【文章內(nèi)容簡介】 。見圖135。圖135 消化池的溢流裝置（a）倒虹管式；（b）大氣壓式；（c）水封式倒虹管式見圖135（a）。倒虹管的池內(nèi)端插入污泥面，池外端插入排水槽，均需保持淹沒狀，當(dāng)池內(nèi)污泥面上升，沼氣受壓時，污泥或上清液可從倒虹管排出。大氣壓式見圖135（b）。當(dāng)池內(nèi)沼氣受到的壓力超過Δh（Δh為“U”形管內(nèi)水層高度）時，即產(chǎn)生溢流。水封式見圖135（c）。水封式溢流裝置由溢流管、水封管與下流管組成。溢流管從消化池蓋插入設(shè)計污泥面以下，水封管上端與大氣相通，下流管的上端水平軸線標(biāo)高高于設(shè)計污泥面，下端接入排水槽。當(dāng)沼氣受壓時，污泥或上清液通過溢流管經(jīng)水封管、下流管排入排水槽。溢流管的管徑一般不小于200mm。（2）沼氣排出、收集與貯存設(shè)備由于產(chǎn)氣量與用氣量的不平衡，所以設(shè)貯氣柜調(diào)節(jié)和儲存沼氣。沼氣從集氣罩通過沼氣管道輸送至貯氣柜。沼氣管的管徑按日平均產(chǎn)氣量計算，管內(nèi)流速按7～8m／s計，當(dāng)消化池采用沼氣循環(huán)攪拌時，則計算管徑時應(yīng)增加攪拌循環(huán)所需沼氣量。貯氣柜有低壓浮蓋式與高壓球形罐兩種，見圖136。貯氣柜的容積一般按平均日產(chǎn)氣量的25％~ 40％，即6~10h的平均產(chǎn)氣量計算。圖136 貯氣柜（a）低壓浮蓋式 1水封柜；2浮蓋；3外軌；4滑輪；5—進氣管（b）高壓球形罐 l導(dǎo)氣管；2安全閥低壓浮蓋式的浮蓋重量決定了柜內(nèi)的氣壓，柜內(nèi)氣壓一般為1177~1961Pa（120~200mmH2O），最高可達3432~4904Pa（350~500mmH2O）。氣壓的大小可用蓋頂加減鑄鐵塊的數(shù)量進行調(diào)節(jié)。浮蓋插入水封柜以免沼氣外泄。：1。高壓球形罐在需要長距離輸送沼氣時采用。（3）攪拌設(shè)備攪拌的目的是使池內(nèi)污泥溫度與濃度均勻，防止污泥分層或形成浮渣層，均勻池內(nèi)堿度，從而提高污泥分解速度。當(dāng)消化池內(nèi)各處污泥濃度相差不超過10％時，即認(rèn)為混合均勻。消化池的攪拌方法有沼氣攪拌、泵加水射器攪拌、聯(lián)合攪拌3種方式?？蛇B續(xù)攪拌，也可間歇攪拌，即在2~5h內(nèi)將全池污泥攪拌一次。1）沼氣攪拌沼氣攪拌的優(yōu)點是沒有機械磨損，攪拌比較充分，可促進厭氧分解，縮短消化時間。沼氣攪拌裝置見圖134（c）。經(jīng)空壓機壓縮后的沼氣通過消化池頂蓋上面的配氣環(huán)管，通入每根立管，立管末端在同一標(biāo)高上，距池底1~2m，或在池壁與池底連接面上。立管數(shù)量根據(jù)攪拌氣量及立管內(nèi)的氣流速度決定。立管氣流速度按7~15m／s設(shè)計，攪拌氣量按每1000m3池容5~7m3／min計，空氣壓縮機的功率按每m3池容所需功率5~8W計。2）泵加水射器攪拌見圖134（a）。生污泥用污泥泵加壓后，射入水射器，~，生污泥量與水射器吸入的污泥量之比為1：3~5。當(dāng)消化池池徑大于l0 m時，應(yīng)設(shè)水射器2個或2個以上。如果需要，可以把加壓后的部分污泥從中位管壓入消化池進行補充攪拌。3）聯(lián)合攪拌法聯(lián)合攪拌法的特點是把生污泥加溫、沼氣攪拌聯(lián)合在一個熱交換器裝置內(nèi)完成，見圖134（b）。經(jīng)空氣壓縮機加壓后的沼氣以及經(jīng)污泥泵加壓后的生污泥分別從熱交換器的下端射入，并把消化池內(nèi)的熟污泥抽吸出來，共同在熱交換器中加熱混合，然后從消化池的上部污泥面下噴入，完成加溫攪拌過程。熱交換器通過熱量計算決定。如池徑大于10m，可設(shè)2個或2個以上熱交換器。這種攪拌方法推薦使用。其它攪拌方法如螺旋漿攪拌，現(xiàn)已不常用。（4）加溫設(shè)備消化池加溫的目的在于維持消化池的消化溫度（中溫或高溫），使消化能有效地進行。