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MBR工艺具有占地小、出水水质好、直接投资及运行费用高[1-3]等特点。目前，由于污水厂建设用地的限制，在地下污水处理厂工程[3]及污水处理厂提标改造的建设工程[4-5]中，污水处理主工艺大部分采用MBR工艺。根据常规设计经验，MBR工艺的预处理段通常会设置3道格栅，生物段通常采用A2O矩形生物池或者多段AO等矩形池，污泥处理段通常采用污泥浓缩池或贮泥池和机械脱水工艺。然而，对于预处理段3道格栅栅条间隙的设置、生物池的池形设计、污泥浓缩池和贮泥池的适应性设计，以及污泥的资源化利用工艺等尚未见系统报道。为减少污水处理厂在运行后出现格栅运行负荷失调、生物池浮泥、污水脱水困难等问题，本研究结合3个工程案例，针对新疆维吾尔自治区3个MBR工艺进行了分析，从工艺流程、进出水水质、设计参数、不同池形内浮泥现象、污泥处理段有无浓缩池、污泥处理难易程度、运行费用等方面进行了对比，以期系统总结MBR工艺的特点，为类似工程设计或工艺选择提供参考。
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选择位于新疆维吾尔自治区的3座MBR工艺污水处理厂作为研究案例。其中，1#污水处理厂为新建工程，设计处理规模4.0×104 m3·d−1，进水组分中生活污水占比70%~80%，工业废水占比20%~30%；2#污水处理厂为提标改造工程，设计处理规模5.0×104 m3·d−1，进水组分中生活污水占比70%~80%，工业废水占比20%~30%；3#污水处理厂亦为提标改造工程，设计处理规模8.0×104 m3·d−1，进水组分基本为生活污水。3座污水处理厂出水水质指标均执行《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)中一级A标准。3座污水处理厂工艺流程分别见图1。
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3座污水处理厂出水水质指标均执行《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)中一级A标准，设计进出水水质见表1。
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1)粗细格栅：粗格栅采用回转式格栅除污机，栅间隙15 mm，安装角度75°；细格栅采用转网式格栅除污机，栅间隙3 mm，安装角度60°。
2)沉砂池：采用曝气沉砂池，1座2格，有效水深2.6 m，水平流速0.06 m·s−1，停留时间6.08 min。
3)初沉池：采用中进周出辐流式沉淀池，2座，直径25 m，有效水深3.9 m，表面负荷2.39 m3·(m2·h)−1，沉淀时间1.63 h；剩余污泥量300 m3·d−1，污泥含水率97%。
4)膜格栅：采用内进流网板格栅除污机，栅间隙1 mm，安装角度90°。
5) MBR生物池：2座，单座尺寸64.6 m×32.9 m，有效水深6.0~6.2 m。生物池分为厌氧、缺氧、好氧段，厌氧停留时间2 h，缺氧停留时间5.5 h，好氧停留时间6.5 h；污泥负荷(以每天单位质量的MLSS去除BOD5的质量计)0.067 kg·(kg·d)−1，MLSS的质量浓度为6.0 g·L−1；缺氧池至厌氧池的混合液回流比为200%，膜池至缺氧池的为800%，膜池至好氧池的为200%；好氧池曝气采用微孔管式曝气器；在好氧池末端投加PAC药剂进行化学辅助除磷，投加量为20~30 mg·L−1(药剂的商品量，即药剂中有效成分为28%)。
6) MBR膜池及设备间：膜池有效水深3.6 m，停留时间1.4 h；膜池分8个系列，每个系列设膜组器6组，预留2组空位；膜组器采用PVDF浸没式中空纤维膜，孔径<0.1 μm；MBR膜设备间配置产水泵、CIP(在线清洗)泵、剩余污泥泵、在线化学清洗加药系统以及其他辅助设备；平均名义膜通量为16.54 L·(m2·h)−1，膜吹扫总风量246 m3·min−1。
7)臭氧接触池：臭氧接触池有效水深5.5 m, 接触时间24.5 min，采用空气源臭氧发生器，臭氧最大投加量4.0 mg·L−1。
8)贮泥池：湿污泥量1 123 m3·d−1，含水率99.2%。1座2格，有效水深4.5 m，停留时间6.9 h，池内设潜水搅拌器和潜水曝气机以免污泥沉降。
9)脱水机房：采用带式脱水机，脱水至泥饼含水率≤80%后，至低温热干化，最终污泥含水率降至≤60%后运往垃圾填埋场填埋。
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该污水处理厂为提标改造，预处理单元中新建膜格栅间，将现状生物池改造为MBR生物池，新建MBR膜池及设备间、接触消毒池和污泥浓缩脱水系统，其余建(构)筑物和设备现状利用。现状粗格栅栅条间隙为15 mm，安装角度75°，现状细格栅为内进流格栅，栅间隙为4 mm。新建和改造建(构)筑物主要设计参数如下。
1)膜格栅：采用内进流网板格栅除污机，栅间隙1 mm，安装角度90°。
2) MBR生物池：现状生物池改造为厌氧、缺氧、好氧(A2O)处理工艺，根据场地和构筑物布置，将整个生物处理系统分为一期(2.2×104 m3·d−1)和二期(2.8×104 m3·d−1)处理系统。一期生物池厌氧停留时间3.18 h，缺氧停留时间7.32 h，好氧停留时间9.6 h，污泥负荷(以每天单位质量的MLSS去除BOD5的质量计)0.08 kg·(kg·d)−1，MLSS的质量浓度为6.5 g·L−1；二期生物池厌氧停留时间2.5 h，缺氧停留时间5.75 h，好氧停留时间7.54 h，污泥负荷(以每天单位质量的MLSS去除BOD5的质量计)0.085 kg·(kg·d)−1，MLSS的质量浓度为6.7 g·L−1，在生物池后增设兼氧池，停留时间3.8 h。膜池至好氧池的混合液回流比为500%，好氧池至缺氧池的为400%，缺氧池至厌氧池的为200%。好氧池和兼氧池曝气采用微孔管式曝气器。设计在膜池前段投加药剂(PAC)进行化学辅助除磷，投加量为20~30 mg·L−1(商品量28%)。
3) MBR膜池及设备间：膜池分期规模与MBR生物池一致。一期膜池有效水深3.6 m，停留时间1.49 h，膜池分6个系列，共设膜组器26组，预留10组空位；二期膜池有效水深3.6 m，停留时间1.35 h，膜池分6个系列，共设膜组器34组，预留8组空位。膜组器采用PVDF浸没式中空纤维膜，孔径<0.1 μm。平均名义膜通量为16.34 L·(m2·h)−1，膜吹扫总风量390 m3·min−1。
4)接触消毒池：尾水采用次氯酸钠消毒，接触池形式为矩形隔板式，有效水深4.0 m, 接触时间35.04 min。
