污水UASB+反硝化+硝化计算书

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1、某市生活垃圾填埋场渗沥液处理站工程计算书(200m3/d)二零一二年三月1 概况1.2 进水流量垃圾渗沥液进水流量为200（m3/d）。1.3 设计计算进水水质项目水量(m3/d )CODcr(mg/L)BOD5(mg/L)SS(mg/L)TN(mg/L)NH-N3(mg/L)PH进水水质2002000012000850300025006-91.4 设计计算出水水质序号控制污染物排放浓度限值1色度（稀释倍数）402化学需氧量（COD）（ mg/L）Cr1003生化需氧量（BOD）（ mg/L）5304悬浮物（mg/L）305总氮（mg/L）406氨氮（mg/L）257总磷（mg/L）38粪大肠

2、菌群数（个/L）100009总汞（mg/L ）0.00110总镉（mg/L ）0.0111总铬（mg/L ）0.112六价铬（mg/L ）0.0513总砷（mg/L ）0.114总铅（mg/L ）0.11.5 各工艺单元去除效果项目nd 量加CODcr(mg/L)BOD5(mg/L)NH-N3(mg/L)TN(mg/L)SS(mg/L)UASB进水200200001200015002000500出水2008000480015002000250去除率60%60%50%MBR进水2008000480015002000250出水20080024154090% 99.5%99%98%98%NF进水20

3、08002415405出水150801015400去除率90%58%100%排放要求100302540302 UASB的设计计算UASB 反应器进水条件1 ） pH 值宜为6.57.8。2）常温厌氧温度宜为20C25C，中温厌氧温度宜为30C35C，高温厌氧温 度宜为 50C55C。3）COD:N:P=200:5:1。4）UASB反应器进水中悬浮物的含量宜小于1500mg/L。5）废水中氨氮浓度应小于800mg/L。6）废水中硫酸盐浓度应小于1000mg/L、C0D/S042-比值应大于10。7）废水中COD 浓度宜为2000mg/L 20000mg/L。8）严格限制重金属、碱土金属、三氯甲烷

4、、氰化物、酚类、硝酸盐和氯气等有毒物质进入厌氧反应器。2.1 UASB 反应池的有效容积V = o = AH = tQ有效 NV式中：Q设计计算处理量，Q=200m3/d=8.33 ms/h；C 进水COD浓度，mg/L ；0N一COD容积负荷,kgCOD/（rni3d）,取4kg/m3 d（中温负荷）A一反应器横截面积，m2H反应器有效高度，mt一水力停留时间，h= 2(20 - 8)% 1-3 = 600( m3) 有效4.0表1不同条件下絮状和颗粒污泥LASB反应器采用的容积负荷(悬浮性组分心临为简单废水)废水C0D侬度 窗L不溶性COD 组分(%)在開乜采用的负荷(kgCOD/ 900

5、030-603-760100不辽采用3-7*注:：高淋氏弑惜况卜反应器负荷宜在上表的基础上适为握高。2.2 UASB反应池的形状和尺寸升流式厌氧污泥床的池形有矩形、方形和圆形。圆形反应池具有结构稳定的特点因此本次设计计算选用圆形池。圆形反应器具有结构稳定的优点，同时建造费用比具有相同面积的矩形反应器至少要低12%，但圆形反应器的这一优点仅仅在采用单个池子时才成立。单个或小的反应器可以建成圆形的，高径比应在13之间。11UASB升流式厌氧污泥床污水处理工程技术规X(编制说明)反应池有效横截面积：VS = 有效有效 h式中：S 反应池的有效横截面积，m2；有效hUASB反应器的高度，一般为49m，

6、8moS =600 = 75(m2)有效 8取2座相同的UASB池，池面积为37.5mz 反应池直径：d=于至空=6.9(m)兀 3.14取反应池直径为d=7m。反应池实际横截面积：S=d23存=38.47(m 2)反应池的高度：h=VS600= 7.8(m)38.47 x 2取反应池高度h=8m。设反应池超高为0.5m,则反应池实际高度H为:H=h+0.5=8+0.5=8.5(m)单个反应池的实际容积：4 x 8.5 = 326.95(m3)兀 d23.14 x 72V =- H =4反应池的体积有效系数：k=V有效=V326 = 92%据相关资料，反应池体积有效系数一般为7095%，故本次