加溫的方法有池內(nèi)加溫和池外加溫兩種。池內(nèi)加溫可采用熱水或蒸汽直接通入消化池的直接加溫方式，或通入設(shè)在消化池內(nèi)的盤管進行間接加溫的方式。由于存在一些諸如使污泥的含水率增加、局部污泥受熱過高、在盤管外壁結(jié)殼等缺點，故目前很少采用。池外加溫方法是在污泥進入消化池之前，把生污泥加溫到足以達到消化溫度和補償消化池殼體及管道的熱損失，這種方法的優(yōu)點在于可有效地殺滅生污泥中的寄生蟲卵。池外加溫多采用套管式泥水熱交換器或圖134（b）的熱交換器兼混合器完成。（5）消化池容積計算消化池的數(shù)量應(yīng)在兩座或兩座以上，以滿足檢修時消化池正常工作。消化池的有效容積的計算見公式（1311） (1311)式中 Q0生污泥量，m3/d； n污泥投配率，%，中溫消化一般取5~8%；V消化池的有效容積，m3。（四）兩級厭氧消化兩級消化是污泥消化先后在兩個消化池中進行。第一級消化池有加溫、攪拌設(shè)備，并有集氣罩收集沼氣，消化溫度為33～35℃；第二級消化池沒有加溫與攪拌設(shè)備，依靠余熱繼續(xù)消化，消化溫度約為20～26℃，消化氣可收集或不收集。兩級消化是根據(jù)消化過程沼氣產(chǎn)生的規(guī)律進行設(shè)計。圖137所示為中溫消化的消化時間與產(chǎn)氣率的關(guān)系，由此可見，在消化的前8d，產(chǎn)生的沼氣量約占全部產(chǎn)氣量的80％左右。因此，把消化池設(shè)計成兩級，僅有約20％沼氣量沒有收集，但是由于第二級消化池?zé)o攪拌、加溫，減少了能耗，且第二級消化池有濃縮污泥的功能。圖137 消化時間與產(chǎn)氣率的關(guān)系兩級消化池的設(shè)計主要是計算消化池的總有效容積，用式（1311）計算，然后按容積比為一級：二級等于1：1，2：1或3：2分成兩個池子即可。常采用2：1的比值?！纠}155】某城市污水處理廠，初沉污泥量為300 m3／d，濃縮后的剩余活性污泥180 m3／d，它們的含水率均為96％，采用兩級中溫消化，試計算消化池各部分尺寸?！窘狻坑捎谑Ｓ嗷钚晕勰嗔枯^多，故采用污泥投配率為5%，消化池總?cè)莘e：用兩級消化，容積比采用一級：二級=2：1，則一級消化池容積為6400m3，用2個，每個消化池容積3200m3；二級消化池一個，容積為3200m3。一級消化池擬用尺寸見圖138。圖138 消化池計算尺寸消化池直徑D=19m，集氣罩直徑 d1＝2m，高h1＝2m，池底錐底直徑d2＝2m，錐角150，h2＝h4＝。消化池柱體高度h3應(yīng)大于D/2=，采用h3＝10m。消化池總高度：H＝h1＋h2＋h3＋h4＝2＋＋10＋= m。消化池各部分容積：集氣罩容積：上蓋容積： 下錐體容積：等于上蓋容積，V4＝ m3。柱體容積 消化池有效容積：V=V1＋V2十V3十V4＝＋+= m3＞3200 m3（合格）二級消化池的尺寸同一級消化池尺寸。第四節(jié) 兩相厭氧生物處理（一）兩相厭氧生物處理厭氧生物處理亦稱厭氧消化，前已述及分為三個階段，即水解與發(fā)酵階段、產(chǎn)氫產(chǎn)乙酸階段及產(chǎn)甲烷階段。各階段的菌種、消化速度、對環(huán)境的要求、分解過程及消化產(chǎn)物等都不相同，對運行管理方面造成諸多不便。因此近年來研究采用兩相消化法，即根據(jù)消化機理，把第一、二階段與第三階段分別在兩個消化池中進行，使各自都在最佳環(huán)境條件中進行消化，使各相消化池具有更適合于消化過程三個階段各自的菌種群生長繁殖的環(huán)境。兩相消化中第一相消化池容積的設(shè)計：投配率采用100％，即停留時間為ld；第二相消化池容積采用投配率為15％~17％，即停留時間6~。池型與構(gòu)造完全同前，第二相消化池有加溫、攪拌設(shè)備及集氣裝置，~ m3/ m3，~。兩相消化具有池容積小，加溫與攪拌能耗少，運行管理方便，消化更徹底的特點。（二）、兩相厭氧生物處理的組成兩相厭氧生物處理法工藝流程，一般如圖13－9所示，工藝流程由兩大部分組成。 