CASS工艺的主要优点

1 工艺流程简单，占地面积小，投资较低

CASS的核心构筑物为反应池，没有二沉池及污泥回流设备，一般情况下不设调节池及初沉池。因此，污水处理设施布置紧凑、占地省、投资低。 2 生化反应推动力大

在完全混合式连续流曝气池中的底物浓度等于二沉池出水底物浓度，底物流入曝气池的速率即为底物降解速率。根据生化动力反应学原理，由于曝气池中的底物浓度很低，其生化反应推动力也很小，反应速率和有机物去除效率都比较低；在理想的推流式曝气池中，污水与回流污泥形成的混合流从池首端进入，成推流状态沿曝气池流动，至池末端流出。作为生化反应推动力的底物浓度，从进水的最高浓度逐渐降解至出水时的最低浓度，整个反应过程底物浓度没被稀释，尽可能地保持了较大推动力。此间在曝气池的各断面上只有横向混合，不存在纵向的返混。

CASS工艺从污染物的降解过程来看，当污水以相对较低的水量连续进入CASS池时即被混合液稀释，因此，从空间上看CASS工艺属变体积的完全混合式活性污泥法范畴；而从CASS工艺开始曝气到排水结束整个周期来看，基质浓度由高到低，浓度梯度从高到低，基质利用速率由大到小，因此，CASS工艺属理想的时间顺序上的推流式反应器，生化反应推动力较大。 3 沉淀效果好

CASS工艺在沉淀阶段几乎整个反应池均起沉淀作用，沉淀阶段的表面负荷比普通二次沉淀池小得多，虽有进水的干扰，但其影响很小，沉淀效果较好。实践证明，当冬季温度较低，污泥沉降性能差时，或在处理一些特种工业废水污泥凝聚性能差时，均不会影响CASS工艺的正常运行。实验和工程中曾遇到SV30高达96%的情况，只要将沉淀阶段的时间稍作延长，系统运行不受影响。

4 运行灵活，抗冲击能力强，可实现不同的处理目标

CASS工艺在设计时已考虑流量变化的因素，能确保污水在系统内停留预定的处理时间后经沉淀排放，特别是CASS工艺可以通过调节运行周期来适应进水量和水质的变比。当进水浓度较高时，也可通过延长曝气时间实现达标排放，达到抗冲击负荷的目的。在暴雨时，可经受平常平均流量6信的高峰流量冲击，而不需要独立的调节地。多年运行资料表明，在流量冲击和有机负荷冲击超过设计值2－3信时，处理效果仍然令人满意。而传统处理工艺虽然已设有辅助的流量平衡调节设施，但还很可能因水力负荷变化导致活性污泥流失，严重影响排水质量。

当强化脱氮除磷功能时，CASS工艺可通过调整工作周期及控制反应池的溶解氧水平，提高脱氮除磷的效果。所以，通过运行方式的调整，可以达到不同的处理水质。 5 不易发生污泥膨胀

污泥膨胀是活性污泥法运行过程中常遇到的问题，由于污泥沉降性能差，污泥与水无法在二沉池进行有效分离，造成污泥流失，使出水水质变差，严重时使污水处理厂无法运行，而控制并消除污泥膨胀需要一定时间，具有滞后性。因此，选择不易发生污泥膨胀的污水处理工艺是污水处理厂设计中必须考虑的问题。

由于丝状菌的比表面积比菌胶团大，因此，有利于摄取低浓度底物，但一般丝状菌的比增殖速率比非丝状菌小，在高底物浓度下菌胶团和丝状菌都以较大速率降解底物与增殖，但由于胶团细菌比增殖速率较大，其增殖量也较大，从而较丝状菌占优势。而CASS反应池中存在着较大的浓度梯度，而且处于缺氧、好氧交替变化之中，这样的环境条件可选择性地培养出菌胶团细菌，使其成为曝气池中的优势菌属，有效地抑制丝状菌的生长和繁殖，克服污泥膨胀，从而提高系统的运行稳定性。 6 适用范围广，适合分期建设

CASS工艺可应用于大型、中型及小型污水处理工程，比SBR工艺适用范围更广泛；连续进水的设计和运行方式，一方面便于与前处理构筑物相匹配，另一方面控制系统比SBR工艺更简单。

对大型污水处理厂而言，CASS反应池设计成多池模块组合式，单池可独立运行。当处理水量小于设计值时，可以在反应地的低水位运行或投入部分反应池运行等多种灵活操作方式；由于CASS系统的主要核心构筑物是CASS反应池，如果处理水量增加，超过设计水量不能满足处理要求时，可同样复制CASS反应池，因此CASS法污水处理厂的建设可随企业的发展而发展，它的阶段建造和扩建较传统活性污泥法简单得多。 7 剩余污泥量小，性质稳定

