年5月29日ab法污水處理工藝設計計算文檔僅供參考目錄摘要………………………1前言………………………21.設計原始資料…………22.工藝比較及選擇………22.1污水特征…………22.2工藝比較…………32.2.1普通活性污泥工藝………32.2.2氧化溝工藝………………52.2.3SBR工藝…………………42.2.4AB法工藝………………2.3工藝選擇…………53.設計計算………………63.1污水處理程度的確定……………63.2污水處理工藝流程的選擇………63.3各處理單元設計計算……………73.3.1格柵………73.3.2曝氣沉砂池………………83.3.3AB工藝參數……………93.3.4A段曝氣池………………3.3.5B段曝氣池………………143.3.6A段中沉池………………3.3.7B段終沉池………………173.3.8污泥濃縮池……………183.3.9貯泥池……………………193.3.10污泥消化池……………203.3.11污泥脫水機……………253.4附屬建筑物………273.5處理廠規劃………273.5.1平面布置…………………273.5.2高程布置…………………273.6污水提升泵選擇…………………294.結論……………………30參考文獻…………………31致謝………………………32AB法污水處理工藝設計計算摘要:經過分析污水特征和工藝比較,污水處理廠采用AB法污水處理工藝。AB屬超高負荷活性污泥法,其設計特點一般為不設初沉池,A段和B段的回流系統分開。A段和B段負荷在極為懸殊的情況下運行。A段污泥負荷高、污泥齡短、產泥量多,B段污泥負荷低、污泥齡長、產泥量較少。兩段的沉淀池表面負荷差異也較大。AB法產泥量較大,需設污泥消化工藝,解決污泥處理和出路問題。另外,AB法污水處理廠中的分期建設可緩解資金不足問題,同時使污水得到較大程度處理。本設計中選用的各參數數據參考現運行AB法污水廠的經驗數據。關鍵詞:AB法,負荷,設計,參數ThedesignandcalculationofABwastewatertreatmenttechnologyAbstract:Bymeansofanalyzingthesewagecharacteristicandcomparingtreatmenttechnologies,thiswastewatertreatmentplantadoptstheABprocess.ABprocessbelongstotheultrahighloadactivatedsludgeprocess.ThedesignfeatureofABprocessisthattheprimarysedimentationtankisgenerallyunnecessary,andtherefluencesystemsofsectionAandsectionBareseparated.TheloadofSectionAandsectionBareextremelydifferent.SectionAhashighsludgeload,shortsludgeageandmoresludgeproduction,whilesectionBhaslowsludgeload,longsludgeageandlesssludgeproduction.Differenceinthesurfaceloadofprecipitatingtanksinthetwosectionsisnoticeable.ABprocess’ssludgeyieldrateisrelativelyhigh,soitisnecessarytosetupsludgedigesttankstodealwithexcesssludgeproblem.Inaddition,PhasedconstructioninABprocesswastewatertreatmentplantcanalleviatethefunddeficiencyproblem,andmakeitpossibleforthesewagetobetreatedbyahighdegree.AllparameteranddatausedinthisdesignisselectedfromABprocesswastewatertreatmentplantsthathavingbeenoperatedsuccessfully.Keyword:ABprocess,load,design,parameter前言在當今世界,城市的建設正在高速發展,隨著城市規模的不斷擴大和人口的增加,水環境污染成了一個重要問題。”環境保護”是中國的基本國策,是維持發展的必要組成部分。對次,各級政府給予了高度重視,加大了對城市污水處理廠工程的投資力度,引進了許多國內外先進的系統設計技術和設備;國內科技人員也研究出了許多城市污水處理廠的新工藝、新技術,新建造了300多座城市污水處理廠工程,并正以每年幾十座的速度增加,為中國城市污水處理事業迅速發展起到了推動作用。污水處理廠多以二級生物處理為主,其中城市污水處理廠大部分采用好氧生物處理方法,其中活性污泥法的應用較廣,其作用機理是利用污水中所含的有機物作底物,經過污泥中的微生物對有機物的吸附降解達到處理污染的效果。活性污泥法經過幾十年來的運用和改良,現在已取得較好的處理效果。從傳統活性污泥法到現今的氧化溝工藝、AB法等都屬于該范圍內。AB法即吸附生物氧化處理法,它是德國亞琛大學B.B?hnke教授于70年代中期開創,80年代初開始應用的工程實踐。AB工藝是根據微生物生長繁殖及其基質代謝的關系而確定的,并充分考慮了污水收集、輸送系統中高活性微生物的作用,一般維持A段在極高負荷下,使微生物處于快速增長期以發揮其對有機物的快速吸附作用;維持B段在極高負荷下運行,利用長世代期微生物的作用,保證出水水質。AB法與傳統生物處理方法比較,在處理效率、運行穩定性、工程的投資和運行費用等方面均有明顯優勢。