圖13－9 兩相厭氧處理法工藝流程 酸化反應(yīng)器這是有機物的水解，酸化部分，一般采用完全混合方式厭氧（或缺氧）反應(yīng)器。這樣，不僅可使物料在反應(yīng)器中均勻分布，而且即使進水中含一定量懸浮固體時，亦不至于影響反應(yīng)器的正常運行。反應(yīng)器出流經(jīng)沉淀進行固液分離后，部分污泥回流至酸化罐，以保持罐中有一定的污泥濃度，剩余污泥排放。上清液由沉淀池上部流出，作為下一步反應(yīng)器（氣化罐）的進水。氣化反應(yīng)器這是有機物經(jīng)水解，酸化后，繼續(xù)分解產(chǎn)氣（沼氣）的部分，一般采用上流式厭氧污泥床成厭氧過濾床、膨脹床等。在這里，甲烷菌利用有機物酸化產(chǎn)物（低分子有機酸、醇類）為養(yǎng)料進行發(fā)酵產(chǎn)氣，故稱這一部分的反應(yīng)器為氣化反應(yīng)器或甲烷反應(yīng)器。反應(yīng)過程中產(chǎn)生的沼氣，自氣化罐頂部收集后引出利用。 （二）、兩相厭氧生物處理的工藝特點由于在兩相厭氧處理法中，有機物的酸化和氣化是分隔在兩個獨立的反應(yīng)器進行，總結(jié)該工藝的特點如下。 可提供產(chǎn)酸菌和甲烷菌各自最佳的生長條件，并獲得各自較高反應(yīng)速率，以及良好的反應(yīng)器運行情況。 當(dāng)進水有機物負(fù)荷變化時，由于酸化罐存在的緩沖作用，對后接氣化罐的運行，影響不致過大?；蛘哒f，兩相厭氧處理法具有一定的耐沖擊負(fù)荷能力，運行穩(wěn)定。 兩相厭氧處理法系統(tǒng)的總有機負(fù)荷率較高，致使反應(yīng)器的總?cè)莘e比較小。如在酸化反應(yīng)器中，反應(yīng)過程快，水力停留時間短，有機負(fù)荷率高。一般在反應(yīng)30~35℃情況下，水力停留時間為10~24h左右，有機負(fù)荷率為25~60kgCOD/(m3d)左右（相當(dāng)于厭氧產(chǎn)氣反應(yīng)器的3~4倍）。故有機物在酸化過程中所需的反應(yīng)器容積是相當(dāng)小的。而且，經(jīng)過酸化過程后，廢水的COD，一般可被去除20%~25%左右，進入氣化罐的有機物負(fù)荷量就可減少，相應(yīng)容積亦隨之減少。 采用兩相厭氧處理法后，進入氣化罐的廢水水質(zhì)情況有所改善，如有機物酸化降解為低分于有機酸，水中所含懸浮固體減少較多，使得氣化罐運行條件良好。在這情況下，反應(yīng)器的COD去除率及產(chǎn)氣率有所提高。一般，在中溫度發(fā)酵（30~35℃）情況下，COD總?cè)コ蛇_90%左右，總產(chǎn)氣率達3m3/ (m3d)左右。 由于兩相厭氧處理法的反應(yīng)器總?cè)莘e較小，相應(yīng)基本費用降低。不過，由于兩相（酸化、氣化）反應(yīng)器容積的不等，可能構(gòu)筑物的設(shè)計和施工帶來一定的困難和增添一定的工作量。第五節(jié) 升流式厭氧污泥床（UASB法）升流式厭氧污泥床（UASB）工藝是由荷蘭人在20世紀(jì)70年代開發(fā)的，他們在研究用升流式厭氧濾池處理馬鈴薯加工廢水和甲醇廢水時取消了池內(nèi)的全部填料，并在池子的上部設(shè)置了氣、液、固三相分離器，于是一種結(jié)構(gòu)簡單、處理效能很高的新型厭氧反應(yīng)器便誕生了。UASB反應(yīng)器一出現(xiàn)很快便獲得廣泛的關(guān)注與認(rèn)可，并在世界范圍內(nèi)得到廣泛的應(yīng)用，到目前為止，UASB反應(yīng)器是最為成功的厭氧生物處理工藝。一、 UASB反應(yīng)器原理圖1310是UASB反應(yīng)器工作原理的圖示，污水盡可能均勻地引入反應(yīng)器的底部，污水向上通過包含顆粒污泥或絮凝污泥床。厭氧反應(yīng)發(fā)生在污水與污泥顆粒的接觸過程，在厭氧狀態(tài)下產(chǎn)生的沼氣（主要是甲烷和二氧化碳）引起內(nèi)部循環(huán)，這對于顆粒污泥的形成和維持有利。在污泥層形成的一些氣體附著在污泥顆粒上，附著和沒有附著的氣體向反