传统活性污泥法的泥龄仅2－7天，而CASS法泥龄为25-30天，所以污泥稳定性好，脱水性能佳，产生的剩余污泥少。去除1.0kgBOD产生0.2～0.3kg剩余污泥，仅为传统法的60％左右。由于污泥在CASS反应池中已得到一定程度的消化，所以剩余污泥的耗氧速率只有10mgO2/g MLSS.h以下，一般不需要再经稳定化处理，可直接脱水。而传统法剩余污泥不稳定，沉降性差，耗氧速率大于20mgO2/g MLSS.h ，必须经稳定化后才能处置。

正是SBR工艺这些特殊性使其具有以下优点：

1、 理想的推流过程使生化反应推动力增大，效率提高，池内厌氧、好氧处于交替状

态，净化效果好。

2、 运行效果稳定，污水在理想的静止状态下沉淀，需要时间短、效率高，出水水质好。

3、 耐冲击负荷，池内有滞留的处理水，对污水有稀释、缓冲作用，有效抵抗水量和有机污物的冲击。

4、 工艺过程中的各工序可根据水质、水量进行调整，运行灵活。

5、 处理设备少，构造简单，便于操作和维护管理。

6、 反应池内存在DO、BOD5浓度梯度，有效控制活性污泥膨胀。

7、 SBR法系统本身也适合于组合式构造方法，利于废水处理厂的扩建和改造。

8、 脱氮除磷，适当控制运行方式，实现好氧、缺氧、厌氧状态交替，具有良好的脱氮除磷效果。

9、 工艺流程简单、造价低。主体设备只有一个序批式间歇反应器，无二沉池、污泥回流系统，调节池、初沉池也可省略，布置紧凑、占地面积省。

CASS工艺运行过程 总述

CASS工艺运行过程包括充水-曝气、沉淀、滗水、闲置四个阶段组成，具体运行过程为：

（1）充水-曝气阶段

边进水边曝气，同时将主反应区的污泥回流至生物选择区，一般回流比为20%。在此阶段，曝气系统向反应池内供氧，一方面满足好氧微生物对氧的需要，另一方面有利于活性污泥与有机物的充分混合与接触，从而有利于有机污染物被微生物氧化分解。同时，污水中的氨氮通过微生物的硝化作用转变为硝态氮。 （2）沉淀阶段 停止曝气，微生物继续利用水中剩余的溶解氧进行氧化分解。随着反应池内溶解氧的进一步降低，微生物由好氧状态向缺氧状态转变，并发生一定的反硝化作用。与此同时，活性污泥在几乎静止的条件下进行沉淀分离，活性污泥沉至池底，下一个周期继续发挥作用，处理后的水位于污泥层上部，静置沉淀使泥水分离。 （3）滗水阶段

沉淀阶段完成后，置于反应池末端的滗水器开始工作，自上而下逐层排出上清液，排水结束后滗水器自动复位。滗水期间，污泥回流系统照常工作，其目的是提高缺氧区的污泥浓度，随污泥回流至该区内的污泥中的硝态氮进一步进行反硝化，并进行磷的释放。 （4）闲置阶段

闲置阶段的时间一般比较短，主要保证滗水器在此阶段内上升至原始位置，防止污泥流失。实际滗水时间往往比设计时间短，其剩余时间用于反应器内污泥的闲置以及恢复污泥的

吸附能力。

编辑本段1.3.1 CASS工艺的优点

（1）工艺流程简单，占地面积小，投资较低

CASS的核心构筑物为反应池，没有二沉池及污泥回流设备，一般情况下不设调节池及初沉池。因此。污水处理设施布置紧凑、占地省、投资低。 （2）生化反应推动力大

在完全混合式连续流曝气池中的底物浓度等于二沉池出水底物浓度，底物流入曝气池的速率即为底物降解速率。根据生化动力反应学原理，由于曝气池中的底物浓度很低，其生化反应推动力也很小，反应速率和有机物去除效率都比较低；在理想的推流式曝气池中，污水与回流污泥形成的混合流从池首端进入，成推流状态沿曝气池流动，至池末端流出。作为生化反应推动力的底物浓度，从进水的最高浓度逐渐降解至出水时的最低浓度，整个反应过程底物浓度没被稀释，尽可能地保持了较大推动力。此间在曝气池的各断面上只有横向混合，不存在纵向的返混。 CASS工艺从污染物的降解过程来看，当污水以相对较低的水量连续进入CASS池时即被混合液稀释，因此，从空间上看CASS工艺属变体积的完全混合式活性污泥法范畴；而从CASS工艺开始曝气到排水结束整个周期来看，基质浓度由高到低，浓度梯度从高到低，基质利用速率由大到小，因此，CASS工艺属理想的时间顺序上的推流式反应器，生化反应推动力较大。 （3）沉淀效果好

