已知某城镇污水处理

❶ 已知某城市污水处理厂的最大设计污水量Qmax=0.2m3/s,总变化系数Kz=1.50，求格栅部分尺寸。

并联设两台：宽1m、间隙5mm，高度随进水深以及构筑物形式定（采用回转齿耙式或反捞式根据具体设施情况定）。功率要根据具体厂家产品选型。格栅渠端口设闸门用于检修。

假设：每1000m3污水的栅渣产生量为0.06m3则：栅渣产生量为：30000/1000=30*0.06=1.8*1.4=2.52m3

总变化系数Kz：最大日最大时污水量与平均日平均时污水量的比值称为总变化系数。

一般是根据流量按经验查出来，有一个经验公式，该式是在多年观测资料的基础上进行综合分析总结出的计算公式。反映了总变化系数与平均流量之间的关系：

Q平均<5时 kz=2.3

Q平均5<Q平均<1000时 kz=2.7/（Q平均的0.11次方）

Q平均>1000时 kz=1.3

(1)已知某城镇污水处理扩展阅读：

按形状，格栅可分为平面与曲面格栅两种。平面格栅由栅条与框架组成。曲面格栅又可分为固定曲面格栅与旋转鼓筒式格栅两种。按格栅栅条的净间距，可分为粗格栅（50~100mm）、中格栅（10~40mm）、细格栅（1.5~10mm）三种。

平面格栅与曲面格栅，都可做成粗、中、细三种。由于格栅是物理处理的重要设施，故新设计的污水处理厂一般采用粗、中两道格栅，甚至采用粗、中、细三道格栅。按清渣方式，格栅可分为人工清渣和机械清渣格栅两种。人工清渣格栅适用于小型污水处理厂。当栅渣量大于0.2m3/d时，为改善工人劳动与卫生条件，都应采用机械清渣格栅。

❷ 污水处理工考试

1.栅渣量

格栅在单位时间截留废水中的固体悬浮物的量，栅渣量的大小与地区特点、栅条间隙大小、废水流量以及下水道系统的类型有关。

2.排水系统的体制

各种不同的排除方式所形成的排水系统分为：分流制、合流制、混合制。

3.生物膜法

污水生物处理的一种方法。该法采用各种不同的载体，通过污水与载体的不断接触，在载体上繁殖生物膜，利用膜的生物吸附和氧化作用，以降解去除污水中的有机污染物，脱落下来的生物膜与水进行分离。

4.废水厌氧生物处理

又称厌氧消化法。利用厌氧生物在缺氧的条件下，降解废水中有机污染物的一种处理方法。

5.一级强化处理

在常规一级处理基础上，增加化学混凝处理、机械过滤或不完全生物处理等，以提高一级处理效果的处理工艺。

6.BOD污泥负荷

是指单位重量的活性污泥，在单位时间内要保证一定的处理效果所能承受的有机污染物量。

7.吸附平衡

废水与吸附剂接触后，一方面吸附质被吸附剂吸附，另一方面，一部分已被吸附的吸附质因热运动的结果而脱离吸附剂表面，又回到液相中去，前者称为吸附过程，后者称为解吸过程。当吸附速度与解吸速度相等时，即达到吸附平衡。

8.气固比 气固比A/S是设计气浮系统时经常使用的一个基本参数，是空气量与固体物数量的比值，无量纲。

9.污泥龄

是指曝气池内活性污泥的总量与每日排放污泥总量之比。

10.生物接触法

生物接触氧化处理技术是在池内充填填料，已经充氧的污水浸没全部填料，并以一定的流速流经填料。在填料上布满生物膜，污水与生物膜接触，在生物膜上微生物的新陈代谢功能的作用下，污水中有机物得以去除，污水得到净化。

11.污泥容积指数SVI

是指混合液经30min静沉后，每g干污泥所形成的沉淀污泥体积，单位ml/g。

12.污泥消化

污泥消化是利用微生物的代谢作用，使污泥中的有机物稳定化，减少污泥体积，降低污泥中的病原体数量。当污泥中的挥发固体VSS含量降低到40%以下时，即可认为已达到稳定化。污泥的消化稳定即可采用好氧消化，也可采用厌氧消化。

13.膜分离法

是利用特殊的膜材料对液体中的成分进行选择分离的技术。用于废水处理的膜分离技术包括扩散渗透、电渗析、反渗析、超滤、微滤等几种。

14.升流式厌氧污泥床法

这种方法是目前应用最为广泛的一种厌氧生物处理工艺，利用反应器底部的高浓度污泥床，对上升废水进行厌氧处理的废水生物处理过程。构造上的特点是，集生物反应和气固液三相分离于一体，是一种结构紧凑的厌氧反应器。废水自下而上地通过厌氧污泥床反应器。

15.出水堰负荷

指单位堰板长度的单位时间内所能溢流的水量

16.生化需氧量

简称BOD，在规定条件下水中有机物和无机物在生物氧化作用下所消耗的溶解氧。

17.厌氧流化床工艺

它是借鉴液态化技术的一种生物反应装置。它以小粒径载体为流化粒料，废水作为流化介质，当废水以升流方式通过床体时，与床中附着于载体上的厌氧生物膜不断接触反应，以达厌氧生物降解目的。

18.板框压滤机

由板和框相间排列而成。在滤板两面覆有滤布，用压紧装置把板和框压紧，即在板与板之间构成压滤室，在板与框的上端想通部位开有小孔，压紧后孔连成一条通道，用0.4~0.8Mpa的压力，把经过化学调理的污泥由该通道压入，并由每一块虑框上的支路孔道进入各个压滤室，滤板的表面有沟槽，下端钻有供滤液排除的孔道。滤液在压力的作用下，通过滤布并由孔道从虑机排出，而固体截留下来，在滤布表面形成滤饼，当滤饼完全填满压滤室时，脱水过程结束，打开压滤机，一次抽出各个滤板，剥离滤饼并清洗。

19.气浮

气浮是在水中产生大量细微气泡，细微气泡与废水中的细小悬浮物粒子相黏附，形成整体密度小雨水的气泡-颗粒复合体，悬浮粒子随气泡一起浮升到水面，形成泡沫或浮渣，从而使水中悬浮物得以分离。

20.污泥沉降比和污泥容积指数

污泥沉降比是指混合液经30min静沉后形成的沉淀污泥容积占原混合液容积的百分率。

污泥容积指数是指混合液经30min静沉后，每g干污泥所形成的沉淀污泥容积（ml/g）。

21.三相分离器

它是UASB反应器中最重要的设备，它安装在反应器的顶部，将反应器分为下部的反应区和上部的沉淀区，其作用是完成气、液、固三相的分离，将附着于颗粒污泥上的气体分离，并收集反应区产生的沼气，通过集气室反应器，使分离去中的悬浮物沉淀下来，回落于反应区，有效地防止具有生物活性的厌氧污泥的流失，保证反应器中足够的生物量，降低出水中悬浮物的含量。

22.污泥的好氧速率

是指单位重量的活性污泥在单位时间内的好氧量。

23.城市污水排水系统的基本组成

市内排水系统及设备，室外污水管网，污水输送泵站及设备，污水处理厂及设备，排出口及事故排出口。

24.过滤

指通过具有空隙的颗粒状层或过滤材料截留废水中细小的固体颗粒的处理工艺。

25.沉淀池水力表面负荷

是指单位沉淀池面积在单位时间内所能处理的污水量。q=Q/A

26.生物硝化

活性污泥中以氮、硫、铁或其他化合物为能源的自养菌，能在绝对好氧的条件下，将氨氮化为亚硝酸盐，并进一步可氧化为硝酸盐，这种反应称为生物消化反应。参与生物消化反应的细菌称为硝化菌。

27.污泥

在工业废水和生活污水的处理过程中，会产生大量的固体悬浮物质，这些物质统称为污泥。可以是废水中早已存在，也可以在处理过程中形成。前者各种自然沉淀中截留的悬浮物质，后者如生物处理和化学处理过程中，由原来的溶解性物质和胶体物质转化而成。

