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城市生活垃圾是影响生态环境的严重污染源，其无害化处理已经成为环境治理的重要问题之一[1]。根据国家统计局发布的《2021中国统计年鉴》[2]，我国2020年生活垃圾清运量达到963 460 t·d−1，其中焚烧日处理量已达567 804 t·d−1，占总垃圾无害化处理量的58.9%。生活垃圾进入焚烧炉前通常需要采用堆酵5~7 d的方式进行熟化，降低含水率，从而提高垃圾热值[3-4]。垃圾焚烧厂渗滤液是一种水质复杂且有毒有害的高浓度有机废水，具有一定的处理难度。如果收集和处理处置不当，将会对周边自然环境和人体健康造成严重影响。已有研究[5-6]表明，采用厌氧膜生物反应器 (anaerobic membrane bioreactor，AnMBR) 和负压原位碱度脱氨工艺处理垃圾焚烧厂渗滤液可分别实现COD和氨氮的高效脱除。然而出水水质依然无法满足相应的排放标准，因此还需要对脱氨出水进一步深度处理。当前采用的主流深度处理工艺为NF、RO等，存在运行能耗较大，膜污染严重以及残留大量难处理浓缩液等问题[7]。
与以压力作为驱动力的NF、RO等工艺相比，正渗透 (forward osmosis，FO) 工艺是一种以膜两侧的渗透压差作为驱动力的膜处理工艺，具有能耗低、膜污染小、出水水质好、浓缩液少等优势[8]。目前，针对正渗透深度处理垃圾焚烧厂渗滤液的研究较少，主要集中于垃圾填埋场渗滤液处理。AFTAB等[9]采用CTA膜组件的正渗透工艺直接对垃圾填埋场渗滤液原水进行处理，并研究生物炭 (BC) 和粉末活性炭 (PAC) 在线吸附减轻膜污染对正渗透性能的影响，结果表明，加入在线吸附后，过滤体积分数为57%以上，污染物截留率>80%。IBRAR等[10]研究了不同清洗方式对正渗透处理垃圾填埋场渗滤液生化出水膜性能的影响，结果表明物理清洗方法中35 ℃热水物理清洗和1.5 mol NaCl渗透反冲洗具有较好效果；化学清洗方法中，碱洗比酸洗更有效，可以达到100%通量回收。ISKANDER等[11]对正渗透回收垃圾填埋场渗滤液进行能耗分析，结果表明，污染物浓度升高，循环次数降低，汲取液浓度提高，可以使能耗从 (0.276±0.033) kWh·m−3下降到 (0.005±0.000) kWh·m−3。以上研究表明，正渗透作为垃圾焚烧厂渗滤液深度处理具有一定的研究价值和应用潜力。在应用FO处理垃圾渗滤液方面的报道主要集中于处理垃圾填埋场渗滤液，在处理垃圾焚烧渗滤液方面的研究却鲜有报道，在FO处理垃圾焚烧渗滤液的运行效能、工艺条件以及膜污染特性方面的研究较少，因此，采用FO工艺深度处理垃圾焚烧厂渗滤液负压原位碱度脱氨出水具有重要的理论和现实意义。
本研究采用FO工艺深度处理垃圾焚烧厂渗滤液负压原位碱度脱氨出水，考察FO在不同膜朝向、不同汲取液浓度和不同错流速率下的浓缩效果和污染物截留率，在满足相关排放标准的情况下确定最佳运行参数，进行连续实验并分析FO处理负压原位碱度脱氨出水的可行性，利用三维荧光 (EEM) 结合平行因子分析方法 (PARAFAC) 对膜污染成分和膜污染特征进行分析，旨在为后续FO处理垃圾焚烧渗滤液方面的研究与应用提供参考。
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研究所用废水取自无锡某垃圾焚烧发电厂，经AnMBR和负压原位碱度脱氨工艺处理后，使用0.45 μm滤膜过滤并在4 ℃下保存，进水水质指标如下：COD为1 950~2 050 mg·L−1，氨氮为56.5~63.1 mg·L−1，总氮质量浓度为64.6~72.2 mg·L−1，总磷质量浓度为2.1~2.3 mg·L−1，电导率为19.2~19.8 mS·cm−1，Ca2+质量浓度为12.1~12.9 mg·L−1，Mg2+质量浓度为19.2~20.0 mg·L−1。在正渗透操作前，将原料液pH调节到8左右，汲取液为配置不同摩尔浓度的NaCl溶液。
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本研究采用的实验室规模正渗透实验装置如图1所示。主要由汲取液罐、原料液罐、正渗透膜组件、蠕动泵、温度控件和电导率仪组成。汲取液罐、原料液罐容量均为1.5 L；通过温度监测装置在线监测汲取液和原料液温度变化；两侧液体分别从汲取液罐和原料液罐底部流出，在2台蠕动泵 (上海卡川尔流体有限公司，UIP WIFI-S183，中国) 的驱动下在膜两侧进行独立循环，2台蠕动泵转速相同，流量相同，形成稳定的错流循环；通过罐体表面的刻度实时读取两侧液面变化；通过电导率仪实时监测汲取液浓度变化，控制循环泵使浓盐水进入汲取液罐，保持电导率不变。
正渗透膜组件由2块有机玻璃材质的内凹膜室组成，膜室之间夹有一片正渗透膜，正渗透膜组件内置CTA膜 (HTI，美国) ，是由活性层和支撑层组成的双层结构。CTA膜将膜组件隔开为2个独立膜室。膜组件规格为：长20 cm，宽11 cm，厚5 cm，单个膜室体积为28.4 cm3。膜有效面积为94.5 cm2，2个膜室内部设有均匀布水板，以提高正渗透效率。实验前将CTA膜放入蒸馏水在4 ℃下保存。
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实验分为4个部分。第1部分，研究膜朝向对正渗透浓缩性能和膜通量恢复情况的影响。实验时改变运行过程中CTA膜活性层的朝向，2个朝向分别为活性层朝向汲取液 (AL-DS) 模式和活性层朝向原料液 (AL-FS) 模式。保持温度不变，错流速率为8 cm·s−1。每15 min读取一次原料液体积变化并计算膜通量。当连续2次原料液体积变化值均小于5 mL时结束实验。第2部分，研究汲取液浓度对正渗透浓缩性能的影响。分别设置5个汲取液浓度水平，考察膜通量变化情况和通量恢复情况。第3部分，研究错流速率对正渗透运行过程中膜通量的影响。在选定最适汲取液浓度前提下，将错流速率分别设置为4 、8 、12 cm·s−1。第4部分，研究连续实验对正渗透效果影响。实验过程中保持汲取液电导率不变，每30 min记录一次原料液体积变化，每12 h为一次循环，每次循环期间需对原料液进行一次更换，并对膜进行在线物理清洗。清洗方式为将剩余原料液更换为去离子水，其他条件不改变，继续运行30 min。在第3个循环结束后，进行在线化学清洗。在线化学清洗方式步骤如下：将剩余原料液先后更换为0.01 mol·L−1 NaOH (清洗15 min) 和0.01 mol·L−1 HCl (清洗15 min) ，再更换为去离子水，运行5 min，清洗表面残留化学药剂。化学清洗后，再进行一次循环，观察膜通量恢复情况。
