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在全程硝化反硝化工艺中，总氮的去除是在有氧环境下经由NH3-N→
$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N→$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N等一系列氧化过程，再在缺氧环境下经由$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N→$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N→N2等一系列还原过程来实现[1]。从硝化与反硝化路径可以看出，硝化反应中$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N氧化成$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N与反硝化反应中$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N还原成$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N是刚好相反的路径，如果将其从反应路径中去掉，采用短程硝化反硝化工艺，即NH3-N→$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N→N2，总氮的去除是同样可以实现的[2]。相比全程硝化反硝化工艺而言，短程硝化反硝化工艺因为略去了$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N向$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N的转化步骤，硝化阶段可节约曝气量25%左右[3-8]；因为省去了$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N还原为$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N步骤，根据反应计量学，1 mol$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N和1 mol$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N还原为N2，分别需要2.86 mol和1.71 mol的BOD[9]，从理论上讲，可节约反硝化碳源40%左右[10-12]；因为整个反应路径缩短，反应器容积减小，可节约大笔污水处理厂基建费用[13-14]。成功启动短程硝化反硝化的关键在于使氨氧化细菌(AOB)达到富集状态，同时抑制亚硝态氮氧化细菌(NOB)的增殖或活性，使AOB在整个系统中成长为优势菌种，逐步将NOB淘洗出系统，从而使硝化反应中氮素的转化停留在$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N环节，达到$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N累积的目的[15-16]。当前，我国城市污水C/N普遍为3.8~8.5，属于典型低C/N污水[17-18]，采用传统污水处理工艺往往会因为碳源不足，导致总氮的去除困难重重[19-20]，无法满足当下国家对污水排放标准不断升级的要求。而短程硝化反硝化工艺因能节约大量反硝化碳源，实现低C/N下氮素的深度去除而备受研究人员和工程技术人员的广泛关注。高春娣等[21]在(24±2) ℃下采用交替好氧缺氧短程硝化工艺处理低C/N生活污水，
$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N累积率可稳定维持在90%以上，NH3-N的去除率可达100%，COD的去除率在80%左右，TN的去除率要高于普通好氧缺氧模式，能达到70%左右。徐浩等[22]在(30±1) ℃下成功启动短程硝化工艺，处理低C/N城市污水，NH3-N的平均转化率可达到99%，$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N的平均累积率可达90%以上。可以看出，在已有的研究中，普遍开展的是基于实验室或中试规模的中、高温条件下的短程硝化反硝化工艺研究，但将其成功应用于低温环境下的工程实践却鲜有报道。鉴于此，本研究针对低C/N城市污水，在具体工程实例中，探讨了低温环境下启动短程硝化反硝化的可行性，通过对好氧池溶解氧进行分区定量优化，实现了对好氧池的“缺氧扰动”，考察了不同溶解氧分布对短程硝化反硝化工艺的影响，从而为该工艺在实际生产运行中的优化控制提供参考。
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重庆市渝北区肖家河污水处理厂一、二期项目设计规模为2×104 m3·d−1，采用A/O+滤布滤池工艺，工程占地1.3×104 m2，铺设污水截流管网16.5 km，主要收集处理服务片区内的生活污水及少量工业废水。进水水质如图1所示，出水执行《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)一级A标。
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肖家河污水处理厂排污口位于肖家河下游，当前肖家河水质属Ⅴ类水体，水质条件恶劣。为保护三峡库区水环境，重庆市政府要求敏感区域城镇污水处理厂排放标准全部提升至一级A标准。但肖家河污水处理厂初设时无缺氧反应工艺段，无内回流设施设备，加之进水C/N不足，碳源不充分，导致出水TN波动较大，冬季低温(实验期间系统温度：11.5~15.8 ℃)时为12.8~14.7 mg·L−1，存在严重的水质风险。