28.污水三级处理

在一、二级处理后，进一步处理难降解的有机物、磷和氮等能够致水体抚养养花的可溶性无机物等。

29.调节池

为了改善废水处理设备的工作条件，一般需要对水量进行调节，对水质进行均和。实际应用中将具有以上功能的构筑物称为调节池。

30.离子交换

离子交换是不溶性离子化合物上的可交换离子与溶液中的其他同性离子的交换反应，是一种特殊的吸附过程，通常是可逆的化学吸附过程。

31.BOD5容积负荷

指单位曝气池容积单位时间内，能够接受并将其降到预定程度的有机物的量。

32.电解气浮法

电解气浮法是在直流电的作用下，对废水进行电解时，在正负两极会有气体呈微小气泡析出，将废水中呈颗粒状的污染物带至水面以进行固液分离的一种技术。

33.额定功率

在正常运行工作状况下，动力设备的输出功率或消耗能量的设备的输入功率也指及其在正常工作时能达到的功率。

四、计算题

1.某城市污水处厂最大设计污水量为30000m3/d，污水流量总变化系数为1.4，采用栅距为30mm的格栅，请计算每天的栅渣产生早。（假设：每1000m3污水的栅渣产生量为0。06m3）

解：根据栅渣公式 W=86400QmaxW1 / 1000K2

解得W=1.29m3/d

2.某城市污水处厂进水BOD浓度S0=200mg/L，SS浓度X0=250mg/L，该厂采用普通二级活性污泥法处理工艺。初次沉淀池的BOD和SS的去除效率分别为25%和50%，经过二级处理后出水的BOD和SS浓度分别是20mg/L, 25mg/L。求初次沉淀池出水的的BOD和SS的浓度及BOD和SS的去除率。

3.设有一水泵管路系统，已知流量Q=101m3/h，管径d=150mm，管路的总水头损失是25.4H2O。水泵效率为75.7%，上下两水面高差h=102m，试求水泵的扬程和功率。

解：水泵扬程H=25.4+102=127.4m

泵的有效功率P有=pgQH=1.0*1000*9.8*101/3600*127.4=35028W

水泵总功率P=P有 / 效率=35028/75.7%=46272W=46.27KW

4.某处理厂测得瀑气池混合液悬浮固体浓度X为2000mg/L，回流活性污泥悬浮固体浓度Xg为2000mg/L。运行人员刚把回流比R调到50%。试分析回流比调节器节是否正确，应如何调节器节。

解：R=X/（Xg-X）=2000/(5000-2000)=66.7%

答：50%不正确，应调节器节至66.7%，否则如不增大排泥，污泥将随出水流失

5、 某污水处理厂瀑气池有效容积5000m3，瀑气池内混合液悬浮固体浓度为3000mg/L，试计算当瀑气处理污水量为22500m3/d，进水BOD浓度为200mg/L时，该厂的BOD-SS负荷。

解：Ls=QSo/XV

6.某处理厂污泥浓缩池，当控制负荷为50Kg/(m3/d)时，得到如下浓缩效果：入流污泥量Q1=500m3/d;入流污泥的含水率为98%；排泥量Q=200m3/d；排泥的含水率为95.5%；试评价浓缩效果，并计算分离率。

解：f=Cu/Ci=(100-Pu)/(100-Pi)=(100-95.5)/ (100-98)=2.25

固体回收率=Qu*Cu/Qi*Ci=(200*4.5)/(500*2)*100%=90%

分离率F=Qe/Qi=(500-200)/500=60%

7.某食品厂

8、

9、瀑气池混合液浓度为4000mg/L，BOD负荷0.3KgBOD5(KgMLSS*d)，流量为100000m3/d，进水BOD5=300mg/L，设计曝气池的体积。

Ls=QSo/XV

V=QSo/LsX

10、某处理厂一般将污沁的泥龄控制在4d左右，该厂曝气池容积V为5000m3。试计算当回流污泥浓度为4000mg/L，混合液浓度为2500mg/L，出水悬浮固体浓度为30mg/L，入流污水量Q为20000m3/d时，该厂每天应排放的剩余污泥的量。

解：剩余污泥排放量的计算公式如下

Qc=VX/[QwXw+(Q-Qw)Xe]

即Qw=(V/Qc)*[X/(Xw-Xe)]-[Xe/(Xw-Xe)]*Q

Qw=(5000/4)*[2500/(4000-30)]-[30/(4000-30)*20000]=636m3

11、某污水处理厂曝气池体积为5000m3，混合溶液浓度为2500mg/L，每天从系统排除的液活性污泥量为2500Kg。试求污水处理厂的污泥泥龄。 解：SRT=(2500mg/L*5000m3)/2500Kg=5d

12、某UASB反应器有效体积为200，进水CODo为5000mg/L，有机负荷Nv为8Kg/m3*d。求（1）此反应器的进水流量Q？（2）允许的最大水力停留时间t?

(1) V=QSo/Nv Q=VNv/So=(200m3*8Kg/m3*d)/5000mg/L=320m3/d

(2) t=V/Q=200m3/320m3/d=0.625d=15h

13、某污水得理厂日处理污水量100000m3/d，入流污水的SS为250mg/L。该厂高有四条初沉池，每池配有一台流量为60m3/h的排泥泵，每2h排泥一次。试计算当SS去除率为60%时、要求排泥浓度为3%时，每次的排泥时间。（污泥密度近似按1000Kg/m3计算）

解：每个排泥周期产生的干污泥量为：

Ms=(100000/24)*2*250*60%=1250000g/h

Cs=30000g/m3

所以每个排污周期产生的湿污泥量为：Q=1250000/30000=41.6m3

41.6/4=10.4m3

排泥时间约10.4/60=10min

五、问答题

1.简述调节池在污水处理中的作用，常见类型及特点：

答：调节池在污水处理中的作用是对水量进行调节，对水质进行均和，常见的类型有：水量调节池，水质调节池和事故调节池三种。水量调节池的特点是，调节水量，保持容积，并使出水均匀；水质调节池的结构功能是，采用穿孔导游槽，或增加搅拌设备；事故调节池是，在特殊的情况下设立的，对保护系统不受冲击，减少调节池容积有十分重要的作用。

2.什么是城市污水的一级处理，二级处理及深度处理：

答：一级处理主要是除去污水中的漂浮物和悬浮物的重要过程，主要为深沉；二级处理为污水经一级处理后用生物方法继续去除没有沉淀的微小粒径的悬浮物，胶体和溶解性的有机物质，以及氮和磷的净化过程；深度处理为进一步去除二级处理未能去除的污染物的净化过程。

3.与活性污泥法相比，生物膜法的优点与缺点有哪些，并作简易说明。

优缺点有：1.适应冲击负荷变化能力强。2。反应器内微生物浓度高3。剩余污泥产量低 4。同时存在硝化与反硝化过程 5。操作管理简单，运行费用较低 6。调节运行的灵活性差 7。有机物去除率较低。

4.简述污泥的来源与分类，并作简要的说明

污泥来源于工业废水和生活污水的处理过程中产生的大量的固体悬浮物质，根据污泥的来源和性质，可分为以下几种污泥，1。初次沉淀污泥，来自初次沉淀池，其性质随污水的成份而异。2。剩余活性污泥与腐殖污泥来自活性污泥法和生物膜后的二沉池。3。硝化污泥初次沉淀污泥，剩余活性污呢和腐殖污泥等经过硝化稳定处理后的污泥4。化学污泥 5。有机污泥，主要含有有机物6。无机污泥，以无机物为主要成份