1、設計原始資料某城鎮生活污水資料:平均水量Q=1×104m3/d,時變化系數為1.3。水質如下:pH=6.5—8.5,COD=450mg/L,BOD5=220mg/L,SS=280mg/L,N–NH3=50mg/L,2、工藝比較及選擇2.1污水特征本項目污水處理的特點:污水以有機污染為主,BOD5/COD=0.49,可生化性較好。污水中主要污染物指標BOD5、COD和SS相對國內一般城市污水較高,同時有脫氮要求。污水處理廠投產時,多數重點污染源治理工程已投入運行。針對以上特點以及出水要求,現有城市污水處理技術的特點,以采用生化處理最為經濟。2.2工藝比較根據國內外已運行污水處理廠的調查,要達到確定的治理目標,可采用的方法有:”普通活性污泥法”、”氧化溝法”、”SBR活性污泥法”和”AB法”。2.2.1普通活性污泥法工藝普通活性污泥法,應用年限長,具有成熟的設計及運行經驗,處理效果可靠。自20世紀70年代以來,隨著污水處理技術的發展,本方法在工藝及設備等方面又有了很大改進。在工藝方面,經過增加工藝構筑物能夠成為”A/O”或”A2/O”工藝,從而實現脫N和P。在設備方面,開發了各種微孔曝氣器,使氧轉移效率提高到20%以上,從而節省了運行費。國內外以運行的中大型污水處理廠,如西安鄧家村(12m3/d)、天津紀莊子(26萬m3/d)、北京高碑店(50萬m3/d)、成都三瓦窯(20萬m3/d)等污水處理廠都采用此方法。當前世界最大的污水處理廠—美國芝加哥市西南西污水處理廠也采用此工藝,該廠于1964年建成,設計流量為455萬m3普通活性污泥法如設計合理、運行管理得當,出水BOD5可達到10—20mg/L。它的缺點是工藝路線長,工藝構筑物及設備多而復雜,運行管理困難,基建投資及運行費均較高。國內已建的此類污水處理廠,基建投資一般為1000—1300元/m3,運行費為0.2—0.4元/(m3/d)或更高。2.2.2氧化溝工藝氧化溝污水處理技術,是20世紀50年代由荷蘭人首創。60年以來,這項技術在歐洲、北美、南非、澳大利亞等國家以被廣泛采用,工藝及構筑有了很大的發展和進步。據報道,1963—1974年英國共興建了300多座氧化溝,美國已有500多座,丹麥已建成300多座。當前世界最大的氧化溝污水廠是德國路維希港的BASF污水處理廠,設計最大流量為76.9萬m3/d,1974年建成。由于該工藝在水流流態和曝氣裝置上的特殊性,其處理流程簡單、構筑物少,一般情況下可不建初沉池和污泥消化系統,某些情況下還可不建二沉池和污泥回流系統,對于中小型污水處理廠,為節省投資或降低維護管理難度時,會得到首選。其處理效果好且運行穩定可靠,不但可滿足BOD5和SS的排放標準,在運行方式合適時還能實現脫氮和除磷的效果,而不像傳統活性污泥法(要脫氮除磷時)要做大量改造工作。同時該工藝還具有較強沖擊負荷承受能力、剩余污泥少污泥穩定程度好、機械設備少等優點。當有脫氮的處理要求時,氧化溝工藝在基建投資方面比傳統活性污泥法節省很多;可是當僅要求去除BOD5而在脫氮方面不作要求時,對于污水廠采用氧化溝工藝運行費用比傳統活性污泥法略低或相當,不占優勢。可是該工藝因存在污泥中的有機物質最終是在氧化溝中部分好氧代謝去除的,因此氧化溝工藝在節約能耗、降低運行費用方面不具有優勢。2.2.3SBR活性污泥法工藝SBR全稱為間歇式活性污泥法,間歇式活性污泥法作為一項新技術,不論在工業企業還是城市污水處理工程中得到了更廣泛的應用。當前國內一些運行此工藝的城市有云南昆明市第三污水處理廠,處理流量為15萬m3/d;浙江金華市污水處理廠,處理流量為8萬m3/d;貴州遵義市污水處理廠,處理流量為8萬m3但該工藝要求配備專用排水裝置和自動控制系統,在當前環保資金還比較緊張的條件下,限制了SBR工藝的高效穩定運行。由于是間歇運行,該工藝空氣擴散器堵塞的可能性大于傳統活性污泥法,若采用大氣泡空氣擴散器(為降低投資),則其節能效果不如傳統活性污泥法。2.2.4ABAB法即吸附生物氧化處理法,德國亞琛大學B.B?hnke教授于70年代中期開創,80年代初開始應用于工程實踐。該工藝對進水負荷變化適應性強、運行穩定、污泥不易膨脹、較好的脫氮除磷效果等優點。由于其具有抗沖擊負荷能力強、對pH值變化和有毒物質具有明顯緩沖作用的特點,故主要應用于污水濃度高、水質水量變化較大,特別是工業污水所占比例較高的城市污水處理廠。當前全世界已有60多座AB法污水處理廠在運行和設計、規劃之中。德國有34座污水處理廠采用AB法工藝。國內一些運行此工藝的城市有山東青島市海泊河污水處理廠,工程規模為8萬m3/d;山東淄博市污水處理廠,工程規模為14萬m3/d;廣東深圳市羅芳污水處理廠,工程規模為10萬m3/d;廣東廣州獵德污水處理廠工程規模為22萬m實踐證明AB工藝能夠比傳統活性污泥法節省工程投資15%—25%,節省占地10%—15%,降低運轉費15%—25%,已成為近來發展最快的城市污水處理工藝。根據系統工程的理論,AB法工藝省去了初沉池;從生物反應動力學的角度出發,采用了經濟合理的二段處理工藝流程;根據微生物的生長、繁殖規律及其對有機質的代謝關系,使二段的污泥回流系統分開而保證處理過程中生物相的穩定性。這些使得AB法工藝比傳統活性污泥法具有更高和更穩定的處理效果,大大的節省了基建和運轉費用。在AB法污水處理廠的分期建設中,能夠先建AB工藝的A段,既能緩解建設資金的不足,又能使大量的污水得到較大程度的處理。待資金充分時,再建B段,這樣既容易實施,也可帶來巨大的環境經濟效應,比較符合中國的國情。另外,中國已建的2級污水處理廠普遍存在著超負荷的問題。如果把它們改造成用AB法,則可較大幅度的提高其處理能力。其做法是將原污水廠的沉砂池改為A段曝氣池,將原初沉池改為中沉池,再另建一套污泥回流系統即可。該辦法經國外有關污水處理廠實踐證明是行之有效的,而且具有投資小、經濟效益高的優點。AB法需增加一些構筑物和設施如曝氣池、回流設施等,在這方面的工程投資要增加。