7、设计计算符合要求。2.3 进水分配系统的设计计算压力流进水，分支状穿孔管，设逆止阀，当水力筛缝隙为3mm5mm时， 出水孔大于15mm,般在15mm25mm之间；c.需考虑设液体反冲洗或清堵 装置，可以采用停水分池分段反冲，用液体反冲时，压力为1.0kg/cm2 2.0kg/cm2, 流量为正常进水量的35倍；（2）采用重力流布水方式（管孔）如果进水水位差仅仅比反应器的水位稍高（水位差小于10cm ）会经常发生堵 塞现象。因为进水水头不足以消除阻塞。当水箱中的水位（三角堰的底部）与反 应器中的水位差大于30cm时很少发生堵塞现象。a. 采用布水器布水时,从布水器到布水口应尽可能少地采用弯头等非

8、直管；b. 废水通过布水器进入池内时会吸入空气，直径大于 2.0mm气泡会以0.2m/s0.3m/s速度上升，在管道垂直段（或顶部）流速应低于这一数值；c. 上部管径应大于下部,可适当地避免大的空气泡进入反应器；d. 反应器底部较小直径可以产生高的流速,从而产生较强的扰动,使进水与污 泥之间充分接触；e. 为了增强底部污泥和废水之间的接触,建议进水点距反应器池底保持150mm - 250mm的距离。布水点的设置：据下表，由于所取容积负荷为4.0 kg/ms d,因此每个点的布水负荷面积为0.52m2O本次设计计算池中共设置40个布水点，则每点的负荷面积为：in38.47 -1.6m2)污呢性伍

9、进水容积皿荷毎亍进蘇负荷朽昵性质讲出容帆住命區平谨水丸负荷网积伽*40kKT5S/mJ 1雷：1 召-1h j-2- 2慎一典恥-爲S/卅17配水系统形式：采用一管多孔式。设计计算参数：进水总管管径取200mm，流速约为1.7m/s；配水管的直径取100mm，流速约为2m/s；配水管中心距池底一般为200250mm，取250mm ；出水孔孔径一般为1020mm,取15mm；出水孔孔距为1.02.0m。布水简图：2.4 三相分离器尺寸设计计算图中：hl上部液面距反应池顶部高度，取0.5m； h2 集气罩顶以上的覆盖水深，取0.5m。下三角形集气罩回流缝的总面积：ST式中：V 下三角形集气罩之间污

10、泥回流缝中混合液上升流速，V宜小于 下下0.5m/h, 取 V =0.4 m/h。下S = 4.17 二 8.34(m2)下0.5下三角形集气罩之间的直径距离：b 二2;4 x 8.34 丫 3.14二 3.26( m)实际流速 V =0.39 m/h下下三角形集气罩底水平宽度7-3.26下三角形集气罩斜面高度：h3=b1xtan e式中:e三角形集气罩斜面的水平夹角，一般为5560,取0=55h3= 1.65xtan55=2.36 ( m )上下三角形集气罩之间回流缝流速 V ：上上 S上S J (CF + EQ)x CE (圆台侧面积公式) 上2式中：S 上三角形集气罩回流缝面积(m2)；

11、上CE上三角形集气罩回流缝的宽度，CE0.2m，取CE=1.0m；CF上三角形集气罩底宽，上三角形集气罩底宽与下三角形集气罩底宽的差值需大于200mm，取CF=4m；EH=CExsin55=1 xsin55=0.82mEQ=2EH+CF=2 xO.82+4 =5.64m3.14 x (4 + 5.64) gem)4.1715.13二 0.28(m / H)V V 2m/h , 符合要求。 上下上三角形集气罩高度：CF4h5= x tan9 = x tan55 = 2.86(m)2 2复核：当混合液上升到A点后将沿着AB方向斜面流动，并设流速为V,同时假定aA点的气泡以速度V垂直上升，所以气泡的