5.混凝过程的运行控制条件是什么：

答：混凝过程中的运行条件包括：PH，水温，混凝剂的选择和投加量，水力条件。

1。PH：在最适宜的PH条件下，混凝反应速度最快，絮体溶解度最小，混凝作用最强。

2。水温：水温一般在20-30度为宜

3。混凝剂的选择和投加量：混凝剂的选择主要取决于胶体的细微悬物的性质，浓度，但还应考虑来源成本和是否引入有害物质等因素。

4。水力条件：混凝剂投入废水中后，必须创造最适宜的水力条件，使混凝作用顺利进行。

6.表面曝气叶轮充氧是通过哪几部分实现的？

答：通过以下三部分实现的： 1。叶轮的提水和输水作用，使曝气池内液体循环流动，从而使不断更新气液接触面和不断吸气。

2。叶轮旋转时在其周围形成水跃，使液体剧烈搅动而卷入空气

3。叶轮叶片后侧在旋转时形成负压区，吸入空气

7.何为活性污泥丝状菌膨胀，该如何控制？

在活性污泥处理系统中，由于丝状菌的存在引起活性污泥体积膨胀和不易沉降的现象，为活性污泥丝状菌膨胀，其控制的措施为：

1。减少进水量，降低BOD负荷

2。增加DO浓度

8.离子交换过程分哪几个阶段，各有什么作用：

离子交换过程包括：交换，反冲洗，再生和清洗

1。交换：交换阶段是利用离子交换树脂的交换作用从废水中去除目标离子的操作过程

2。反冲洗的目的是松动树脂层，使再生液能均匀渗入层中，与交换剂颗粒充分接触，同时把过滤过程中产生的破碎粒子和截留的污物冲走

3。再生：在树脂失效后必须再生才能使用，通过树脂再生一方面可以恢复树脂的交换能力，另一方面可回收有用的物质。离子交换树脂的再生是离子交换的逆过程。

4。清洗：清洗的目的是洗涤残留的再生液和再生时出现的反应物质。

9.初次沉淀池的运行管理应注意哪些方面：

答：

1。操作人员根据池组设置，进水量的变化，应调节各池进水量，使各池均匀配水。

2。初次沉淀池应及时排泥，并宜间歇进行。

3。操作人员应经常检查初次沉淀池浮渣斗和排渣管道的排渣情况，并及时清除浮渣，清捞出的浮渣应妥善处理。

4。刮泥机待修或长期停机时，应将池内污泥排空。

5。采用泵房排泥工艺时，可按有关规定执行。

6。当剩余活性污泥排入初次沉淀池时，在正常的运转情况下，应控制其回流比少于2%

10.气浮法的原理是什么：

答：气浮法是在水中产生大量细微气泡，细微气泡与废水中细小悬浮物粒子相粘附，形成整体密度小于水的气泡-颗粒复合体；悬浮粒子随气泡一起浮升到水面，形成泡沫或浮渣，从而使水中的悬浮物得以分离 其气浮分离必须具备以下两个基本条件：1。必须水中产生足够数量的细微气泡2。必须使气泡能够与污染物相粘附，并形成不溶性的固体悬浮体

11.二沉池污泥上浮的原因是什么，如何解决

答：二沉池污泥上浮指的是污泥在二沉池内发生酸化或反硝化，导致污泥漂浮到二沉池表面的现象。漂浮的原因主要是，这些污泥在二沉池内停留时间过长，由于溶解氧被逐渐消耗，而产生酸化，产生H2S，使污泥絮体密度减少上浮。当SRT 过长时，发生硝化后进入的混合中含有大量的硝酸盐，污泥在二沉池中由于缺乏足够的DO，而进行反硝化，产生N2，附着在污泥上，使密度减少，上浮。

措施：1。及时排泥，加大污泥回流量石流沉积2。加强曝气池未端充氧量，提高进入二沉池的DO含量。3。对于反硝化造成的污泥上浮，还可以增大剩余污泥的排放量，降低SRT。

4。检查刮给泥机的运行情况，减少死角积泥，造成死泥上浮。

12.真空过滤机胶水效果的影响因素有哪些：

1。污泥的性质：污泥的种类，浓度，储存时间，调理情况等对过滤性能产生影响。

2。真空度的影响：真空度是真空过滤的推动,直接关系到过滤率及运行费用，影响比较复杂，一般，真空度越高，滤饼厚度越大，含水率越低。

3。转鼓浸深的影响

4。转鼓转速快慢的影响

5。滤布性能的影响：网眼的大小决定于污泥颗粒的大小和性质

13.混凝工艺包括哪几个步骤：

答：工艺包括：混凝剂的配制与投加，混合，反应和矾花分离等几个步骤

1。配制与投加：实际应用中，混凝剂通常采用湿法投加

2。混合：将混凝药迅速分散到废水中，与水中胶体和细微悬浮物相接触

3。反应：指混凝剂与胶体和细微的悬浮物产生反应，使胶体和悬浮物脱稳，互相絮凝，最终聚集成为粒径较大的矾花颗粒。

4。矾花分离：指过重力沉降或其他固液分离手段将形成的大颗粒矾花从水中去除

14.生物膜系统运行中为何维持较高的DO？

因为适当地提高生物膜系统内的DO可减少生物膜中厌氧层的厚度，增大好氧层生物膜中的比例，提高生物膜内氧化分解有机物的好氧微生物的活性；此外，加大曝气量后，气流上升所产生的剪切力，有助于老化生物膜的脱落。使生物膜厚度不致于过厚，并防止因此产生堵塞弊端。

