AFMBR处理低浓度废水的运行特性

张博康,张 岩,陈昌明,马翔山,刑金良,郭 威,刘子奇 (北京工业大学建筑工程学院,北京市水质科学与水环境恢复工程重点实验室,北京 100124)

目前,我国对于城市污水等低浓度废水(COD＜1000mg/L)的处理主要采用的是好氧工艺.但是应用好氧工艺存在基建投资大、污水处理能耗高、运行管理费用高、剩余污泥产量大、污泥处置费用高等问题[1],这些问题限制了好氧工艺的应用与发展.厌氧处理作为一种低成本的废水处理技术,能够将废水处理与能源回收利用相结合[2].但其处理效果并不理想,不足以满足二级处理出水的排放标准.近年来随着膜生物反应器的出现以及其在厌氧处理中的应用,厌氧处理出水水质不佳的问题得以改善.然而,膜污染问题又是膜生物反应器应用最大问题.膜元件放置的位置不同,膜污染的减缓措施也不相同[3-5].对于外部膜配置,通常适合处理高浓度废水,污染控制依赖混合液快速流动产生的剪切作用来减少污垢,这种措施能耗较高.对于内部膜配置,通常更适于低浓度废水,污染可以通过气体鼓泡搅拌控制,其能耗较低[6].

近年来,机械摩擦作为一种新的有效减少膜污染的控制措施,在阶段式厌氧流化床膜生物反应器(SAF-MBR)中已经得到应用,表现出了良好的效果[7-9].Bae等[10]将SAF-MBR与单一的厌氧流化床膜生物反应器(AFMBR)进行对比,表明两者各项指标差别不大.然而,其配水使用的有机物是醋酸盐和丙酸盐,相对于生活污水中复杂的有机污染物来说更容易被降解利用.目前国内外对于 AFMBR的研究还较少,不够完善.本文以蔗糖、蛋白胨为碳源对AFMBR的启动运行进行探究,对其进出水水质、污泥产量、能源需求及产能进行分析,为 AFMBR高效稳定的运行提供科学依据.

1 材料与方法

1.1 反应器的构造及运行条件

AFMBR如图1所示[9],AFMBR由1个主反应柱(有效容积 11.6L)和 2个沉淀室(有效容积2×9.2L)组成,总有效容积为 30L.主反应柱是直径为120mm、高为1.2m的有机玻璃管柱,内部填充有5×18目的颗粒活性炭5680g(GAC,填充比为 50%)用作微生物生长的载体.此外,在反应柱内部还包含有 60根 1m长的聚偏氟乙烯(PVDF)中空纤维膜.中空纤维膜的外径为2.8mm,公 称 孔 径 为 0.4μm,膜 总 表 面 积 为0.2475m2.在反应柱的顶端设有2个沉淀室,其材质也为有机玻璃,直径为290mm、高为350mm,用以减少颗粒活性炭流入循环管道.循环管道的入口处于第2个沉淀池一侧,采用的是DN25的PVC管,连接着PAN WORD磁力泵,用以进行水力循环.在循环水流的作用下,反应器内填充的颗粒活性炭处于悬浮状态,调节循环流速,使GAC膨胀至反应柱总高度的 90%～100%,此时循环流速为1800L/h.

AFMBR的试验用水采用人工配水[12],其水质组成如表1所示.配水为模拟生活污水,其中含有NH4HCO3、蔗糖、尿素、K2HPO4、KH2PO4、NaHCO3、蛋白胨.进、出水均采用蠕动泵进行抽吸.反应器的出水由液位传感器控制,在高水位出水蠕动泵开始出水,低水位停止出水.

图1 AFMBR系统示意Fig.1 Schematic diagram of the AFMBR system

表1 试验废水水质Table 1 Characteristics of experimental wastewater

反应器的运行条件如表 2所示,连续运行218d.模式Ⅰ为污泥的接种驯化期,接种污泥取自某水厂污泥浓缩池,污泥浓度(MLVSS)为80.35g/L,接种 800mL.当系统在模式Ⅰ的工况下运行稳定后,增大进水流量,减少水力停留时间至20,15,10h,依次在模式Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ下连续运行,直至其稳定.反应器的产气采用美国RESTERK 5L的气袋进行收集.

表2 不同HRT下AFMBR系统的运行特性Table 2 Operating characteristics for AFMBR system under different HRT

1.2 分析方法

SCOD、TCOD、TSS、VSS、NH4+-N、TN、TP和碱度采用标准方法进行测定[11].挥发性脂肪酸(VFA)用装有火焰离子化检测器(FID)的HP6890N系列的气相色谱进行分析,分析测定前需要先用0.22μm的滤头对水样过滤,然后再用3%的甲酸酸化.气体组分(CH4、CO2)用装有热导检测器(TCD)的 HP6890N系列的气相色谱进行分析.每回取至少3组平行样进行相关分析.颗粒活性炭上附着的微生物通过超声波进行采集测定[13].

