
e,剩余污泥量 W(Kg/d)和污泥龄 ts(d)
A段剩余污泥量 WA=QSr+aQLr（ Kg/d）
式中,Sr=So－ Se,A段 SS的去除浓度（ Kg/ m3）
Q——设计流量 m3/h
Lr=Lo－ La，去除 BOD5浓度：（ Kg/ m3）
A——污泥净增长系数，一般为 0.34 Kg/ KgBOD5
污泥龄 ts(A)=
式中,Ns(A)——A段污泥负荷率 KgBOD5/KgMLSS·d，一般为 3～ 4
ts(A)=
ts(B)=
B段剩余污泥量 WB=xQLr（ Kg/d）
式中,x——去除每千克 BOD5产泥量，一般为 0.5 Kg/KgBOD5）
Q——设计流量 m3/h
Lr=La－ Le，去除 BOD5浓度：（ Kg/ m3）
污泥龄 ts(B)=
式中,Ns(B)——B段污泥负荷率 KgBOD5/KgMLSS·d，
Ns(B)＜ 0.3KgBOD5/KgMLSS·d
A— B工艺的设计 -3
返回间歇式活性污泥法（ SBR法）
SBR工艺流程及工作过程
SBR工艺的影响因素
SBR工艺设计返回
SBR工艺流程及工作过程原废水初次沉淀池 曝气池间歇曝气处理水图 2 1-1 1 间歇式 活性污泥法工艺处理水
Ⅳ 排水工序
Ⅰ 污水流入工序污水
Ⅴ 排泥待机工序剩余污泥
Ⅲ 沉淀工序Ⅱ 曝气反应工序图 12-12 SBR工艺的典型运行工序返回
SBR工艺的影响因素
易生物降解的基质浓度
NO3—N对脱氮除磷的影响
运行时间和 Do的影响返回
SBR工艺设计 -1
设计要点：
（ 1）污泥溶剂负荷率 NV=0.5KgBOD5/（ m3·d） ±
（ 2） MLSS为 3000mg/L±
操作周期为 6～ 8h：进水 2h，曝气 4h，沉淀 1h，排水与待机各 0.5h（ 8h）
（ 3）总需氧量的计算与普通活性污泥法相同，当要求脱氮时，应考虑硝花需氧量。
（ 4）剩余污泥量的计算与普通活性污泥法相同。
（ 5）反应池排水采用伸缩式浮动排水口，其排水口距池底应保证沉淀污泥不会排走。
（ 6）反应池超高为,0.5m。
)m(N24QTQ 3O?
)m(1000Nv CnQV 3O有效有效V10M L SSSV IV 6m i n
有效V)10M L SSSV I1(Q 6O
（ 1）计算周期进水量 QO(m3)
式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
T——工作周期（ h）
N——反应池池数（ N≥2）
（ 2）反应池有效容积 V有效 (m3)
式中,n——一日内的周期数
c——进入反应池污水 BOD5平均浓度（ g BOD5/ m3)）
V有效 ＝ Vmin＋ QO
式中,Vmin——最小水量，指沉淀、排水工序之后，反应池内污泥界面所对应的容积，同时污泥界面的高度应低于排水口高度。
（ 3）反应池最小水量 Vmin
式中,SVI——污泥指数 (ml/g)
106——ml与 m3的关系
MLSS——混合液污泥浓度（ g/m3）
（ 4）校核周期进水量和有效容积
V有效 ＝ Vmin＋ QO
（ 5）确定单座反应池的工艺尺寸池水深一般为 3.5～ 4.5m，确定 L× B,超高取 0.5m
SBR工艺设计 -2
H)10M L SSSV I-H ( 1h 6
BLN V)BLQH(H O 有效
（ 6）计算总需氧量 O2和需氧速率 R
a,总需氧量 O2
当只考虑有机物氧化，则
O2=a′QLr +b′VXv(Kg O2/d)
公式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
Lr——Co－ Ce,Co,Ce分别为进、出水 BOD5浓度,g/m3
V——反应池总有效容积（ m3）
Xv——反应池 MLSS浓度，等于 0.75MLSS浓度（ g/ m3）
a′,b′——分别为 0.5,0.11
当考虑有机物氧化和 NO3—N硝化时，则应考虑二部分的需氧量。
b,需要速率 R＝氧气 /一日内曝气时间（ h）
（ 7）根据需氧量 O2求出标准状态下曝气池设备的供氧量和供气量。其计算与普通活性污泥法相同。
（ 8）排水口距反应池底高度 h（ m）
最佳排水深度控制：
△ H可取 0.1m
由于浮筒的浮力，使滗水器的进水头可随水面的变化而变化，开始排水时，通入压缩空气至气缸，由于气缸中的气动活塞带动曲面轴打开闸门，浮动进水头开始排水。
停止排水时，只需将输气软管中空气排出，通过曲轴将闸门关闭。滗水器不工作时闸门处于常闭状态。
式中,H——反应池有效水深（ m）
QO——周期内进水量（ m3/周期）
V有效 ——反应池有效容积（ m3）
N——池的座数
L.B——单池反应池的长 × 宽（ m）
（ 9）剩余污泥量 W(Kg/d)
W=aQLr－ bVXv（ Kg/d）
式中,Q——平均日污水量（ m3/d）