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COD采用重铬酸盐法(HJ 828-2017)测定；TN采用碱性过硫酸钾消解紫外分光光度法(HJ 636-2012)测定；NH3-N采用蒸馏中和滴定法(HJ 537-2009)测定；
$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N采用N-(1-萘基)-乙二胺分光光度法(GB/T 7493-1987)测定；$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N采用紫外分光光度法(HJ/T 346-2007)测定；TP采用钼酸铵分光光度法(GB/T 11893-1989)测定；DO采用便携式溶解氧仪检测法(HJ 925-2017)测定。 -
本实验对A/O工艺实施好氧/缺氧交替运行模式的摸索，开展了溶解氧对短程硝化反硝化工艺脱氮效果的研究，实验时间从2018年11月上旬至次年3月中旬。由于该厂初设无内回流，所以维持较高的外回流比(150%~200%)来补充内回流。实验系统如图2所示，图2中a、b、c分别为好氧3段风管控制阀，用于控制整个生物池好氧段曝气量，确保生物池达到好氧/缺氧交替运行目的，其中，阀a为好氧前端控制阀，阀b为好氧中端控制阀，阀c为好氧尾端控制阀；仪表①、②、③分别为好氧3段在线溶解氧仪，用于实时监控整个生物池好氧段溶解氧浓度，从而指导3个风管控制阀的开度，其中，仪表①为好氧前端在线溶解氧仪，仪表②为好氧中端在线溶解氧仪，仪表③为好氧尾端在线溶解氧仪；整个A/O生物池设有3台推流器，分别安装在厌氧池、好氧池前端、好氧池中端，用于生物池中泥水混合液的导流。
调整3个风管控制阀，使生物池中的好氧段整体实现好氧/缺氧交替运行模式，人为缩短硝化进程，促使硝化反应中氮素的转化停留在
$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N环节，然后立即转入缺氧环境实现反硝化脱氮，从而提高总氮去除率。7种工况下区域Ⅰ、区域Ⅱ、区域Ⅲ溶解氧分布以及对应的MLSS、MLVSS、污泥负荷、容积负荷、产泥率、污泥龄等运行参数如表1所示。 -
亚硝态氮累积率按式(1)进行计算。
式中：R为亚硝态氮累积率；
$ {{{C}}_{{\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}{\rm{-N}}}}$ 和$ {{{C}}_{{\rm{NO}}_{\rm{3}}^{\rm{ - }}{\rm{ - N}}}}$ 分别为好氧尾端$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N与$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N浓度，mg·L−1。
1.1. 污水处理厂概况
1.2. 实验背景
1.3. 分析项目与方法
1.4. 实验安排
1.5. 亚硝态氮累积率的计算
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本实验通过对好氧池溶解氧进行分区定量优化，实现好氧/缺氧交替运行，好氧尾端氮素的形态及亚硝态氮累积情况如图3所示，氮素的去除情况如图4所示。由图3可以看出，在工况A和工况B下，好氧尾端
$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N浓度较高，平均值在13.7 mg·L−1左右波动，而$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N浓度不足0.20 mg·L−1，亚硝态氮累积率低于1.5%，此过程属于全程硝化，该工况下出水氨氮平均浓度低于0.30 mg·L−1，去除率在98%以上，但总氮浓度为12.8~14.4 mg·L−1，去除率低于60%，并接近一级A标准浓度限值。为此，对区域Ⅰ的溶解氧进行了优化，发现在工况C的后期，$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N浓度出现了轻微的下降趋势，$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N浓度从不足0.20 mg·L−1升至0.82 mg·L−1。而在工况D和工况E下，分别对区域Ⅱ、区域Ⅲ溶解氧进行进一步优化后发现，好氧尾端$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N浓度首先延续了工况C缓慢下降的变化趋势，在工况E呈现快速下降趋势，其浓度也由12.3 mg·L−1降至2.62 mg·L−1，与此同时，$ {\rm{NO}}_{\rm{2}}^{\rm{ - }}$ -N浓度从0.82 mg·L−1升至5.75 mg·L−1，出水氨氮浓度低于0.70 mg·L−1，总氮浓度降至8.55 mg·L−1，去除率升至70%左右，较工况A升高了15.2%。在工况F下，进一步优化了区域Ⅲ溶解氧后发现，虽然出水总氮去除率还有进一步下降的趋势，但氨氮浓度上升明显，最高值达到了2.52 mg·L−1，其数值已超过一级A标标准浓度限值的50%。考虑到氨氮指标的变化特性，从水质安全角度出发，果断终止工况F的实验，并将区域Ⅲ溶解氧优化为1.2~1.8 mg·L−1，经过一个周期的调试运行后发现，亚硝态氮累积率稳定在78%以上，出水总氮去除率在73%左右，相比在短程硝化反硝化启动前，去除率提高了19.4%，氨氮浓度低于0.60 mg·L−1，出水氮素指标显著优于一级A排放标准。通过分析可知，原工况出水总氮浓度偏高是因为在整个好氧阶段溶解氧控制过高，硝化反应进行较为彻底，但对厌氧池内的反硝化脱氮产生了抑制作用，加之无缺氧工艺段，使得厌氧池内存在释磷与脱氮对碳源的竞争，从而导致出水中氮素绝大部分以
