污水UASB+反硝化+硝化计算书

污水UASB+反硝化+硝

化计算书

-CAL-FENGHAI.-(YICAI)-Company One1

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 进水流量

垃圾渗沥液进水流量为200（m3/d）。

设计计算进水水质

水量（m3/d） 200 CODcr (mg/L) 20000 BOD5 (mg/L) 12000 SS (mg/L) 850 TN (mg/L) 3000 NH3-N (mg/L) 2500 项目 进水水质 PH 6-9 设计计算出水水质

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 控制污染物 色度（稀释倍数） 化学需氧量（CODCr）（mg/L） 生化需氧量（BOD5）（mg/L） 悬浮物（mg/L） 总氮（mg/L） 氨氮（mg/L） 总磷（mg/L） 粪大肠菌群数（个/L） 总汞（mg/L） 总镉（mg/L） 总铬（mg/L） 六价铬（mg/L） 总砷（mg/L） 总铅（mg/L） 排放浓度限值 40 100 30 30 40 25 3 10000 各工艺单元去除效果

水量 进水 UASB 出水 去除率 进水 MBR 出水 去除率 进水 NF 出水 去除率 排放要求 200 150 200 200 （m3/d） 200 200 CODcr (mg/L) 20000 8000 60% 8000 <800 ＞90% <800 80 <90% 100 BOD5 (mg/L) 12000 4800 60% 4800 <24 ＞% <24 10 <58% 30 NH3-N (mg/L) 1500 1500 —— 1500 <15 ＞99% <15 <15 —— 25 TN (mg/L) 2000 2000 —— 2000 <40 ＞98% <40 <40 —— 40 SS (mg/L) 500 250 50% 250 <5 ＞98% <5 0 <100% 30 项 目 2 UASB的设计计算 UASB 反应器进水条件 1）pH 值宜为～。

2）常温厌氧温度宜为20℃～25℃，中温厌氧温度宜为30℃～35℃，高温厌氧温度宜为50℃～55℃。 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、COD/SO42-比值应大于10。 7）废水中COD 浓度宜为2000mg/L～20000mg/L。

II

8）严格限制重金属、碱土金属、三氯甲烷、氰化物、酚类、硝酸盐和氯气等有毒物质进入厌氧反应器。 UASB反应池的有效容积

V有效QC0AHtQNV

式中：Q——设计计算处理量，Q=200m3/d= m3/h；

C0——进水COD浓度，mg/L；

NV——COD容积负荷，kgCOD/(m3·d)，取4kg/m3d（中温负荷）。

A——反应器横截面积，m2 H——反应器有效高度，m t——水力停留时间，h

200(200008000)103V有效600(m3)

4.0

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1～3 之间。[1]

[1]《UASB升流式厌氧污泥床污水处理工程技术规范（编制说明）》

III

反应池有效横截面积：

S有效V有效=

h式中：S有效——反应池的有效横截面积，m2；

h——UASB 反应器的高度，一般为4~9m，取8m。

S有效600=75(m2)

8取2座相同的UASB池，池面积为。 反应池直径：

d=

取反应池直径为d=7m。 反应池实际横截面积：

4s437.56.9(m)

3.14d23.1472S=38.47(m2)

44

反应池的高度：

h=

取反应池高度h=8m。

V6007.8(m)S38.472

设反应池超高为0.5m，则反应池实际高度H为：

H=h+=8+=(m)

单个反应池的实际容积：

d23.1472V=H8.5326.95(m3)

44反应池的体积有效系数：

k=V有效60092% V326.952据相关资料，反应池体积有效系数一般为70~95%，故本次设计计算符合要求。

IV

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3mm～5mm 时，出水孔大于15mm，一般在15mm～25mm 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cm2～cm2，流量为正常进水量的3～5 倍；

（2）采用重力流布水方式(一管一孔)

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/s～0.3m/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/m3d，因此每个点的布水负荷面积为

~2m2。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：

SiS38.471.6（m2） n24

配水系统形式：采用一管多孔式。 设计计算参数：

V

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200~250mm，取250mm； 出水孔孔径一般为10~20mm，取15mm； 出水孔孔距为~。

布水简图：

三相分离器尺寸设计计算

d

θ

v2

θ

b1

b2

v1

VI

图 三相分离器设计计算图

图中：h1——上部液面距反应池顶部高度，取；

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：

S下Q V下式中：V下——下三角形集气罩之间污泥回流缝中混合液上升流速，V下宜小于

m/h，取V下= m/h。

S下4.178.34(m2) 0.5下三角形集气罩之间的直径距离：

b2实际流速V下= m/h

4s下48.34 3.26（m）3.14下三角形集气罩底水平宽度：

b1下三角形集气罩斜面高度：

db273.261.87(m) 22h3=b1×tanθ

式中：θ——三角形集气罩斜面的水平夹角，一般为55°~60°，取θ=55°。

h3= ×tan55=（m）

上下三角形集气罩之间回流缝流速V上：

V上Q S上VII

S上(CFEQ)CE2(圆台侧面积公式)