15.简述活性碳再生的方法：

有四种方法：

1。加热再生：1）脱水2）干燥 3）碳化 4）活化 5）冷却

2。蒸汽法：吸附物质是低沸点物质，可考虑通入水蒸汽进行吹脱

3。化学再生方法：通过化学反应，使吸附物质转化为易于溶于水的物质而解吸下来

4。生物再生法：利用微生物的作用，将初活性碳吸附的有机物氧化分解，从而使活性碳得到再生

❸ 污水处理中的CAAS工艺，具体工艺流程是什么其中好像还有个MBR池，它在系统中主要起什么作用

1.1 CASS工艺运行原理
CASS工艺运行原理
CASS工艺是将序批式活性污泥法（SBR）的反应池沿长度方向分为两部分，前部为生物选择区也称预反应区，后部为主反应区。在主反应区后部安装了可升降的滗水装置，实现了连续进水间歇排水的周期循环运行，集曝气沉淀、排水于一体。CASS工艺是一个好氧/缺氧/厌氧交替运行的过程，具有一定脱氮除磷效果，废水以推流方式运行，而各反应区则以完全混合的形式运行以实现同步硝化一反硝化和生物除磷。
CASS工艺流程
对于一般城市污水，CASS工艺并不需要很高程度的预处理，只需设置粗格栅、细格栅和沉砂池，无需初沉池和二沉池，也不需要庞大的污泥回流系统（只在CASS反应器内部有约20%的污泥回流）国内常见的CASS工艺流程如图1所示。
编辑本段CASS工艺运行过程
总述
CASS工艺运行过程包括充水-曝气、沉淀、滗水、闲置四个阶段组成，具体运行过程为：
（1）充水-曝气阶段
边进水边曝气，同时将主反应区的污泥回流至生物选择区，一般回流比为20%。在此阶段，曝气系统向反应池内供氧，一方面满足好氧微生物对氧的需要，另一方面有利于活性污泥与有机物的充分混合与接触，从而有利于有机污染物被微生物氧化分解。同时，污水中的氨氮通过微生物的硝化作用转变为硝态氮。
（2）沉淀阶段
停止曝气，微生物继续利用水中剩余的溶解氧进行氧化分解。随着反应池内溶解氧的进一步降低，微生物由好氧状态向缺氧状态转变，并发生一定的反硝化作用。与此同时，活性污泥在几乎静止的条件下进行沉淀分离，活性污泥沉至池底，下一个周期继续发挥作用，处理后的水位于污泥层上部，静置沉淀使泥水分离。
（3）滗水阶段
沉淀阶段完成后，置于反应池末端的滗水器开始工作，自上而下逐层排出上清液，排水结束后滗水器自动复位。滗水期间，污泥回流系统照常工作，其目的是提高缺氧区的污泥浓度，随污泥回流至该区内的污泥中的硝态氮进一步进行反硝化，并进行磷的释放。
（4）闲置阶段
闲置阶段的时间一般比较短，主要保证滗水器在此阶段内上升至原始位置，防止污泥流失。实际滗水时间往往比设计时间短，其剩余时间用于反应器内污泥的闲置以及恢复污泥的吸附能力。
编辑本段1.3.1 CASS工艺的优点
（1）工艺流程简单，占地面积小，投资较低
CASS的核心构筑物为反应池，没有二沉池及污泥回流设备，一般情况下不设调节池及初沉池。因此。污水处理设施布置紧凑、占地省、投资低。
（2）生化反应推动力大
在完全混合式连续流曝气池中的底物浓度等于二沉池出水底物浓度，底物流入曝气池的速率即为底物降解速率。根据生化动力反应学原理，由于曝气池中的底物浓度很低，其生化反应推动力也很小，反应速率和有机物去除效率都比较低；在理想的推流式曝气池中，污水与回流污泥形成的混合流从池首端进入，成推流状态沿曝气池流动，至池末端流出。作为生化反应推动力的底物浓度，从进水的最高浓度逐渐降解至出水时的最低浓度，整个反应过程底物浓度没被稀释，尽可能地保持了较大推动力。此间在曝气池的各断面上只有横向混合，不存在纵向的返混。 CASS工艺从污染物的降解过程来看，当污水以相对较低的水量连续进入CASS池时即被混合液稀释，因此，从空间上看CASS工艺属变体积的完全混合式活性污泥法范畴；而从CASS工艺开始曝气到排水结束整个周期来看，基质浓度由高到低，浓度梯度从高到低，基质利用速率由大到小，因此，CASS工艺属理想的时间顺序上的推流式反应器，生化反应推动力较大。
（3）沉淀效果好
CASS工艺在沉淀阶段几乎整个反应池均起沉淀作用，沉淀阶段的表面负荷比普通二次沉淀池小得多，虽有进水的干扰，但其影响很小，沉淀效果较好。实践证明，当冬季温度较低，污泥沉降性能差时，或在处理一些特种工业废水污泥凝聚性能差时，均不会影响CASS工艺的正常运行。实验和工程中曾遇到SV高达96％的情况，只要将沉淀阶段的时间稍作延长，系统运行不受影响。
（4）运行灵活，抗冲击能力强
CASS工艺在设计时已考虑流量变化的因素，能确保污水在系统内停留预定的处理时间后经沉淀排放，特别是CASS工艺可以通过调节运行周期来适应进水量和水质的变化。当进水浓度较高时，也可通过延长曝气时间实现达标排放，达到抗冲击负荷的目的。在暴雨时。可经受平常平均流量6倍的高峰流量冲击，而不需要独立的调节池。多年运行资料表明。在流量冲击和有机负荷冲击超过设计值2~3倍时，处理效果仍然令人满意。而传统处理工艺虽然已设有辅助的流量平衡调节设施，但还很可能因水力负荷变化导致活性污泥流失，严重影响排水质量。当强化脱氮除磷功能时，CASS工艺可通过调整工作周期及控制反应池的溶解氧水平，提高脱氮除磷的效果。所以，通过运行方式的调整，可以达到不同的处理水质。
（5）不易发生污泥膨胀
污泥膨胀是活性污泥法运行过程中常遇到的问题，由于污泥沉降性能差，污泥与水无法在二沉池进行有效分离，造成污泥流失，使出水水质变差，严重时使污水处理厂无法运行，而控制并消除污泥膨胀需要一定时间，具有滞后性。因此，选择不易发生污泥膨胀的污水处理工艺是污水处理厂设计中必须考虑的问题。由于丝状茵的比表面积比茵胶团大，因此，有利于摄取低浓度底物，但一般丝状茵的比增殖速率比非丝状茵小，在高底物浓度下茵胶团和丝状茵都以较大速率降解物与增殖，但由于胶团细菌比增殖速率较大，其增殖量也较大，从而较丝状茵占优势。而CASS反应池中存在着较大的浓度递度，而且处于缺氧、好氧交替变化之中，这样的环境条件可选择性地培养出茵胶团细菌，使其成为曝气池中的优势茵属，有效地抑制丝状茵的生长和繁殖，克服污泥膨胀，从而提高系统的运行稳定性。
（6）适用范围广，适合分期建设
CASS工艺可应用于大型、中型及小型污水处理工程，比SBR工艺适用范围更广泛；连续进水的设计和运行方式，一方面便于与前处理构筑物相匹配，另一方面控制系统比SBR工艺更简单。对大型污水处理厂而言，CASS反应池设计成多池模块组合式，单池可独立运行。当处理水量小于设计值时，可以在反应池的低水位运行或投入部分反应池运行等多种灵活操作方式；由于CASS系统的主要核心构筑物是CASS反应池，如果处理水量增加，超过设计水量不能满足处理要求时，可同样复制CASS反应池，因此CASS法污水处理厂的建设可随企业的发展而发展，它的阶段建造和扩建较传统活性污泥法简单得多。
（7）剩余污泥量小，性质稳定
传统活性污泥法的泥龄仅2~7天，而CASS法泥龄为25~30天，所以污泥稳定性好，脱水性能佳，产生的剩余污泥少。去除1.0kgBOD产生0.2~0.3kg剩余污泥，仅为传统法的60％左右。由于污泥在CASS反应池中已得到一定程度的消化，所以剩余污泥的耗氧速率只有l0mgO2/gMISS·h以下，一般不需要再经稳定化处理，可直接脱水。而传统法剩余污泥不稳定，沉降性差，耗氧速率大于20mgO2/gMLSS·h，必须经稳定化后才能处置。
编辑本段1.3.2 CASS工艺的缺点
总述
从上面的叙述可以看出，CASS工艺具有许多优点，然而任何一个工艺都不是十全十美的，CASS工艺也必然存在一些问题。CASS工艺为单一污泥悬浮生长系统，利用同一反应器中的混合微生物种群完成有机物氧化、硝化、反硝化和除磷。多种处理功能的相互影响在实际应用中限制了其处理效能，也给控制提出了非常严格的要求，工程中难以实现工艺的稳定、高效的运行。总结起来，CASS工艺主要存在以下几个方面的问题。运行中存在问题
（1）微生物种群之间的复杂关系有待研究
CASS系统的微生物种群结构与常规活性污泥法不同，菌群主要由硝化菌、反硝化菌、聚磷菌和异氧型好氧菌组成。目前对非稳态CASS系统中微生物种群之间的复杂的生存竞争和生态平衡关系尚不甚了解，CASS工艺理论只是从工艺过程进行一些分析探讨，而理清微生物种群之间的关系对CASS工艺的优化运行是大有好处的，因此仍需加强对这方面的理论研究工作。
（2）生物脱氮效率难以提高
一方面硝化反应难以进行完全。硝化细菌是一种化能自养菌，有机物降解由异养细菌完成。当两种细菌混合培养时，由于存在对底物和DO的竞争，硝化菌的生长将受到限制，难以成为优势种群，硝化反应被抑制。此外，固定的曝气时间也可能会使得硝化不彻底。另一方面就是反硝化反应不彻底。CASS工艺有约20%的硝态氮通过回流污泥进行反硝化，其余的硝态氮则通过同步硝化反硝化和沉淀、闲置期污泥的反硝化实现，其效果不理想也是众所周知的。在沉淀、闲置期中，由于污泥与废水不能良好的进行混合，废水中部分硝态氮不能与反硝化细菌接触，故不能被还原。此外，在这一时期，由于有机物己充分降解，反硝化所需的碳源不足，也限制了反硝化效率的进一步提高。这两方面的原因使得CASS工艺脱氮效率难以提高。
（3）除磷效率难以提高
污泥在生物选择器中的释磷过程受到回流混合液中硝态氮浓度的影响比较大，在CASS工艺系统中难以继续提高除磷效率。
（4）控制方式较为单一
目前在实际应用中的CASS工艺基本上都是以时序控制为主的，其缺点是显而易见的，因为污水的水质不是一成不变的，因此采用固定不变的反应时间必然不是最佳选择。
编辑本段1.3.3 CASS工艺的主要技术特征
（1）连续进水，间断排水
传统SBR工艺为间断进水，间断排水，而实际污水排放大都是连续或半连续的，CASS工艺可连续进水，克服了SBR工艺的不足，比较适合实际排水的特点，拓宽了SBR工艺的应用领域。虽然CABS工艺设计时均考虑为连续进水，但在实际运行中即使有间断进水，也不影响处理系统的运行。
（2）运行上的时序性
CASS反应池通常按曝气、沉淀、排水和闲置四个阶段根据时间依次进行。
（3）运行过程的非稳态性
每个工作周期内排水开始时CANS池内液位最高，排水结束时，液位最低，液位的变化幅度取决于排水比，而排水比与处理废水的浓度、排放标准及生物降解的难易度等有关。反应池内混合液体积和基质浓度均是变化的，基质降解是非稳态的。
（4）溶解氧周期性变化，浓度梯度高
CASS在反应阶段是曝气的，微生物处于好氧状态，在沉淀和排水阶段不曝气，微生物处于缺氧甚至厌氧状态。因此。反应池中溶解氧是周期性变化的，氧浓度梯度大、较多效率高，这对于提高脱氮除磷效率、防止污泥膨胀及节约能耗都是有利的。实践证实对同样的曝气设备而言。CASS工艺与传统活性污泥法相比有较高的氧利用率。
编辑本段1.4 CASS工艺与其他工艺比较
1.4.1 CASS与SBR的比较
CASS反应池由预反应区和主反应区组成，预反应区控制在缺氧状态，因此，对难降解有机物的去除效果提高；CASS进水过程连续，因此进水管道上无电磁阀控制元件，单个池子可独立运行，而SBR或CAST进水过程是间歇的，应用中一般要2个或2个以上池子交替使用，控制系统复杂程度增加。CASS每个周期的排水量一般不超过池内总水量的1/3，而SBR则为1/2-3/4，CASS抗冲击能力较好。CASS比CAST系统简单，但脱氮除磷效果不如后者。 CASS池分预反应区和主反应区。在预反应区内，微生物能通过酶的快速转移机理迅速吸附污水中大部分可溶性有机物，经历一个高负荷的基质快速积累过程，这对进水水质、水量、PH和有毒有害物质起到较好的缓冲作用，同时对丝状菌的生长起到抑制作用，可有效防止污泥膨胀；随后在主反应区经历一个较低负荷的基质降解过程。CASS工艺集反应、沉淀、排水、功能于一体，污染物的降解在时间上是一个推流过程，而微生物则处于好氧、缺氧、厌氧周期性变化之中，从而达到对污染物去除作用，同时还具有较好的脱氮、除磷功能。CASS生物处理法是周期循环活性污泥法的简称，最早产生于美国，90年代初引入中国，目前，由于该工艺的高效和经济性，应用势头迅猛，受到环保部门及拥护的广泛关注和一致好评。经过模拟试验研究，已成功应用于生活污水、食品废水、制药废水的治理，取得了良好的处理效果，为CASS法在我国的推广应用奠定了良好的基础。在反应器的前部设置了生物选择区，后部设置了可升降的自动滗水装置。其工作过程可分为曝气、沉淀和排水三个阶段，周期循环进行。污水连续进入预反应区，经过隔墙底部进入主反应区，在保证供氧的条件下，使有机物被池中的微生物降解。根据进水水质可对运行参数进行调整。 CASS法的特点 与SBR相比，CASS法的优点是： 其反应池由预反应区和主反应区组成，因此，对难降解有机物的去除效果更好。 进水过程是连续的，因此，进水管道上无需电磁阀等控制元件，单个池子可独立运行；而SBR进水过程是间歇的，应用中一般要2个或2个以上池子交替使用。 排水是由可升降的堰式滗水器完成的，随水面逐渐下降，均匀将处理后的清水排出，最大限度降低了排水时水流对底部沉淀污泥的扰动。 CASS法每个周期的排水量一般不超过池内总水量的1/3，而SBR则为3/4，所以，CASS法比SBR法的抗冲击能力更好。
1.4.2 与传统活性污泥法相比
（1）建设费用低：省去了初次沉淀池、二次沉淀池及污泥回流设备，建设费用可节省10%～25%。以10万吨的城市污水处理厂为例，传统活性污泥法的总投资约1.5亿，CASS法总投资约1.1亿。 （2）工艺流程短，占地面积少：污水厂主要构筑物为集水池、沉砂池、CASS曝气池、污泥池，而没有初次沉淀池、二次沉淀池，布局紧凑，占地面积可减少20%～35%。 （3）运转费用省：由于曝气是周期性的，池内溶解氧的浓度也是变化的，沉淀阶段和排水阶段溶解氧降低，重新开始曝气时，氧的浓度梯度大，传递效率高，节能效果显著，运转费用可节省10%～25%。 （4）有机物去除率高，出水水质好：根据研究结果和工程应用情况，通过合理的设计和良好的管理，对城市污水，进水COD为400mg/L时，出水小于30mg/L以下。对可生物降解的工业废水，即使进水COD高达3000mg/L，出水仍能达到50m g/L左右。对一般的生物处理工艺，很难达到这样好的水质。所以，对CASS工艺，二级处理的投资，可达到三级处理的水质。 （5）管理简单，运行可靠：污水处理厂设备种类和数量较少，控制系统比较简单，工艺本身决定了不发生污泥膨胀。 （6）污泥产量低，污泥性质稳定。 （7）具有脱氮除磷功能。 在本工程实践中，CASS反应池取得了比较满意的效果。CASS池进水为290左右，出水则降到了30～45，达到了《北京市水污染物排放标准》中二级排放标准（CODcr≤60mg/1）。而本项目从开始施工到调试完毕试运行只用了7个月，比常规的活性污泥法大大缩短了工期，节省了投资。
编辑本段1.5 CASS工艺的设计
1.5.1 CASS工艺的主要设计参数
CASS反应器的主要设计参数有：最大设计水深可达5m~6m，MLSS为3500mg/L~4000mg/L，充水比为30%左右，最大上清液滗除速率为30mm/min，固液分离时间60min，设计SVI为140mL/g，单循环时间（即1个运行周期）通常为4h（标准处理模块）。处理城市污水时，CASS中生物选择器、缺氧区和主反应区的容积比一般为1∶5∶30，具体可根据水质和“模块”试验加以确定。表1列出了CASS工艺处理不同规模城市污水时的参考设计参数。 CASS工艺处理不同规模城市污水时的主要设计参数 主要设计参数 人口当量
37500 300000 600000
CASS池数 2 4 8
单池面积/m 772 2552 2352
最小充水比 VR 0.33 0.19 0.33
最小停留时间/h 9.1 16.8 11.9
最大设计流量/m/d 18546 85000 192000
BOD5/kg/d 2255 15000 37140
TKN/kg/d 382 3500 3518
TSS/kg/d 3377 15000 30400
P/kg/d 77 900 550
循环次数/次/（d·池） 6 6 6
充水-曝气时间/h 2 2 2
充水-沉淀时间/h 1 1 1
滗水时间 1 1 1