另外,AB法污泥產量較高,如用于污泥消化可產更高的沼氣量,否則給污泥處理和出路增加了難度。2.3工藝選擇經過以上對設計任務書中原始數據進行的工藝分析和對四種處理工藝的比較,決定采用AB法工藝處理。分析如下:工藝選擇應該結合技術指標和經濟指標兩方面綜合評估選出最優方案。在上述各處理過程工藝中從處理效率、運行能耗和管理等方面比較,普通活性污泥法比其它三種新工藝明顯不具優勢。本設計任務中有機物濃度較大,對于氧化溝在運行時的能耗、運行費用較高,不選用此工藝。而SBR工藝對于排水裝置和自動控制系統要求較高,設備投資和運行費用較高,考慮到城鎮污水廠經濟負擔問題,不選此工藝方法。因此,結合實際情況和技術經濟等因素,本次設計決定采用AB法工藝處理。AB工藝除了能保證污水處理要求的同時也能緩解污水廠可能出現的資金不足問題。另外,污泥消化過程產生的沼氣也能帶來一部分經濟效益。3、設計計算3.1污水處理程度的確定本設計采用AB法處理上述廢水,處理出水水質要求達到<污水綜合排放標準>一級標準(GB8978—1996)。查<污水綜合排放標準>一級標準中排放水質指標規定值為pH=6—9,COD=60mg/L,BOD5=20mg/L,SS=20mg/L,N–NH3=50mg/L,TN=60mg/L。該城鎮生活污水每天平均流量為Q=1×104m3/dQ設=KZ·Q=1.3×104m3/d污水中SS的處理程度根據一級標準可求出SS的處理程度為ESS=(280–20)/280=92.86%污水中BOD5的處理程度根據一級標準,BOD的處理程度為EBOD=(220–20)/220=90.91%3.2污水處理工藝流程的選擇該污水處理工程主要以去除有機污染為主,去除目標為SS和BOD5及部分含氮污染物。本設計采用AB法處理,在兩段曝氣池降解有機物的同時,B段曝氣池也能發揮出去除含氮污染物的作用。AB法污水及污泥的處理工藝流程如圖1所示:生活格提升曝氣A段中B段終出污水柵泵站沉砂池曝氣池沉池曝氣池沉池水井A段B段污泥泵房污泥泵房沼氣利用污泥污泥污泥貯污泥外運脫水機消化池泥池濃縮池圖1AB法污水及污泥處理工藝流程3.3各處理單元設計計算3.3.1格柵格柵設在處理構筑物之前,用于攔截水中較大懸浮物和漂浮物,保證后續設施的正常運行。本設計中,污水經過格柵去除部分懸浮物和漂浮物后經提升泵房提升直接進入曝氣沉砂池。①柵槽寬度設明渠數N1=1,明渠有效水深h1=0.5m,水流速度v1=0.6m/s,則明渠寬度B1為B1=Q設/(N1·v1·h1)=0.15046/(1×0.6×0.5)=0.5m取柵前水深h=0.5m,過柵流速v=0.8m/s,柵條間隙寬度b=0.015m,格柵傾角a=90°,格柵數N=1,則柵條間隙數n為n=Q設(Sina)1/2/N·b·h·vn=0.15046×1/(1×0.015×0.5×0.8)=26個設柵條寬度S=0.01m,則柵槽寬度B為B=S(n–1)+b·n=0.01×(26–1)+0.015×26=0.64m②水流經過格柵的水頭損失水頭損失為∑h=kβ(S/b)4/3Sinav2/2g其中:k—格柵受污堵塞后水頭損失增大倍數,取k=3;β—形狀系數,本設計中,柵條采用迎水面為半圓的矩形斷面,β=1.83;S—柵條寬度,S=0.01m;b—柵條間隙寬度,b=0.015m;a—格柵傾角,a=90°;v—過柵流速,v=0.8m/s;則∑h=3×1.83×(0.01/0.015)4/3×1×0.82/(2×9.8)=0.1m③柵槽總高度柵槽總高度H=h+h2+∑hh—柵前水深,h=0.5m;h2—柵前渠道超高,取h2=0.3m;則柵槽總高度H=0.5+0.3+0.1=0.9m④柵槽總長度柵槽總長度L=l1+l2+1.0+0.5+H1/tga其中:l1—進水渠道漸寬部分長度,l1=(B–B1)/2tga1;l2—柵槽與出水渠道漸縮部分長度,l2=l1/2;H1—柵前槽高,H1=h+h2=0.5+0.3=0.8m;a1—進水渠展開角,取a1=20°;將各參數代入上式,則L=(0.64–0.5)/2tg20°+(0.64–0.5)/4tg20°+1.5=1.8m⑤每日柵渣量每日柵渣量W=Q·W1/103W1—柵渣量,本設計取為0.1m3柵渣/10則W=1×104×0.1×/103=1m33.3.2曝氣沉砂池本設計中選用曝氣沉砂池,它主要是使顆粒碰撞摩擦,將無機顆粒與有機物分開,排除的沉砂有機物含量較低,方便后續工藝處理。①總有效容積設污水在沉砂池中的水力停留時間t為2min;則沉砂池的總有效容積V為V=60·Q設·t=60×0.15046×2=18m②水流截面積設污水在池中的水平速度v為0.08m/s,則水流截面積A為A=Q設/v=0.15046/0.08=1.9m2,取為③池總寬度設有效水深h=1.5m,則沉砂池總寬度B為B=A/h=2.25/1.5=1.5m設沉砂池共1座,則每座沉砂池的池寬b為b=B=1.5,寬深比b:h=1:1,符合要求。④沉砂池池長沉砂池的池長L為L=V/A=18/2.25=8m⑤沉砂池總高設超高為0.3m,則總高H=1.5+0.3=1.8m⑥曝氣量曝氣沉砂池所需曝氣量q=3600·D·Q設D—1m3污水所需曝氣量,取0.2m3/m則q=3600×0.15046×0.2=108.4m3曝氣沉砂池底部的沉砂經過吸砂泵送至砂水分離器,脫水后的清潔砂粒外運,分離出來的水回流至提升泵房吸水井。曝氣沉砂池的出水經過管道直接送往A段曝氣池,輸水管道的管徑為500mm,管內最大流速為0.76m/s。3.3.3AB工藝參數①設計參數的確定A段污泥負荷:NSA=4.5kgBOD5/(kg·MLSS·d);混合液污泥濃度:XA=mg/L;污泥回流比RA=0.6。B段污泥負荷:NSB=0.125kgBOD5/(kg·MLSS·d);混合液污泥濃度:XB=3450mg/L;污泥回流比RA=1.0。