12、运动轨迹将沿着V和V合成速度的 b a b方向运动，根据速度合成的平行四边形法则，则有：BCAV ADB =V ABa式中：BC = 174(rn)cos55 cos55IG=CH=CExcos55=1 xcos55=0.57mEH= CExsin55=1xsin55=0.82mHG=CI=CF-b =4-3.7=0.3mEG=EH+HG=0.82+0.3=1.12mGA=EGxtan55=1.12xtan55=1.6mh4=IG+GA=0.57+1.6=2.17mAE=EG/cos55=1.12/cos55=1.95mBE=CExtan55=1 xtan55=1.43mAB=AE-BE=1.

13、95-1.43=0.52mBC _ 1.74A _ 052要使气泡分离后进入沉淀区的必要条件是在消化温度为25c，沼气密度=1.12g/L；水的密度=997.0449kg/m3；水的运动粘滞系数V=0.008904m2/s；取气泡直径d=0.01cm根据斯托克斯（Stokes）公式可得气体上升速度为:Pg（P -P ）dV =b18 x 0.0089 x 0.95水流速度 ,Va=V =0.55m/h V =12 b18p式中V 气泡上升速度（cm/s）bg 重力加速度（cm/S2）B碰撞系数，取0.95P废水的动力粘度系数，g/（cm.s） p=vB=0.616cm/s =21.96m/h“

14、0.95 x 9.8 x (997.0449 1.12) x 10-3 x 0.01221.960.55二 39.93BC _ 1.74AB _ 03满足二 BC，符合要求V ABa1.7 三相分离器与 UASB 高度设计计算三相分离器总高 h=h5+h4=2.86+2.17=5.03mUASB反应池总高为8m, 超高h1=0.5m分离出流区高4.84m,反应区高4.16m,其中污泥床高2m,悬浮层高2.16m。2.5 排泥系统的设计计算UASB 池反应区的污泥沿高程呈两种分布状态，下部约1/31/2的高度X围 内污泥固体浓度高达4080gVSS/L或60120gVSS/L,称为污泥床层。污泥

15、床 层以上约占反应区总高度的1 /31/2的区域X围内污泥浓度较小，约为5 25gVSS/L或530gVSS/L,称为污泥悬浮层。本设计计算中，反应池最高液面为8.5m,其中沉淀区高4.84m，污泥浓度 p=0.5gSS/L；悬浮区高2.16m，污泥浓度p=2.0gSS/L；污泥床高2m,污泥浓度 p =15.0gSS/L。 反应池内污泥总量M 二 S(h p + h p + h p )二 80x (4.84x 0.5 + 2.16x 2 + 2x 15)二 2939.2(kgSS)1 12 23 3 BOD污泥负荷FS = ROD5M M(12 - 4.8) x 2002939.2污泥负荷表

16、示反应池内单位容量的活性污泥在单位时间内承受的有机质质量。=0.49kgBOD /(kgSS - d)5 产泥量计算 般情况下，可按每去除 IkgCOD产生0.050.10kgVSS计算。本工程取X=0.07kgVSS/kgCOD，则产泥量为：AX = XQSr式中Q设计计算处理量，m3/dS去 除的 COD 浓度，kgCOD/m3 rAX 二 0.07 x 200 x (20 - 8)二 168(kgVSS / d)取 VSS/SS=0.8,则AX二污泥含水率 P 为 98%，因含水率95%,取 p =1000kg/m3,s则污泥产量为AX210P (1-P)1000x(1 - 98%)二

17、10.5(m 3/d) 污泥龄的计算c AX16829392 = 17.5(d) 排泥系统设计计算在 USAB 池池底设排泥管，每 3 个月排泥一次，污泥返回垃圾填埋场。排泥管选DN150的钢管，排泥总管选用DN200的钢管。2.6 出水系统的设计计算溢流堰设计计算沉淀区的出水系统一般采用出水渠，一般每个单元三相分离器沉淀区设一条出水渠，池中设有2个单元三相分离器，出水槽共有2条，槽宽b =0.3m c反应池流量:页3600 二 -0023m 3/s设出水槽槽口附近水流速度V =0.2m/s,c则 槽口附近水深h:cfhcf0.00230.2 x 0.3=0.038mcc取，槽口附近水槽深h为