1.5.2 CASS设计中应注意的问题
（1）水量平衡 工业废水和生活污水的排放通常是不均匀的，如何充分发挥CASS反应池的作用，与选择的设计流量关系很大，如果设计流量不合适，进水高峰时水位会超过上限，进水量小时反应池不能充分利用。当水量波动较大时，应考虑设置调节池。 （2）控制方式的选择 CASS工艺的日益广泛应用，得益于自动化技术发展及在污水处理工程中的应用。CASS工艺的特点是程序工作制，可根据进水及出水水质变化来调整工作程序，保证出水效果。整套控制系统可采用现场可编程控制（PLC）与微机集中控制相结合，同时为了保证CASS工艺的正常运行，所有设备采用手动/自动两种操作方式，后者便于手动调试和自控系统故障时使用，前者供日常工作使用。 （3）曝气方式的选择 CASS工艺可选择多种曝气方式，但在选择曝气头时要尽量采用不堵塞的曝气形式，如穿孔管、水下曝气机、伞式曝气器、螺旋曝气器等。采用微孔曝气时应采用强度高的橡胶曝气盘或管，当停止曝气时，微孔闭合，曝气时开启，不易造成微孔堵塞。此外，由于CASS工艺自身的特点，选用水下曝气机还可根据其运行周期和DO等情况适当开启不同的台数，达到在满足废水要求的前提下节约能耗的目的。 （4）排水方式的选择 CASS工艺的排水要求与SBR相同，目前，常用的设备为旋转式撇水机，其优点是排水均匀、排水量可调节、对底部污泥干扰小，又能防止水面漂浮物随水排出。CASS工艺沉淀结束需及时将上清液排出，排水时应尽可能均匀排出，不能扰动沉淀在池底的污泥层，同时，还应防止水面的漂浮物随水流排出，影响出水水质。目前，常见的排水方式有固定式排水装置如沿水池没深度装置出水管，从上到下依次开启，优点是排水设备简单、投资少，缺点是开启阀门多、排水管中会积存部分污泥，造成初期出水水质差。浮动式排水装置和旋转式排水装置虽然价格高，但排水均匀、排水量可调、对底部污泥干扰小，又能防止水面漂浮物随出水排出，因此，这两中排水装置耳前应用较多，尤其旋转式排水装置，又称滗水器，以操作灵活、运行稳定性高等优点受到设计人员和用户的青睐。 （5）需要注意的其它问题 1）冬季或低温对CASS工艺的影响及控制； 2）排水比的确定； 3）雨季对池内水位的影响及控制； 4）排泥时机及泥龄控制； 5）预反应区的大小及反应池的长宽比： 6）间断排水与后续处理构筑物的高程及水量匹配问题。

