上三角形集气罩高度：
h5=
复核：
当混合液上升到A点后将沿着AB方向斜面流动，并设流速为Va，同时假定A点的气泡以速度Vb垂直上升，所以气泡的运动轨迹将沿着Va和Vb合成速度的方向运动，根据速度合成的平行四边形法则，则有：
式中：
IG=CH=CE×cos55=1×cos55=0.57m
EH=CE×sin55=1×sin55=0.82m
HG=CI=CF-b2=4-3.7=0.3m
EG=EH+HG=0.82+0.3=1.12m
GA=EG×tan55=1.12×tan55=1.6m
h4=IG+GA=0.57+1.6=2.17m
AE=EG/cos55=1.12/cos55=1.95m
BE=CE×tan55=1×tan55=1.43m
AB=AE-BE=1.95-1.43=0.52m
要使气泡分离后进入沉淀区的必要条件是：
l在消化温度为25℃，沼气密度=1.12g/L；水的密度=997.0449kg/m3；
l水的运动粘滞系数V=0.0089×10^-4m2/s；取气泡直径d=0.01cm
根据斯托克斯（Stokes）公式可得气体上升速度Vb为：
式中Vb—气泡上升速度（cm/s）
g—重力加速度（cm/s2）
β—碰撞系数，取0.95
μ—废水的动力粘度系数，g/（cm.s） μ=vβ
水流速度,Va=V2=0.55m/h
满足＞，符合要求
1.7三相分离器与UASB高度设计计算
三相分离器总高h=h5+h4=2.86+2.17=5.03m
UASB反应池总高为8m，超高h1=0.5m
分离出流区高4.84m，反应区高4.16m，其中污泥床高2m，悬浮层高2.16m。
2.5排泥系统的设计计算
UASB池反应区的污泥沿高程呈两种分布状态，下部约1/3～1/2的高度范围内污泥固体浓度高达40～80gVSS/L或60～120gVSS/L，称为污泥床层。
污泥床层以上约占反应区总高度的1/3～1/2的区域范围内污泥浓度较小，约为5～25gVSS/L或5～30gVSS/L，称为污泥悬浮层。
本设计计算中，反应池最高液面为8.5m，其中沉淀区高4.84m，污泥浓度ρ1=0.5gSS/L；悬浮区高2.16m，污泥浓度ρ2=2.0gSS/L；污泥床高2m，污泥浓度ρ3=15.0gSS/L。
①反应池内污泥总量
②BOD污泥负荷
污泥负荷表示反应池内单位容量的活性污泥在单位时间内承受的有机质质量。
③产泥量计算
一般情况下，可按每去除1kgCOD产生0.05～0.10kgVSS计算。
本工程取X=0.07kgVSS/kgCOD，则产泥量为：
式中Q——设计计算处理量，m3/d
Sr——去除的COD浓度，kgCOD/m3
取VSS/SS=0.8，则
污泥含水率P为98%，因含水率＞95%，取ρs=1000kg/m3，
则污泥产量为
④污泥龄的计算
⑤排泥系统设计计算
在USAB池池底设排泥管，每3个月排泥一次，污泥返回垃圾填埋场。
排泥管选DN150的钢管，排泥总管选用DN200的钢管。
2.6出水系统的设计计算
①溢流堰设计计算
沉淀区的出水系统一般采用出水渠，一般每个单元三相分离器沉淀区
设一条出水渠，池中设有2个单元三相分离器，出水槽共有2条，槽宽 bc＝0.3m
反应池流量:
设出水槽槽口附近水流速度Vc=0.2m/s,
则 槽口附近水深hcf:
取，槽口附近水槽深hc为0.25m，出水槽坡度为0.01
溢流堰设计计算90°三角堰，堰高100mm，堰口宽200mm。
2.7沼气收集系统设计计算
设4根沼气收集支管，1根沼气收集总管，设计计算COD去除率为60%。
厌氧沼气产率为每降减1kgCOD产生0.35m3的沼气，沼气甲烷含量为65%。
沼气量Q=20000×60%×200×10-3×0.35=840m3/d
2.10厌氧循环泵的选择