5)污泥浓缩池：湿污泥量1 763 m3·d−1，含水率99.2%。2座，直径16 m，池边水深4.0 m，浓缩时间21.9 h，固体通量43.84 kg·(m2·d)−1，浓缩后污泥含水率98%。
6)污泥脱水机房：采用板框压滤机，脱水后泥饼含水率≤60%；选用板框压滤机3台，单台过滤面积560 m2，日运行时间12 h，配套污泥调理、进泥、压榨、洗布、调理剂投加等设备。
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该污水厂为提标改造，预处理中新建除油池和膜格栅间，现状氧化沟选择池前新建厌氧池，氧化沟后新建兼氧池，新建MBR膜池及设备间、接触消毒池和污泥浓缩脱水系统，其余建(构)筑物和设备现状利用。现状粗格栅栅条间隙为15 mm，安装角度75°，现状细格栅为回转式格栅，栅间隙为6 mm。新建和改造建(构)筑物主要设计参数如下。
1)膜格栅：采用内进流网板格栅除污机，栅间隙1 mm，安装角度90°。
2)氧化沟(改造)：现状选择池前端增加厌氧池，停留时间1.3 h，与现状选择池联合作为厌氧区，总厌氧区停留时间1.65 h；氧化沟停留时间14.3 h，污泥负荷(以每天单位质量的MLSS去除BOD5的质量计)0.102 kg·(kg·d)−1，MLSS的质量浓度为6.5 g·L−1；膜池至氧化沟的混合液回流比为800%，氧化沟缺氧区至厌氧区的为200%；设计在膜池前段投加PAC进行化学辅助除磷，投加量为20~30 mg·L−1(商品量28%)。
3)兼氧池：1座2格，有效水深6.0 m，停留时间3.4 h，MLSS的质量浓度为6.5 g·L−1。
4) MBR膜池及设备间：膜池有效水深3.6 m，停留时间1.4 h。膜池分10个系列，每个系列设膜组器9组，预留1组空位；膜组器采用PVDF浸没式中空纤维膜，孔径<0.1 μm；平均名义膜通量为16.53 L·(m2·h)−1，膜吹扫总风量480 m3·min−1。
5)接触消毒池：尾水采用次氯酸钠消毒，接触池形式为矩形隔板式，有效水深4.5 m, 接触时间31.1 min。
6)污泥浓缩池：湿污泥量2 206.8 m3·d−1，含水率99.2%。2座，直径16 m，池边水深4.0 m，浓缩时间17.49 h，固体通量54.88 kg·(m2·d)−1，浓缩后污泥含水率98%。
7)污泥脱水机房：采用板框压滤机，脱水后泥饼含水率≤60%；选用板框压滤机3台，单台过滤面积560 m2，日运行时间16 h，配套设备用于污泥调理、进泥、压榨、洗布、调理剂投加等。
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1#污水处理厂2013年8月开工建设，2014年10月通水运行。2#、3#污水处理厂2018年4月开工建设，2019年3月通水运行。尽管3座污水处理厂的主体工艺基本相同，但在进水水质、预处理单元、生物处理单元、污泥处理单元、运行等方面存在一定差别。1#污水处理厂已运行近6年，根据2019年7月至2020年6月的水质监测化验报告，绘制了图2。结果表明，该污水处理厂的处理效果稳定，且出水稳定达标。虽然进水的平均NH3-N和TN(分别为53.5 mg·L−1和55.1 mg·L−1)大于原设计进水水质的指标，偏离幅度分别达到33.75%和10.2%，但工艺对NH3-N和TN的去除率仍达到98%和83%，出水的平均NH3-N和TN分别为1.01 mg·L−1(优于地表Ⅳ类)和9.01 mg·L−1；进水的平均COD为389 mg·L−1，工艺对COD的去除率达94%，出水的平均COD为24.2 mg·L−1 (优于地表Ⅳ类)。
根据2#污水处理厂2019年3月至2020年4月的水质监测数据，绘制了图3，分别为处理工艺对COD、SS、NH3-N、TN和TP的处理效果。结果表明，在近1年的调试运行中，尽管污水厂进水水质不稳定、变幅大，但该污水处理厂出水仍可达标排放。进水水质中，平均COD为389 mg·L−1，最大值为1 506 mg·L−1，最小值为120 mg·L−1；平均SS为166 mg·L−1，最大值为707 mg·L−1，最小值为20 mg·L−1；NH3-N平均值33 mg·L−1，最大值为49 mg·L−1，最小值为13 mg·L−1；平均TN为37 mg·L−1，最大值为59 mg·L−1，最小值为18 mg·L−1；平均TP为3.8 mg·L−1，最大值为10.8 mg·L−1，最小值为1 mg·L−1。受进水水质变化的影响，出水水质也相应发生变化，但仍达到一级A设计要求。其中，出水SS几乎不受进水水质变化影响，持续为未检出(优于一级A)，对COD、NH3-N、TN和TP的平均去除率分别为90%、97%、75%和95%。
根据3#污水处理厂2019年3月至2020年3月水质监测数据，绘制了图4，分别为处理工艺对BOD5、COD、SS、NH3-N、TN和TP的处理效果。结果表明，在近1年的调试运行中，尽管污水厂进水水质不稳定、进水水质大于设计标准天数多，但该污水处理厂的出水仍可达标排放。进水水质中，平均BOD5为277 mg·L−1，最大值为579 mg·L−1，最小值为61 mg·L−1；平均COD为550 mg·L−1，最大值为1 324 mg·L−1，最小值为129 mg·L−1；平均SS为247 mg·L−1，最大值为1 140 mg·L−1，最小值为30 mg·L−1；平均NH3-N为37 mg·L−1，最大值为56 mg·L−1，最小值为21 mg·L−1；平均TN为52 mg·L−1，最大值为94 mg·L−1，最小值为31 mg·L−1；平均TP为6.6 mg·L−1，最大值为16.6 mg·L−1，最小值2.6 mg·L−1。受进水水质变幅影响，出水水质也相应发生变化，但仍达到一级A设计要求。其中，出水SS和BOD5几乎不受进水水质变化影响，出水平均SS仅为0.52 mg·L−1，且大多为未检出(优于一级A)，出水平均BOD5仅为0.91 mg·L−1，COD、NH3-N、TN和TP的平均去除率分别为95%、96%、93%和98%。
由3座污水处理厂对污染物的去除效果可知，MBR工艺抗冲击能力强，能够适应水质、水温的变化，污染物去除率高，出水水质稳定达标。微滤膜的截留作用对固体悬浮物有很好的去除效果，出水SS低于4 mg·L−1，甚至未检出；且通过化学加药除磷，出水TP低于0.2 mg·L−1，优于地表Ⅲ类指标。由于MBR工艺系统内的活性污泥质量浓度高(6~9 g·L−1)，通过膜的截留作用，大量世代周期长的硝化菌和反硝化菌得以增殖，当稳定运行时，工艺对COD和BOD5的去除率可达93%以上，出水NH3-N小于1.5 mg·L−1，优于地表Ⅳ类指标。
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1#污水处理厂为新建工程，预处理单元设置了粗、细、膜格栅3道格栅，粗格栅栅条间隙为15 mm，细格栅栅条间隙为3 mm，膜格栅栅条间隙为1 mm。3道格栅负荷逐级递减，各个格栅运行正常，各自的拦渣负荷在预定设计范围内。