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COD采用重铬酸钾法测定，用硫酸汞掩蔽Cl−；氨氮、总氮、总磷、电导率参照文献中的方法[12]进行测定：氨氮、总氮和总磷采用纳氏试剂光度法进行测定，电导率采用水质分析仪 (奥豪斯AB23EC) 进行测定；采用荧光分光光度仪 (F-7000) 对所有膜清洗水样进行EEM测定；膜污染分析采用MATLAB 2017b软件和DOM Flour工具箱对所有样品的EEM数据集进行PARAFAC平行因子分析 (parallel factor analysis，PARAFAC) 建模；纯水通量JW的测定可参考文献中的方法[9]。
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1) 膜朝向对FO运行效能的影响。采用AL-FS和AL-DS 2种不同的膜朝向进行正渗透实验，通量变化曲线如图2所示。AL-DS模式下的初始通量为17.55 L·(m2·h)−1，而AL-FS模式下的初始通量仅为14 L·(m2·h)−1。此现象与VU等[13]的研究相似，主要原因是支撑层产生的内浓差极化类型不同：在AL-DS模式下，影响膜通量的主要因素是浓缩型内浓差极化，而AL-FS模式下主要为稀释型内浓差极化。二者相比，浓缩型浓差极化对水通量的影响较小[14]，所以AL-DS模式下的初始通量大于AL-FS模式下的初始通量。ZHAO等[15]认为，AL-DS模式初始通量更好，这也可归因于膜表面与污染物的相互作用，由于CTA膜支撑层比活性层带有更多的负电荷，导致膜表面与垃圾渗滤液污染物之间的静电排斥更大。AL-FS模式在实验过程中的膜通量较为平稳，而AL-DS模式下的膜通量下降速度明显，在第6小时，下降到 14 L·(m2·h)−1以下。这归因于AL-DS模式下支撑层朝向原料液，粗糙度更高的支撑层表面使膜污染程度更高，从而导致通量的快速下降。
对不同膜朝向实验后的FO膜分别进行物理清洗和化学清洗，通量恢复情况如图3所示。AL-FS和AL-DS模式的水通量经过物理清洗后分别为初始纯水通量的86.35%和81.50%，经过化学清洗后水通量均恢复到98%以上。结果表明，AL-DS模式下不仅会加速膜污染，从而导致通量迅速下降，物理清洗效果也相对较差，膜污染更难去除。IBRAR等[10]对不同膜朝向运行的正渗透膜进行去离子水冲洗，发现AL-DS模式下的膜表面残留有更多的污染物，进一步证实了AL-DS模式下物理清洗效果相对较差，膜污染更难去除。因此，综合通量变化和清洗后通量恢复情况，确定后续实验以AL-FS模式运行。
2) 不同汲取液浓度对FO运行效能的影响。正渗透的动力来源为汲取液和原料液间产生的渗透压差，因此汲取液浓度对正渗透系统的运行效率和浓缩性能具有重大影响。在两侧水温为25 ℃、错流速率为8 cm·s−1的条件下，分别考察1.0、1.5、2.0、2.5、3.0 mol·L−1 5组不同NaCl汲取液浓度条件下的膜通量随时间的变化情况，结果如图4所示。由于初始原料液侧浓缩倍数较低，膜两侧的渗透压差变化不明显，且此时膜污染程度较轻，故膜通量下降不明显；而随着原料液不断被浓缩导致渗透压差减少和膜污染的加剧，膜通量急剧下降。因此，各组不同汲取液浓度条件下的膜通量均呈先缓慢下降后迅速下降的趋势。由各组比较分析结果可以看出，随着汲取液浓度的上升，初始通量也呈现逐渐增加的趋势。在汲取液为1.0 mol·L−1 NaCl的条件下，初始通量仅为7.41 L·(m2·h)−1；而当NaCl浓度提升到3.0 mol·L−1时，初始通量为18.62 L·(m2·h)−1。此外，汲取液浓度越高，膜通量的稳定运行时间越短，迅速下降的时间越快，在汲取液浓度为1.0 mol·L−1条件下，膜通量在13.5 h时出现明显下降；而当汲取液浓度提升到3.0 mol·L−1时，膜通量在3.5 h便出现迅速下降趋势。结果表明，较高的汲取液浓度使膜两侧渗透压差增大，驱动力增大，从而带来更高的初始通量，但由此导致渗透压差迅速降低，稳定运行时间缩短，迅速下降的拐点更早出现。同时，汲取液浓度提高也会导致膜污染的迅速累积。方舟[16]研究表明，高汲取液浓度会通过加快原料液中污染物在膜表面的累积速率从而加剧膜污染；与此同时，汲取液浓度的提高也会使内浓差极化现象更加严重，而膜表面污染层的积累又会进一步加深内浓差极化现象，导致更严重的膜污染。
原料液的浓缩倍数是表征正渗透浓缩性能的重要指标，可间接表征运行过程中的膜处理量，在工程应用中具有重要意义。若浓缩倍数过低，则说明浓缩不彻底，浓缩性能较差，在处理过程中将产生大量浓水，提高后续处理成本。不同汲取液浓度下原料液的浓缩倍数情况如图5所示。随着汲取液浓度从1.0 mol·L−1上升到2.0 mol·L−1，原料液的浓缩倍数从2.93倍迅速上升到10.00倍。由于垃圾焚烧厂渗滤液脱氨出水具有较高的电导率，随着浓缩倍数的提高，两侧的渗透压差会迅速降低，从而导致浓缩过程缺少推动力，膜通量迅速下降，在浓度为1.0~2.0 mol·L−1时，提高汲取液浓度可以明显提升正渗透浓缩性能。在汲取液浓度为2.0~3.0 mol·L−1时，浓缩倍数没有出现明显变化，说明此范围内汲取液浓度继续提升对于单次浓缩过程中的膜处理量没有进一步的促进作用。由图4可以看出，随着汲取液浓度从1.0 mol·L−1上升到3.0 mol·L−1，浓缩所耗时间分别为16、13、11、11 和9 h。这表明，汲取液浓度在2.0 mol·L−1之后，浓度进一步提高，对膜处理量没有促进作用，但可以在一定程度上减少浓缩时间，使正渗透过程更快完成。
通量恢复率计算方法见式 (1) 。
式中：η为通量恢复率；J为物理清洗和化学清洗后的通量；JW为清水通量。
如图6所示，随着汲取液浓度的上升，物理清洗后的通量恢复率η呈现缓慢下降趋势，由91.36%降至83.68%；化学清洗后各组的通量恢复率η均为96%~97%，各组之间的η数值变化不大。这说明正渗透具有较低的膜污染趋势，膜表面的污染层与膜表面的结合并不紧密，仅靠物理清洗就可以恢复绝大部分的膜通量。通过化学清洗，不可恢复通量仅为初始通量的3%~4%。这说明正渗透过程中产生的不可逆污染水平较低，绝大部分污染为可逆污染，与其他膜处理工艺中产生的膜污染相比，正渗透过程中产生的膜污染更易控制，具有更高的运行寿命。通量恢复情况分析不仅可反映正渗透处理垃圾焚烧厂渗滤液脱氨出水后的膜污染情况方面，也可表征正渗透工艺的运行寿命及其应用中的可行性。