2 结果与讨论

2.1 AFMBR系统的运行特性

AFMBR系统218d连续运行的进出水分析结果如表2所示,整个过程分为4个阶段.阶段Ⅰ为接种驯化阶段,经过 76d的驯化,系统运行稳定,SCOD、TCOD去除率均在 94%左右,SCOD、TCOD均值分别为14,17mg/L,满足一级A排放标准.随后逐渐降低水力停留时间(HRT)至20, 15h,进入阶段Ⅱ、Ⅲ,在系统运行稳定后,SCOD去除率分别为90%、92%,出水SCOD均值分别为26,20mg/L,满足一级A排放标准.在减少HRT至10h进入阶段Ⅳ后,系统中的厌氧微生物即使经过82d的富集(3倍于阶段Ⅲ富集所需要的时间),出水 SCOD、TCOD的均值分别为 38,49mg/L,仍有少量挥发性脂肪酸(VFA)未被降解,残余的 VFA 主要为乙酸,在Bae等[10]的研究中,即使在HRT缩短至3h也能获得较好的出水水质(＜30mg/L),因此可能是由于水温降低而导致产甲烷菌的活性受到了抑制,从而导致少量VFA未被降解,影响出水效果.

阶段Ⅰ的进出水 NH4+-N均值分别为 49,53mg/L,进水 NH4+-N 低于出水 NH4+-N,这是由于试验废水中的氮源除了 NH4+-N之外还有尿素、蛋白胨.废水中的尿素、蛋白胨在系统中水解细菌的作用下转换为 NH4+-N,而由于系统的严格厌氧条件,不适于硝化细菌之类脱氮细菌的生存,这就导致反应器内部NH4+-N的累积,从而使出水 NH4+-N浓度略高于进水NH4+-N浓度.阶段Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ结果类似.阶段Ⅰ的进出水 TN均值分别为57,52mg/L,出水TN略低于进水TN,这表明系统内的厌氧微生物仅能够通过同化作用消耗小部分氮源.同时系统出水中的 NH4+-N浓度与 TN浓度基本相等,这说明出水中的氮元素的存在形式几乎全部为 NH4+-N,系统中的厌氧微生物将进水中各种形式的氮源全部转换为了NH4+-N.4个阶段的出水TP均略低于进水TP,这表明 AFMBR系统不能有效的去除磷元素,只能通过同化作用消耗小部分.

系统 4阶段的出水碱度均高于进水碱度,这一变化在江露英等[14]的研究中也有出现. 虽然厌氧菌在产酸过程会消耗一部分碱度;但在产甲烷阶段,中间产物VFA会被产甲烷菌转换为甲烷和HCO3-,这样其在使系统碱度恢复的同时又提供了新的碱度,从而使系统的出水碱度高于进水碱度.在江露英等[14]的研究中(进水 COD 1500mg/L、HRT 24h、T 30℃),每消耗 1gCOD 可以产生 0.078～0.090g的碱度(以 CaCO3计).本研究中,4个阶段的碱度/COD去除分别为 0.146、0.182、0.449、0.451(COD 为 TCOD[17-18]),均高于其值,这是由于在其研究中VFA仍有部分残余并没有降解完全,而在本研究中VFA基本降解完全,因此每克有机物产生碱度要高于其结果.

如表2所示,pH值维持在6.8～7.2,ORP基本在-500mV以下,适于厌氧微生物的生长.此外,由于磁力循环泵是利用循环的水流来给泵降温,从而导致系统内的水温要高于外界水温 8℃,使系统内的微生物保持较高活性.

2.2 不同HRT下系统的甲烷转化特性

气体甲烷的含量通过气相色谱测定,溶解甲烷的含量通过亨利定律计算得到.

式中：PB为甲烷在气相中的平衡分压,kPa;Kx,B为亨利常数,其值与温度、溶质和溶剂的本性有关,亨利系数基本不受压力的影响;XB为甲烷溶解于水中所占的摩尔分数.通过气相色谱测得混合气体中甲烷所占的比例在 65%左右,然后通过亨利定律算出每升出水的甲烷溶解量,进一步算出每天出水中甲烷的含量.

表3 不同HRT下AFMBR系统的甲烷转化情况Table 3 Methane conversion for AFMBR system under different HRT

由表3可见,除了27.8h下的甲烷转化量较低外,20,15,10h下的总甲烷转化量相差并不大,在0.182L/g COD去除左右,并且随着水力停留时间的减少而增大.在姚晨等[15]的研究中, 总甲烷转化量在0.14～0.19L/g COD去除之间,本研究中的数值与其相近,处在正常范围内.然而气体甲烷的转化量随着水力停留时间的降低而降低,下降的幅度并不大,结合其运行条件分析,发现阶段Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ系统内的水温是逐渐降低的,而甲烷在水中的溶解度随着温度的降低而增大,因此阶段Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ水中甲烷的溶解度是逐渐增大的,从而导致气体甲烷的转化量逐渐降低.

2.3 不同HRT下系统的碳平衡

由表4、图2可见,首先,由于系统的厌氧消化过程较完全,从而导致出水 COD 所占的比例较少,在9%左右;其次,从 COD 分配情况图来看,基本上有45%的进水COD能够转化为甲烷,其中气体甲烷约占64%、溶解性甲烷约占36%,其比值接近2：1.