❹ 如何进行污水处理厂的高程计算及平面、高程布置

污水处理厂
平面布置及高程布置
一、污水处理厂的平面布置
污水处理厂的平面布置应包括：
处理构筑物的布置污水处理厂的主体是各种处理构筑物。作平面布置时，要根据各构筑物（及其附属辅助建筑物，如泵房、鼓风机房等）的功能要求和流程的水力要求，结合厂址地形、地质条件，确定它们在平面图上的位置。在这一工作中，应使：联系各构筑物的管、渠简单而便捷，避免迁回曲折，运行时工人的巡回路线简短和方便；在作高程布置时土方量能基本平衡；并使构筑物避开劣质土壤。布置应尽量紧凑，缩短管线，以节约用地，但也必须有一定间距，这一间距主要考虑管、渠敷设的要求，施工时地基的相互影响，以及远期发展的可能性。构筑物之间如需布置管道时，其间距一般可取5-8m，某些有特殊要求的构筑物（如消化池、消化气罐等）的间距则按有关规定确定。
厂内管线的布置污水处理厂中有各种管线，最主要的是联系各处理构筑物的污水、污泥管、渠。管、渠的布置应使各处理构筑物或各处理单元能独立运行，当某一处理构筑物或某处理单元因故停止运行时，也不致影响其他构筑物的正常运行，若构筑物分期施工，则管、渠在布置上也应满足分期施工的要求；必须敷设接连人厂污水管和出流尾渠的超越管，在不得已情况下可通过此超越管将污水直接排人水体，但有毒废水不得任意排放。厂内尚有给水管、输电线、空气管、消化气管和蒸气管等。所有管线的安排，既要有一定的施工位置，又要紧凑，并应尽可能平行布置和不穿越空地，以节约用地。这些管线都要易于检查和维修。
污水处理厂内应有完善的雨水管道系统，以免积水而影响处理厂的运行。
辅助建筑物的布置辅助建筑物包括泵房、鼓风机房、办公室、集中控制室、化验室、变电所、机修、仓库、食堂等。它们是污水处理厂设计不可缺少的组成部分。其建筑面积大小应按具体情况与条件而定。有可能时，可设立试验车间，以不断研究与改进污水处理方法。辅助建筑物的位置应根据方便、安全等原则确定。如鼓风机房应设于曝气池附近以节省管道与动力；变电所宜设于耗电量大的构筑物附近等。化验室应远离机器间和污泥干化场，以保证良好的工作条件。办公室、化验室等均应与处理构筑物保持适当距离，并应位于处理构筑物的夏季主风向的上风向处。操作工人的值班室应尽量布置在使工人能够便于观察各处理构筑物运行情况的位置。
此外，处理厂内的道路应合理布置以方便运输；并应大力植树绿化以改善卫生条件。
应当指出：在工艺设计计算时，就应考虑它和平面布置的关系，而在进行平面布置时，也可根据情况调整构筑物的数目，修改工艺设计。
总平面布置图可根据污水厂的规模采用1∶200～1∶1000比例尺的地形图绘制，常用的比例尺为l：500。
图1为某甲市污水处理厂总平面布置图、主要处理构筑物有：机械除污物格栅井、曝气沉砂池、初次沉淀池与二次沉淀池（均设斜板）、鼓风式深水中层曝气池、消化池等及若干辅助建筑物。
该厂平面布置特点为：流线清楚，布置紧凑。鼓风机房和回流污泥泵房位于暖气池和二次沉淀池一侧，节约了管道与动力费用，便于操作管理。污泥消化系统构筑物靠近四氯化碳制造厂（即在处理厂西侧），使消化气、蒸气输送管较短。节约了基建投资。办公室。生活住房与处理构筑物、鼓风机房、泵房、消化池等保持一定距离，卫生条件与工作条件均较好。在管线布置上，尽量一管多用，如超越管、处理水出厂管都借道雨水管泄入附近水体，而剩余污泥、污泥水、各构筑物放空管等，又都与厂内污水管合并流人泵房集水井。但因受用地限制（厂东西两恻均为河浜），远期发展余地尚感不足。
图2为乙市污水厂的平面布置图，泵站设于厂外。主要构筑物有：格栅、曝气沉砂池、初次沉淀池、曝气池、二次沉淀池及回流污泥泵房等一些辅助建筑物。湿污泥池设于厂外便于农民运输之处。
该厂平面布置的特点是：布置整齐、紧凑。两期工程各自成系统，对设计与运行相互干扰较少。办公室等建筑物均位于常年主风向的上风向，且与处理构筑物有一定距离，卫生、工作条件较好。在污水流人初次沉淀池、曝气池与二次沉淀池时，先后经三次计量，为分析构筑物的运行情况创造了条件。利用构筑物本身的管渠设立超越管线，既节省了管道，运行又较灵活。
第二期工程预留地设在一期工程与厂前区之间，若二期工程改用别的工艺流程或另选池型时，在平面布置上将受一定限制。泵站与湿污泥池均设于厂外，管理不甚方便。此外，三次计量增加了水头损失。
二、污水处理厂的高程布置
污水处理厂高程布置的任务是：确定各处理构筑物和泵房等的标高，选定各连接管渠的尺寸并决定其标高。计算决定各部分的水面标高，以使污水能按处理流程在处理构筑物之间通畅地流动，保证污水处理厂的正常运行。
污水处理厂的水流常依靠重力流动，以减少运行费用。为此，必须精确计算其水头损失（初步设计或扩初设计时，精度要求可较低）。水头损失包括：
（1）水流流过各处理构筑物的水头损失，包括从进池到出池的所有水头损失在内；在作初步设计时可按表1估算。
表1 处理构筑物的水头水损失
构筑物名称 水头损失(cm) 构筑物名称 水头损失(cm)
格栅 10～25 生物滤池(工作高度为2m时)：
沉砂池 10～25
沉淀池： 平流
竖流
辐流 20～40 1)装有旋转式布水器 270～280
40～50 2)装有固定喷洒布水器 450～475
50～60 混合池或接触池 10～30
双层沉淀池 10～20 污泥干化场 200～350
曝气池：污水潜流入池 25～50
污水跌水入池 50～150