3) 不同错流速率对FO运行效能的影响。错流速率是正渗透工艺运行的重要参数之一，低错流速率会导致外部浓差极化上升，影响膜通量，同时导致膜污染更容易形成。在汲取液浓度为2 mol·L−1、温度为25 ℃的条件下，控制不同错流速率 (4、8、12 cm·s−1) 进行单轮正渗透实验，分析膜通量变化情况，实验结果如图7所示。在错流速率为4 cm·s−1时，初始膜通量仅为12.69 L·(m2·h)−1，且随着系统运行膜通量逐步减少，导致单次浓缩时间延长，在第16 小时，膜通量为1.69 L·(m2·h)−1，浓缩仍未结束。错流速率为8 cm·s−1时，初始通量显著上升至14.81 L·(m2·h)−1，呈先稳定运行后迅速下降趋势。且单次浓缩在11 h完成。错流速率进一步提升至12 cm·s−1时，膜通量变化情况与8 cm·s−1条件下的膜通量变化没有明显区别。实验结果表明，错流速率为4 cm·s−1时，速率过低，不利于正渗透的运行。这可能是由于错流速率下降，水流速率变慢，导致对膜的冲刷作用减弱，使得膜污染更容易形成。当错流速率提升至8 cm·s−1后，较高的错流速率增强了膜面冲刷，减缓了膜污染，从而使得初始通量升高且单次浓缩时间缩短。当进一步提高错流速率至12 cm·s−1时，对膜通量并没有明显的促进作用，说明错流速率的提高对膜通量的提升是有限度的。故在后续实验中，将错流速率控制在8 cm·s−1条件下运行。
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为进一步探究连续运行过程中的浓缩性能和出水水质变化，在汲取液浓度为2 mol·L−1、错流速率为8 cm·s−1的条件下，进行为期36 h的连续实验。实验共分为3轮，每轮实验结束后更换原料液，并对FO膜进行物理清洗。第3轮实验结束后，为探究化学清洗对膜通量的恢复情况，采用化学清洗并再进行一轮实验。连续运行的实验结果如图8所示。
在第1轮运行过程中，初始通量为14.81 L·(m2·h)−1，前4 h的膜通量变化较缓慢，仅下降至13.01 L·(m2·h)−1，随后由于浓缩倍数的提高，导致渗透压差减少和膜污染产生，膜通量迅速下降。通过物理清洗，第2轮的初始通量为13.31 L·(m2·h)−1，由于物理清洗不能有效去除膜上的有机污垢，导致初始通量随着运行周期的延长而下降。同时，第2轮的膜通量下降程度相比第1轮，迅速下降的节点更早，运行至第4 小时，膜通量已降至10.61 L·(m2·h)−1。这可能是由于膜上残留的无机和有机污垢提高了膜面粗糙度，导致运行过程中膜污染迅速加剧，从而影响浓缩性能[17]。运行至第3轮，初始通量降至10.16 L·(m2·h)−1，此阶段通量变化与前2阶段有明显区别，且膜通量呈逐步下降趋势，可能是经过前2轮浓缩实验后，膜污染累积导致通量的进一步下降。第3轮实验后，对膜表面采用化学清洗，第4轮的初始通量显著提升至13.62 L·(m2·h)−1，膜通量变化趋势与第1轮相似，说明化学清洗可以较好地去除膜表面的可逆污染。虽然化学清洗对膜性能的恢复效果更好，但其成本相对较高，且会产生化学废水。因此，将物理清洗与化学清洗方案相结合可实现高效去除FO表面的膜污染操作。这将最大限度地减少对频繁清洗膜的要求，减少化学清洗对膜完整性和膜寿命相关的损害，并降低与化学清洗相关的运营成本。
经过连续浓缩过程后，出水污染物浓度如表1所示。可以看出，经过正渗透浓缩后，出水中的主要污染物均达到了《生活垃圾渗滤液排放标准》 (GB 16889-2008) 提出的排放限制。正渗透膜对COD的截留率均达到95%以上，出水质量浓度为90 mg·L−1左右，对TP基本达到了完全截留。有研究[18]表明，较小晶体半径和较大水合半径的离子，表面的水合层强度更高，更容易被膜排斥。因此，在本研究中，Ca2+和Mg2+的截留率均达到90%以上，出水质量浓度分别为0.65 mg·L−1和1.64 mg·L−1。然而，FO膜对氨氮的截留率较低，仅有60%~65%，出水的氨氮质量浓度仅稍低于排放限制。胡涛战[19]采用厌氧正渗透膜生物反应器 (AnMF-OMBR) 处理模拟废水时也发现FO对氨氮的截留率较低，并将其归因于膜两侧发生了唐南平衡现象。已有研究[20]表明，正渗透膜对一价离子的截留率较低。当以NaCl作为汲取液溶质时，由于Na+扩散系数大于NH4+[21]，导致Na+不断透过正渗透膜，从汲取液一侧进入原料液侧，发生溶质反渗。溶质反渗导致两侧电荷不平衡，原料液一侧的NH4+不断进入汲取液，从而导致截留率下降。
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采集所有单次实验结束后的膜清洗水样，进行 EEM分析并整理数据，导入MATLAB 2017b，利用DOM Flour工具箱进行PARAFAC平行因子分析。通过PARAFAC对整个EEM进行建模，共解析出4种不同荧光成分的组合，可以描述获得的所有膜清洗水样样本。其组分及其峰强度如图9所示。组分1 (C1) 在250 nm的激发波长 (Ex) 和350 nm的发射波长 (Em) 范围内显示其主峰。组分2 (C2) 的主峰和次峰分别位于230 nm/400 nm和290 nm/400 nm的Ex/Em范围内。组分3 (C3) 呈现3个荧光峰，其中310 nm/480 nm和360 nm/480 nm的Ex/Em范围处的峰较强，265 nm/480 nm 的Ex/Em处的峰较弱。而组分4 (C4) 呈现2个荧光峰，分别为245 nm/445 nm的Ex/Em范围的主峰和345 nm/445 nm的Ex/Em范围的二级峰。
对通过PARAFAC分析出的4种组分进行成分分析，其表征的主要成分如表2所示。根据已有研究[22-24]中描述的峰值位置和分配，C1表现出类似于色氨酸类物质的荧光特性，C3更接近于长波类腐殖质的荧光特性，故C3主要为腐殖质类物质。C2和C4与短波类腐殖质荧光特性接近 (主要为富里酸) ，说明C2和C4的组分主要为富里酸类物质。本研究中富里酸类物质被分为C2和C4组分，这可能与垃圾焚烧厂渗滤液中存在较多富里酸类物质、其具体成分的疏水性不同有关，从而使其Em值有差异[25]。垃圾焚烧厂渗滤液的EEM也主要由这3类物质组成，说明这3种物质在正渗透过程中也会附着在膜表面，造成膜污染。