3#污水处理厂为改造工程，现状粗格栅栅条间隙15 mm，现状细格栅栅条间隙为6 mm，项目改造时增加膜格栅，栅条间隙为1 mm。通水运行后，膜格栅负荷太重，格栅前后液位差较大，需不间断冲洗才能提高格栅的孔隙率。经查找，其原因为现状细格栅栅间隙为6 mm，且设备老化，拦渣效率降低。因此，项目运行单位提出对细格栅进行改造，将细格栅改为内进流格栅机，栅条间隙调整为4 mm后，膜格栅的运行负荷有效降低。
西北地区大多数区域属于干旱区域，排水系统中合流制、截留式合流制、不完全分流制系统较多，故污水中的悬浮物及含沙量明显要高于南方地区的污水。从3座污水处理厂的预处理单元运行情况来看，格栅的栅条间隙选择非常重要，尤其应注重细格栅间隙的选择。污水中6 mm以下的纤维类、毛发等较多。如果在细格栅这一道格栅不能有效拦截，至膜格栅前，将会增大膜格栅的运行压力，甚至会造成膜格栅渠道翻水的现象。
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1#污水处理厂的生物处理工艺采用A2O+MBR工艺，原水分两点进水，设计厌氧池进水70%~80%，剩余20%~30%进入缺氧池。根据运行方提供资料，生物池在运行过程中，平均污泥浓度为6~7 g·L−1，膜池的污泥质量浓度为8~9 g·L−1。生物处理过程未投加碳源，但在生物处理段末端投加了除磷剂(主要成分为FeCl3)进行辅助化学除磷，除磷剂投加量为0.9 t·d−1(按质量浓度22.5 mg·L−1投加药剂，药剂商品量为28%)。生物池为矩形池型，厌氧池、缺氧池内水流转弯位置水流不畅，漂浮死泥较多。
2#污水处理厂为提标改造项目。在提标改造过程中，将原CASS池改造为A2O生物池，其后端再增加MBR膜池。改造后的A2O生物池厌氧段、缺氧段、好氧段完全用隔墙分开。运行方提供MBR膜池及生物池好氧段、缺氧段污泥浓度如图5所示。
设计时，膜池至好氧池的混合液回流比为500%，好氧池至缺氧池的为400%，缺氧池至厌氧池的为200%。实际运行中，各级的回流比和设计相同。如图5所示，MBR膜池内污泥的质量浓度为6~9 g·L−1，生物池好氧段内污泥的质量浓度为6.5~9 g·L−1，生物池缺氧段内污泥的质量浓度为6.5~7 g·L−1。根据运行方提供运行台账，生物处理过程中需投加碳源、除磷药剂等。每天投加碳源(葡萄糖)为1.71 t·d−1，除磷剂投加量为1.47 t·d−1(按质量浓度29.4 mg·L−1投加药剂，药剂商品量为28%)。生物池为矩形池型，水流转弯地方死角太多，造成厌氧池、缺氧池漂浮死泥较多。
3#污水处理厂亦为提标改造项目。在提标改造过程中，在原氧化沟的选择池前端增加厌氧池，和选择池合并后作为厌氧段，强化生物除磷。氧化沟基本维持原设计。在氧化沟的后端增加兼氧池，强化脱碳脱氮。运行方提供MBR膜池及氧化沟内污泥的质量浓度如图6所示。
MBR膜池至氧化沟的混合液回流比设计为800%，氧化沟缺氧段至厌氧段回流比为200%。实际运行MBR膜池至氧化沟的混合液回流比为400%~500%，氧化沟缺氧段至厌氧段回流比200%。由图6可知，MBR膜池内污泥的质量浓度为8~10 g·L−1，氧化沟内平均污泥质量浓度为6~8 g·L−1，氧化沟内污泥质量浓度的波动趋势基本与MBR膜池内污泥质量浓度波动相似。根据运行方提供的运行台账，生物处理过程中并未投加碳源、除磷药剂等，出水水质均能稳定达标。因现状氧化沟为采用倒伞式表曝机，缺氧段设有推流器，池内水流转弯处采用圆弧倒角，水流通畅，且水流速度较快，池体表面基本无浮泥、死泥漂浮现象。
分析3座污水处理厂生物段的运行情况，可得出以下2点。1)由于MBR工艺运行污泥浓度比常规工艺高很多，相应污泥龄较长，排泥不及时或者池内推流动力不足，或者池内局部区域水流不畅，很容易造成污泥上浮。因此，生物池内需提高表面水流的推力，池型设计也应尽量考虑设有弧度，避免直角池型的出现。2)1#污水处理厂生物池的缺氧段所需碳源通过原水进行了补充，故在整个生物处理过程中没有外加碳源；2#污水处理厂生物池改造后为严格的A2O生物池，总进水从厌氧段进入，依次经过缺氧段、好氧段、最终进入膜池，运行过程中在缺氧段投加碳源；3#污水处理厂运行过程中未外加碳源。分析3座污水处理厂的进水方式及各自厌氧段的停留时间，虽然生物处理过程原水中的COD、TN等指标各异，但总体来说，厌氧段会由于聚磷菌释磷、活性污泥的吸附、降解有机物等消耗较多碳源，致使进入缺氧段、好氧段的碳源含量很少，影响脱氮效果，投加碳源势必会增加运行成本。因此，可通过改变进水方式或者合理设定厌氧段的停留时间为脱碳除磷合理分配碳源，解决污水生物处理工艺中进水碳源不足的问题。
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1#污水处理厂的污泥处理流程为：剩余污泥先排至贮泥池缓存，然后通过螺杆泵泵入帯式浓缩脱水一体机进行脱水。根据运行单位反映，从MBR膜池排出的剩余污泥，通过贮泥池暂存后直接进入帯式浓缩脱水机脱水时，脱水效果不佳，一般需要投加较多的助凝剂。
2#、3#污水处理厂改造过程中，汲取1#污水处理厂的经验，设置了污泥浓缩池。污泥处理流程为：剩余污泥先排至污泥浓缩池进行浓缩，浓缩后的污泥含水率达到约98%时，通过螺杆泵泵入板框压滤机进行脱水。污泥浓缩池的设计停留时间基本都在12 h以上。根据运行单位反映，经过污泥浓缩池浓缩后的污泥脱水性能有所改善，可相应减少投加的药剂量。
为维持稳定的膜通量，需要持续不断地进行吹扫曝气。这种持续不断的曝气产生的机械剪切力会严重破坏污泥絮体，污泥的平均粒径比常规活性污泥法工艺中的污泥粒径[6]要小的多，从而造成污泥在脱水过程中较难形成大的絮体，且需要投加大量絮凝剂。3座污水处理厂污泥脱水过程中出现的现象，印证了刘吉宝等[7]A2O-MBR 脱水电耗及絮凝剂成本高于 A2O 工艺的研究结果。因此，根据工程经验，要降低污泥的处理成本，在污泥进入脱水机械设备之前需设置污泥浓缩池，使污泥通过压缩沉淀浓缩后形成较高的污泥质量浓度，提高脱水效率，减少絮凝剂投加。
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1#污水处理厂设计处理规模为4.0×104 m3·d−1，而现状实际处理量为3.0~3.5 m3·d−1；2#污水处理厂设计处理规模为5.0×104 m3·d−1，现状实际处理量为3.8×104~5.0×104 m3·d−1；3#污水处理厂设计处理规模5.0×104 m3·d−1，现状实际处理量为7.5×104~8.3×104 m3·d−1。3座污水处理厂处理的污水量均已达到设计处理规模。运行过程中，污水处理生物段投加药剂种类为除磷剂、葡萄糖；膜清洗药剂为次氯酸钠、柠檬酸；尾水消毒药剂为次氯酸钠、臭氧。污泥处理段因1#污水处理厂与2#、3#污水处理厂中采用的污泥处理工艺不同，投加药剂种类也不同。1#污水处理厂污泥处理工艺采用带式脱水机+低温热干化，投加药剂为PAM；2#、3#污水处理厂污泥处理工艺采用板框压滤，投加药剂石灰、PAM、三氯化铁。各污水处理厂月平均药剂费及耗电量见表2。