②計算處理效率BOD5總去除率EBOD=(220–20)/220=90.91%A段BOD5去除率EA取60%,則A段出水BOD5濃度LtA為LtA=220×(1–60%)=88mg/L已知B段出水BOD5濃度LtB=20mg/L,B段BOD5去除率EB為EB=(LtA–LtB)/LtA=(88–20)/88=77.27%③曝氣池容積計算進水BOD5濃度La=220mg/L,A段BOD5去除量LrA為LrA=La–LtA=220–88=132mg/L=0.132kg/m3A段混合液揮發性污泥濃度XVA為XVA=f·XA=0.75×2=1.5kg/m3則A段曝氣池容積VA=24·Q設·LrA/(NSA·XVA)為VA=24×1.3×104×0.132/(24×4.5×1.5)=255mB段BOD5去除量LrB為LrB=(LtA–LtB)=88–20=68mg/L=0.068kg/m3B段混合液揮發性污泥濃度XVB為XVB=f·XB=0.75×3.45=2.59kg/m3則B段曝氣池容積VB=24·Q設·LrB/(NSB·XVB)為VB=24×1.3×104×0.068/(24×0.125×2.59)=2731m④水力停留時間計算水力停留時間T=V/Q則A段水力停留時間TA=VA/Q設=255×24/(1.3×104)=0.47hB段水力停留時間TB=VB/Q設=2731×24/(1.3×104)=5.47h⑤最大需氧量A段最大需氧量OA=a/·Q設·LrA其中:a/—需氧量系數,0.4—0.6kgO2/kgBOD5則OA=0.6×1.3×104×0.132/24=42.9kgO2/hB段最大需氧量OB=a/·Q設·LrB+b/·Q設·Nr其中:a/—需氧量系數,1.23kgO2/kgBOD5b/—NH3–N硝化需氧量系數,4.57kgO2/kgNH3–NOB=1.23×1.3×104×0.068/24+4.57×1.3×104×(50–15)×103/24=132kgO2/h二段總需氧量O2=OA+OB=42.9+132=174.9kgO2/h⑥剩余污泥量A段剩余污泥量設A段SS去除率為75%,SS去除量Sr=280×75%=210mg/L=0.21kg/m3,干污泥量為WA=Q·Sr+a·Q·LrA其中:a—污泥增殖系數,0.3—0.5kg/kgBOD5,取0.4kg/kgBOD5Q—污水平均流量,1.0×104WA=1.0×104×0.21+0.4×104×0.132=2628kg/d濕污泥量(設污泥含水率PA為98.5%)為QSA=WA/[(1–PA)×1000]QSA=2628/[(1–98.5%)×1000]=175.2m3B段剩余污泥量干污泥量為WB=a·Q·LrB其中:a—污泥增殖系數,0.5—0.65kg/kgBOD5,取0.6kg/kgBOD5Q—污水平均流量,1.0×104WB=0.6×104×0.068=408kg/d濕污泥量(設污泥含水率PB為99.5%)QSB=WB/[(1–PB)×1000]QSB=408/[(1–99.5%)×1000]=81.6m3總泥量QS=QSA+QSB=175.2+81.6=256.8m3⑦污泥齡計算θCA段污泥齡θCA=1/(aA×NSA)其中:aA—A段污泥增殖系數,取0.4kg/kgBOD5NSA—A段污泥負荷[kgBOD5/(kg·MLSS·d)],取4.5kgBOD5/(kg·MLSS·d)則θCA=1/(0.4×4.5)=0.56dB段污泥齡θCB=1/(aB×NSB)其中:aB—B段污泥增殖系數,取0.6kg/kgBOD5NSB—B段污泥負荷[kgBOD5/(kg·MLSS·d)],取0.125kgBOD5/(kg·MLSS·d)則θCB=1/(0.6×0.125)=13.33d⑧回流污泥濃度濃度Xr=X·(1+R)/R其中:X—混合液污泥濃度R—污泥回流比A段回流污泥濃度XrA=×(1+0.6)/0.6=5333mg/LB段回流污泥濃度XrB=3450×(1+1.0)/1.0=6900mg/L3.3.4A①曝氣池的計算和各部位尺寸的確定1)確定曝氣池容積A段曝氣池共設2個,每個曝氣池容積為255/2=128m32)確定曝氣池各部位尺寸設池深h為2m,則每組曝氣池的面積F為F=128/2=64m2,池寬B取3m,寬深比B/h=3/2=1.5介于1—池長L=F/B=64/3=21.3m,長寬比L/B=21.3/2=10.65﹥10,符合規定。每個曝氣池設計為單廊道曝氣池,廊道長取22m。曝氣池超高取0.5m,則曝氣池池高為H=2+0.5=2.5m②Ａ段曝氣池曝氣系統設計與計算1)最大需氧量為OA=42.9kg/h2)平均時需氧量為O2=a/·Q·LrA=0.6×104×0.132=33.0kg/h3)每日去除的BOD5值為BODrA=1×104×0.132/24=55kg/h③A段供氣量計算采用網狀模型微孔空氣擴散器,鋪設距池底0.2m處,淹沒水深1.8m,計算溫度30℃查表得20℃和30CS(20℃)=9.17mg/L,CS(301)空氣擴散出口處的絕對壓力Pb=1.013×105+9800H為Pb=1.013×105+9800×1.8=1.19×105Pa空氣離開曝氣池池面時,氧的百分比為Ot=21×(1–EA)×100/[79+21×(1–EA)]其中:EA—空氣擴散器的氧轉移率,此處取值12%,則Ot=21×(1–0.12)×100/[79+21×(1–0.12)]=18.96%2)曝氣池混合液中平均氧飽和濃度(按最不利的溫度條件考慮)為CSb(T)=CS(T)·[Pb/(2.206×105)+Ot/42]最不利的溫度條件按30℃CSb(30℃)=7.63×[(1.19×105)/(2.206×105=7.56mg/L換算為在20℃R0=R·CS(20℃)/{α[β·ρ·CSb(T)–c]·1.024T–20其中:R0—單位時間由于曝氣向清水傳遞的氧量R—單位時間向混合液傳遞的氧量,相當于平均需氧量α—因混合液含污泥顆粒而降低傳遞系數的修正值(<1),取α=0.82β—廢水飽和溶解氧的修正值(<1),