各组分的荧光强度可以表征其浓度变化。采用PARAFAC分别对物理清洗和化学清洗的单独组分荧光强度进行分析，结果如图10所示。化学清洗后的各组荧光组分峰强均高于物理清洗，说明化学清洗对膜污染缓解的贡献更高，膜表面清洗更彻底。此外，物理清洗和化学清洗后膜污染提取物中各组分荧光强度从大到小排序均为C1>C4>C2>C3，即以污染物浓度为基准得出的膜污染贡献从大到小排序为色氨酸类物质>富里酸类物质>腐殖酸类物质，色氨酸类物质是膜污染的主要成分，分别占物理和化学清洗的44.49%和45.93%。已有研究[9]表明，膜污染贡献大小与物质分子质量有关，各荧光组分的分子质量从小到大排序为C1<C2/C4<C3，且Em的高低与有机物疏水性强度密切相关[25]。色氨酸类物质分子质量较小且亲水性更强，更容易与膜表面接触并附着在膜表面结合，形成污染层，而相对分子质量高且疏水性较强的腐殖酸类物质膜污染潜力较低，与膜表面的结合较为松散，更容易在膜清洗过程中去除。
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采用FO处理垃圾焚烧厂渗滤液负压原位碱度脱氨出水，FO出水中的COD<100 mg·L−1，NH4+-N<25 mg·L−1，TP基本为0，主要污染物均达到了《生活垃圾渗滤液排放标准》 (GB 16889-2008) 规定的排放限制。与常规反渗透膜 (RO) 深度处理垃圾渗滤液工艺相比，FO不仅具有较高的污染物截留率，同时也具有浓缩倍数高、浓缩液少、能耗较低、膜污染潜力低等优势。故FO在垃圾焚烧厂渗滤液深度处理领域具有一定的应用潜力。然而，目前相对于常规RO膜工艺，FO的实际应用仍面临一些关键瓶颈，主要包括正渗透膜成本较高、初期投资成本较高、汲取液溶质需进一步分离回收等。因此，在未来的研究中，开发低成本、高质量FO膜材料仍是FO膜进一步推广应用的关键。
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1) AL-DS与AL-FS模式相比，可以取得更高的初始通量，但膜通量下降速率更快，且具有更强的膜污染，物理清洗恢复率更低。而AL-FS的膜通量更稳定，且具有较低的膜污染趋势。汲取液浓度为 2 mol·L−1时，初始通量为14.81 L·(m2·h)−1，运行10.5 h后对垃圾焚烧厂渗滤液脱氨出水的浓缩倍数为10倍，出水水质可以达到排放标准。且物理清洗后通量恢复率为90%，膜污染程度较轻。在错流速率较低的情况下，膜污染会更容易形成，还会影响膜性能。所以错流速率地提升有利于提高膜通量，进一步提高错流速率至12 cm·s−1时对膜通量并没有明显的促进作用。
2) 长期运行结果表明，将物理清洗与化学清洗方案相结合以实现高效的正渗透操作是可行的。
3) EEM-PARAFAC实验结果表明，膜污染主要成分为色氨酸类物质、腐殖质类物质和富里酸类物质，以污染物浓度为基准得出的膜污染贡献从大到小排序为色氨酸类物质>富里酸类物质>腐殖酸类物质。
FO深度处理垃圾焚烧厂渗滤液的运行效能及膜污染特性
Operational performance and membrane fouling characteristics of FO for deep treatment of the leachate from the waste incineration plant
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摘要: 针对垃圾焚烧厂渗滤液负压原位碱度脱氨出水中COD和氨氮浓度无法满足现行排放标准的问题，采用正渗透 (FO) 对出水进行进一步处理；探究膜朝向、汲取液浓度和错流速率对正渗透运行性能的影响，确定最佳运行参数；通过FO连续运行实验，确定正渗透连续运行下的膜清洗方案；采用三维荧光 (EEM) 结合平行因子分析方法 (PARAFAC) 对膜污染物质和特性进行分析。结果表明：活性层朝向汲取液 (AL-DS) 与活性层朝向原料液 (AL-FS) 模式相比，可以取得更高的初始通量，但膜通量下降速率更快，且具有更强的膜污染，物理清洗恢复率更低；而AL-FS的膜通量更稳定，且具有较低的膜污染趋势；汲取液浓度为2 mol·L−1时，初始通量为14.81 L·(m2·h)−1，运行10.5 h后，脱氨出水的浓缩倍数为10倍，出水水质可以达到排放标准；物理清洗后，通量恢复率为90%，膜污染程度较轻；提高错流速率至8 cm·s−1可以减缓膜污染，而进一步提高错流速率对膜通量并没有明显的促进作用；连续运行实验结果证明将物理清洗与化学清洗相结合以实现高效的正渗透操作是可行的；膜污染主要成分为色氨酸类物质、腐殖质类物质和富里酸类物质，膜污染贡献大小为色氨酸类物质>富里酸类物质>腐殖质类物质。由此可知，采用FO深度处理垃圾焚烧厂渗滤液负压原位碱度脱氨出水，可以使出水达到排放标准，并且在FO运行过程中，通过选取合适的运行措施可以适当减缓膜污染，确保FO稳定运行。该研究结果可为FO处理垃圾焚烧厂渗滤液工业化规模提供理论基础和应用参考。Abstract: In view of the problem that the concentrations of COD and ammonia nitrogen in the effluent of ammonia removal from incineration leachate after in-situ alkalinity vacuum stripping process cannot meet the current discharge standards, forward osmosis (FO) was used to deeply treat the effluent in this study. The effects of membrane orientation, different draw solution concentrations and cross-flow rates on the performance of FO operation were investigated and the optimal operating parameters were determined. Then the membrane cleaning scheme was proposed under the continuous operation of FO. Moreover, the membrane fouling characteristic was analyzed by three-dimensional fluorescence (EEM) combined with parallel factor analysis (PARAFAC). The results showed that AL-DS (Active layer oriented towards draw solution) mode could achieve a higher initial flux compared