由表2~3可知，2#、3#污水处理厂污泥量比1#污水处理厂污泥量大。分析其原因，2#、3#污水处理厂污泥处理过程中添加的化学药剂质量约占剩余污泥(绝干)质量的30%；1#污水处理厂污泥处理工艺采用低温热干化工艺，2#、3#污水处理厂的污泥处理采用板框压滤机，1#污水处理厂的污泥处理电费远高于2#、3#污水处理厂的污泥处理单元；将污泥和污水处理费用统一折算到处理单方污水的综合成本中可知，1#污水处理厂的运行成本略低。
综上所述，MBR工艺的运行成本高，主要表现在污水处理的电耗和污泥处理的药耗上。对污泥处理工艺采用低温热干化及板框压滤2种工艺进行综合成本分析，低温热干化综合成本略低于板框压滤。因此，从污泥资源化利用的角度出发，在某些可利用峰谷电价的城市，MBR工艺的剩余污泥脱水可考虑选用低温热干化等投加药剂少的工艺。
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1) MBR工艺在进水水质波动较大时，出水水质均能稳定达标。除TN外，大部分指标优于地表水Ⅳ类指标。MBR工艺出水水质稳定。
2) MBR工艺设计时，预处理段格栅设计粗格栅栅间隙10~15 mm，细格栅间隙3~4 mm，膜格栅间隙1 mm，3道格栅逐级缩径。各级负荷相当，发挥各自优势。格栅设计可应对西北地区属于干旱区域污水中的悬浮物及含沙量明显较高的特点。
3) MBR工艺生物池需加大池内水流推力，在水流转弯位置，池型设计尽量考虑设有弧度，避免因污泥龄长出现腐化污泥上浮现象；合理设置进水方式或者设定厌氧段的停留时间，为脱氮除磷合理分配碳源，从而解决污水生物处理工艺中进水碳源不足问题。
4)在污泥处理单元，设置污泥浓缩池，提高污泥的脱水性能，以降低污泥处理过程中絮凝剂的投加量；污泥处理尽量采用投加药剂少的处理工艺，使其能够资源化利用。
新疆维吾尔自治区3个基于MBR工艺的污水处理厂运行案例分析
Case study on MBR process operation of three sewage treatment plants in Xinjiang, China
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摘要: 分析了新疆维吾尔自治区3个基于MBR工艺的污水处理厂案例，总结其工艺流程、实际进出水水质、预处理单元、生物处理单元、污泥处理单元以及运行成本等特征，以期为西北地区类似污水处理厂的运行和设计提供案例参考。结果表明，实际进水水质波动较大时，MBR工艺出水水质均能稳定达标，除TN外，大部分指标优于地表Ⅳ指标。MBR工艺对COD、BOD5、NH3-N的去除率较高。为保证MBR膜生物反应器的正常运行，预处理单元一般需要设置3道格栅，细格栅的栅条间隙从6 mm降至3~4 mm，以将有效降低膜格栅的运行负荷；只有当MBR膜池的污泥浓度控制在8~10 g·L−1，生物池污泥浓度控制在6~7 g·L−1时，MBR工艺系统运行才能维持稳定。MBR膜池前端生物池池型设计应尽量考虑水流流态，从3座污水厂的运行现状分析，类似卡鲁塞尔氧化沟池型更适用于MBR工艺。MBR工艺系统的剩余污泥排出生物处理系统后，需先经一定时间的浓缩。Abstract: Based on three engineering cases of MBR processes, the treatment process, actual influent and effluent water quality, pretreatment unit, biological treatment unit, sludge treatment unit and operational cost of the sewage treatment plants are analyzed. Results show that when the actual influent water quality fluctuates greatly, the effluent quality of MBR process can reach the standard stably, and most indexes except TN are better than Class IV standards for surface water. The removal rates of COD, BOD5 and NH3-N by MBR process are much higher than that of conventional processes. To ensure the normal operation of MBR membrane bioreactors, the pretreatment generally needs to set up three grids, and the gap of fine grid is reduced from 6 mm to 3~4 mm to effectively reduce the operational load of membrane grid. The MBR process can maintain stability only when the sludge concentration of MBR membrane tank is controlled at 8~10 g·L−1, and the sludge concentration of biological tank is controlled at 6~7 g·L−1. In addition, the flow pattern of the biological tank before the MBR membrane tank should be considered in the design phase as much as possible. From the analysis of the operational status of the three wastewater treatment plants, the Carrousel oxidation ditch or similar processes is more suitable for the MBR process. After the excess sludge of MBR process system is discharged from the biological treatment system, it needs to be concentrated for a period.
