AO工艺设计计算参考可编辑范本.docx

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AO工艺设计计算参考可编辑范本

A１／Ｏ生物脱氮工艺

一、设计资料

设计处理能力为日处理废水量为300０0m3

废水水质如下：

PH值7.0～7.５　水温１4～25℃　BOD５＝1６0mg/ＬＶSＳ=１26mg／Ｌ（VSS／TSS=0。

７）TN＝40ｍg/L　NH3-N＝3０mg/L

根据要求：

出水水质如下：

ＢOD5=20mg/LTSＳ=20mg／ＬTN　1５ｍg/L　NH3－N８ｍg/L

根据环保部门要求，废水处理站投产运行后排废水应达到国家标准《污水综合排放标准》GＢ89７８-1９96中规定的“二级现有”标准，即ＣOD120mg／lBＯD　3０mｇ/lNH—N〈２０mg/lPH=6—9SS＜3０mg/l

二、污水处理工艺方案的确定

城市污水用沉淀法处理一般只能去除约２5～30℅的BOD５，污水中的胶体和溶解性有机物不能利用沉淀方法去除,化学方法由于药剂费用很高而且化学混凝去除溶解性有机物的效果不好而不宜采用。

采用生物处理法是去除废水中有机物的最经济最有效的选择．

废水中的氮一般以有机氮、氨氮、亚硝酸盐氮和硝酸盐氮等四种形态存在。

生活污水中氮的主要存在形态是有机氮和氨氮。

其中有机氮占生活污水含氮量的4０%～６0％,氨氮占50％~６０%,亚硝酸盐氮和硝酸盐氮仅占0％~５%。

废水生物脱氮的基本原理是在传统二级生物处理中，将有机氮转化为氨氮的基础上,通过硝化和反硝化菌的作用，将氨氮通过硝化转化为亚硝态氮、硝态氮,再通过反硝化作用将硝态氮转化为氮气,而达到从废水中脱氮的目的。

废水的生物脱氮处理过程，实际上是将氮在自然界中循环的基本原理应用与废水生物处理,并借助于不同微生物的共同协调作用以及合理的认为运用控制,并将生物去碳过程中转化而产生及原废水中存在的氨氮转化为氮气而从废水中脱除的过程。

在废水的生物脱氮处理过程中,首先在好氧（oxic）条件下，通过好氧硝化的作用，将废水中的氨氮氧化为亚硝酸盐氮;然后在缺氧（Aｎoｘic）条件下，利用反硝化菌（脱氮菌）将亚硝酸盐和硝酸盐还原为氮气（N2）而从废水中逸出。

因而,废水的生物脱氮通常包括氨氮的硝化和亚硝酸盐氮及硝酸盐氮的反硝化两个阶段,只有当废水中的氨以亚硝酸盐氮和硝酸盐的形态存在时,仅需反硝化（脱氮）一个阶段。

◆与传统的生物脱氮工艺相比，A／O脱氮工艺则有流程简短、工程造价低的优点。

该工艺与传统生物脱氮工艺相比的主要特点如下：

①流程简单，构筑物少，大大节省了基建费用;

②在原污水C/N较高（大于4）时,不需外加碳源，以原污水中的有机物为碳源,保证了充分的反硝化，降低了运行费用;

③好养池设在缺养之后，可使反硝化残留的有机物得到进一步去除,提高出水水质；

④缺养池在好养池之前，一方面由于反硝化消耗了一部分碳源有机物，可减轻好养池的有机负荷，另一方面，也可以起到生物选择器的作用,有利于控制污泥膨胀;同时,反硝化过程产生的碱度也可以补偿部分硝化过程对碱度的消耗;

⑤该工艺在低污泥负荷、长泥龄条件下运行，因此系统剩余污泥量少，有一定稳定性;

⑥便于在常规活性污泥法基础上改造Ａ１/O脱氮工艺;