表4 不同HRT下AFMBR的COD平衡分析Table 4 COD mass balance for AFMBR system under different HRT

图2 不同HRT下AFMBR系统进水COD的分配情况Fig.2 Distribution of influent COD for AFMBR system under different HRT

系统产气中气态二氧化碳所占的比例在5%左右.Kobayashi 等[16]以及 Lettinga 等[17]指出,处理低浓度废水气态二氧化碳所占产气的比例通常要远远低于处理高浓度废水中的数值,其认为这是由于低浓度废水的产量更低以及二氧化碳的溶解度较高导致的,同时,在处理低浓度废水时通常也可以观察到较高浓度的氮气,这些氮气来自溶解在进水废水中的氮气.

2.4 AFMBR系统的污泥产量

AFMBR系统中的膜可以减少微生物的流失,因此污泥产量就可以直接通过主体溶液以及聚集在GAC上的VSS浓度估算出.系统连续运行 218d后的污泥产量分析如表 5所示.由于AFMBR系统的循环流速十分大,主体溶液中的微生物往往会均匀分布在流化区、沉淀室以及循环管线中.连续运行218d后,GAC上的VSS浓度2248mg/L要低于主体溶液中的 VSS浓度7192mg/L,较高循环流速的冲刷是导致 GAC上微生物量较少的主要原因.本研究 AFMBR系统的污泥产量为 0.071g VSS/g COD要高于 Yoo等[18]研究中的0.031g VSS/g COD,但在Shin等[19]的中试研究中驯化期的污泥产量在 0.09～0.11g VSS/g COD之间,稳定运行后的污泥产量为0.046～0.056g VSS/g COD.由于本研究中的污泥产量是 4个阶段运行后的污泥产量,因此其值就在两者之间,并且其值仍然要远低于典型的好氧系统的污泥产量0.42g VSS/g COD[20].

表5 AFMBR系统的污泥产量Table 5 COD mass balance for AFMBR system under different HRT

2.5 不同HRT下系统的能耗及产能

参照Kim等[21]的计算方法, AFMBR系统的能耗分析如表6所示.各阶段用于GAC流化所需要的电能需求分别为 0.181,0.131,0.098,0.065kW⋅h/m3,占系统总能源需求的 88%左右,是系统的主要需能部位,随着水力停留时间的降低,处理每m3废水用于GAC流化所需要的电能需求有所降低.系统膜滤出水所需要的电能分别为0.024,0.017,0.013,0.009kW⋅h/m3,与GAC流化所需要的电能需求趋势相同,随着水力停留时间的降低而降低.系统运行所需要的电能分别为 0.205,0.148,0.111,0.074kW⋅h/m3,其值要远远低于我国污水处理厂 0.292kW⋅h/m3的平均电耗.

从表 6中可以发现,阶段Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ的甲烷产能相差不大,气态甲烷的产能在 0.097kW⋅h/m3左右,溶解性甲烷的产能在 0.059kW⋅h/m3左右,总的甲烷产能在0.156kW⋅h/m3左右,而阶段Ⅰ相差较大,可能在收集产气的过程中出现了问题,导致其值不太准确.若只计算气态甲烷的产能,只有到阶段Ⅳ,HRT降至10h,产能才能满足能耗需求;若计算所有甲烷的产能,从阶段Ⅱ开始,产能即能满足能耗需求,随着 HRT的减少,至阶段Ⅳ,产能已是能耗需求的2倍.

表6 不同HRT下AFMBR系统的电能需求及潜在产能Table 6 Electrical energy requirements and potential production with the AFMBR system under different HRT

溶解性甲烷不仅是一种潜在能源,而且当释放到大气中时可能有严重的温室效应,因此寻找一个合适工艺对其进行回收利用或去除是十分迫切的[22-24].

3 结论

3.1 AFMBR系统连续运行 218d,系统的出水SCOD能稳定维持在30mg/L以下,随着水温的降低,产甲烷菌的活性受到抑制,厌氧消化不彻底,出水SCOD在30～40mg/L之间,但仍可满足一级A排放标准.此外,系统内的pH值、温度T、ORP均满足厌氧微生物的需要,不需要人为调整.

3.2 AFMBR系统的总甲烷转化量不受HRT的影响,在 0.182L/g COD去除左右;气体甲烷的转化量与温度有关,温度越高气体甲烷的转化量越大.AFMBR系统的进水COD约有45%转化为甲烷,系统气体甲烷与溶解性甲烷的比值接近 2：1,CO2所占的比例很低,仅在5%左右.

3.3 AFMBR系统连续运行218d的污泥产量为0.071g VSS/g COD,其值要远远低于典型的好氧系统的污泥产量;较高的循环流速导致附着在GAC上的微生物量较少.

3.4 AFMBR系统的能源需求主要用于GAC的流化,其值随着 HRT的降低而降低;若只考虑气态甲烷产能,只有当HRT降至10h,产能才能满足能耗需求;若计算所有甲烷的产能,从阶段Ⅱ开始,产能即能满足能耗需求,至阶段Ⅳ,产能已是能耗需求的2倍.

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