CASS工艺在沉淀阶段几乎整个反应池均起沉淀作用，沉淀阶段的表面负荷比普通二次沉淀池小得多，虽有进水的干扰，但其影响很小，沉淀效果较好。实践证明，当冬季温度较低，污泥沉降性能差时，或在处理一些特种工业废水污泥凝聚性能差时，均不会影响CASS工艺的正常运行。实验和工程中曾遇到SV高达96％的情况，只要将沉淀阶段的时间稍作延长，系统运行不受影响。 （4）运行灵活，抗冲击能力强

CASS工艺在设计时已考虑流量变化的因素，能确保污水在系统内停留预定的处理时间后经沉淀排放，特别是CASS工艺可以通过调节运行周期来适应进水量和水质的变化。当进水浓度较高时，也可通过延长曝气时间实现达标排放，达到抗冲击负荷的目的。在暴雨时。可经受平常平均流量6倍的高峰流量冲击，而不需要独立的调节池。多年运行资料表明。在流量冲击和有机负荷冲击超过设计值2~3倍时，处理效果仍然令人满意。而传统处理工艺虽然已设有辅助的流量平衡调节设施，但还很可能因水力负荷变化导致活性污泥流失，严重影响排水质量。当强化脱氮除磷功能时，CASS工艺可通过调整工作周期及控制反应池的溶解氧水平，提高脱氮除磷的效果。所以，通过运行方式的调整，可以达到不同的处理水质。 （5）不易发生污泥膨胀

污泥膨胀是活性污泥法运行过程中常遇到的问题，由于污泥沉降性能差，污泥与水无法在二沉池进行有效分离，造成污泥流失，使出水水质变差，严重时使污水处理厂无法运行，而控制并消除污泥膨胀需要一定时间，具有滞后性。因此，选择不易发生污泥膨胀的污水处理工艺是污水处理厂设计中必须考虑的问题。由于丝状茵的比表面积比茵胶团大，因此，有利于摄取低浓度底物，但一般丝状茵的比增殖速率比非丝状茵小，在高底物浓度下茵胶团和丝状茵都以较大速率降解物与增殖，但由于胶团细菌比增殖速率较大，其增殖量也较大，从而较丝状茵占优势。而CASS反应池中存在着较大的浓度递度，而且处于缺氧、好氧交替变化之中，这样的环境条件可选择性地培养出茵胶团细菌，使其成为曝气池中的优势茵属，有效地抑制丝状茵的生长和繁殖，克服污泥膨胀，从而提高系统的运行稳定性。 （6）适用范围广，适合分期建设

CASS工艺可应用于大型、中型及小型污水处理工程，比SBR工艺适用范围更广泛；

连续进水的设计和运行方式，一方面便于与前处理构筑物相匹配，另一方面控制系统比SBR工艺更简单。对大型污水处理厂而言，CASS反应池设计成多池模块组合式，单池可独立运行。当处理水量小于设计值时，可以在反应池的低水位运行或投入部分反应池运行等多种灵活操作方式；由于CASS系统的主要核心构筑物是CASS反应池，如果处理水量增加，超过设计水量不能满足处理要求时，可同样复制CASS反应池，因此CASS法污水处理厂的建设可随企业的发展而发展，它的阶段建造和扩建较传统活性污泥法简单得多。 （7）剩余污泥量小，性质稳定

传统活性污泥法的泥龄仅2~7天，而CASS法泥龄为25~30天，所以污泥稳定性好，脱水性能佳，产生的剩余污泥少。去除1.0kgBOD产生0.2~0.3kg剩余污泥，仅为传统法的60％左右。由于污泥在CASS反应池中已得到一定程度的消化，所以剩余污泥的耗氧速率只有l0mgO2/gMISS·h以下，一般不需要再经稳定化处理，可直接脱水。而传统法剩余污泥不稳定，沉降性差，耗氧速率大于20mgO2/gMLSS·h，必须经稳定化后才能处置。 编辑本段1.3.2 CASS工艺的缺点 总述