取β=0.95ρ—氣壓修正系數,ρ=當地實際大氣壓/1.01325×105,取ρ=1.0c—廢水實際溶解氧的濃度,取c=2.0mg/LT—混合液設計溫度,T=30R0=33.0×9.17/{0.82×[0.95×1.0×7.56–2.0]×1.02430–20}=56.2mg/h相應的最大時需氧量為R0max=42.9×9.17/{0.82×[0.95×1.0×7.56–2.0]×1.02430–20}=73.0mg/h3)曝氣池的平均時供氧量GS=R0×100/(0.3·EA)則GS=56.2×100/(0.3×12)=1561m3曝氣池最大供氣量GSmax=R0max×100/(0.3·EA)則GSmax=73.0×100/(0.3×12)=2028m3去除1kgBOD5的供氣量(m3空氣/kgBOD)為△空氣=1561/55=28.4m31m3污水的供氣量(m3空氣/m3△空氣=1561×24/104=3.75m3空氣/m34)A段曝氣池曝氣系統的空氣總用量除采用鼓風曝氣外,系統還采用空氣在回流污泥井中提升污泥,空氣量按回流污泥量的8倍考慮,污泥回流比R值為60%,則提升回流污泥所需空氣量為8×0.6×104/24=m35)空氣管路計算在兩個曝氣池相鄰的隔墻上鋪設1根空氣干管。在干管上設5對曝氣管,共10條配氣豎管。則兩個曝氣池中共有10條配氣豎管,每根豎管的供氣量為2028/10=202.8m3曝氣池平面面積為2×3×22=132m每個空氣擴散器的服務面積按0.49m2每個豎管上安裝的空氣擴散器的數目為270/10=27個每個空氣擴散器的配氣量為2028/(10×27)=7.51m36)空壓機的選定一般希望管道及擴散設備的總壓力損失不大于15kPa,其中管道損失控制在5kPa內,其余為擴散設備的壓力損失。風壓損失P(Pa)可按下式估算:P=H/×9.8+15其中:H/—空氣擴散器淹沒水深,m空氣擴散裝置安裝在距離曝氣池底0.2m處,因此,空壓機所需壓力為P=(2–0.2)×9.8+15=32.64kPa供壓機供氣量最大量估計值(m3/min)為2028+=4028m3/h=67.13m平均時供氣量估計量為1561+=3561m3/h=59.35m根據所需壓力和空氣量,采用LG60型空壓機3臺,該型空壓機風壓50kPa,風量60m3正常條件下,1臺工作,2臺備用;高負荷時,2臺工作,1臺備用。曝氣池的出水經過管道送往中沉池集配水井,輸水管道內的流量按最大時流量加上回流的污泥量進行設計,回流比為60%,則輸水管的管徑為600mm,管內最大流速為0.85m/s。集配水井為內外套筒結構,由A段曝氣池過來的輸水管道直接進入內層套筒,進行流量分配,經過兩根450mm的管道送往2個中沉池,管道內最大水流速度為0.75m/s。3.3.5B段曝氣池①曝氣池的計算和各部位尺寸的確定1)確定曝氣池容積B段曝氣池共設2組,每組容積為2731/2=1366m32)確定曝氣池各部位尺寸設池深h為3.5m,則每組曝氣池的面積F為F=1366/3.5=390.28m池寬B取4m,寬深比B/h=4/3.5=1.14介于1—2之間,符合規定。池長L=F/B=390.28/4=97.57m,長寬比L/B=97.57/4=24.4﹥10,符合規定。每組曝氣池設計為3廊道曝氣池,每個廊道長L1為L1=97.57/3=32.5m,取為33m。曝氣池超高取0.5m,則曝氣池總池高為H=3.5+0.5=4.0m②B段曝氣池曝氣系統設計與計算1)最大需氧量為OB=132kg/h2)平均時需氧量為O2=a/·Q·LrB+b/·Q·Nr為O2=1.23×104×0.068/24+4.57×104×(50–15)×103/24=102kgO2/h3)每日去除的BOD5值為BODrB=1×104×0.068/24=28.33kg/h③B段供氣量計算采用網狀模型微孔空氣擴散器,鋪設距池底0.2m處,淹沒水深3.3m,計算溫度30℃查表得20℃和30CS(20℃)=9.17mg/L,CS(301)空氣擴散出口處的絕對壓力Pb=1.013×105+9800H為Pb=1.013×105+9800×3.3=1.34×105Pa空氣離開曝氣池池面時,氧的百分比為Ot=21×(1–EA)×100/[79+21×(1–EA)]其中:EA—空氣擴散器的氧轉移率,此處取值12%,則Ot=21×(1–0.12)×100/[79+21×(1–0.12)]=18.96%2)曝氣池混合液中平均氧飽和濃度(按最不利的溫度條件考慮)為CSb(T)=CS(T)·[Pb/(2.206×105)+Ot/42]最不利的溫度條件按30℃CSb(30℃)=7.63×[(1.34×105)/(2.206×105換算為在20℃R0=R·CS(20℃)/{α[β·ρ·CSb(T)–c]·1.024T–20其中:R0—單位時間由于曝氣向清水傳遞的氧量R—單位時間向混合液傳遞的氧量,相當于平均需氧量α—因混合液含污泥顆粒而降低傳遞系數的修正值(<1),取α=0.82β—廢水飽和溶解氧的修正值(<1),取β=0.95ρ—氣壓修正系數,ρ=當地實際大氣壓/1.01325×105,取ρ=1.0c—廢水實際溶解氧的濃度,取c=2.0mg/LT—混合液設計溫度,T=30R0=102×9.17/{0.82×[0.95×1.0×8.08–2.0]×1.02430–20}=158.53mg/h相應的最大時需氧量為R0max=132×9.17/{0.82×[0.95×1.0×8.08–2.0×1.02430–20}=206.09mg/h3)曝氣池的平均時供氧量GS=R0×100/(0.3·EA)則GS=158.53×100/(0.3×12)=4404m3曝氣池最大供氣量GSmax=R0max×100/(0.3·EA)則GSmax=206.09×100/(0.3×12)=5725m3去除1kgBOD5的供氣量(m3空氣/kgBOD)為△空氣=4404/28.33=28.4m31m3污水的供氣量(m3空氣/m3△空氣=4404×24/104=10.57m3空氣/m34)B段曝氣池曝氣系統的空氣總用量除采用鼓風曝氣外,系統還采用空氣在回流污泥井中提升污泥,空氣量按回流污泥量的8倍考慮,污泥回流比R值為100%,則提升回流污泥所需空氣量為8×1.0×104/24=3333m35)空氣管路計算在每組三廊道曝氣池中每兩個相鄰廊道的隔墻處鋪設一根干管,共3根干管。