式中：S上——上三角形集气罩回流缝面积（m2）；

CE——上三角形集气罩回流缝的宽度，CE>0.2m，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=CE×sin55=1×sin55=0.82m EQ=2EH+CF=2× +4 =5.64m

S上3.14(45.64)115.13(m)

2V上V上< V下<2m/h , 符合要求。 上三角形集气罩高度：

4.170.28(m/h) 15.13h5=

复核：

CF4tantan552.86(m) 22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Va，同时假定A点的气泡以速度Vb垂直上升，所以气泡的运动轨迹将沿着Va和Vb合成速度的方向运动，根据速度合成的平行四边形法则，则有：

VbADBCVaABAB

式中：BCCE11.74(m) cos55cos55IG=CH=CE×cos55=1×cos55=0.57m

VIII

EH= CE×sin55=1×sin55=0.82m HG=CI=CF-b2==0.3m

EG=EH+HG=+=1.12m

GA=EG×tan55=×tan55=1.6m h4=IG+GA=+=2.17m AE=EG/cos55=cos55=1.95m BE=CE×tan55=1×tan55=1.43m

AB=AE-BE=0.52m

BC1.743.35要使气泡分离后进入沉淀区的必要条件是： AB0.52 在消化温度为25℃，沼气密度 =L；水的密度 =m3； 水的运动粘滞系数V=×10^-4m2/s；取气泡直径d= 根据斯托克斯（Stokes）公式可得气体上升速度Vb为：

g(12)d2 Vb18式中 Vb—气泡上升速度（cm/s）

g —重力加速度（cm/s2） β —碰撞系数，取

μ —废水的动力粘度系数，g/ μ=vβ

0.959.8(997.04491.12)1030.012Vb0.616cm/s21.96m/h

180.00890.95水流速度 ,Va=V2=h

IX

Vb21.9639.93 Va0.55BC1.745.8 AB0.3BCVb ＞ ，符合要求

ABVa满足

三相分离器与UASB高度设计计算

三相分离器总高h=h5+h4=+=5.03m UASB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。

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1/3～1/2的高度

范围内污泥固体浓度高达40～80gVSS/L或60～120gVSS/L，称为污泥床层。污泥床层以上约占反应区总高度的1/3～1/2的区域范围内污泥浓度较小，约为5～25gVSS/L或5～30gVSS/L，称为污泥悬浮层。

本设计计算中，反应池最高液面为，其中沉淀区高，污泥浓度ρ1=L；悬浮区高，污泥浓度ρ2=L；污泥床高2m，污泥浓度ρ3=L。 ①反应池内污泥总量

MS(h11h22h33)80(4.840.52.162215)2939.2(kgSS)

②BOD污泥负荷

污泥负荷表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。

X

FSBOD5(124.8)2000.49[kgBOD5/(kgSSd)] MM2939.2③产泥量计算

一般情况下，可按每去除1kgCOD产生～计算。本工程取X=kgCOD，则产

泥量为：

XXQSr

式中 Q——设计计算处理量，m3/d

Sr——去除的COD浓度，kgCOD/m3

X0.07200(208)168(kgVSS/d)

取VSS/SS=，则

X'

168210(kgSS/d) 0.8污泥含水率P为98%，因含水率＞95%，取ρs=1000kg/m3， 则污泥产量为

QsX'21010.5(m3/d)

s(1)1000(198%)④污泥龄的计算

c⑤排泥系统设计计算

M2939.217.5(d) X168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。

XI

出水系统的设计计算 ①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 bc＝ 反应池流量:

Q2000.0023m3/s

243600设出水槽槽口附近水流速度Vc=s, 则 槽口附近水深hcf:

hcfQ0.00230.038m Vcbc0.20.3

取，槽口附近水槽深hc为0.25m，出水槽坡度为

溢流堰设计计算90°三角堰，堰高100mm，堰口宽200mm。

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1kgCOD产生0.35m3的沼气，沼气甲烷含量为65%。