从上面的叙述可以看出，CASS工艺具有许多优点，然而任何一个工艺都不是十全十美的，CASS工艺也必然存在一些问题。CASS工艺为单一污泥悬浮生长系统，利用同一反应器中的混合微生物种群完成有机物氧化、硝化、反硝化和除磷。多种处理功能的相互影响在实际应用中限制了其处理效能，也给控制提出了非常严格的要求，工程中难以实现工艺的稳定、高效的运行。总结起来，CASS工艺主要存在以下几个方面的问题。运行中存在问题 （1）微生物种群之间的复杂关系有待研究

CASS系统的微生物种群结构与常规活性污泥法不同，菌群主要由硝化菌、反硝化菌、聚磷菌和异氧型好氧菌组成。目前对非稳态CASS系统中微生物种群之间的复杂的生存竞争和生态平衡关系尚不甚了解，CASS工艺理论只是从工艺过程进行一些分析探讨，而理清微生物种群之间的关系对CASS工艺的优化运行是大有好处的，因此仍需加强对这方面的理论研究工作。

（2）生物脱氮效率难以提高

一方面硝化反应难以进行完全。硝化细菌是一种化能自养菌，有机物降解由异养细菌完成。当两种细菌混合培养时，由于存在对底物和DO的竞争，硝化菌的生长将受到限制，难以成为优势种群，硝化反应被抑制。此外，固定的曝气时间也可能会使得硝化不彻底。另一方面就是反硝化反应不彻底。CASS工艺有约20%的硝态氮通过回流污泥进行反硝化，其余的硝态氮则通过同步硝化反硝化和沉淀、闲置期污泥的反硝化实现，其效果不理想也是众所周知的。在沉淀、闲置期中，由于污泥与废水不能良好的进行混合，废水中部分硝态氮不能与反硝化细菌接触，故不能被还原。此外，在这一时期，由于有机物己充分降解，反硝化所需的碳源不足，也限制了反硝化效率的进一步提高。这两方面的原因使得CASS工艺脱氮效率难以提高。

（3）除磷效率难以提高

污泥在生物选择器中的释磷过程受到回流混合液中硝态氮浓度的影响比较大，在CASS工艺系统中难以继续提高除磷效率。 （4）控制方式较为单一

目前在实际应用中的CASS工艺基本上都是以时序控制为主的，其缺点是显而易见的，因为污水的水质不是一成不变的，因此采用固定不变的反应时间必然不是最佳选择。 编辑本段1.3.3 CASS工艺的主要技术特征 （1）连续进水，间断排水

传统SBR工艺为间断进水，间断排水，而实际污水排放大都是连续或半连续的，CASS

工艺可连续进水，克服了SBR工艺的不足，比较适合实际排水的特点，拓宽了SBR工艺的应用领域。虽然CABS工艺设计时均考虑为连续进水，但在实际运行中即使有间断进水，也不影响处理系统的运行。 （2）运行上的时序性

CASS反应池通常按曝气、沉淀、排水和闲置四个阶段根据时间依次进行。 （3）运行过程的非稳态性

每个工作周期内排水开始时CANS池内液位最高，排水结束时，液位最低，液位的变化幅度取决于排水比，而排水比与处理废水的浓度、排放标准及生物降解的难易度等有关。反应池内混合液体积和基质浓度均是变化的，基质降解是非稳态的。 （4）溶解氧周期性变化，浓度梯度高

CASS在反应阶段是曝气的，微生物处于好氧状态，在沉淀和排水阶段不曝气，微生物处于缺氧甚至厌氧状态。因此。反应池中溶解氧是周期性变化的，氧浓度梯度大、较多效率高，这对于提高脱氮除磷效率、防止污泥膨胀及节约能耗都是有利的。实践证实对同样的曝气设备而言。CASS工艺与传统活性污泥法相比有较高的氧利用率。 编辑本段1.4 CASS工艺与其他工艺比较 1.4.1 CASS与SBR的比较