with AL-FS (Active layer oriented towards feed solution) mode. However, a faster decrease rate of membrane flux and a more serious fouling with lower flux recovery rate after physical cleaning occurred for AL-DS mode. On the contrary, the AL-FS mode presented a more stable flux and lower membrane fouling tendency. When the concentration of the aspirate was 2 mol·L−1, the initial flux of the FO was 14.81 L·(m2·h)−1, the concentration multiple was up to 10 times and the effluent quality of ammonia removal could meet the discharge standards after 10.5 h running. Furthermore, the fouling was relatively light and the flux recovery rate was 90% after physical cleaning. Additionally, the increase of cross flow rate up to 8 cm·s−1 could slow down the membrane fouling, but the membrane flux had no significant improvement as the cross-flow rate further increased. Continuous operational tests showed that it was feasible to combine physical cleaning with chemical cleaning protocols for highly efficient FO operation. EEM-PARAFAC experimental results showed that the main components of membrane fouling were tryptophan-like substances, humic-like substances and fulvic-like substances. Their order of pollution degree was tryptophan-like substances > fulvic-like substances > humic-like substances. It can be seen that the effluent of ammonia removal by in-situ alkalinity vacuum stripping process can meet the discharge standard after FO deep treatment. And in the FO operation process, appropriate operation strategies could effectively alleviated membrane fouling and ensured the stable FO operation. The results of this study can provide a theoretical basis and application reference for the industrial scale of FO treating the incineration leachate.
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Key words:
- incineration leachate /
- forward osmosis /
- concentrate /
- membrane fouling /
- parallel factor analysis
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随着我国城镇化进程和新农村建设的不断推进，村镇生活污水排放量也在逐渐增长。考虑到农村地区对优美生态环境的客观需要，有针对性地对农村污水进行治理是社会发展的必然趋势。目前，我国农村污水处理方式主要包括两类：一是靠近城镇排水管道的，纳入排水管道处理，通过管网将农户污水收集并统一处理；二是采用小型污水处理设备，以及自然生态处理等形式将单户或几户的污水就近处理利用[1]。相对于城镇污水而言，农村污水具有以下特点：污水来源复杂，不同地区的排放强度及规律各有差异；农村污水水量波动较为明显；村镇规模相对较小，且分布极为分散，不利于将污水集中处理；污水排放量不稳定，夜间排放量可以忽略[2]。这些不利因素对农村污水的高效治理构成了巨大挑战。
2018年9月29日，住建部和生态环境部联合发布了《关于加快制定地方农村生活污水处理排放标准的通知》[3]。通知提到，农村生活污水500 m3·d−1以上规模(含500 m·d−1)的农村生活污水处理设施可参照执行《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB 18918-2002)[4]执行；而处理规模在500 m3·d−1以下的农村生活污水处理设施，由各地可根据实际情况进一步确定具体处理规模标准。在此政策基础上，各省市纷纷制定了各自地方的排放标准。有些地方标准相对宽松，但有些却比较严格，对氮磷要求很高，例如北京市、天津市等。
根据《室外排水设计规范》[5]，为了达到良好的脱氮效果，要求进水的BOD5/TKN宜大于4，而农村污水常常不满足这一要求。农村污水浓度往往较低，低浓度生活污水对生物脱氮影响的后果往往是出水总氮(TN)不达标[6]。其原因主要包括：雨污水合流的稀释作用、地下水渗入稀释作用、化粪池的不合理设置等[7-8]。为了满足日益严格的TN出水标准，尽管外加碳源一定程度上加重了污水厂的经济负担。但是，在缺氧区投加碳源是一条最为稳妥的方法，也是目前不同运营单位最常采用的一种方法。不同污水厂(站)在外加碳源时，采用的外加碳源不尽相同。选择合适的碳源，确定适合的碳源投加量是保证村镇低浓度污水处理达标排放的一条重要途径。