Lr,V,Xv均同上
a,b——分别为 0.5～ 0.65,0.05～ 0.1
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SBR工艺设计 -3
膜生物反应
膜生物反应器工艺的一般组成
膜生物反应器工艺的特点
生物滤池
生物转盘
生物接触氧化池
生物流化床返回膜生物反应器工艺的一般组成
膜生物反应器工艺由膜组件和生物反应器两部分构成。
根据膜生物反应器有无供氧可分为好氧膜生物反应器和厌氧膜生物反应器，根据膜组件设置的位置可分为分置式膜生物反应器和一体式膜生物反应器两种。也可以按膜孔径分为超滤膜或微滤膜生物反应器，
或按膜材料分为无机膜生物反应器或有机膜生物反应器。
返回膜生物反应器工艺的特点
1,对污染物的去除率高，抵抗污泥膨胀能力强，出水质稳定，出水中没有悬浮物，是惟一的对污水进行生物处理后不需消毒的工艺。
2,膜生物反应器实现了反应器污泥龄 SRT和水力停留时间 HRT的彻底分离，设计、操作大大简化。
3,膜的机械截流作用避免了微生物的流失，生物反应器内可保持高的污泥浓度，从而能提高体积负荷，降低污泥负荷，减少占地面积。
4,由于 SRT很长，生物反应器又起到了,污泥硝化池,的作用，从而显著减少污泥产量，剩余污泥产量低，污泥处置费用低。
5,由于膜的截流作用使 SRT延长，营造了有利于增开支缓慢的微生物，
如硝化细菌生长的环境，可以提高系统的硝化能力，同时有利于提高 难降解大分子有机物的处理效率和促使其彻底的分解。
6,由于受到膜表面速度剪切力的影响，膜生物反应器内污泥絮体平均尺寸较小，污泥浓度高，有利于提高污泥的传质效率，传氧效率高达 26%～ 60%。
7,膜生物反应器易于一体化，易于实现自动控制，操作管理方便。
返回生物滤池 -1
一、概述低负荷生物滤池高负荷生物滤池塔式生物滤池二、普通生物滤池
1、构造池体滤料布水装置排水系统
2、设计与计算
3、适用范围与优缺点生物滤池 -2
生物滤池的渗水装置返回生物转盘一、概述
1、生物转盘的构造及其对污水净化作用原理生物转盘构造：
净化作用原理
2、生物转盘系统的特征微生物浓度高，特别是最初几级生物转盘生物相分级污泥龄长耐冲击负荷能力强生物膜上微生物食物链长接触反应槽不需曝气不存在污泥膨胀生 物 转 盘 返回生物接触氧化池
1、一段（级）处理流程
2、二段（级）处理流程
3、多段（级）处理流程三、生物接触氧化池的构造及形式
1、生物接触氧化池的构造,见下图池体：总高度,4.5—5.0m
填料：蜂窝状填料波纹板状填料软性填料半软性填料盾形填料不规则粒状填料球形填料 返回生物流化床一、概述二、工艺类型
1、液流动力流化床
2、气流动力流化床
3、机械搅动流化床三、构造
1、床体
2、载体
3、布水装置
4、充氧装置
5、脱膜装置 返回思考题
1、氧化沟主要有哪几种类型？氧化沟主要的工艺特点是什么？
2、简述 A—B工艺的机理，并绘图说明具有同步生物脱氮除磷的 A—B工艺流程。
3,A—B工艺的主要特点是什么？
4、简述生物除磷的原理，常用的生物除磷工艺有哪几种？
5、氧化沟进、出水位置应如何考虑？
返回习题
1、目前，生物处理技术有许多新的工艺，如 SBR,AB法,A/O工艺,A2/O工艺和氧化沟等，创建这些新工艺的目的是什么？是根据什么（污染物降解机理）来创建这些新工艺的？
2、简述说明三沟式氧化沟的工艺计算。
3、绘图说明 A2/O同步脱氮除磷的工艺流程，并说明各反应器的主要功能及该工艺流程存在的主要问题。
4、说明厌氧 ——好氧除磷工艺的特点及存在的问题。
5、简述生物除磷的原理，常用的生物除磷工艺有哪几种？
6、简述前置反硝化生物脱氮工艺（缺氧 ——好氧工艺）的优缺点。
7、城市污水设计流量 13万 m3/d； KZ=1.3；进水水质,COD=225mg/L；
BOD5=130mg/L； SS=150mg/L； NH3–N=22mg/L； TN=38mg/L；
TP=9.7mg/L。设计三沟式氧化沟，要求脱氮；出水 BOD5=15mg/L；
SS=20mg/L； NH3–N=3mg/L； TN=6mg/L，计算三沟式氧化沟的总容积、剩余污泥量和污泥负荷 NS。
设计参数：污泥龄 tS=15d，污泥浓度 4000mg/L。
8、某居民小区污水设计流量 4000m3/d；进水 BOD5=200mg/L；水温 10～ 20℃,
要求处理出水 BOD5=20mg/L；设计 SBR池。
设计参数,BOD污泥负荷 NS=0.25kgBOD/(kgMLSS·d)，反应池数 N=2，反应池水深 H=5m，排出比 1/m=1/2.5，活性污泥界面以上最小水深 h=0.5m,MLSS浓度 CA=2000mg/L。
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