CASS反应池由预反应区和主反应区组成，预反应区控制在缺氧状态，因此，对难降解有机物的去除效果提高；CASS进水过程连续，因此进水管道上无电磁阀控制元件，单个池子可独立运行，而SBR或CAST进水过程是间歇的，应用中一般要2个或2个以上池子交替使用，控制系统复杂程度增加。CASS每个周期的排水量一般不超过池内总水量的1/3，而SBR则为1/2-3/4，CASS抗冲击能力较好。CASS比CAST系统简单，但脱氮除磷效果不如后者。 CASS池分预反应区和主反应区。在预反应区内，微生物能通过酶的快速转移机理迅速吸附污水中大部分可溶性有机物，经历一个高负荷的基质快速积累过程，这对进水水质、水量、PH和有毒有害物质起到较好的缓冲作用，同时对丝状菌的生长起到抑制作用，可有效防止污泥膨胀；随后在主反应区经历一个较低负荷的基质降解过程。CASS工艺集反应、沉淀、排水、功能于一体，污染物的降解在时间上是一个推流过程，而微生物则处于好氧、缺氧、厌氧周期性变化之中，从而达到对污染物去除作用，同时还具有较好的脱氮、除磷功能。CASS生物处理法是周期循环活性污泥法的简称，最早产生于美国，90年代初引入中国，目前，由于该工艺的高效和经济性，应用势头迅猛，受到环保部门及拥护的广泛关注和一致好评。经过模拟试验研究，已成功应用于生活污水、食品废水、制药废水的治理，取得了良好的处理效果，为CASS法在我国的推广应用奠定了良好的基础。在反应器的前部设置了生物选择区，后部设置了可升降的自动滗水装置。其工作过程可分为曝气、沉淀和排水三个阶段，周期循环进行。污水连续进入预反应区，经过隔墙底部进入主反应区，在保证供氧的条件下，使有机物被池中的微生物降解。根据进水水质可对运行参数进行调整。 CASS法的特点 与SBR相比，CASS法的优点是： 其反应池由预反应区和主反应区组成，因此，对难降解有机物的去除效果更好。 进水过程是连续的，因此，进水管道上无需电磁阀等控制元件，单个池子可独立运行；而SBR进水过程是间歇的，应用中一般要2个或2个以上池子交替使用。 排水是由可升降的堰式滗水器完成的，随水面逐渐下降，均匀将处理后的清水排出，最大限度降低了排水时水流对底部沉淀污泥的扰动。 CASS法每个周期的排水量一般不超过池内总水量的1/3，而SBR则为3/4，所以，CASS法比SBR法的抗冲击能力更好。

1.4.2 与传统活性污泥法相比

（1）建设费用低：省去了初次沉淀池、二次沉淀池及污泥回流设备，建设费用可节省10%～25%。以10万吨的城市污水处理厂为例，传统活性污泥法的总投资约1.5亿，CASS

法总投资约1.1亿。 （2）工艺流程短，占地面积少：污水厂主要构筑物为集水池、沉砂池、CASS曝气池、污泥池，而没有初次沉淀池、二次沉淀池，布局紧凑，占地面积可减少20%～35%。 （3）运转费用省：由于曝气是周期性的，池内溶解氧的浓度也是变化的，沉淀阶段和排水阶段溶解氧降低，重新开始曝气时，氧的浓度梯度大，传递效率高，节能效果显著，运转费用可节省10%～25%。 （4）有机物去除率高，出水水质好：根据研究结果和工程应用情况，通过合理的设计和良好的管理，对城市污水，进水COD为400mg/L时，出水小于30mg/L以下。对可生物降解的工业废水，即使进水COD高达3000mg/L，出水仍能达到50m g/L左右。对一般的生物处理工艺，很难达到这样好的水质。所以，对CASS工艺，二级处理的投资，可达到三级处理的水质。 （5）管理简单，运行可靠：污水处理厂设备种类和数量较少，控制系统比较简单，工艺本身决定了不发生污泥膨胀。 （6）污泥产量低，污泥性质稳定。 （7）具有脱氮除磷功能。 在本工程实践中，CASS反应池取得了比较满意的效果。CASS池进水为290左右，出水则降到了30～45，达到了《北京市水污染物排放标准》中二级排放标准（CODcr≤60mg/1）。而本项目从开始施工到调试完毕试运行只用了7个月，比常规的活性污泥法大大缩短了工期，节省了投资。

编辑本段1.5 CASS工艺的设计 1.5.1 CASS工艺的主要设计参数

CASS反应器的主要设计参数有：最大设计水深可达5m~6m，MLSS为3500mg/L~4000mg/L，充水比为30%左右，最大上清液滗除速率为30mm/min，固液分离时间60min，设计SVI为140mL/g，单循环时间（即1个运行周期）通常为4h（标准处理模块）。处理城市污水时，CASS中生物选择器、缺氧区和主反应区的容积比一般为1∶5∶30，具体可根据水质和“模块”试验加以确定。表1列出了CASS工艺处理不同规模城市污水时的参考设计参数。 CASS工艺处理不同规模城市污水时的主要设计参数 主要设计参数 37500 CASS池数 单池面积/m 最小充水比 VR