18、0.25m，出水槽坡度为0.01c溢流堰设计计算90三角堰，堰高100mm，堰口宽200mm。2.7 沼气收集系统设计计算 设 4 根沼气收集支管，1 根沼气收集总管，设计计算 COD 去除率为 60%。厌氧沼气产率为每降减1kgC0D产生0.35ms的沼气，沼气甲烷含量为65%沼气量 Q=20000x60%x200x10-3x0.35=840m3/d2.10 厌氧循环泵的选择 表面水力负荷：式中：Q单池流量，Q=4.17 m3/h；S反应池实际截面积，S=38.47 m2。4.1738.47二 0.11m3 /(m2 - h)表面水力负荷一般小于0.7m3/(m2h),故符合要求。厌氧循环泵

19、的计算：UASB反应器内废水的上升流速宜小于0.5m/h,取0.4 m/hQ=s v=38.47x0.4=15.39(m3/h)循环泵流量=15.39-4.17=11.22(m3/h),取 15创)扬程为：H = H +工 h +工 h + hST s d式中 H 静扬程，吸水井的最枯水位(或最低水位)与净化构筑物进口水面 ST标高差，为8mEh 吸水管路水头损失sEh 输水管路水头损失dEh+Eh=0.5msdh安全水头，一般为1 2mH 二 8 + 0.5 + 2 二 10.5(m) 取扬程为15m。3 MBR池的设计计算3.1 一级反硝化、硝化池设计计算 3.1.1反硝化池有效容积-V

20、= X *RV =NH 4 NDiDi MLVSS * qdn,T式中：X设计计算进水NH-N负荷总量NH4-N4X = 200 x 1500 x 10-3 二 300kgNH4-NR 设计计算反硝化率，R = 95%DiDiMLVSS挥发性悬浮污泥，取污泥浓度为4000mgMLSS/L ,f=皺=0.7，则挥发性悬浮污泥浓度为2800 mgMLVSS/Lq 设计计算反硝化速率dn,Tq = q 9 t - 20dn,T dn,20q 20C时反硝化速率常数，取0.12kgNO-N/(kgMLVSSd)dn,2030温度系数，取1.08T设计计算温度25Cq = q 9 t-20 = 0.12

21、 x 1.0825-20 = 0.18(kgNO-3 - N/kgMLVSS) Vdn,T dn,203DiX* R300 X 0.95NH 4_ ND- = 565.5m3MLVSS * q2800x 10-3 x 0.18dn,T取 600 mi3。取有效高度为7.7，则横截面积S+ = 600 = 77叫）则反应池直径约为9.96m。取10。设计计算反应池总高 H=8.5m反应池的总容积 V=n（d/2）2H=3.14*（10/2）2*9=706.5m3,有效容积为 588.75m3,3.1.2硝化池有效容吧V = s +NiS 2 +a *VDi+ KA dae其中a、b为经验公式参数

22、:a = 3.17m3/db = 218.42m3/dK = 0.0086 * 1.1 (T-15) = 0.0223 da + b - K * VdDi12*(+ K )Adae式中：A 硝化污泥所需泥龄ae硝化菌比增长速率NO卩=卩 -1 - 0.833(7.2 - pH)NN-max + 10(0.05T-1.158) k + -22式中：卩一一硝化菌最大比增长速率N-max= 0.47exp0.098(T -15)Nmax= 0.47exp0.098 x (25-15)=0.46(d-i)N出水氨氮浓度，为150mg/Lk 氧的半速系数，为 1.3 mg/LO2O 反应池中溶解氧浓度，