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Key words:
- MBR process /
- pretreatment unit /
- biological treatment unit /
- sludge treatment unit
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微生物燃料电池(microbial fuel cells，MFC)是一种以微生物作为催化剂将有机物中的化学能转化为电能的技术，主要由阴极、阳极、分隔材料和外电路等4个部分组成，阳极区的有机物降解后产电细菌将电子通过外电路传递至阴极，产生的质子扩散至整个阴极区域，质子与电子在阴极与电子受体发生反应，产生电流[1-2]。人工湿地(constructed wetlands, CWs)以其底部厌氧、表层好氧/缺氧特征，具备微生物燃料电池的发生条件。这使得微生物燃料电池和人工湿地耦合技术(microbial fuel cells-constructed wetlands, MFC-CWs)在去除污染物的同时也具备产电功能[3-4]。从目前研究成果来看，MFC-CWs 虽有电流输出，但产电密度较低，污染物降解能力也未得到实质性的提升[5]。YADAV等[6]构建的MFC-CWs 产电量为15.73 mW·m−2。FANG等[7]发现的MFC-CWs 最高产电量为852 mW·m−2。TURKER等[8]得出的MFC-CWs 最高产电量为15.1 mW·m−2。
尽管碳纳米复合材料在发电效率的研究方面取得了一些重要的成果，但碳纳米复合材料的进一步应用仍面临一些挑战，特别是电极材料昂贵和能量产率低[1]。在此情况下，目前的研究开始变换思路，将电子外输转为电子的原位利用，将人工湿地的产电能力转化为加快污染物降解的源动力，以电子的内部消耗来换取净化性能的极大提升。针对如何利用电子的传递和消纳进行生物电能向净化性能转化这一核心问题，RAMIREZ-VARGAS等[9]通过具有导电能力的碳质填料的填充，将人工湿地演变为一种短路状态的微生物燃料电池。碳质填料作为电子传导通道，在无需外置电路情况下，构建出电子产出-传导-消纳的原位利用路径，在电位梯度驱动下，使得有机污染物作为电子供体得以被高效降解。导电填料人工湿地中污染物去除负荷能提高10倍，且污染物去除率较常规人工湿地有显著提高[10]。
然而，目前国内外利用导电填料填充人工湿地产生原位电场来提高去除率的研究尚处于起步阶段，反应器规模通常较小，工程应用中的人工湿地构建深度通常在60 cm以上，在此条件下，导电填料的电阻比实验装置中电阻有显著提升，加上导电填料种类的有限，自发电场能否产生，污染物净化效率能不能提高，均有待于进一步研究。鉴于此，本研究在对不同饱和状态下碳质填料的电阻率进行测定的基础上，构建了与实际工程等深的人工湿地实验装置，以探索碳质填料的导电特征及其对人工湿地污染物净化效果的影响；同时，优化水力停留时间和有机负荷对系统产电性能的影响，以期为碳质填料人工湿地的应用提供参考。
1. 材料与方法
1.1 实验装置构建
实验装置原理如图1(a)所示，现场装置照片如图2所示。分别构建导电材料焦炭人工湿地(electro-conductive material coke constructed wetland，EC-CW)和石英砂人工湿地(quartz sand constructed wetland，QS-CW)。EC-CW和QS-CW尺寸相同，均为底部进水，顶部出水，分别在反应器主体填料的顶部和底部填充粒径为2~3 cm的鹅卵石，高度均为5 cm，保证系统配水及集水均匀，填料填充完成后，其上均种植美人蕉3株。
图 1 反应装置示意图及原理图Figure 1. Schematic diagram of reaction device and the illustration of working principle of CW in short circuit mode在反应器高度为25、45、65、90 cm处分别设置取样口，考察污染物的沿程降解情况。同时在反应器中间预埋1根直径为3 cm、高度为1.2 m的高密度电极杆，电极杆上共设置16个圈状电极(以增大电极与填料的接触面积，减少实验误差)，每个电极圈间隔为5 cm。
该反应装置底部为进水区，水中丰富的有机物为产电菌提供碳源，在降解的过程中释放电子和H+，电子沿着具有导电性的填料颗粒向上传导到床体顶部，在此区域，与氧气、硝酸盐等电子受体反应，生产H2O及N2。因此，反应器底部类似于微生物燃料电池的阳极区，而反应器的顶部被视为阴极区(图1(b))。
碳质填料作为电子传导通道，在无需外置电路情况下，电子在系统内部产生与传递，最终在阴极发生还原反应，从而在系统中形成短路状态的自发电极化现象。这一现象形成的自发电场驱动电子的加速产生与传递，从而提升了作为电子供体的有机污染物的降解效率，使得系统净化效果得到提升。
1.2 系统运行参数及采样方法
实验所用生活污水取自桂林理工大学校园集水井，其pH为7.2，化学需氧量(COD)为105~120 mg·L−1、氨氮(
NH+4 启动阶段设置系统水力停留时间(HRT)为30 h，连续进水，同时测定反应器中不同断面的电位值，待反应器中电位值保持稳定时，说明系统启动成功。系统运行分为5个周期，所对应的HRT依次设置为 6、12、18、24和30 h，每周期运行时间为14 d，考察不同HRT下出水水质和系统的产电性能。随后在进水中加入乙酸钠，分别调整进水COD为300 mg·L−1和500 mg·L−1，对比有机负荷对系统出水水质和沿程电势差(electric potential difference，EPs)的影响。在实验过程中，每天测量对比系统不同高度电势变化情况。每2 d采样测定进出水及沿程水样的COD、
NH+4 NO−3 1.3 检测方法
1)EPs的测量。本实验通过碳质填料的填充，使产电微生物富集在碳质填料颗粒表面，形成自然电场，因此，在床体中并无实际电极存在，其电场的测量无法按照常规方法进行。有研究发现，自然电场广泛存在于自然界中，是地电场的重要组成部分。它由各种岩石的接触电位差、氧化还原电势、水流穿过多孔岩石产生的过滤电势以及矿化溶液离子在岩石交界面上的扩散和岩石骨架对离子的吸附作用等所产生[11]，因此，本研究采用地球物理勘探学科中对自然电场的测量方法监测人工湿地床体电场产生情况。如图1所示，高密度电极杆与外接高密度电阻率仪(WDDS-3型)相连，利用自然电场法通过测定电极杆上不同位置电极间的电势差，来表征床体不同高度电势分布情况。