(2)水流流过连接前后两构筑物的管道(包括配水设备)的水头损失，包括沿程与局部水头损失。
(3)水流流过量水设备的水头损失。
水力计算时，应选择一条距离最长、水头损失最大的流程进行计算，并应适当留有余地；以使实际运行时能有一定的灵活性。
计算水头损失时，一般应以近期最大流量（或泵的最大出水量）作为构筑物和管渠的设计流量，计算涉及远期流量的管渠和设备时，应以远期最大流量为设计流量，并酌加扩建时的备用水头。
设置终点泵站的污水处理厂，水力计算常以接受处理后污水水体的最高水位作为起点，逆污水处理流程向上倒推计算，以使处理后污水在洪水季节也能自流排出，而水泵需要的扬程则较小，运行费用也较低。但同时应考虑到构筑物的挖土深度不宜过大，以免土建投资过大和增加施工上的困难。还应考虑到因维修等原因需将池水放空而在高程上提出的要求。
在作高程布置时还应注意污水流程与污泥流程的配合，尽量减少需抽升的污泥量。污泥干化场、污泥浓缩池（湿污泥池），消化池等构筑物高程的决定，应注意它们的污泥水能自动排人污水人流干管或其他构筑物的可能性。
在绘制总平面图的同时，应绘制污水与污泥的纵断面图或工艺流程图。绘制纵断面图时采用的比例尺：横向与总平面图同，纵向为1∶50-1∶100。
现以图2所示的乙市污水处理厂为例说明高程计算过程。该厂初次沉淀池和二次沉淀池均为方形，周边均匀出水，曝气池为四座方形池，表面机械曝气器充氧，完全混合型，也可按推流式吸附再生法运行。污水在入初沉池、曝气池和二沉池之前；分别设立了薄壁计量堰（、为矩形堰，堰宽0.7m，为梯形堰，底宽0.5m）。该厂设计流量如下:
近期 =174L/s 远期 =348L/s
=300L/s =600L/s
回流污泥量以污水量的100%计算。
各构筑物间连接管渠的水力计算见表2。
处理后的污水排人农田灌溉渠道以供农田灌溉，农田不需水时排人某江。由于某江水位远低于渠道水位，故构筑物高程受灌溉渠水位控制，计算时，以灌溉渠水位作为起点，逆流程向上推算各水面标高。考虑到二次沉淀池挖土太深时不利于施工，故排水总管的管底标高与灌溉渠中的设计水位平接（跌水0.8m）。
污水处理厂的设计地面高程为50.00m。
高程计算中，沟管的沿程水头损失按表2所定的坡度计算，局部水头损失按流速水头的倍数计算。堰上水头按有关堰流公式计算，沉淀池、曝气池集水槽系底，且为均匀集水，自由跌水出流，故按下列公式计算：
B＝ （1）
=1.25B （2）
式中Q--集水槽设计流量，为确保安全，常对设计流量再乘以1.2～1.5的安全系数（）；
B--集水槽宽（m）；
h0--集水槽起端水深（m）。
高程计算：
高程(m)
灌溉渠道(点8)水位 49.25
排水总管(点7)水位
跌水0.8m 50.05
窨井6后水位
沿程损失=0.001×390 50.44
窨井6前水位
管顶平接，两端水位差0.05m 50.49
二次沉淀池出水井水位
沿程损失=0.0035×100=0.35m 50.84
二次沉淀池出水总渠起端水位
沿程损失=0.35-0.25=0.10m 50.94
二次沉淀池中水位
集水槽起端水深 =0.38m
自由跌落=0.10m
堰上水头（计算或查表）=0.02m
合计 0.50m 51.44
堰F3后水位
沿程损失=0.002810=0.03m
局部损失==0.28m
合计 0.31m 51.75
堰F3前水位
堰上水头=0.26m
自由跌落=0.15m
合计 0.41m 52.16
曝气池出水总渠起端水位
沿程损失=0.64－0.42=0.22m 52.38
曝气池中水位
集水槽中水位=0.26m 52.64
堰F2前水位
堰上水头=0.38m
自由跌落=0.20m
合计 0.58m 53.22
点3水位
沿程损失=0.62-0.54=0.08m
局部损失=5.85×=0.14m
合计 0.22m 53.44
初次沉淀池出水井（点2）水位
沿程损失=0.0024×27＝0.07m
局部损失=2.46×=0.15m
合计 0.22m 53.66
初次沉淀池中水位
出水总渠沿程损失=0.35-0.25＝0.10m
集水槽起端水深 =0.44m
自由跌落 =0.10m
堰上水头=0.03m
合计 0.67m 54.33
堰F1后水位
沿程损失=0.0028×11＝0.04m
局部损失==0.28m
合计 0.32m 54.65
堰F1前水位
堰上水头=0.30m
自由跌落＝0.15m
合计 0.45m 55.10
沉砂池起端水位
沿程损失=0.48-0.46＝0.02m
沉砂池出口局部损失=0.05m
沉砂池中水头损失=0.20m
合计 0.27m 55.37
格栅前（A点）水位
过栅水头损失0.15m 55.52m
总水头损失 6.27m
上述计算中，沉淀池集水槽中的水头损失由堰上水头、自由跌落和槽起端水深三部分组成，见图3。计算结果表明：终点泵站应将污水提升至标高55.52m处才能满足流程的水力要求。根据计算结果绘制了流程图，见图4。

图3 集水槽水头损失计算示意
－堰上水头；－自由跌落；－集水槽起端水深；－总渠起端水深

图4 污水处理流程
污泥流程的高程计算以图1所示的甲市污水处理厂为例。该厂污泥处理流程为：
二次沉淀池--污水泵站--初次沉淀池--污泥投配（预热）池--污泥泵站--消化池--贮泥池--运泥船外运
高程计算顺序与污水流程同，即从控制性标高点开始计算。
甲市处理厂设计地面标高为4.2m，初次沉淀池水面标高为6.7m。二次沉淀池剩余活性污泥系利用厂内下水道排至污水泵站，计算从略。从初次沉淀池排出污泥的含水率为97％，污泥消化后经静澄、撤去上清液，其含水率为96％。初次沉淀池至污泥投配池的管道用铸铁管，长150m，管径300mm。设管内流速为15m/s，按式(3)

式中—输泥管道沿程压力损失(m)
L—输泥管道长度(m)
D—输泥管管径(m)
v—污泥流速(m/s)
—海森-威廉(Haren-Williams)系数，其值决定于污泥浓度，见下表：
污泥浓度(%) 值
0.0 100
2.0 81
4.0 61
6.0 45
8.5 32
10.1 25
可求得其水头损失为：
m
自由水头1.5m，则管道中心标高为：
6.7-(1.20+1.50)＝4.0m
流入污泥投配池的管底标高为：
4.0-0.15＝3.85m

图5 投配池及标高
污泥投配池的标高可据此确定，投配池及标高见图5。
消化池至贮泥池的各点标高受河水位的影响（即受河中运泥船高程的影响），故以此向上推算。设要求贮泥池排泥管管中心标高至少应为3.0m才能向运泥船排尽池中污泥，贮泥池有效深2.0m。已知消化池至贮泥池的铸铁管管径为200mm，管长70m，并设管内流速为1.5m/s，则根据式（1）可求得水头损失为1.20m，自由水头设为1.5m。又，消化池采用间歇式排泥运行方式，根据排泥量计算，一次排泥后池内泥面下降0.5m。则排泥结束时消化池内泥面标高至少应为：
3.0+2.0+0.1+1.2+1.5=7.8m
开始排泥时的泥面标高：
7.8＋0.5＝8.3m
式中0.1为管道半径，即贮泥池中泥面与入流管管底平。
应当注意的是：当采用在消化池内撇去上清液的运行方式时，此标高是撇去上清液后的泥面标高，而不是消化池正常运行时的池内泥面标高。
当需排除消化池中下面的污泥时，需用排泥泵排除。
据此绘制的污泥高程图见图8－5。

❺ 请教污泥负荷与容积负荷

SBR反应池池容计算系指传统的序批式活性污泥反应池，而不包括其他SBR改进型的诸多反应池(如ICEAS、CASS、MSBR等)池容的计算。
现针对存在的问题提出一套以总污泥量为主要参数的综合设计方法，供设计者参考。

1 现行设计方法

1.1 负荷法
该法与连续式曝气池容的设计相仿。已知SBR反应池的容积负荷或污泥负荷、进水量及进水中BOD5浓度，即可由下式迅速求得SBR池容：
容积负荷法 V=nQ0C0／Nv (1)
Vmin=〔SVI·MLSS／106]·V
污泥负荷法 Vmin=nQ0C0·SVI／Ns (2)
V=Vmin+Q0
1.2 曝气时间内负荷法
鉴于SBR法属间歇曝气，一个周期内有效曝气时间为ta，则一日内总曝气时间为nta，以此建立如下计算式：
容积负荷法 V=nQ0C0tc／Nv·ta (3)
污泥负荷法 V=24QC0／nta·MLSS·NS (4)
1.3 动力学设计法
由于SBR的运行操作方式不同，其有效容积的计算也不尽相同。根据动力学原理演算(过程略)，SBR反应池容计算公式可分为下列三种情况：
限制曝气 V=NQ(C0-Ce)tf／[MLSS·Ns·ta] (5)
非限制曝气 V=nQ(C0-Ce)tf／[MLSS·Ns(ta+tf)] (6)
半限制曝气 V=nQ(C0-Ce)tf／[LSS·Ns(ta+tf-t0)] (7)
但在实际应用中发现上述方法存有以下问题：
① 对负荷参数的选用依据不足，提供选用参数的范围过大〔例如文献推荐Nv=0.1～1.3kgBOD5/(m3·d)等〕，而未考虑水温、进水水质、污泥龄、活性污泥量以及SBR池几何尺寸等要素对负荷及池容的影响；
② 负荷法将连续式曝气池容计算方法移用于具有二沉池功能的SBR池容计算，存有理论上的差异，使所得结果偏小；
③ 在计算公式中均出现了SVI、MLSS、Nv、Ns等敏感的变化参数，难于全部同时根据经验假定，忽略了底物的明显影响，并将导致各参数间不一致甚至矛盾的现象；
④ 曝气时间内负荷法与动力学设计法中试图引入有效曝气时间ta对SBR池容所产生的影响，但因其由动力学原理演算而得，假定的边界条件不完全适应于实际各个阶段的反应过程，将有机碳的去除仅限制在好氧阶段的曝气作用，而忽略了其他非曝气阶段对有机碳去除的影响，使得在同一负荷条件下所得SBR池容惊人地偏大。
上述问题的存在不仅不利于SBR法对污水的有效处理，而且进行多方案比较时也不可能全面反映SBR法的工程量，会得出投资偏高或偏低的结果。
针对以上问题，提出了一套以总污泥量为主要参数的SBR池容综合设计方法。