23、为 2 mg/L 2pH=7.2752卩=0.46x1 -0.833(7.2-7.2)二 0.27(d-i)N75 + 10(0.05x25-1.158)1.3 + 2硝化污泥所需最小泥龄0c110 = 二 二 3.7(d)c 卩 0.28N硝化污泥所需泥龄A = K0 二 3x 3.7 二 11.1(d)ae c式中：选用安全系数 K=33.17 + 218.42 - 0.0223 x 565.5s=2 x (丄 + 0.0223)11.1=930.45VNi1二 930.45 + 930.452 + 37 x 565.5 彳TH + 0-0223二 1869.43(m 3)取 1900 m

24、3取有效高度为7.4m，横截面积为1900/7.4=256.76m2,直径=18m设计计算反应池总高H=8.5。反应池的总容积 V=n(d/2)2H=3.14*(9)2*9=2289.06m3,有效容积为 1907.55m3O取 2000。级反硝化、硝化池总面积为324.66 m2，半径为10.2m,取10m,则级反硝化池短弧圆心角约为128。3.2 二级反硝化、硝化池设计计算 321反硝化池有效容积人XV =no3- nDi MLVSS * qNi式中：q 设计计算反硝化速率，为一级反硝化速率的0.20.5 倍,Ni取 q =0.35q =0.35X0-18=0.063 (kgNO- -N/

25、kgMLASS )Nidn,T3超滤进水比=8Xno3-n-硝氮去除总量X = 200 x 8 x (75 -10) xlO-3 = 104kg / dNO3-N104 x103V =Di=589.57m 32800 x 0.063取 600 m3取有效高度为7.1m,则横截面积$= V有效= 600 =84.5 (m2)。 h 7.1则反应池直径约为10.38m。取10.5m设计计算反应池总高 H=8.5。3.2.2二级硝化池有效容积V = Q *t= (200/24)*10*6二 583.1m3Ni2 uf式中：t水力停留时间，为7h取600 m3取有效高度为6.8m,则横截面积$= V有

26、效= 600 =88.24 （ m2）。 h 6.8则反应池直径约为10.6m,取11。设计计算反应池总高 H=8.5m。4曝气系统设计计算计算4.1 设计计算需氧量 AOR 需氧量包括碳化需氧量和硝化需氧量,并应扣除剩余活性污泥排放所减少的BOD及NH-N的氧当量（此部分用于细胞合成，并未耗氧）同时还应考虑反硝 53化脱氮产生的氧量。AOR =碳化需氧量+硝化需氧量-反硝化脱氮产氧量=（去除BOD需氧量-剩余污泥中BOD氧当量）+ 55（NH -N硝化需氧量-剩余污泥中NH -N氧当量）-反硝化脱氮产氧量33 碳化需氧量D1D=1-1.42PXQ (S - S)01 - e - kt式中kB

27、OD的分解速度常数，d-1,取k=0.23tBOD 实验的时间,取 t=5d5八 200x(12000 9.62)x 10-3 1 心匕, “心“门 八 / 八 D =1.42 x 925.4 = 2195.16(kgO /d)11 e 0.23x52 硝化需氧量 D2D = 4.6Q(N - N) - 4.6 x12.4% x P2 0 X式中N 进水总氮浓度，kg/m30N 出水 NH-N 浓度，kg/m3 e3D =4.6x200x(2000-25)x 10-3-4.6xl2.4%x925.4 = 1289.15(kgO /d)22 反硝化脱氮产生的氧量D3D = 2.86N3T式中 N

28、 为反硝化脱氮的硝态氮量TN 的计算为：T微生物同化作用去除的总氮 N :WN =0.124 Y (So S)w1 + K 9dc二 0.124 x二 573.69(mg / L)0.6 x (12000 - 9.62)1 + 0.05 x 11.1被氧化的NH-N =进水总氮量一出水氨氮量一3用于合成的总氮量=200025573.69=1401.31 ( mg/L )所需脱硝量=进水总氮量一出水总氮量一 用于合成的总氮量=200040573.69=1386.31(mg/L)需还原的硝酸盐氮量 N =200x1386.31 0-3=277.26( kg/d)TD = 2.86N 二 2.86x