每根干管上設7對曝氣管,共14條配氣豎管。曝氣池中共有42條配氣豎管,則每根豎管的供氣量為5725/42=136.3m3曝氣池平面面積為4×6×33=792m每個空氣擴散器的服務面積按0.49m2每個豎管上安裝的空氣擴散器的數目為1617/42=39個,取40個每個空氣擴散器的配氣量為5725/(42×40)=3.41m36)空壓機的選定風壓損失P(Pa)可按下式估算:P=H/×9.8+15其中:H/—空氣擴散器淹沒水深,m空氣擴散裝置安裝在距離曝氣池底0.2m處,因此,空壓機所需壓力為P=(3.5–0.2)×9.8+15=47.34kPa供壓機供氣量最大量估計值(m3/min)為5725+3333=9058m3/h=150.97m平均時供氣量估計量為4404+3333=7737m3/h=128.95m根據所需壓力和空氣量,采用LG60型空壓機4臺,該型空壓機風壓50kPa,風量60m3曝氣池的出水經過管道送往終沉池集配水井,輸水管道內的流量按最大時流量加上回流的污泥量進行設計,回流比為100%,則輸水管的管徑為700mm,管內最大流速為0.78m/s。集配水井為內外套筒結構,由B段曝氣池過來的輸水管道直接進入內層套筒,進行流量分配,經過兩根500mm的管道送往2個終沉池,管道內最大水流速度為0.76m/s。3.3.6A中沉池采用普通幅流式沉淀池座數N=2,表面負荷q取1.0m3/m2①單池表面積A=Q設/(N·q)為A=1.3×104/(2×1.0×24)=270.83m②池子直徑D為D=(4A/π)1/2=(4×270.83/3.14)1/2=18.6m,取18m③沉淀部分有效水深h2=qt,取沉淀時間t為2.0h,則h2=1.0×2.0=2.0m④沉淀部分有效容積V/=(π·D2/4)·h2=(3.14×182/4)×2.0=508.68m⑤污泥部分所需的容積V=T(1+R)Q設X/[N(X+Xr)]其中:T—沉淀時間,1.0—2.0h按1.0h計算中沉池污泥部分所需容積為V=1.0×(1+0.6)×1.3×104×/[24×2×(+5333)]=118.2m⑥污泥斗容積V1=πh5(r12+r1r2+r22)/3取污泥斗上部半徑r1=2m,下部半徑r2=1m,污泥斗高度h5=1.0m,則V1=3.14×1.0×(22+2×1+12)/3=7.32m⑦污泥斗以上圓錐體部分污泥容積V2=πh4(r12+r1R+R2)/3設池底坡度i為0.15,則h4=(R–r1)i=(9–2)×0.15=1.05mV2=3.14×1.05×(22+2×9+92)/3=113.2m容積較核:V1+V2=7.32+113.2=120.52﹥118.2,設計合理。⑧沉淀池總高度H=h1+h2+h3+h4+h5其中超高h1取0.3m,緩沖層高度h3取0.5m,則H=0.3+2.0+0.5+1.05+1.0=4.85m中沉池的出水采用鋸齒堰,沉在底部的沉泥經過刮泥機刮至污泥斗,依靠靜水壓力排除。出水經過管道流回集配水井外層套筒,管道管徑350mm,管內水流速度為0.78m/s,然后經過管徑為500mm的管道送往B段曝氣池,管內流速為0.76m/s。3.3.7B段終沉池終沉池采用普通幅流式沉淀池座數N=2,表面負荷q取0.5m3/m2①單池表面積A=Q設/(N·q)為A=1.3×104/(2×0.5×24)=541.67m②池子直徑D為D=(4A/π)1/2=(4×541.67/3.14)1/2=26.3m,取26m③沉淀部分有效水深h2=qt,取沉淀時間t為4.0h,則h2=0.5×4=2.0m④沉淀部分有效容積V/=(π·D2/4)·h2=(3.14×262/4)×2.0=1061.32m⑤污泥部分所需的容積V=T(1+R)Q設X/[N(X+Xr)]按2.0h計算二沉池污泥部分所需容積為V=2.0×(1+1.0)×1.3×104×3450/[24×2×(3450+6900)]=361.1m⑥污泥斗容積V1=πh5(r12+r1r2+r22)/3取污泥斗上部半徑r1=3m,下部半徑r2=1.5m,污泥斗高度h5=1.5m,則V1=3.14×1.5×(32+3×1.5+1.52)/3=24.7m⑦污泥斗以上圓錐體部分污泥容積V2=πh4(r12+r1R+R2)/3設池底坡度i為0.15,則h4=(R–r1)i=(13–3)×0.15=1.5mV2=3.14×1.5×(32+3×13+132)/3=340.7m容積較核:V1+V2=24.7+340.7=365.4﹥361.1,設計合理。⑧沉淀池總高度H=h1+h2+h3+h4+h5其中超高h1取0.3m,緩沖層高度h3取0.5m,則H=0.3+2.0+0.5+1.5+1.5=5.8m終沉池的出水采用鋸齒堰,沉在底部的沉泥經過刮泥機刮至污泥斗,依靠靜水壓力排除。出水經過管道流回集配水井外層套筒,管道管徑350mm,管內水流速度為0.78m/s,然后經過管徑為500mm的管道送往出水井,管內流速為0.76m/s。3.3.8污泥濃縮池采用豎流式污泥濃縮池,濃縮來自于中沉池和終沉池的剩余污泥。①總泥量計算A段剩余污泥QSA=175.2m3/d,含水率為98.5%;B段剩余污泥QSB=81.6mQS=QSA+QSB=175.2+81.6=256.8m3/d或QS=2.97L平均含水率P=(175.2×98.5%+81.6×99.5%)/(175.2+81.6)=98.8%②中心管部分設計計算設濃縮池中心管內流速v0為0.02m/s,污水在濃縮池內上升流速v取0.1mm/s,濃縮時間t=12h,池數N=2。