最小停留时间/h 最大设计流量/m/d BOD5/kg/d TKN/kg/d TSS/kg/d P/kg/d 循环次数/次/（d·池）

人口当量 300000 2 772 0.33 9.1 18546 2255 382 3377 77 6

600000 4 2552 0.19 16.8 85000 15000 3500 15000 900 6

8 2352 0.33 11.9 192000 37140 3518 30400 550 6

充水-曝气时间/h 充水-沉淀时间/h 滗水时间

2 1 1

2 1 1

2 1 1

1.5.2 CASS设计中应注意的问题

（1）水量平衡 工业废水和生活污水的排放通常是不均匀的，如何充分发挥CASS反应池的作用，与选择的设计流量关系很大，如果设计流量不合适，进水高峰时水位会超过上限，进水量小时反应池不能充分利用。当水量波动较大时，应考虑设置调节池。 （2）控制方式的选择 CASS工艺的日益广泛应用，得益于自动化技术发展及在污水处理工程中的应用。CASS工艺的特点是程序工作制，可根据进水及出水水质变化来调整工作程序，保证出水效果。整套控制系统可采用现场可编程控制（PLC）与微机集中控制相结合，同时为了保证CASS工艺的正常运行，所有设备采用手动/自动两种操作方式，后者便于手动调试和自控系统故障时使用，前者供日常工作使用。 （3）曝气方式的选择 CASS工艺可选择多种曝气方式，但在选择曝气头时要尽量采用不堵塞的曝气形式，如穿孔管、水下曝气机、伞式曝气器、螺旋曝气器等。采用微孔曝气时应采用强度高的橡胶曝气盘或管，当停止曝气时，微孔闭合，曝气时开启，不易造成微孔堵塞。此外，由于CASS工艺自身的特点，选用水下曝气机还可根据其运行周期和DO等情况适当开启不同的台数，达到在满足废水要求的前提下节约能耗的目的。 （4）排水方式的选择 CASS工艺的排水要求与SBR相同，目前，常用的设备为旋转式撇水机，其优点是排水均匀、排水量可调节、对底部污泥干扰小，又能防止水面漂浮物随水排出。CASS工艺沉淀结束需及时将上清液排出，排水时应尽可能均匀排出，不能扰动沉淀在池底的污泥层，同时，还应防止水面的漂浮物随水流排出，影响出水水质。目前，常见的排水方式有固定式排水装置如沿水池没深度装置出水管，从上到下依次开启，优点是排水设备简单、投资少，缺点是开启阀门多、排水管中会积存部分污泥，造成初期出水水质差。浮动式排水装置和旋转式排水装置虽然价格高，但排水均匀、排水量可调、对底部污泥干扰小，又能防止水面漂浮物随出水排出，因此，这两中排水装置耳前应用较多，尤其旋转式排水装置，又称滗水器，以操作灵活、运行稳定性高等优点受到设计人员和用户的青睐。 （5）需要注意的其它问题 1）冬季或低温对CASS工艺的影响及控制； 2）排水比的确定； 3）雨季对池内水位的影响及控制； 4）排泥时机及泥龄控制； 5）预反应区的大小及反应池的长宽比： 6）间断排水与后续处理构筑物的高程及水量匹配问题。

摘要： 在序批式活性污泥反应器(SBR)中，以模拟城市污水为处理对象，考察了在稳定运 行期间的典型周期里COD、TP、TN、DO、pH以及ORP的变化规律。试验表明，在SBR反应器中实 现短程同步硝化反硝化耦合除磷是完全可行的，在温度为20～25℃、pH值为7．12～7．43的条件 下，系统对COD的去除率达到95．6％ ，对TP和TN的去除率分别为88．8％ 和87％ ，实现了短程同 步硝化反硝化与反硝化除磷的统一。

关键词： 序批式活性污泥反应器(SBR)； 短程同步硝化反硝化； 反硝化除磷

生物法已广泛用于去除大型综合污水处理系统 中的氮、磷，但由于聚磷菌与硝化菌之间存在泥 龄矛盾、碳源不足等问题而限制了对氮、磷的去除效 果 。短程同步硝化反硝化

的实现可以很好地解 决脱氮除磷的泥龄矛盾，通过控制泥龄来淘洗出泥 龄更短的亚硝酸盐菌，以此来迎合聚磷菌所需的短 泥龄 J。短程同步硝化反硝化技术较传统脱氮技 术更具优势，不仅节省了25％ 的曝气量，同时还缩 短了反应时间、减少了反应器容积 。碳源不足这 一问题则可通过反硝化除磷来解决 J。因此，笔 者考虑把短程同步硝化反硝化技术与反硝化除磷技 术相结合，这样不仅可减少污水处理费用，而且可实 现在同一反应器内进行有机物的降解和脱氮除磷， 从而提高了系统的处理能力和效率。笔者则主要研 究了该反应过程中COD、TP、TN、DO、pH以及ORP 的变化规律。