沼气量Q=20000×60%×200×10-3×=840m3/d 厌氧循环泵的选择 表面水力负荷：

q式中：Q——单池流量，Q= m3/h；

QS

S——反应池实际截面积，S=38.47 m2。

qQ4.170.11m3/(m2h)s38.47

XII

表面水力负荷一般小于(m2·h)，故符合要求。 厌氧循环泵的计算：

UASB 反应器内废水的上升流速宜小于0.5m/h，取0.4 m/h

Q’=s·v=×=(m3/h)

循环泵流量=(m3/h)，取15(m3/h)

扬程为：

HHSThshdh'

式中 HST——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

面标高差，为8m ∑hs——吸水管路水头损失 ∑hd——输水管路水头损失

∑hs+∑hd=

h’——安全水头，一般为1～2m

H80.5210.5(m)

取扬程为15m。 3 MBR池的设计计算

一级反硝化、硝化池设计计算 3.1.1 反硝化池有效容积VDi

VDi =

XNH4N*RDi

MLVSS*qdn,T式中：XNH4-N——设计计算进水NH4-N负荷总量

XNH4-N=2001500103300kg RDi——设计计算反硝化率，RDi = 95%

XIII

f=

MLVSS——挥发性悬浮污泥，取污泥浓度为4000mgMLSS/L，

MLVSS0.7，则挥发性悬浮污泥浓度为2800 mgMLVSS/L

MLSSqdn,T——设计计算反硝化速率

qdn,Tqdn,20T20

qdn,20——20℃时反硝化速率常数，取(kgMLVSS·d) θ——温度系数，取 T——设计计算温度25℃

qdn,Tqdn,20T200.121.0825200.18(kgNO-3-N/kgMLVSS)

XNH4N*RDi3000.953565.5mVDi =

MLVSS*qdn,T28001030.18取600 m3。

取有效高度为，则横截面积S=

V有效60077.92(m2)h7.7

则反应池直径约为9.96m。取10。 设计计算反应池总高H=

反应池的总容积V=Π(d/2)2H=*(10/2)2*9=706.5m3，有效容积为

588.75m3，

3.1.2 硝化池有效容积VNi

VNi = s + s2a*VDi

1KdAae其中a、b为经验公式参数：

a = 3.17m3/d b = 218.42m3/d Kd = * (T-15) =

XIV

abKd*VDis = 12*(Kd)Aae

式中：Aae——硝化污泥所需泥龄 硝化菌比增长速率

N=Nmax[O2][][10.833(7.2pH)] (0.05T1.158)N10kO2O2N式中：Nmax——硝化菌最大比增长速率

Nmax=0.47exp[0.098(T-15)] =0.47exp[0.098(25-15)] 0.46(d-1)

N——出水氨氮浓度，为150mg/L kO2——氧的半速系数，为 mg/L O2——反应池中溶解氧浓度，为2 mg/L pH=

N=0.46[21][][10.833(7.27.2)]0.27(d) (0.05251.158)75101.3275硝化污泥所需最小泥龄c

c=硝化污泥所需泥龄

1N13.7(d)

0.28Aae=Kc33.711.1(d)

式中：选用安全系数K=3

s =3.17218.420.0223565.5930.45

12(0.0223)11.13.17565.51869.43(m3)

10.022311.1XV

VNi1 930.45 + 930.452取1900 m3

取有效高度为，横截面积为1900/=，直径=18m 设计计算反应池总高H=。

反应池的总容积V=Π(d/2)2H=*(9)2*9=2289.06m3，有效容积为

1907.55m3。取2000。

一级反硝化、硝化池总面积为 m2，半径为，取10m，则一级反硝化池短弧圆心角约为128°。 二级反硝化、硝化池设计计算 3.2.1 反硝化池有效容积VDi

VDi =

XNO3NMLVSS*qNi

式中：qNi——设计计算反硝化速率，为一级反硝化速率的~倍，

取qNi=,T=╳=(kgNO-3-N/kgMLVSS) 超滤进水比=8

XNO3-N——硝氮去除总量

XNO3N2008(7510)103104kg/d

104103589.57m3 VDi =

28000.063取600 m3

取有效高度为，则横截面积S=

V有效600==（m2）。 7.1h则反应池直径约为10.38m。取10.5m 设计计算反应池总高H=。

3.2.2 二级硝化池有效容积

VNi2 = Quf*t= (200/24)*10*6583.1m

XVI

3式中：t——水力停留时间，为7h 取600 m3

取有效高度为，则横截面积S=

V有效600==（m2）。 6.8h则反应池直径约为10.6m，取11。 设计计算反应池总高H=。

4曝气系统设计计算计算 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BOD5及NH3-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BOD5需氧量剩余污泥中BOD5氧当量）