表面水力负荷：
式中：
Q——单池流量，Q=4.17m3/h；
S——反应池实际截面积，S=38.47m2。
表面水力负荷一般小于0.7m3/（m2·h），故符合要求。
厌氧循环泵的计算：
UASB反应器内废水的上升流速宜小于0.5m/h，取0.4m/h
Q’=s·v=38.47×0.4=15.39（m3/h）
循环泵流量=15.39-4.17=11.22（m3/h），取15（m3/h）
扬程为：
式中HST——静扬程，吸水井的最枯水位（或最低水位）与净化构筑物进口水面标高差，为8m
∑hs——吸水管路水头损失
∑hd——输水管路水头损失
∑hs+∑hd=0.5m
h’——安全水头，一般为1～2m
取扬程为15m。
3MBR池的设计计算
3.1一级反硝化、硝化池设计计算
3.1.1反硝化池有效容积VDi
VDi=
式中：
XNH4-N——设计计算进水NH4-N负荷总量
XNH4-N=
RDi——设计计算反硝化率，RDi=95%
MLVSS——挥发性悬浮污泥，取污泥浓度为4000mgMLSS/L，f=，则挥发性悬浮污泥浓度为2800mgMLVSS/L
qdn,T——设计计算反硝化速率
qdn,20——20℃时反硝化速率常数，取0.12kgNO3--N/（kgMLVSS·d）
θ——温度系数，取1.08
T——设计计算温度25℃
VDi=
取600m3。
取有效高度为7.7m，则横截面积S=
则反应池直径约为9.96m。
取10。
设计计算反应池总高H=8.5m
反应池的总容积V=Π（d/2）2H=3.14*（10/2）2*9=706.5m3，有效容积为588.75m3，
3.1.2硝化池有效容积VNi
VNi=s+
其中a、b为经验公式参数：
a=3.17m³/d
b=218.42m³/d
Kd=0.0086*1.1（T-15）=0.0223
s=
式中：
Aae——硝化污泥所需泥龄
硝化菌比增长速率
式中：
——硝化菌最大比增长速率
N——出水氨氮浓度，为150mg/L
kO2——氧的半速系数，为1.3mg/L
O2——反应池中溶解氧浓度，为2mg/L
pH=7.2
硝化污泥所需最小泥龄
硝化污泥所需泥龄
式中：
选用安全系数K=3
取1900m3
取有效高度为7.4m，横截面积为1900/7.4=256.76m2，直径=18m
设计计算反应池总高H=8.5。
反应池的总容积V=Π（d/2）2H=3.14*（9）2*9=2289.06m3，有效容积为1907.55m3。
取2000。
一级反硝化、硝化池总面积为324.66m2，半径为10.2m，取10m，则一级反硝化池短弧圆心角约为128°。
3.2二级反硝化、硝化池设计计算
3.2.1反硝化池有效容积VDi
VDi=
式中：
qNi——设计计算反硝化速率，为一级反硝化速率的0.2~0.5倍，
取qNi=0.35qdn,T=0.35╳0.18=0.063
超滤进水比=8
XNO3-N——硝氮去除总量
VDi=
取600m3
取有效高度为7.1m，则横截面积S===84.5（m2）。
则反应池直径约为10.38m。
取10.5m
设计计算反应池总高H=8.5。
3.2.2二级硝化池有效容积
VNi2=Quf*t=（200/24）*10*6
式中：
t——水力停留时间，为7h
取600m3
取有效高度为6.8m，则横截面积S===88.24（m2）。
则反应池直径约为10.6m，取11。
设计计算反应池总高H=8.5m。
4曝气系统设计计算计算
4.1设计计算需氧量AOR
需氧量包括碳化需氧量和硝化需氧量，并应扣除剩余活性污泥排放所减少的BOD5及NH3-N的氧当量（此部分用于细胞合成，并未耗氧），同时还应考虑反硝化脱氮产生的氧量。
①碳化需氧量D1
式中k——BOD的分解速度常数，d-1,取k=0.23