2)导电性能测试。本研究选取3种碳质填料(活性炭、无烟煤及焦炭)开展实验。活性炭购于河南清之鑫环保科技有限公司，无烟煤、海绵铁和焦炭购于河南华宇环保科技有限公司。活性炭粒径为3~5 mm，比表面积为1 000 m2·g−1，填充密度为0.45~0.55 cm3·g−1，pH为8；无烟煤粒径为3~5 mm，含碳率为90%，孔隙率为53%，密度为1.57 g·cm−3，堆密度为0.947 g·cm−3；焦炭粒径为3~5 mm，真密度为1.81 g·cm−3，视密度为0.9 g·cm−3，孔隙率为35%。
为研究不同碳质填料在不同人工湿地类型及运行状态下电阻率的变化情况，对3种选定的填料分别在自然干燥、纯水充满及充满后排空，生活污水充满及充满后排空条件下测量电阻率值，以探讨填料受饱和状态及水质成分的影响，具体实验步骤如下。
不饱和状态电阻率的测定。在自制电阻率测定装置中测定不饱和状态电阻率，装置由直径5 cm的PVC管和两端的铜质封片组成，先在PVC管中填入待测填料并压实，在端口处填充硫酸铜泥浆以保证填料与铜片之间的充分接触，最后用万用表测量两端电阻。
纯水-填料饱和/(不饱和)状态电阻率的测定。待第一步测定完成后，在填充填料的PVC管中注满纯水，用生料带缠绕连接处，防止水溢出，使填料呈现饱和状态，然后用同样的方法测电阻，随后，将纯水倒出，使填料呈现不饱和状态，再次测填料的电阻。
生活污水-填料饱和/(不饱和)状态电阻率的测定。待第2步测定完成后，重新更换填料，然后注满实验用生活污水，测量饱和及不饱和条件下电阻，步骤同第2步。
电阻率换算。填料样本的电阻(R)与沿电流方向的长度(L)成正比，与垂直流方向的横截面积(S)成反比[12]，如式(1)所示。
R=ρLS (1) 式中：R为填料样本的电阻，Ω；ρ为试样电阻率，Ω·m；L为标本长度，m；S为与垂直流方向的横截面积，m2。
由式(1)得填料标本电阻率，如式(2)所示。
ρ=RSL=Rπr2L=πRd24L (2) 式中：ρ为试样电阻率，Ω·m；L为标本长度，m；r为标本横截面半径，m；d为标本横截面直径，m。
3)水质测定方法。用紫外分光光度法(HJ-T346-2007)测定水样的
NO−3 NH+4 1.4 数据分析
使用Microsoft Excel 2010和IPM SPSS Statistics 22.0对数据进行统计分析。数据结果使用sigmaplot 12.5绘图。
2. 结果与讨论
2.1 不同填料在不同环境中的电阻率大小
3种填料的电阻率如表1所示。在自然干燥条件下，3种基质的电阻率大小为无烟煤˃活性炭˃焦炭，分别为(45.8±1.9)、(31.7±5.7)、(2.5±0.1) Ω·m。一般认为，电阻率值小于10−5 Ω·m的固体为导体，大于108 Ω·m的固体为绝缘体，若在两者之间被认为是半导体[14]。因此，上述3种填料均属于半导体材料。在自然干燥条件下，焦炭的导电性能最好，无烟煤的导电性能最差。
表 1 不同基质填料在饱和及非饱和条件下电阻率Table 1. Resistivity of different substrates under saturated and unsaturated conditions填料 电阻率/(Ω·m) 自然干燥 纯水饱和 纯水不饱和 生活污水饱和 生活污水不饱和 活性炭 31.7±5.70b 4.80±0.700a 2.40±0.600b 5.70±0.500a 4.30±0.400b 无烟煤 45.8±1.90a 4.80±0.300a 15.7±1.30a 5.10±0.300a 16.2±2.00a 焦炭 2.50±0.100c 2.10±0.100b 0.800±0.200b 2.50±0.400b 1.50±0.200c 注：n=3，表中相同字母表示没有显著差异，不同字母表示具有显著差异(P<0.05)。 | Show Table
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饱和状态是人工湿地的正常运行状态。在饱和状态下(分别充纯水和生活污水)测量了3种基质的电阻率，结果表明，在饱和条件下电阻率明显降低[15]，纯水和生活污水下基质的电阻率均为活性炭>无烟煤>焦炭。与纯水相比，生活污水条件下的电阻率值略高。活性炭和无烟煤的电阻率分别由(45.8±1.9)、(31.7±5.7) Ω·m (自然干燥)降低到(4.8±0.7)、(4.8±0.3) (纯水)和(5.7±0.5)、(5.1±0.3) Ω·m(生活污水)。而焦炭的电阻率，自然干燥条件下与饱和条件下的差别相对较小(表1)。
由于人工湿地通常会间歇运行，此时会处于不饱和状态。测定结果表明，无论是纯水还是生活污水，在不饱和状态下的电阻率均为无烟煤>活性炭>焦炭。焦炭和活性炭在非饱和状态下的电阻率比饱和状态下低。而无烟煤在非饱和条件下电阻率增加，这与其颗粒之间的压实度较低有关。无烟煤颗粒表面光滑、坚硬，填料颗粒接触较差，低压实密度影响其电阻率值[16]。
上述结果表明，即使人工湿地在饱和与非饱和交替条件下运行，焦炭的电阻率值也始终低于无烟煤和活性炭，具有显著差异(P<0.05)且相对稳定。因此，后续实验以焦炭为基质构建人工湿地实验系统，并与传统石英砂(电阻率为1 018 Ω·cm)人工湿地系统进行比较，研究导电材料对有机物去除的效果。
2.2 HRT对电势差及有机物去除率的影响
EC-CW和QS-CW系统中EPs和COD的沿程变化如图3所示。EC-CW中的COD进水平均值为100 mg·L−1，在水力停留时间为6、12、18、24和30 h时，在5~80 cm深度处，2电极之间的EPs分别为(637.46±89.47)、(780.30±24.96)、(637.46±89.47)、(605.29±25.66)和(605.47±29.41) mV。由于电子供体数量的原因，EPs随HRT由6 h增加到12 h而增加，但随HRT由12 h增加到30 h而略有下降。在此过程中，随着HRT由6 h提高到30 h，EC-CW的COD去除率由65%逐渐提高到78%，出水COD最小值在25 mg·L−1以下，显著低于进水值(P<0.05)。出水满足《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)一级A标准。