1 试验材料和方法 1．1 试验装置

试验装置采用序批式活性污泥反应器(SBR) (见图1)。反应器由有机玻璃制成，内径为20 cm， 高为44 cm，有效容积为12 L。在其侧壁垂直设5 个取样口，用于取样及排水，底部设有放空排泥管以 及微孔曝气头。运行时采用空压机曝气，通过转子 流量计调节曝气量，并以电动搅拌机慢速搅拌以提 高固液混合程度，保持泥水混合均匀。反应器每天 运行两个周期，具体操作流程为：瞬时进水一厌氧搅 拌40 min一曝气搅拌4 h一沉淀0．5 h一排水一静置 6．5 h。在每个周期开始运行时排出泥水混合液160 mL。试验污泥取自沥涪污水处理厂曝气池的回流 污泥，经过一段时间的培养驯化，实现了短程同步硝 化反硝化耦合除磷。

图1 试验装置

1．2 原水水质

原水为人工配制的模拟城市污水，主要成分为 NH4C1、KH2PO4、FeSO4、MgSO4、CaC12，配以淀粉和 无水乙酸钠为有机碳源，同时投加NaHCO 调节原水 的pH。原水水质如下：氨氮为26．45—30．25 mg／L、 TP为5．42～7．0l mg／L、COD为213．59～268．84 mg／L、pH值为7．12～7．43、温度为20～25℃ 。

1．3 分析方法

氨氮：纳氏试剂比色法；亚硝酸盐氮：N一(1一 萘基)一乙二胺比色法；硝酸盐氮：麝香草酚分光光 度法；COD：哈希回流比色法；TP：钼锑抗分光光度 法；MLSS：重量法；DO、pH、ORP：在线监测。

2 结果与讨论

经过一段时间的培养驯化，出水水质达到国家 一级排放标准，对一个典型周期内的有机物、TP、氮 以及电化学参数的变化情况进行分析。

2．1 有机物及TP的变化规律

在典型周期内，短程同步硝化反硝化耦合除磷 过程中有机物和总磷的浓度变化见图2。

图2 有机物和总磷的浓度变化

由图2可知，在厌氧结束后，COD由228．64 mg／L迅速降至22．61 mg／L，去除率约为90％，与此 同时，总磷由5．62 mg／L上升至46．04 mg／L，释磷 量为40．42 mg／L，平均释磷速率为60．63 mg／(L· h)。这主要是因为，反硝化聚磷菌分解体内的多聚 磷酸盐，并以主动运输方式吸收有机物，将其合成 PHB，同时释放出无机磷。这样，释磷越多则合成的 PHB就越多，表现为被消耗的有机物就越多。COD 的有效快速降解，不仅使PHB得到积累，亦为后续 的吸磷提供了充足能量，同时也使COD在厌氧段得 到高效去除。而在随后的好氧段中，反硝化聚磷菌 以NO：-为电子受体，其氧化胞内PHB时所产生的 能量被ADP获得，并结合外界环境中的H。P0 合成 ATP，从而进行细胞合成和维持生命活动。此时由 于H PO 被过量摄入细胞体内，从而达到从污水中 除磷的效果。因此，在好氧段结束后，反应器中的 COD最终降至10．05 mg／L，去除率达到95．6％，TP 最终降至0．63 mg／L，去除率达到88．8％ 。