中心管面積f=QS/(N·v0)則f=2.97/(2×0.02×1000)=0.0743m中心管直徑d0=(4f/π)1/2=(4×0.0743/3.14)1/2=0.3m喇叭口直徑及高度d1=h/=1.35d0=1.35×0.3=0.4m反射板直徑d2=1.35d1=1.35×0.4=0.54m③濃縮池有效水深h2=vt=0.1×10–3×12×3600=4.3m④濃縮池有效面積濃縮后分離出來的污水流量q=(QS/N)·[(P1–P2)/(100–P2)]則q=(2.97/2)×[(98.8–97)/(100–97)]=0.891L/s濃縮池有效面積F=q/v=(0.891×10–3)/(0.1×10–3)=8.91m⑤濃縮池直徑D=[4(F+f)/π]1/2=[4×(8.97+0.0743)/3.14]1/2=3.4m⑥單池濃縮后的剩余污泥量QS/=(QS/N)·[(100–P1)/(100–P2)]則QS/=(2.97/2)×[(100–98.8)/(100–97)]=0.594L/s=51.32m3⑦濃縮池總池高度H=h1+h2+h3+h4+h5設污泥斗夾角a=50°,斗底直徑d3為0.6m,則斗高h5為h5=tga·(D/2–d3/2)=tg50°×(3.4/2–0.6/2)=1.7m取池子超高h1=0.3m,中心管與反射管之間高度h3=0.5m,緩沖層高度h4=0.3m,則H=0.3+4.3+0.5+0.3+1.7=7.1m3.3.9貯泥池采用矩形貯泥池貯存濃縮池的剩余污泥,貯泥量為QS=51.32×2=102.64m3設貯泥池1座,貯泥時間t=8h,池高h2=3m,則貯泥池表面積F=QS·T/(N·h2·24)為F=102.64×8/(1×3×24)=11.4m2設貯泥池池寬B=3m,池長L=F/B=11.4/3=3.8m貯泥池底部為斗形,下底為0.5m×0.5m,高度h3=2m。設超高h1=0.5m,則貯泥池總高度H=h1+h2+h3=0.5+3.8+2=6.3m3.3.10污泥消化池對來自貯泥池的污泥進行消化,采用固定式蓋式消化池,兩級消化。一級消化池投配率為2.5%,二級消化池污泥投配率為5%。采用中溫消化,消化溫度為33—35℃①消化池容積計算1)一級消化池計算部分一級消化池總容積V為V=QS/0.025=102.64/0.025=4105.6m采用2座一級消化池,則每座池子的有效容積V0為V0=V/2=4105.6/2=2052.8m消化池直徑D為D=(2052.8/0.3925)1/3=17.36m,取消化池直徑為17m。集氣罩直徑d1采用2m,高度h1采用2m;上錐體高度h2采用3m;池底下錐體直徑d2采用2m,池底坡度i取為0.08;則池底下錐體高度h4為h4=(D/2–d2/2)i=(17/2–2/2)×0.08=0.6m集氣罩容積V1為V1=πd12h/4=3.14×22×2/4=6.28m池頂截錐部分體積V2=πh2(r12+r1R+R2)/3則V2=3.14×3×(12+1×8.5+8.52)/3=256.7m池底截錐部分體積V4=πh4(r22+r2R+R2)/3則V4=3.14×0.6×(12+1×8.5+8.52)/3=51.34m池體圓柱部分體積V3=V0–V4=2052.8–51.34=.46m池體圓柱部分高度h3=4V3/(πD2)則h3=(4×.46)/(3.14×172)=8.8m,取h3=9m。消化池總高度H=h1+h2+h3+h4=2+3+9+0.6=14.6m2)二級消化池計算部分二級消化池的總容積V為V=QS/0.05=102.64/0.05=2052.8m二級消化池共設1座,與2座一級消化池串聯,二級消化池的各部分尺寸與一級消化池相同。②消化池各部分表面積計算集氣罩表面積F1=πd12/4+πd1h為F1=3.14×22/4+3.14×2×2=15.7m池頂截錐部分表面積F2=πl(D/2+d1/2)其中截錐母線長度l=[h22+(D/2–d1/2)2]1/2為l=[32+(17/2–2/2)2]1/2=8.1m,則F2為F2=3.14×8.1×(17/2+2/2)=241.62m池壁表面積(地上部分)F3為F3=πDh5=3.14×17×5=266.9m池壁表面積(地下部分)F4為F4=πDh6=3.14×17×4=213.5m池底表面積F5=πl(D/2+d2/2)其中截錐母線長度l=[h42+(D/2–d2/2)2]1/2為l=[0.62+(17/2–2/2)2]1/2=7.5m,則F5為F5=3.14×7.5×(17/2+2/2)=223.7m③消化池熱工計算1)提高新鮮污泥溫度的耗熱量中溫消化溫度TD=35℃,新鮮污泥年平均溫度TS=17℃,日平均最低溫度為每座一級消化池投配的最大生污泥量為V/=2052.8×0.025=51.32m3則全年平均耗熱量為W1=V/(TD–TS)4184/24=51.32×(35–17)×4184/24=161042.2kJ/h最大耗熱量為W1max=V/(TD–TS)4184/24=51.32×(35–12)×4184/24=205776.1kJ/h2)消化池池體的耗熱量固定蓋消化池各部分的傳熱系數當能滿足以下數值時,其保溫結構厚度認為是滿意的,各部分傳熱系數允許值如下:池蓋K≤2.94kJ/(m2·h·℃)池壁在地上部分為K≤2.52kJ/(m2·h·℃)池壁在地下部分及池底為K≤1.89kJ/(m2·h·℃)消化池各部分所采用的傳熱系數值如下:池蓋K=2.94kJ/(m2·h·℃)池壁在地上部分為K=2.52kJ/(m2·h·℃)池壁在地下部分及池底為K=1.89kJ/(m2·h·℃)池外介質為大氣時,全年平均氣溫TA=13℃TA=–2池外介質為土壤時,全年平均氣溫TB=15℃TB=2池蓋部分全年平均耗熱量為W2=FK(TD–TA)×1.2=(15.7+241.62)×2.94