对于农村污水而言，虽然处理工艺具有一定的差异，但主要脱氮原理基本上仍为传统的硝化-反硝化过程。其中，COD与磷酸盐浓度可分别通过曝气以及投加沉淀剂的方式达到排放标准，而脱氮过程则难以通过投加药剂这种立竿见影的形式迅速达标。因此，在农村污水处理的过程中，面临的主要困境往往是出水TN无法达标，为此需要进行深入研究，探究适宜的碳源类型。反硝化菌对不同类型有机物的代谢方式具有差异，其代谢速率各不相同；且不同反硝化菌属最适利用的碳源种类同样具有差异，投加不同种类的碳源可富集不同的反硝化菌属。为摸清不同碳源作为补充碳源对反硝化过程脱氮效果的影响，本研究采用乙酸钠、乙醇、葡萄糖和蔗糖作为碳源，对不同的反硝化过程的脱氮效果进行了探究。本研究可为农村污水处理过程中选用外加碳源的种类提供参考依据。
1. 材料与方法
1.1 实验装置
实验装置采用4组SBR，用以驯化和培养反硝化污泥。其有效容积均为4.8 L，装置结构如图1所示。 SBR通过自控装置每天运行6个周期，每个周期包括：进水(10 min)→缺氧反应(160 min)→曝气(10 min)→沉淀(30 min)→排水/闲置(15 min)→搅拌(15 min)。缺氧段采用电动搅拌器搅拌，转速为96 r·min−1。曝气段采用曝气头曝气，控制DO在1.5~2 mg·L−1。设置曝气段的目的为，反硝化细菌体内某些酶只有在有氧条件下才能合成[9]；同时，曝气可以吹脱缺氧阶段产生的氮气，提高反硝化污泥的沉降性能。在下一个周期之前15 min开始搅拌以恢复反硝化细菌活性，使反硝化细菌保持最佳状态。每个周期排出1.6 L处理过的废水，并用蠕动泵泵入1.6 L人工配水，水力停留时间(HRT)=12 h。每天定时在搅拌结束后曝气开始前排一次泥，保证SRT为10 d左右。反应装置由定时装置控制周期循环运行。
1.2 接种污泥
以乙酸钠、乙醇和葡萄糖为碳源的反硝化污泥接种北京某污水厂二沉池回流污泥；以蔗糖为碳源的反硝化污泥接种于已经驯化成功的以乙酸钠为碳源的反硝化污泥。将种泥按比例稀释，使得MLSS为1500 mg·L−1左右。
1.3 实验水质
SBR采用人工配水，分别以乙酸钠、乙醇、蔗糖和葡萄糖作为碳源，分别维持乙酸钠、乙醇、葡萄糖、蔗糖4种碳源的碳氮比为4.5、5、6.5、6.5，以获得活性污泥的最佳驯化效果。硝酸钠为氮源。磷酸二氢钠为磷源。由于自来水里含有微生物生长所需的微量元素，故不再另外投加。进水水质主要指标如表1所示。
表 1 不同水质条件下的COD与NO−3 -N浓度Table 1. COD andNO−3 -N concentration under different water quality碳源类型 COD/(mg·L−1) 
-N /(mg·L−1)COD∶N 乙酸钠 450 100 4.5 乙醇 500 100 5 葡萄糖 650 100 6.5 蔗糖 650 100 6.5 | Show Table
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1.4 批次实验
批次实验的反硝化污泥混合液分别取于稳定运行的SBR曝气之后，取出的污泥经沉淀、离心去除上清液，加入清水后再次进行沉淀、离心、去除上清液，重复上述步骤至少3次，以确保污泥中不再残留化学物质。将去除上清液后的污泥置于500 mL广口瓶中，加入不含
NO−3 -N和COD的配水液，摇晃均匀以配成悬浮液。用HCl或NaOH稀溶液调节pH为6.5，并向瓶中持续通入5 min氮气以去除混合液中氧气，之后将插有两根橡胶管的瓶塞将瓶口密封。2根橡胶管只有在取气样、水样时打开，其他时候均用夹子夹住。将
NO−3 -N和COD按SBR配水浓度分别配成50 mL浓缩液，在反应开始时，立即注射入广口瓶中，并将广口瓶置于磁力搅拌器上进行搅拌，转速为150 r·min−1。按原SBR的典型周期进行批次实验，温度为22 ℃，反硝化污泥在缺氧条件下运行，时间为160 min。 其中，反硝化速率按照式(1)计算。V=C0−C1CMLVSS·t (1) 式中：V为反硝化速率，g·(g·h)−1；C0为起始
NO−3 -N或NO−2 -N浓度，g·L−1；C1为终点NO−3 -N或NO−2 -N浓度，g·L−1；CMLVSS为混合液体挥发性悬浮固体浓度，g·L−1；t为反应时间，h。1.5 分析方法
活性污泥驯化阶段，每天定时在曝气前取1次水样，检测其
NO−3 -N、COD、pH；并在曝气前和曝气中分别检测DO，以确保反硝化系统正常运行。MLSS，MLVSS采用重量法；
NH+4 -N采用纳氏试剂分光光度法；NO−3 -N采用紫外分光光度法；NO−2 -N采用N-(1萘基)-乙二胺光度法；COD采用重铬酸钾法[10]。温度采用水银温度计测定；pH采用pHTestr 30型pH计测定；溶解氧采用Multi 3620 WTW型溶解氧仪测定。2. 结果与讨论
2.1 驯化时间
以乙酸钠、乙醇、葡萄糖和蔗糖为有机碳源时，认定单周期过程结束后，若反应器出水中不包含
NO−3 -N以及NO−2 -N时，则反硝化菌驯化完全。反应器的反硝化脱氮效果达到稳定的时间如表2所示。由表2可知，乙酸钠的驯化时间最短，蔗糖的驯化时间最长，驯化时间大约为乙酸钠的2倍。有研究[11]表明，相对于乙醇、葡萄糖和蔗糖而言，反硝化细菌对乙酸的降解要更为容易，故反硝化细菌对于乙酸钠的适应性更强，所需的驯化时间则相对较短。表 2 反硝化细菌的驯化时间Table 2. Period for domestication of denitrifying bacteria碳源类型 驯化时间/d MLSS/(g·L−1) MLVSS/(g·L−1) MLVSS∶MLSS 乙酸钠 17 2.65 1.98 0.746 乙醇 24 3.28 2.56 0.78 葡萄糖 26 2.75 2.23 0.812 蔗糖 30 4.4 3.5 0.795 | Show TableDownLoad:
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2.2 不同碳源的反硝化过程
以乙酸钠为碳源时，
NH+4 -N、NO−3 -N、NO−2 -N和N2O的变化情况如图2所示。以乙酸钠为碳源时，NO−3 -N迅速得到降解，在60 min内全部被反硝化完毕。这说明，硝酸盐的还原呈现零级反应[12]。平均比反硝化速率为0.050 g·(g·h)−1。
图 2 乙酸钠为碳源条件下反应器内各指标的变化Figure 2. Variations of indices in reactor with sodium acetate as carbon source