图 3 EC-CW 及QS-CW在不同HRT条件下EPs及COD的沿程变化Figure 3. Spatial distributions of EPs and COD in EC-CW and QS-CW at different HRTs如图3(a)和图3(b)所示，在EC-CW中，当床体高度为0~40 cm时，EPs为-17~27 mV，显著低于40~80 cm处的EPs。其原因是，由于床体底部为厌氧/缺氧区，作为电子供体的有机物浓度较高，而电子受体较少，有机物在这个区域被微生物迅速氧化。有研究[7,17]也表明，超过50%的耗氧有机物(以COD计)在40 cm深度以下被去除。由此推测，EC-CW底部区域可视为阳极区。此后，随深度的增加EPs亦有所增加，在由40 cm增加到80 cm的过程中，由于植物根系释放的氧气使电子受体数量增加，由底部阳极区产生的电子与电子受体发生反应，使EPs逐步升高。
以往的许多研究[18]表明，HRT的变化会影响阳极富集的电活性菌、产甲烷菌等厌氧菌的多样性和活性，进而影响人工湿地的阳极电位。如图3(c)~(e)所示，随着HRT的降低，EC-CW的阳极区逐渐减小，甚至小于25 cm的深度。由此推测，较短的HRT可造成较高的水流速度，对床体稳定的厌氧/缺氧区产生直接影响。
值得注意的是，虽然石英砂的电阻率很高，但在QS-CW系统中也监测到了EPs(图3)。当系统HRT为6、12、18、24和30 h时，在5~80 cm深度处，2电极之间监测的EPs分别为(334.46±15.82)、(318.17±7.90)、(283.75±17.21)、(275.66±25.36)和(277.42±12.76) mV。EPs较EC-CW系统低但稳定，没有呈现出明显的阳极区，与EC-CW系统存在显著差异(P<0.05)。如前所述，自然电场在自然界里广泛存在，故在QS-CW中，水流通过石英砂颗粒填料时由于阴阳离子吸附作用等，形成电动势、吸附势、扩散势，会在任意两点之间产生的电位差[19]。此外，在图3中还可以发现，在QS-CW系统中，EPs随HRT的降低而略有增加。其原因可能是，由于HRT降低使流速增加，吸附的阴阳离子数量增加的缘故。
对于QS-CW中有机物的去除，HRT分别为6、12、18、24和30 h时，COD去除率分别为38%、40%、47%、52%和57%，比EC-CW低21%左右。有研究[20]也表明，在填充导电填料人工湿地系统中，底部厌氧/缺氧区释放的电子在不借助外电路的情况下，可沿着导电填料颗粒向上传递，类似在短路条件下运行，电势的形成促进了电活性微生物的富集，从而加速消耗作为电子供体的有机物，避免自由电子在底部的累积，进而发生的甲烷化反应。
2.3 有机负荷对系统EPs及有机物去除率的影响
在2种进水COD(300 mg·L−1和500 mg·L−1)下EC-CW和QS-CW中有机物去除率和EPs的沿程变化如图4所示。当HRT为30 h、进水COD 为300 mg·L−1和500 mg·L−1时，在5~80 cm深度处，EC-CW和QS-CW对应的2电极之间的EPs分别为(456.75±22.60)、(432.00±41.80) mV和 (238.51±36.91)、(229.03±7.27) mV。与图3(a)中所示的EPs相比，在相同的HRT(30 h)下，随着COD由100 mg·L−1增加到500 mg·L−1，EC-CW中的EPs逐渐降低；而QS-CW系统中随着COD的增加EPs增幅不大，这进一步证明了QS-CW中的EPs受微生物作用产生的氧化还原电势的影响较小，而是一种受水流速度影响的自然电势。
图 4 EC-CW 及 QS-CW系统EPs和COD沿程分布Figure 4. Spatial distributions of EPs and COD in EC-CW and QS-CW前人研究[21]中也观察到，EC-CW 中COD的负荷对CW-MFCs的性能有很大的影响，系统EPs随进水COD的提高而明显下降。COD应满足为阳极氧化提供足量的有机物，同时到达阴极的有机物足够少。因为较多的COD到达阴极将刺激异养菌的繁殖，使阴极需氧量增加，从而极大减少了完成电路循环所需的电子受体数量。同时，阴极上异养生物膜的形成，限制了反应物与电极和电极产物的传质过程[22]。
当COD由100 mg·L−1增加到300 mg·L−1时，EC-CW中的COD去除率由78%逐渐增加到82%(图3(a))。这是由于COD的升高为阳极氧化提供了足够的有机物，出水COD为40 mg·L−1(达到了《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)一级B标准)，也表明到达阴极的耗氧有机物数量较少。当进水COD由300 mg·L−1进一步提高到500 mg·L−1时，平均去除率下降到62%，阴极出现较多的有机物，出水COD升高至210 mg·L−1，表明进水COD过高，影响了床体内部电子产生与传递过程。对比来看，在较高的进水COD负荷下(500 mg·L−1)，EC-CW对COD的去除率仍优于QS-CW，比QS-CW系统高出16%左右。
2.4 氮磷的去除
除有机物外，还对比了2个系统对氮磷等污染物的净化效果，结果如图5所示。由图5可知，EC-CW对
NH+4 NO−3 NO−3 NH+4 NO−3 NH+4 
图 5 2系统NH+4 NO−3 Figure 5. Removal rate ofNH+4 NO−3 2个湿地系统中COD去除率与EPs的线性拟合结果如图6所示。在EC-CW系统中，其线性拟合较好(R2=0.686)，而QS-CW中线性拟合较差(R2=0.248)。这进一步说明EC-CW中有机物的降解与自然电场的产生有关。