×(35–13)×1.2=19972.1kJ/h最大耗熱量為W2max=FK(TD–TA)×1.2=(15.7+241.62)×2.94×(35+2)×1.2=33589.5kJ/h在地面以上部分的池壁,全年平均耗熱量為W3=FK(TD–TA)×1.2=266.9×2.52×(35–13)×1.2=17756.3kJ/h最大耗熱量為W3max=FK(TD–TA)×1.2=266.9×2.52×(35+2)×1.2=29862.9kJ/h在地面以下部分的池壁和池底,全年平均耗熱量為W4=FK(TD–TB)×1.2=(213.5+223.7)×1.89×(35–13)×1.2=19831.4kJ/h最大耗熱量為W4max=FK(TD–TB)×1.2=(213.5+223.7)×1.89×(35–2)×1.2=32721.8kJ/h每座消化池全年平均總耗熱量為W=161042.2+19972.1+17756.3+19831.4=218602.0kJ/h全年最大耗熱量為Wmax=205776.1+33589.5+29862.9+32721.8=301950.3kJ/h④熱交換器的計算:消化池的加熱采用池外套管式泥—水熱交換器,全天均勻投配。生污泥在進入一級污泥消化池之前與回流的一級消化池污泥先行混合再進入熱交換器,其比例為1:2。則生污泥量QS1為QS1=51.32/24=2.14m3回流的消化污泥量QS2為QS2=2.14×2=4.28m3進入熱交換器的總污泥量QS為QS=QS1+QS2=2.14+4.28=6.42m3生污泥的日平均最低溫度為TS=12℃生污泥與消化池回流污泥混合后的溫度為TS=(1×12+2×35)/3=27.33熱交換器的套管長度按下式計算:L=1.2Qmax/(π·D·K·△Tm)其中:Qmax—熱交換器最大總耗量,kcal/h△Tm—平均對數溫差,℃D—內管外徑,mK—熱交換器傳熱系數,kcal/m2·h·℃熱交換器按最大總耗熱量計算:Qmax=301950.3kJ/h=71892.9kcal/h內管管徑選用Dg35mm,則污泥內管中的流速為v=QS/(π·D2·3600/4)=6.42/(3.14×0.0352×3600/4)=1.85m/s,介于1.5—2.0m/s之間,符合要求。外管管徑選用Dg60mm。平均溫差的對數△Tm按下式計算:△Tm=(△T1–△T2)/ln(△T1/△T2)其中:△T1—熱交換器入口的污泥溫度(TS)和出口的熱水溫度(TW/)之差,℃△T2—熱交換器出口的污泥溫度(TS/)和入口的熱水溫(TW)之差,℃則出口污泥溫度為TS/=TS+Qmax/(QS×1000)=27.33+71892.9/(6.42×1000)=38.53熱交換器的入口熱水溫度采用TW=85℃,TW–TW/采用10則熱水循環量QW=Qmax/[(TW–TW/)×1000]為QW=71892.9/[10×1000]=7.19m3核算內外管之間的熱水流速v為v=7.19/[(3.14×0.062/4–3.14×0.0352/4)×3600]=1.07m/s,介于1.0—1.5m/s之間,符合要求。△T1=TW/–TS=75–27.33=47.67△T2=TW–TS/=85–38.53=46.47則△Tm=(47.67–46.47)/ln(47.67/46.47)=47.07熱交換器的傳熱系數選用K=600kcal/m2·h·℃,則每座消化池的套管式泥—水熱交換器的總長度為L=1.2×71892.9/(3.14×0.035×600×47.07)=27.8m設每根長4m,則根數n為n=27.8/4=6.95,選用7根。⑤消化池保溫結構厚度計算固定蓋形式的消化池,池體為鋼筋混凝土時,其各部分保溫材料的厚度可按下式簡化計算:δB=(λG/K–δG)/(λG/λB)其中:δB—保溫材料的厚度,mδG—池頂、池壁及池底各部分鋼筋混凝土結構厚度,mλB—保溫材料導熱系數,kJ/m2·h·℃λG—池頂、池壁及池底各部分鋼筋混凝土的導熱系數,kJ/m2·h·℃K—池頂、池壁及池底各部分傳熱系數允許值,kJ/m2·h·℃消化池各部分傳熱系數允許值采用:池蓋為K=2.94kJ/m2·h·℃池壁在地上部分為K=2.52kJ/m2·h·℃池壁在地下部分及池底為K=1.89kJ/m2·h·℃池蓋保溫材料厚度的計算: 設消化池池蓋混凝土結構厚度δG=0.25m,鋼筋混凝土的導熱系數λG=5.59kJ/m2·h·℃,采用聚氨酯泡沫塑料作為保溫材料,導熱系數λB=0.084kJ/m2·h·℃。則保溫材料的厚度為δB蓋=(λG/K–δG)/(λG/λB)=(5.59/2.94–0.25)/(5.59/0.084)=0.025m池壁在地面以上部分保溫材料厚度的計算:設消化池池蓋混凝土結構厚度δG=0.40m,采用聚氨酯泡沫塑料作為保溫材料,導熱系數λB=0.084kJ/m2·h·℃。則保溫材料的厚度為δB壁=(λG/K–δG)/(λG/λB)=(5.59/2.52–0.40)/(5.59/0.084)=0.027m池壁在地面以上的保溫材料延伸到地面以下的凍深加0.5m池壁在地面以下部分以土壤作為保溫層時,其最小厚度的核算:土壤導熱系數λB=4.2kJ/m2·h·℃,則土壤保溫層厚度為δB壁=(λG/K–δG)/(λG/λB)=(5.59/1.89–0.40)/(5.59/4.2)=1.92m池底以下土壤作為保溫層,其最小厚度的核算:消化池池底混凝土結構厚度為δG=0.70m,則土壤保溫層厚度為δB底=(λG/K–δG)/(λG/λB)=(5.59/1.89–0.70)/(5.59/4.2)=1.7m因采用土壤保溫形式,選取消化池建筑位置時應保證地下水位在池底混凝土結構厚度以下超過1.7m。池蓋、池壁的保溫材料采用聚氨酯泡沫塑料。其厚度分別為0.025m和0.027m,均按0.027m計算,乘以1.5的修正系數,采用0.04m。二級消化池的保溫結構材料及厚度均與一級消化