$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N形式存在，总氮去除率严重偏低。在工况C下，对区域Ⅰ的溶解氧进行优化后，虽然$ {\rm{NO}}_{\rm{3}}^ - $ -N浓度有了轻微下降趋势，但亚硝态氮累积率仍然只有6.25%，仍远远低于短程硝化反硝化工艺对亚硝态氮累积率的要求[23-24]，这仅仅表明降低溶解氧有利于抑制NOB的增殖。在工况D和工况E下，逐步将区域Ⅱ、区域Ⅲ的溶解氧进行优化，实现将A/O工艺中好氧池整体优化为缺氧与好氧交替运行模式后，亚硝态氮累积率达到了68%左右，远远超过了短程硝化反硝化工艺对亚硝态氮累积率的要求[23-24]，表明此工况下已成功启动短程硝化反硝化，这同时也说明低温环境下启动短程硝化反硝化是可行的。而在工况F下，由于区域Ⅲ溶解氧控制过低，导致氨氮指标出现了较大波动。在工况G下，出水氨氮与总氮指标得到了较为合理的平衡，且实现了更加稳健的控制，这主要是因为该工况下的溶解氧分布正好满足了富集AOB，抑制NOB对溶解氧的要求。另外，有研究[11, 25]认为，好氧/缺氧交替运行模式有利于抑制NOB的生长繁殖，而对AOB不会产生影响，经过一段时间的运行后，NOB被逐步淘洗出系统，而AOB则逐渐成长为优势菌种，该结论与本实验结果基本一致。 -
短程硝化反硝化对COD的去除情况如图5所示。由图5中可以看出，实验前80 d，进水COD浓度整体相对较高，这主要与进水投加碳源有关。虽然实验期间进水COD浓度波动较大，但出水均能稳定在30 mg·L−1以内，去除率为86.9%~94.9%，未受明显影响。
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短程硝化反硝化对总磷的去除情况如图6所示。由图6中可以看出，实验期间进水总磷浓度为2.06~4.16 mg·L−1，波动幅度较大。在工况A和工况D下，出水浓度相对稳定，从工况E开始，出现了小幅上升。
究其原因，主要是因为缺氧环境下虽然同时存在磷的释放与反硝化聚磷，但由于在工况A~工况D，往系统中投加了碳源，使得反硝化聚磷菌能够充分合成聚-β-羟丁酸(poly-β-hydroxybutyrate，PHB)所需的还原性产物NADH2，从而最大限度抑制了磷的释放[26]，但从工况E开始，随着碳源投加的终止，这种抑制作用出现了下降，使得出水总磷指标出现了小幅上升，但浓度仍然低于0.15 mg·L−1，指标可控性仍然较强。
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碳源是维持微生物正常生长繁殖的必备要素，对微生物功能的发挥具有重要影响。对于低C/N城市污水而言，总氮的去除往往受碳源影响较大，碳源不足会抑制低氧环境下反硝化反应的进行，从而导致总氮去除率偏低。一般理论认为，当C/N为5.0~7.0，即可确保系统反硝化所需碳源，不必再外加碳源[27]。但本工程C/N常年为2.5~5.0，属于典型低C/N污水，需要通过外加碳源的方式来实现总氮的深度去除。实验期间碳源使用情况如图7所示。由图7可以看出，在工况A下，碳源投加量为600 kg·d−1，该工况下出水总氮勉强控制在一级A标范围内。随着各区域溶解氧的定量优化，总氮指标呈现阶梯式下降，而碳源投加量也呈现逐步下降趋势。在工况D下，碳源投加量已降为100 kg·d−1，该工况下出水总氮能稳定控制在11.7 mg·L−1以内。对区域Ⅲ溶解氧进行进一步优化后，总氮指标呈现急剧下降趋势，在不投加碳源情况下能将总氮指标稳定控制在8.50 mg·L−1以内。对工况A与工况G进行比较后发现，按照目前葡萄糖市价4 427 元·t−1计算，启动了短程硝化反硝化的A/O工艺全年可节约碳源投加资金97×104元左右。
污水处理厂属于能耗密集型企业，据统计，其能耗费用一般占运行费用的30%~60%，而其中用于曝气供氧的能耗又占据总能耗的50%~70%[28]。可以看出，在确保水质稳定达标前提下尽可能降低曝气供氧量，对污水处理厂的持续经济运行至关重要。实验期间电耗使用情况如图8所示。可以看出，对好氧阶段的溶解氧进行逐步分区优化后，电单耗呈现明显下降趋势，其平均电单耗由实验前的0.464 kWh·m−3降至工况G下的0.356 kWh·m−3，下降幅度达23.3%，按照目前水量负荷率100%计算，启动了短程硝化反硝化的A/O工艺全年可节约电费42×104元左右，有效实现了成本与水质的双赢。
2.1. 氮素的形态转化及去除情况
2.2. COD的去除情况
2.3. 总磷的去除情况
2.4. 碳源及电耗使用情况
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1)采用好氧/缺氧交替运行模式，对好氧池溶解氧进行分区定量优化后，在低温环境下启动短程硝化反硝化具有可行性，此举拓宽了该工艺的适用范围。
2)在本实验所采用的7种工况中，较为优化的工况是区域Ⅰ、区域Ⅱ、区域Ⅲ，溶解氧分别为0.8~1.2、<0.5、1.2~1.8 mg·L−1，该工况下亚硝态氮累积率稳定在78%以上，出水总氮去除率在73%左右，相比短程硝化反硝化启动前，去除率提高了19.4%，氨氮浓度低于0.60 mg·L−1，出水氮素指标显著优于一级A排放标准；出水COD去除率为86.9%~94.9%，未受明显影响；出水总磷浓度低于0.15 mg·L−1，可控性仍然较强。
3)对于已启动短程硝化反硝化的A/O工艺处理低C/N城市污水，全年可节约碳源投加资金97×104元左右、电费42×104元左右，有效实现了成本与水质的双赢。