图 6 2系统中COD去除率与EPs线性回归分析Figure 6. Relationship between COD removal rate and EPs in two systems将2个系统沿程电势进行了聚类分析，以探讨床体自然形成的两极分区，并体现床体中的氧化还原特性，聚类结果如图7所示(图中纵坐标1、2、3、4、5等表示环形电极的编号，D5~D75表示各电极所对应的反应器深度)。由图7(a)可以看出，在EC-CW系统中，高密度电极杆上的15个环形电极监测的EPs聚为3类：5~35 cm (D5~ D35)处电极的EPs在聚类重新标定距离(rescaled distance cluster combine)为1 的水平上聚类在一起，为第I类也即1~7号电极(对应的深度为5~35 cm)聚为一类；第II类包括埋深在40~60 cm (D40~D60)处的8~12号电极；而第III类包括埋深在65~75 cm (D65~ D75)处的13~15号电极。由此推测，聚类Ⅰ、聚类Ⅱ和聚类Ⅲ分别为阳极区、过渡区和阴极区[3]。阳极区是电活性微生物降解作为电子供体的有机物的主要区域；而阴极区是电子受体消纳传递来的自由电子的主要区域；过渡区为阴阳两极的过渡区域。EC-CW系统较好的聚类说明其床体中有较好的氧化还原区域划分，也验证了前人通过填充导电填料来扩展电极空间，进而形成短路模式人工湿地系统，提高有机物去除效率的设想[24]。在QS-CW系统中，在聚类重新标定距离为1 的水平上15个电极分成3个类群(图7(b))。聚类Ⅰ、聚类Ⅱ和聚类Ⅲ深度分别为5~15 (D5~ D15)、20~60 (D20~ D60)和65、75 cm (D65、D75)，电极编号分别为1~3、4~12、13，15。与EC-CW相比，阳极区和阴极区较小，过渡区较大，这说明系统中没有明显的氧化还原空间划分。
2.5 处理效果和经济性核算
对于常规生活污水而言，EC-CW人工湿地在HRT为30 h时，实验出水即可满足《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)一级A标准。在相同进水条件下，焦炭填料人工湿地比石英砂填料湿地去除率提高了约21%。由此推算，在实际工程中，焦炭填料湿地能够减少近20%的建设规模。虽然焦炭填料费用较石英砂高，但考虑到征地成本和建设成本，焦炭填料湿地的经济性更好。
3. 结论
1)实际人工湿地通常处于饱和/非饱和或二者交替运行状态，根据对无烟煤、活性炭和焦炭在自然干燥、饱和及不饱和条件下的电阻率测试结果，发现焦炭的电阻率相对较低，且在不同运行环境中较为稳定，为0.8~2.5 Ω·m，其为较好的导电填料。
2)碳质填料-焦炭人工湿地中最大EPs达到605~780 mV；聚类分析结果表明，该床体中氧化还原分区明显。随着HRT的变化及有机负荷的波动，该系统下COD去除率与EPs呈现的线性关系较石英砂系统好，石英砂湿地中EPs较低但相对稳定。
3)在不同水力负荷和有机负荷条件下，焦炭填料人工湿地对COD的去除率显著高于石英砂填料人工湿地，去除率可提高16%~21%，但两者氨氮和总磷的去除率差别不大。
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图 1 3座污水处理厂的工艺流程图
Figure 1. Flow chart of the treatment processes of 3 sewage treatment plants
图 2 1#污水处理厂的污染物去除效果
Figure 2. Pollutant removal efficiency of 1# sewage treatment plant
图 3 2#污水处理厂的污染物去除效果
Figure 3. Pollutant removal efficiency of TP from 2# sewage treatment plant
图 4 3#污水处理厂的污染物去除效果
Figure 4. Pollutant removal efficiency of TP from 3# sewage treatment plant
图 5 2#污水处理厂MBR膜池与生物池内污泥质量浓度对比
Figure 5. Comparison of sludge concentration in MBR membrane pond and biological pond of 2# sewage treatment plant
图 6 3#污水处理厂MBR膜池与生物池内污泥质量浓度对比
Figure 6. Comparison of sludge concentration in MBR membrane pond and biological pond of 3# sewage treatment plant
表 1 污水处理厂设计进出水水质指标
Table 1. Design influent water quality and effluent quality of WWTP
mg·L−1 进水或出水 COD BOD5 SS NH3-N TN TP 1#污水处理厂设计进水 500 200 400 40 50 6 2#污水处理厂设计进水 800 350 350 45 70 7 3#污水处理厂设计进水 700 390 350 45 55 6 设计出水(一级A) 50 10 10 5(8) 15 0.5 注：水温低于12 ℃时，出水氨氮设计指标控制为≤8 mg·L−1。
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表 2 污水处理厂运行成本分析表
Table 2. Operation cost analysis of sewage treatment plant
污水处理厂编号 进水量/(104 m3·d−1) 处理污泥量(绝干)/(10−1 t·m−3) 污泥处理药剂费(PAM)/(元·t−1) 污泥处理药剂费/(元·t−1) 污泥处理电费/(元·t−1) 污水处理药剂费/(元·m−3) 综合耗电量/(kW·h·m−3) 综合成本/(元·m−3) 1# 4.0 2.0 125.0 125.0 525 0.13 0.91 0.61 2# 5.0 4.0 11.9 584.8 140.8 0.15 0.85 0.81 3# 8.0 4.0~5.0 11.9 586.3 117.3 0.07 0.84 0.72 注：1)电费按0.5元·(kW·h)−1计；2)“绝干”表示污泥量以含水率为0时污泥的质量计。
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表 3 污水处理厂运行成本对比分析表
Table 3. Comparative analysis of operation cost of sewage treatment plant
污水处理厂编号 产泥量 处理污泥量药剂费 污泥处理电耗 综合成本 1# 小 低 大 略低 2# 大 高 小 略高 3# 大 高 小 略高
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