图 3 乙醇为碳源条件下反应器内各指标的变化Figure 3. Variations of indices in reactor with ethanol as the carbon source
图 4 葡萄糖为碳源条件下反应器内各指标的变化Figure 4. Variations of indices in reactor with glucose as carbon sourceNO−2 -N浓度先增加后减少。在反应开始50 min内，NO−2 -N浓度逐渐增加；待反应器内NO−3 -N几乎被耗尽后，积累值达到最大23.2 mg·L−1；此后，NO−2 -N浓度逐渐下降为0。这表明，在反硝化时，硝酸盐还原速率大于亚硝酸盐的还原速率，导致亚硝酸盐的积累，最高亚硝酸盐积累率23.2%，因为碳源充足，反应器出水中NO−2 -N累积将会消失。反应周期内，气态的N2O总量为0.002 8 mg·L−1，溶解态N2O积累量出现2个峰值，分别出现在10 min和50 min，其值为1.23 mg·L−1和1.60 mg·L−1，N2O的产生源于亚硝酸盐的还原。后期N2O没有继续升高，亚硝酸盐还原速率与N2O还原速率基本稳定，而少量的N2O是因为溶液中没有溢出所致。
反应中，
NH+4 -N浓度几乎保持稳定，说明NH+4 -N浓度变化可以忽略。以乙醇为碳源时，各个指标的变化情况如图3所示。以乙醇为碳源时，与乙酸钠为碳源时相似，
NO−3 -N在70 min内迅速被反硝化完毕，平均比反硝化速率为0.031 g·(g·h)−1。NO−2 -N浓度在70 min内达到最大值19.5 mg·L−1，即最高亚硝酸盐积累率19.5%；此后，NO−2 -N浓度逐渐下降为0。NH+4 -N浓度几乎保持稳定。气态的N2O总量为0.001 mg·L−1。溶解态N2O积累量在20 min内迅速升高到0.63 mg·L−1；之后缓慢升高到极大值1.25 mg·L−1；此后开始缓慢下降，至反应结束，浓度为0.67 mg·L−1。以葡萄糖为碳源时，各个指标的变化情况如图4所示。以葡萄糖为碳源时，
NO−3 -N迅速得到降解，在80 min内全部被反硝化完毕，平均比反硝化速率为0.034 g·(g·h)−1。在0~140 min内，NO−2 -N浓度先增加后减少。在70 min内，NO−2 -N积累值达到42.5 mg·L−1，最高亚硝酸盐积累率42.5%；此后，NO−2 -N浓度逐渐下降为0。NH+4 -N浓度在反应期间维持稳定。反应周期内气态N2O总量为0.023 mg·L−1。溶解态N2O首先缓慢增加后开始下降。0~110 min内，N2O浓度逐渐积累至5.43 mg·L−1，之后开始下降。以蔗糖为碳源时，各个指标变化情况如图5所示。以蔗糖为碳源时，
NO−3 -N在70 min内全部被反硝化完毕，平均比反硝化速率为0.026 g·(g·h)−1。NO−2 -N的最大积累值为7 mg·L−1，最高亚硝酸盐积累率7.0%，最终NO−2 -N也逐渐变为0。
图 5 蔗糖为碳源条件下反应器内各指标的变化Figure 5. Variations of indices in reactor with sucrose as the carbon sourceNH+4 -N浓度在反应期间浓度保持稳定。气态N2O总量为0.002 5 μg·L−1。与乙醇为碳源时相似，溶解态N2O积累量在10 min内迅速升高到0.44 mg·L−1，之后缓慢升高到极大值0.66 mg·L−1，此后保持稳定。2.3 不同碳源的反硝化效果分析
在传统的城市污水处理过程中，往往采用硝化-反硝化工艺，其中氮磷的有效去除依赖于进水有机物的充分供给。农村污水的进水有机物浓度普遍较低，在处理低浓度污水的农村污水处理设施当中，进水COD浓度往往低于250 mg·L−1，BOD5则通常低于100 mg·L−1；此时，污水厂的同步脱氮除磷效果会由于反硝化菌与聚磷菌对于有机物的竞争过程而恶化，尤其不利于出水TN去除，甚至
NH+4 -N也无法满足排放标准[13]。因此，农村污水的脱氮过程更依赖于外加碳源的投加，选择合适的外加碳源有利于反硝化过程顺利进行，保证农村污水处理设施出水氮素的达标排放。硝酸盐还原包括同化反硝化和异化反硝化两大类。其中，同化反硝化最终形成有机氮化合物；异化反硝化中，包括常规反硝化和异化反硝化为氨两种路径(dissimilatory nitrate reduction to ammonium，DNRA)[14]。常规反硝化过程中，硝酸盐按照式(1)的路径[15-16]还原为氮气，依次由硝酸盐还原酶、亚硝酸盐还原酶、一氧化氮还原酶、氧化亚氮还原酶完成。
NO−3→NO−2→NO→N2O→N2 (1) 本实验中，在不同碳源条件下，
NH+4 -N浓度变化情况基本相似，即反应期间保持稳定。有研究[17]表明，在反硝化过程中，NH+4 -N和NO−2 -N浓度都会发生显著变化。这是因为，在某些特定环境(氧化还原电位小于-200 mV、低DO、氮源受限而碳源丰富等)下，反硝化过程除了由NO−3 -N向氮气转化的异化性硝酸盐还原路径之外，还会发生由DNRA作用[15]，同时某些特定反硝化菌群只具备DNRA能力[18]。YANG等[19]从反硝化污泥中分离出Pseudomonas stutzeri D6菌株，通过控制C/N比、DO、碳源种类(乙酸、葡萄糖、柠檬酸钠)等条件探究了其DNRA作用。而在本实验中，NH+4 -N浓度并未发生明显变化。由此可知，本实验中反硝化过程只涉及常规反硝化过程(式(1))。以乙酸钠、乙醇、葡萄糖和蔗糖为碳源的各典型周期运行过程中，
NO−3 -N的比降解速率分别为0.05、0.03、0.03和0.02 g·(g·h)−1。其中，乙酸钠为碳源时，反硝化速率最快，乙醇和葡萄糖次之，蔗糖最慢。这是因为，乙酸能够与辅酶A结合形成乙酰辅酶A，直接进入三羧酸循环被微生物降解，而乙醇在为微生物利用的过程中需要先转化为乙酸才能进而被降解。葡萄糖作为较复杂的有机物，同样需要经过两个氧化过程才能得以降解：第1步，反硝化细菌将其氧化得到丙酮酸和ATP；第2步，丙酮酸进入三羧酸循环时被丙酮酸脱氢酶复合物转化为乙酰辅酶A[20]。因此，有机物结构越复杂，意味着代谢过程越复杂，反硝化速率也就越慢。由此可知，由1个葡萄糖分子和1个果糖分子组成的蔗糖，有机物结构最复杂，导致其反硝化速率最慢。由图2~图5可以看出，各碳源的典型周期内，反应器中均出现