t——BOD5实验的时间，取t=5d
②硝化需氧量D2
式中N0——进水总氮浓度，kg/m3
Ne——出水NH3-N浓度，kg/m3
③反硝化脱氮产生的氧量D3
式中NT——为反硝化脱氮的硝态氮量
NT的计算为：
微生物同化作用去除的总氮NW:
被氧化的NH3-N=进水总氮量―出水氨氮量―
用于合成的总氮量
=2000―25―573.69=1401.31（mg/L）
所需脱硝量=进水总氮量―出水总氮量―
用于合成的总氮量
=2000―40―573.69=1386.31（mg/L）
需还原的硝酸盐氮量NT=200×1386.31×10-3=277.26（kg/d）
故总需氧量AOR=D1+D2-D3
=2195.16+1289.15-792.96
=2691.35（kgO2/d）=112.14（kgO2/h）
最大需氧量与平均需氧量之比为1.4，则
AORmax=1.4AOR=1.4×112.14=157（kgO2/h）
去除1kgBOD5的需氧量
4.2标准需氧量
将设计计算需氧量AOR换算成标准状态下的需氧量SOR:
式中Cs（20）——水温20℃时清水中溶解氧的饱和度，mg/L
Csm（T）——设计计算水温T℃时好氧反应池中平均溶解氧的饱和度，mg/L
T——设计计算污水温度，T=25℃
CL——好氧反应池中溶解氧浓度，取2mg/L
α——污水传氧速率与清水传氧速率之比，取0.82
ρ——压力修正系数，；本例工程所在地区大气压为1.013×105（Pa），故ρ=1
β——污水中饱和溶解氧与清水中饱和溶解氧之比，
取0.95
查表得水中溶解氧饱和度：
Cs（20）=9.17mg/L，Cs（25）=8.38mg/L
空气扩散器出口处绝对压力：
式中H——空气扩散器的安装深度，本工程选用拉法尔射流曝气器，安装深度为7.5m
P——大气压力，p=1.013×105Pa
空气离开好氧反应池时氧的百分比Ot:
式中EA为空气扩散装置的氧的转移效率，取EA=35%
好氧反应池中平均溶解氧饱和度：
标准需氧量为：
相应最大时标准需氧量为：
SORmax=1.4SOR=1.4×=8.64（kg/h）
好氧反应池平均时供气量为：
最大时供气量为：
Gsmax=1.4Gs=8226.67（m3/h）=137.11（m3/min）
取140（m3/min）
4.3供风管道计算
供风管道指风机出口至曝气器的管道
①干管
流量Qs=
查表得，流速v=5.94（m/s），沿程阻力损失i=0.46Pa/m，
干管管径=700mm
供风管道沿程阻力h11
式中i——单位管长阻力（Pa/m）
L——风管长度（m）
αT——温度为T时，空气密度的修正系数，当空气温度为15℃时，αT=1.02；当空气温度为20℃时，αT=1.00
αp——大气压力为p时的压力修正系数，当p=0.1MPa时，αp=1.0
②支管
流量Qs单=
查表得，流速v=11.87（m/s），沿程阻力损失i=4.25Pa，
支管管径=350mm
4.4所需空气压力p（相对压力）
P=h1+h2+h3+h4+Δh
式中h1——供风管道沿程阻力，MPa
h2——供风管道局部阻力，MPa
h3——曝气器淹没水头，MPa
h4——曝气器阻力，微孔曝气h4≤0.004~0.005MPa，取h4=0.004MPa
Δh——富余水头，Δh=0.003~0.005MPa，取Δh=0.004MPa
（h1+h2=0.002MPa，实际中需要根据管径管速计算。
根据总供气量、所需风压、污水量及负荷变化等因素选定风机台数，进行风机与机房设计计算。
）
P=0.002+0.075+0.004+0.004=0.085（MPa）=85（kPa）
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