29、 277.26 二 792.96(kgO /d)3T2故总需氧量A0R= D +D -D123=2195.16+1289.15-792.96=2691.35(kgO/d)=112.14(kgO/h)22最大需氧量与平均需氧量之比为1 .4 ，则AOR =1.4AOR=1.4x112.14=157(kgO/h)max2去除1 kgBOD 的需氧量112.145Q(S -S ) = 200x(12000-9.62)x 10-3 = 0.047伙理/kgBOD5)0e4.2 标准需氧量将设计计算需氧量 AOR 换算成标准状态下的需氧量 SOR:AOR - C SOR = _a(PpC-C ) x 1

30、.O24(t-2o)sm(T) L式中C 水温20C时清水中溶解氧的饱和度，mg/Ls(20)C 设计计算水温TC时好氧反应池中平均溶解氧的饱和度，mg/L sm(T)T设计计算污水温度，T=25CCL-好氧反应池中溶解氧浓度，取2mg/La污水传氧速率与清水传氧速率之比，取0.821.013 x 105p压力修正系数，p =工程所在地区大气压；本例工程所在地区大气压为1.013x105 ( Pa),故p=1B污水中饱和溶解氧与清水中饱和溶解氧之比,取 0.95查表得水中溶解氧饱和度：C =9.17mg/L，C =8.38mg/Ls(20)s(25)空气扩散器出口处绝对压力：p = p + 9

31、.8x103 H b式中H空气扩散器的安装深度，本工程选用拉法尔射流曝气器，安装深度为 7.5mP大气压力，p=1.013xl05Pap =1.013x105 + 9.8x 103 x7.5 = 1.748x105Pa b空气离开好氧反应池时氧的百分比 O : tO = 21(1弋)x 100%t 79 + 21(1-E )A式中Ea为空气扩散装置的氧的转移效率，取Ea=35%Ot = 792121；0-035)x 100% =14J%好氧反应池中平均溶解氧饱和度：C =C(pbsm(25)O、+ t-)s(25)2.066 x10542=8.38 x (E105 + 巴)2.066 x 10

32、542=10.02(mg / L)112.14 x 9.17标准需氧量为：SOR =0.82 x (0.95 x 1 x 10.02 -2) x 1.024(25-20) =148.17(kg / d) = 6.17(kg / h)相应最大时标准需氧量为：SOR =1.4SOR=1.4x=8.64(kg/h) max好氧反应池平均时供气量为：Q QZ7 1 7G = x 100 =_ x 100 = 5876.19( m 3 / h)s 0.3E0.3 x 0.35A最大时供气量为：G =1.4G=8226.67(m3/h)=137.11(m3/min)smax s取 140(m3/min)4

33、.3 供风管道计算供风管道指风机出口至曝气器的管道 干管流量 Q = G= 8226.67(m3 /h)s s max查表得，流速v=5.94(m/s),沿程阻力损失i=0.46Pa/m,干管管径=700mm供风管道沿程阻力 h11h = iLa a (Pa)11T P式中i单位管长阻力(Pa/m)L风管长度(m )a温度为T时，空气密度的修正系数，当空气温度为15C时，aTT=1.02；当空气温度为20C时，a =1.00Ta大气压力为p时的压力修正系数，当p=0.1MPa时，a =1.0pph = iLa a (Pa)11T P 支管11流量 Q = Q =X8226.67 = 4113.

34、34(ms/h)s 单 2 s 2查表得，流速v=11.87(m/s ),沿程阻力损失i=4.25Pa,支管管径=350mm4.4所需空气压力p(相对压力)P=h +h +h +h +Ah1234式中h供风管道沿程阻力，MPa1h供风管道局部阻力，MPa2h曝气器淹没水头，MPa3h 曝气器阻力，微孔曝气 h 0.0040.005MPa, h =0.004 MPa444h富余水头，Ah =0.0030.005MPa,取 Ah =0.004 MPa(h+ h =0.002MPa，实际中需要根据管径管速计算。根据总供气量、所需风 12压、污水量及负荷变化等因素选定风机台数，进行风机与机房设计计算。)P=0.002+0.075+0.004+0.004=0.085(MPa)=85(kPa)