①碳化需氧量D1

D1=Q(S0S)1.42PX kt1e

（NH3N硝化需氧量剩余污泥中NH3N氧当量）反硝化脱氮产氧量 式中 k——BOD的分解速度常数，d-1,取k=

t——BOD5实验的时间，取t=5d

200(120009.62)103D1=1.42925.42195.16(kgO2/d) 0.2351e

②硝化需氧量D2

D2=4.6Q(N0-N)-4.612.4%PX

式中 N0——进水总氮浓度，kg/m3

Ne——出水NH3-N浓度，kg/m3

D2=4.6200(2000-25)10-3-4.612.4%925.41289.15(kgO2/d)

③反硝化脱氮产生的氧量D3

D3=2.86NT

XVII

式中 NT——为反硝化脱氮的硝态氮量 NT的计算为：

微生物同化作用去除的总氮NW:

NW=0.124Y(S0S)1Kdc0.6(120009.62)0.124573.69(mg/L)10.0511.1被氧化的NH3-N=进水总氮量―出水氨氮量―

用于合成的总氮量 =2000―25―=（mg/L）

所需脱硝量=进水总氮量―出水总氮量―

用于合成的总氮量 =2000―40―=（mg/L）

需还原的硝酸盐氮量NT=200××10-3=（kg/d）

D3=2.86NT2.86277.26792.96(kgO2/d)

故总需氧量AOR= D1 +D2 -D3

=+（kgO2/d）=（kgO2/h）

最大需氧量与平均需氧量之比为，则

AORmax==×=157（kgO2/h）

去除1kgBOD5的需氧量

AOR112.14=0.047(kgO2/kgBOD5)3Q(S0-Se)200(120009.62)10 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:

SOR=AORCs(20)(Csm(T)-CL)1.024(T-20)

式中 Cs(20)——水温20℃时清水中溶解氧的饱和度，mg/L

XVIII

Csm(T)——设计计算水温T℃时好氧反应池中平均溶解氧的饱和

度，mg/L

T——设计计算污水温度，T=25℃

CL——好氧反应池中溶解氧浓度，取2mg/L α——污水传氧速率与清水传氧速率之比，取

ρ——压力修正系数，=工程所在地区大气压；本例工程

1.013105所在地区大气压为×105（Pa），故ρ=1

β——污水中饱和溶解氧与清水中饱和溶解氧之比，

取

查表得水中溶解氧饱和度：

Cs(20)=L，Cs(25)=L

空气扩散器出口处绝对压力：

pb=p9.8103H

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

P——大气压力，p=×105Pa

pb=1.0131059.81037.51.748105Pa

空气离开好氧反应池时氧的百分比Ot:

21(1-EA)Ot=100%

7921(1-EA) 式中 EA为空气扩散装置的氧的转移效率，取EA=35%

Ot=21(1-0.35)100%14.7%7921(1-0.35)

好氧反应池中平均溶解氧饱和度：

XIX

pbOtCsm(25)=Cs(25)()52.06610421.74810514.78.38()52.0661042

10.02(mg/L)标准需氧量为：

112.149.17SOR=0.82(0.95110.02-2)1.024(25-20) 148.17(kg/d)6.17(kg/h)相应最大时标准需氧量为：

SORmax==×=（kg/h）

好氧反应池平均时供气量为：

Gs=SOR6.171001005876.19(m3/h)0.3EA0.30.35

最大时供气量为：Gsmax==(m3/h)=(m3/min) 取140(m3/min) 供风管道计算

供风管道指风机出口至曝气器的管道 ① 干管 流量Qs=Gsmax8226.67(m3/h)

查表得，流速v=（m/s），沿程阻力损失i=m， 干管管径=700mm 供风管道沿程阻力h11

h11iLTP(Pa)式中 i——单位管长阻力（Pa/m）

L——风管长度（m）

αT——温度为T时，空气密度的修正系数，当空气温度为15℃时，

XX

αT =；当空气温度为20℃时，αT =

αp——大气压力为p时的压力修正系数，当p=时，αp =

h11iLTP(Pa)

② 支管

113Q8226.674113.34(m/h)流量Qs单=s22

查表得，流速v=（m/s），沿程阻力损失i=， 支管管径=350mm

所需空气压力p（相对压力）

P=h1+h2+h3+h4+Δh

式中 h1——供风管道沿程阻力，MPa

h2——供风管道局部阻力，MPa h3——曝气器淹没水头，MPa

h4——曝气器阻力，微孔曝气h4≤~，取h4= MPa Δh——富余水头，Δh =~，取Δh = MPa

（h1+ h2=，实际中需要根据管径管速计算。根据总供气量、所需风压、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=+++=（MPa）=85（kPa）

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