NO−2 -N积累。以NO−3 -N为氮源的反硝化过程中，NO−2 -N来源于常规反硝化。在反应周期内，NO−2 -N均出现短暂积累情况，浓度均先升高后降低，并逐渐趋于0。葡萄糖为碳源时，最大NO−2 -N积累率最大，为42.5%，乙酸钠和乙醇次之，分别为23.2%和19.5%，蔗糖最小，仅为7.0%。值得注意的是，从图2~图5中还可以发现，在4种碳源条件下，对应的
NO−2 -N浓度均是在NO−3 -N即将耗尽时达到最大值的。计算各最大积累值时刻点对应的NO−3 -N浓度之前和之后的实测降解速率，分别以NO−3 -N左和NO−3 -N右表示，然后用NO−3 -N左减去NO−2 -N实测积累速率，即得到NO−2 -N的真实降解速率(即Nir酶的降解速率)，如图6所示。在SBR乙酸钠中，当NO−2 -N最大积累时，NO−3 -N的降解速率由0.041 g·(g·h)−1骤降为0.016 g·(g·h)−1，由NO−3 -N降解速率减去NO−2 -N积累速率得到的NO−2 -N降解速率为0.036 g·(g·h)−1；若要使得NO−2 -N继进行积累，NO−3 -N的降解速率至少应为0.036 g·(g·h)−1，而此时NO−3 -N的降解速率显然并不能满足，故而NO−2 -N浓度开始下降。这表明，NO−2 -N的降解是滞后于NO−3 -N的。
图 6NO−2 -N最大积累时刻点的参数动力学分析Figure 6. Analysis of kinetic parameters at maximum accumulation ofNO−2 -N从电子传递角度而言，
NO−2 -N作为电子受体所需的电子需要从细胞质膜的周质获得，这使得其获得电子滞后于NO−3 -N [21]。此外，如果细胞内氧化代谢产生的还原黄素达到饱和，NO−3 -N和NO−2 -N在底物电子的获取上将形成竞争，而Nar酶对电子的亲和力强于Nir酶[22]。同时，有些反硝化细菌种群细胞内只含有Nar酶，而没有Nir酶，也就是其不具备将NO−3 -N向NO−2 -N转化的能力，如Comamonadaceae属[21]。这些都将使得NO−2 -N的降解落后于NO−3 -N，从而导致以NO−3 -N为氮源的反硝化脱氮过程中出现NO−2 -N短暂积累的现象。GE等[20]在研究以乙酸、甲醇、葡萄糖等为碳源的反硝化过程中也发现了相同的现象。由碳源种类导致的
NO−2 -N最大积累值存在差异的情况同样也出现在很多研究[20, 23]中，乙酸、丙酸、乙醇等为碳源时出现较多NO−2 -N积累；但丁酸、戊酸、己酸等却仅出现少量甚至并未出现积累。在本实验中，葡萄糖为碳源时，反硝化过程中NO−2 -N的最大积累值是4种碳源之首，乙醇和乙酸钠次之，蔗糖最少。有研究[24]指出，有机物本身作为电子供体，对Nar酶和Nir酶的亲和力不同使得NO−3 -N和NO−2 -N降解速率的差值不同，将导致NO−2 -N积累值不同。而碳源种类作为营养物质，若长期对反硝化细菌进行培养，将改变菌群结构，使得微生物群落中所含的Nar酶和Nir酶的数量发生改变，从而导致NO−2 -N积累值发生显著变化。LU等[25]发现，在以乙酸和乙醇为碳源的反硝化细菌中，Thauera属占主导，而Thauera中Nar酶的数量要比Nir酶多；而GLASS等[26]发现，以葡萄糖为碳源的反硝化细菌中Comamonadaceae属则占主导，而Comamonadaceae属中的一些菌株，如Acidovorax facilis株，并不具备Nir酶系统，这将导致以葡萄糖为碳源时，NO−2 -N积累现象更显著。但是，在阎宁等[27]的实验中，葡萄糖为碳源时并未出现或只出现少量NO−2 -N积累的现象。这表示，NO−2 -N积累除了与微生物结构和碳源种类有关，还与其他环境控制条件有关，如温度、pH、碳源适应时间等。3. 结论
1)农村污水处理过程中普遍存在碳源不足的问题，通过外加碳源的投加是保证污水处理过程中稳定的TN去除率的有效措施。
2)采用乙酸钠，乙醇，葡萄糖，蔗糖时作为外加碳源时，反硝化脱氮实现稳定的时间分别为17、24、26、30 d，其平均反硝化速率分别为0.050、0.031、0.034和0.026 g·(g·h)−1，即硝酸盐还原速率依次降低。
3)在反硝化过程中，外加碳源均出现了显著的亚硝酸盐积累，在硝酸盐耗尽时，出现亚硝酸盐的最大值。
4)以葡萄糖为碳源时，最大亚硝酸盐积累率为42.5%；而以乙酸钠和乙醇为碳源时，最大亚硝酸盐积累率次之，分别为23.2%和19.5%；以蔗糖为碳源时，最大亚硝酸盐积累率最小，仅为7.0%。
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图 2 AL-DS模式和 AL-FS模式下的膜通量
Figure 2. Membrane flux for the AL-DS mode and the AL-FS mode
图 4 不同汲取液浓度对 FO 膜通量的影响
Figure 4. Influence of draw solution concentration on membrane flux of FO membrane
图 5 不同汲取液浓度的正渗透浓缩倍数
Figure 5. Forward osmosis concentration ratio at different draw solution concentrations
图 6 不同汲取液浓度下通量恢复情况
Figure 6. Flux recovery at different concentrations of draw solution
图 9 PARAFAC模型识别出的4个不同的荧光组分及其对应峰强度图
Figure 9. Four fluorescence components and the corresponding peak intensity plots identified by the PARAFAC
图 10 4个不同的荧光组分在膜污染中的强度
Figure 10. Intensities of four fluorescent components in the extracted membrane foulants
表 1 出水污染物指标
Table 1. Index of pollutants in effluent
项目 COD/(mg·L−1) 氨氮/(mg·L−1) TP/(mg·L−1) Ca2+/(mg·L−1) Mg2+/(mg·L−1) 实测值 89.43±2.65 22.7±0.65 0 0.65±0.12 1.64±0.32 排放标准(GB 16889-2008) 100 25 3 — —
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