2 总污泥量综合设计法

该法是以提供SBR反应池一定的活性污泥量为前提，并满足适合的SVI条件，保证在沉降阶段历时和排水阶段历时内的沉降距离和沉淀面积，据此推算出最低水深下的最小污泥沉降所需的体积，然后根据最大周期进水量求算贮水容积，两者之和即为所求SBR池容。并由此验算曝气时间内的活性污泥浓度及最低水深下的污泥浓度，以判别计算结果的合理性。其计算公式为：
� TS=naQ0(C0-Cr)tT·S (8)
� Vmin=AHmin≥TS·SVI·10-3 (9)
� Hmin=�Hmax-ΔH� (10)
� V=Vmin+ΔV� (11)
式中�TS——单个SBR池内干污泥总量，kg
tT·S——总污泥龄，d
A——SBR池几何平面积，m2
� Hmax、Hmin——分别为曝气时最高水位和沉淀终了时最低水位，m
ΔH——最高水位与最低水位差，m
� Cr——出水BOD5浓度与出水悬浮物浓度中溶解性BOD5浓度之差。其值为：
� Cr=Ce-Z·Cse·1.42(1-ek1t) (12)
式中�Cse——出水中悬浮物浓度，kg/m3
� k1——耗氧速率，d-1
� t——BOD实验时间，d
� Z——活性污泥中异养菌所占比例，其值为：
� Z=B-（B2-8.33Ns·1.072(15-T)）0.5� (13)
� B=0.555+4.167(1+TS0/BOD5)Ns·1.072(15-T)� (14)
Ns=1/a·tT·S� (15)
式中�a——产泥系数，即单位BOD5所产生的剩余污泥量，kgMLSS/kgBOD5，其值为：
� a=0.6(TS0/BOD5+1)-0.6×0.072×1.072(T-15)1/〔tT·S+0.08×1.072(T-15)� (16)
式中TS、BOD5——分别为进水中悬浮固体浓度及BOD 5浓度，kg/m3
�T——污水水温，℃
由式(9)计算之Vmin系为同时满足活性污泥沉降几何面积以及既定沉淀历时条件下的沉降距离，此值将大于现行方法中所推算的Vmin。
必须指出的是，实际的污泥沉降距离应考虑排水历时内的沉降作用，该作用距离称之为保护高度Hb。同时，SBR池内混合液从完全动态混合变为静止沉淀的初始5～10min内污泥 仍处于紊动状态，之后才逐渐变为压缩沉降直至排水历时结束。它们之间的关系可由下式表示：
� vs(ts+td-10/60)=ΔH+Hb (17)
� vs=650/MLSSmax·SVI� (18)
由式(18)代入式(17)并作相应变换改写为：
〔650·A·Hmax／TS·SVI〕(ts+td-10/60)=ΔV/A+Hb (19)
式中 �vs——污泥沉降速度，m/h
� MLSSmax——当水深为Hmax时的MLSS，kg/m3�
ts、td——分别为污泥沉淀历时和排水历时，h
式(19)中SVI、Hb、ts、td均可据经验假定，Ts、ΔV均为已知，Hmax可依据鼓风机风压或曝气机有效水深设置，A为可求，同时求得ΔH，使其在许可的排水变幅范围内保证允许的保护高度。因而，由式(10)、(11)可分别求得Hmin、Vmin和反应池容。

3 工程算例 �

3.1 设计基本条件
某城镇平均污水处理量为10000m3/d，进、出水质见表1。

表1 设计进、出水质 项目 CODCr(mg/L) BOD5(mg/L) SS(mg/L) NH3-N(mg/L) NO3-N(mg/L) TP(mg/L) 水温(℃) pH 进水 380 200 200 40 0 4 15 出水 60 20 20 5 5 0.5 6～9
3.2 SBR池容计算
按前述设计方法及推荐采用的参数，以及提出的总污泥量综合计算法和相应的参数推求公式，依表1的要求进行SBR池容计算。为便于结果比较，该工程设SBR池2座，交替分批进水，周期长6h，Hmax=4.2m，变化系数k2=1.2，计算结果见表2。

表2 单个SBR池参数及结果比较 设计参数一法二法三法四法新法 Nv〔kgBOD5/(m3·d)〕 0.50 0.24 Nv〔kgBOD5/(kgMLSS·d〕 0.255 (0.074) (0.074) 0.074 SVI(mL/g) 90 150 (120) (120) 120 MLSSmax(mg/L) 3000 (3235) (3235) 3235 a〔kgMLSS/(kgBOD5·d)〕 0.906 tT·S(d) 15 TS(kg) (12571) (12571) 12571 Z(%) 0.302 ta(h) (3.0) (3.0) ts+td(h) 1.0+1.0 A(m2) 476 438 1984 1798 925 ΔH(m) 3.07 2.85 2.57 2.57 1.62 Vmin(m3) 540 588 3234 2931 2386 V(m3) 2000 1838 8333 7550 3886 ΔV(m3) 1460 1250 5099 4619 1500 HRT(h) 9.6 8.8 40.0 36.2 18.7 注：①一法至四法依次指：容积负荷法、总污泥负荷法、曝气时间内负荷法、动力学设计法，新法系指总污泥量综合设计法；
②前四种方法中参数 A、ΔH值系由V及Hmax反推而得，列出目的是为便于比较；
③一法和二法中Ns、Nv、SVI值系直接引用相应参考文献中采用的数据，其他方法中凡带( )者为文中假定或移用新法推算值。

4 设计方法评价

根据表2结果进行合理性分析，对SBR池容设计的各种方法作综合评价如下：
① 曝气时间内负荷法和动力学设计法所得池容明显偏大，停留时间过长，ΔH已超出允许范围，实际的MLSSmax仅为1508 mg/L和1655mg/L，要达到假定的活性污泥浓度必须使总污泥龄达30d左右，这样则污泥负荷过小，不利于除磷脱氮。故该两法若用于目前的设计，尚有待改进和完善，但其设想及动力学的理论原理和对SBR池容设计的进步将具有一定的研究价值。
② 容积负荷法和总污泥负荷法实质上系属同一种方法，当采用相应参考文献中的设计参数时所得池容偏小、停留时间过短、ΔH也已超出允许范围；当负荷参数采用总污泥量综合设计法的公式推算值时，则所得SBR池容趋于合理、偏差缩小，但仍然存有ΔH、Hmax等参数与沉降速度、沉淀面积及保护高度之间的关系相脱节的缺陷，最终将影响处理效果。
因此该两法宜谨慎采用，特别是对公式中的负荷参数应以通过计算代替假设，但对式(15)应进行修正，以与该两法的计算公式相适应。
③ 总污泥量综合设计法中所考虑的因素及出发点均与SBR反应池的功能特性密切结合，避免了前几种方法中所存在的问题及缺陷。通过包括硝化、反硝化和厌氧三个反应阶段所需反应历时及阶段污泥龄的校核计算(方法略)得三个阶段的反应历时分别为2.1、1.4、0.5h；所需污泥龄分别为5、8及10d。而本算例假定总污泥龄为15d，其SBR池容完全能满足进行除磷脱氮的需要，且维持了合理的负荷及活性污泥浓度。
④ 从有关参数得知：总污泥量综合设计法SBR池容合理；ΔH在允许范围内；MLSSmax=3235mg/L，在3000～4000mg/L之间；Ns=0.074kgBOD5/(kgMLSS·d)，在0.06～0.10kgBOD5/(kgMLSS·d)范围内；Nn=0.013kgNH3-N/(kgMLSS·d)，符合除磷脱氮负荷要求；MLSSmin=5269mg/L近似于6000mg/L；ΔV/V=38.6%≤40%，符合最佳充水比。
该法在所有设计参数中除SVI、ts、td按经验假定外，均依据进水水质由公式推算而得，不会产生与其他现行方法的矛盾。同时在推求池容过程中确定了SBR池的几何尺寸，这是其他方法所不及的。

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收稿日期：2002-03-22