2.2 氮元素的变化规律

在典型周期内，短程同步硝化反硝化耦合除磷 过程中NH；一N、NO；一N、NO3-一N以及TN的变 化规律见图3。 由图3可知，在整个典型周期的反应过程中，亚 硝酸盐氮和硝酸盐氮始终保持在一个较低的浓度范 围内。亚硝酸盐氮浓度在初始曝气时一直很低，经 3 h曝气后，出现了小幅上升，随后又逐渐降低；而 硝酸盐氮浓度只在反应结束时出现了小幅上升。这 主要是由于氧扩散的限制，形成了DO浓度梯度，加 上体系内的DO浓度较低，氧气无法深入到微生物 絮体内部，从而出现“表里不一”的现象，为硝化和 反硝化反应的进行分别提供了有利环境，实现了同 步硝化反硝化。由于微生物絮体外表面的DO浓度 较絮体内部的高而形成了好氧区，以硝化菌为主，发 生了硝化反应，而氧气浓度较低使硝化反应又只能 停留在亚硝酸盐阶段，出现了短程硝化现象；絮体内 部则由于氧传递受阻及外部氧大量消耗而形成缺氧 区，反硝化菌占优势，发生了反硝化反应，从而实现 了短程同步硝化反硝化。从图3还可知，在典型周 期内，氨氮浓度随运行时间的延长而降低，从反应初 始时的27．05 mg／L降至0．51 mg／L，去除率达到 98％。在反应初期，氨氮浓度有所下降，这是由稀释 效应引起的。而总氮的降解曲线与氨氮的降解曲线 大致相同，这是因为进水氮源主要为氨氮，且在整个 反应过程中，由氨氮转化的亚硝酸盐氮与硝酸盐氮 一直没有得到较多积累，使总氮始终保持与氨氮同 样的下降趋势，由进水时的30．19 mg／L降至出水时 的3．95 mg／L，去除率达到87％。

图3 氮元素的浓度变化

2．3 电化学参数的变化 2．3．1 DO的变化规律 从试验可知，在厌氧结束后的前3 h曝气反应 内，反应体系的DO浓度从厌氧时的0．15 mg／L迅 速升至好氧初期的0．80 mg／L左右，随后维持在 0．80～0．95 mg／L，此环境利于短程同步硝化反硝 化的进行。出现此现象的原因主要有两方面：一是 在该时间段内，微生物处于对数增殖期，耗氧速率处 于最大时期；二是硝化菌将氨氮氧化成亚硝酸盐氮 的过程需要消耗大量的氧气。在这两方面的共同作 用下，供氧速率与耗氧速率达到动态平衡，并维持在 较低的DO浓度范围内。随着曝气进人最后1 h，反 应体系里的微生物处于减速增殖期，甚至是内源呼 吸期，需氧量迅速降低；同时由于反应器内的氨氮已 近乎耗尽，硝化反应速率与耗氧速率也随之迅速降 低，导致体系的DO浓度迅速升高。但在整个反应 过程中，几乎没有出现硝酸盐氮的积累，而且在DO 浓度迅速升高前，体系中TP浓度已达到较高的出 水标准。这说明在反应体系内实现了短程同步硝化 反硝化耦合除磷。

2．3．2 pH及ORP的变化规律

试验结果表明，进水的pH及ORP分别为7．18 和一29 mV，反应结束时分别为7．52和139 mV。

从试验可知，pH在厌氧段呈一定的下降趋势， 厌氧结束时，pH值降至6．85。这是由于污水中的 有机碳源首先转化为挥发性脂肪酸供微生物厌氧释 磷，这期间产生了CO ，CO 溶解在水中使得pH有 所降低。在好氧初期，pH以较快的速度升高，这主 要是因为曝气不断将产生的CO 吹脱。待曝气进 行至2 h左右时，pH由上升转而下降，这主要是因 为硝化反应产生了H 。pH的下降一直持续，当曝 气进行了3 h时，pH又出现缓慢上升，直至反应结 束。这是因为，在这个阶段氨氮近乎降解完全，碱度 大于硝化所需。

ORP在厌氧段快速下降，厌氧结束时，ORP降 至一129 mV。在好氧初期，ORP出现迅速上升现 象，随后仍持续增大，直到反应结束时ORP升至139 mV。这是因为在好氧初期，COD浓度较低，异养菌 无法再大量摄取有机物，而此时氨氮浓度较高，硝化 菌的比增殖速率大大超过异养菌，故出现ORP迅速 上升现象；后来随着氨氮浓度不断降低，硝化速率不 断减小，耗氧速率小于供氧速率，且硝化菌的比增殖 速率明显小于异养菌，从而使得ORP上升速度减 缓。

3 结论

① 在SBR中，通过厌氧一好氧运行方式培 养、驯化活性污泥，使其具有短程同步硝化反硝化耦 合除磷特性，从而实现了短程同步硝化反硝化与反 硝化除磷的统一。

② 当温度为20～25℃、pH值为7．12～ 7．43、氨氮为26．45—30．25 mg／L、TP

为5．42— 7．O1 mg／L、COD为213．59—268．84 mg／L时，SBR 短程同步硝化反硝化耦合除磷系统对COD的去除 率为95．6％ 、对TP的去除率为88．8％、对TN的去 除率为87％。