⑦混合液回流比的大小，直接影响系统的脱氮率，一般混合液回流比取20０%～500%，太高则动力消耗太大。

因此A１/Ｏ工艺脱氮率一般为７０%～80%,难于进一步提高。

三、污水处理工艺设计计算

（一）、污水处理系统

1、格栅

设计流量：

平均日流量Qd=3000m3/d=0.３5m3/s

则K2=1。

42

最大日流量Ｑmax＝K2Qd=0.50ｍ３/s

设计参数：

格栅倾角　=６0　栅条间隙ｂ=0．0２１ｍ　栅条水深h=０。

4m过栅流速v=0。

9m/ｓ

（1）栅槽宽度

①栅条的间隙数n格栅设两组，按两组同时工作设计，一格停用,一格工作校核。

则n=　＝=31个

②栅槽宽度B

栅槽宽度一般比格栅宽０.2～０.３m，取０.2m

设栅条宽度　S=１０ｍｍ（0.01m）

则栅槽宽度B=S（n—1）+bn+0。

2＝0.01（３1—１）＋0.0２13１＋0．２=1。

1５ｍ

（2）通过格栅的水头损失h1

①进水渠道渐宽部分的Ｌ1.设进水渠宽B1＝0.８5m其渐宽部分展开角1=2０

进水渠道内的流速为0。

7７m/ｓ

L1===0.41m

②栅槽与出水渠道连接出的渐窄部分长宽L２，m

L2=　==０．２1m

③通过格栅的水头损失h1,m

h1=h０ｋ（k一般采用3）

h0=sin，=

h1=ｓｉnk=２。

４2　sｉｎ６0　3=0。

097m（设＝2。

42）

（３）栅后槽总高度H，m

设栅前渠道超高ｈ2＝０.3ｍ

H1＝　h＋h1+h2=0．４＋0。

0９7＋０。

３=0。

7９7≈０。

8m

（4）栅槽总长度L1，m

Ｌ=L１＋L2＋１.0＋0。

5+＝0。

41＋０。

2１。

１.0+０.5+　=2.5２m　（式中Ｈ1=h＋h２）

（5）每日栅渣量W,m/3ｄ

w=式中,w１为栅渣量　ｍ3/1０m污水，格栅间隙为16~25mｍ时

w1=0.10~0。

05ｍ　/1０ｍ3污水;格栅间隙为30～5０mm时,w1=0。

0３~0．1ｍ３／10３m3污水

本工程格栅间隙为21ｍｍ,取Ｗ1=0。

０7ｍ3/10ｍ3污水

W==２.18（ｍ3／ｄ）　0。

2（m3/d）

采用机械清渣

2、提升泵站

采用A1／Ｏ生物脱氮工艺方案，污水处理系统简单,污水只考虑一次提升。

污水经提升后入平流式沉砂池，然后自流通过缺养池、好养池、二沉池等。

设计流量Ｑｍax=18００ｍ3/h，采用3台螺旋泵，单台提升流量为9００ｍ３／h.其中两台正常工作,一台备用.

3．平流式沉池砂

（１）　沉沙池长度L,m

L=vｔ（取ｖ=0。

25m/s,t=30ｓ）

则Ｌ=0。

25　30=7.5m

（２）水流端面面积A，ｍ2

Ａ=　==２m2

（3）池总宽度Ｂ，m

B=nｂ（取ｎ=2,　ｂ=0。

6ｍ）

则B=２0.6=１。

2m

（4）有效水深h2，ｍ

h2＝　=　=１。

7m

（5）沉砂池容积ｖ,ｍ3

V=（取x=30m3／106m3污水,T=2ｄｋ２=1.４2）

则Ｖ=　=1.83m3

（６）每个沉斗砂容积Ｖ０,m3

设每个分格有2个沉沙斗，共4个沉砂斗

则V0=　=0。

46m3

（7）　沉砂斗尺寸

①沉砂斗上口宽a,m

a=+a１（式中ｈ/３为斗高取ｈ/3＝0。

35m,ａ1为斗底宽取,a1＝0。

5m,　斗壁与水平面的倾角55）

则a＝+0。

5＝1．0m

②沉砂斗容积V0，m３

V0=h/3（2ａ2+2aａ1+2a1２）=（2１2　２1０．５+2　0。

5）2=0.2m3

（8）　沉砂室高度h3,m

采用重力排沙,设池底坡度为0。

06，坡向砂斗,沉砂室有两部分组成：

一部分为沉砂斗,另一部分为沉砂池坡向沉砂斗的过滤部分，沉砂室的宽度为　２（Ｌ2+ａ）+0．2

Ｌ2===２。

65m

ｈ3=h／3+0。

06L2=0.35+0.062.65=0。

51m

（９）沉砂池总高度H,m

取超高h1=0。

３m

H=h１＋h2+h３=0。

3+1。

7+0.５１=2。

51m

（１０）验算最小流速Vｍinm/s

在最小流速时，只用一格工作（ｎ1=１）

Ｖmin＝Ｑｍiｎ=　==0．２5m3/s

则Vmin=　==0。

2５ｍ/s﹥0．15m/s

（11）砂水分离器的选择

沉砂池的沉砂经排砂装置排除的同时,往往是砂水混合体,为进一步分离出砂和水,需配套砂水分离器

清除沉砂的间隔时间为2ｄ,根据该工程的排砂量,选用一台某公司生产的螺旋水分离器。

该设备的主要技术性能参数为:

进水砂水分离器的流量为1～3Ｌ/S　,容积为0。

6m3，进水管直径为100ｍｍ,出水管直径为１０0mm，配套功率为0。

2５KＷ

4、A１／O生物脱氮工艺设计计算

（1）好氧区容积V1

V１=（取Y=0。

6;Kd=０。

0５）

①出水溶解性BＯD５．为使出水所含BOD5降到２0mg／L，出水溶解性ＢOD5浓度S应为：

S=2０－1。

42××TSS（1－e-kｔ）

=2０－１.42×０。

7×２0×（1-e-０。

2３×５）

=6.4１（mｇ/Ｌ）

②设计污泥龄.首先确定硝化速率（取设计pH＝７．2），计算公式:

=［0。

47ｅ０.09８（Ｔ-15）]［][］［１-0．0８33（７.2－Ph）]

=0.47e0．０９8（１4-1５）×

=0。

４6２×0．9５８×０.６０6=０。

24７（d-1）

硝化反应所需的最小污泥龄

=　==4。

０5（d）

选用安全系数K=３；

设计污泥龄=K＝3×4.05=１2。

2（ｄ）

③好氧区容积Ｖ1,m3

V１==74８2.38（m3）

⑵好氧区容积V２

V2=

①需还原的硝酸盐氮量。

微生物同化作用去除的总氮NW:

ＮW=０。

12４=0.１2４×　=7。

2（mg/L）

被氧化的ＮH3—N=进水总氮量－出水氨氮量-用与合成的总氮量=40－8－7.2=２4.８（mｇ／L）

所需脱硝量=进水总氮量－出水总氮量-用与合成的总氮量=4０－１5-7。

２=1７。

8（mg/L）

需还原的硝酸盐氮NＴ＝300０0×17.8×=534（kg／d）

②反硝化速率qdｎ.T=ｑdn，20（qdn20取0。

12kｇNO—N/（kgMLVSS·d）;取1.0８。

）

qdn.T=０。

１2×1.０8１4-２0＝0。

076（ｋgＮO-Ｎ/（ｋｇＭLＶＳＳ）

③缺氧区容积

V2＝　=2５０９。

4（ｍ３）

缺氧区水力停留时间

t2＝＝＝0．０８4（d）＝2.０（h）

⑶曝气池总容积V总，m３

V总=Ｖ１+Ｖ2=7482。

3２+25０9.4=9９9１．7８m3

系统总设计泥龄＝好氧池泥龄＋缺氧池泥龄＝12。

2＋12。

２×＝1６。

2９d

⑷污泥回流比及混合液回流比

①污泥回流比R。

设SVＩ＝15０，回流污泥浓度计算公式:

ＸR=　×r（r取1.2）

XR＝×1。

2=8000mg/L

混合液悬浮固体浓度X（MLＳS）=4000ｍg/L

污泥回流比Ｒ＝×１00﹪=　×100﹪=100﹪（一般取50﹪～100﹪）

②混合液回流比R内。

混合液回流比R内取决与所要求的脱氮率．脱氮率可用下式

粗略估算:

=＝=62。

5﹪

r=　=＝１67﹪≈２0０﹪

⑸剩余污泥量生物污泥产量:

ＰＸ＝＝=15２3。

73ｋｇ／d

对存在的惰性物质和沉淀池的固体流失量可采用下式计算:

PS=Ｑ（Ｘ1-Xｅ）（Q取３０000m3/ｄ）

Ps=Ｑ（X１－Ｘe）＝30000×（０。

18-0。

126－0。

0２）=１020kg/d

剩余污泥量△X=PＸ＋ＰS=1５２3。

73＋1０2０=２5４３.７3ｋg/d

去除每1ｋgBOD5产生的干泥量===0。

61kｇDｓ/kgＢOD5

⑹反应池主要尺寸

①好氧反应池。

总容积Ｖ1=7482。

3８m3，设反应池2组。

单组池容V1单===３741。

1９ｍ３

有效水深ｈ=4。

０ｍ,单组有效面积S1单＝==９35.３0ｍ3

采用３廊道式,廊道宽b=６m,反应池长度L1=＝=52m

超高取１．0,则反应池总高H=４.0+1。

0=5.0m

②缺氧反应池尺寸

总容积V2=2509．4m３

设缺氧池2组,单组池容V２单＝=12５4。

７ｍ3

有效水深h=4.１m,单组有效面积S2单==＝3０6.02m

长度与好氧池宽度相同,为L＝18ｍ,池宽=　==17m

⑺反应池进，出水计算

①进水管。

两组反应池合建，进水与流污泥进入进水竖井，经混合后经配渠,进水潜孔进入缺氧池。

单组反应池进水管设计流量　Q1=Ｑ=＝0。

347m3／ｓ

管道流速采用v=0.8m/s.

管道过水断面A=　=＝０。

434m

管径d===0。

74m

取进水管管径DＮ7０0mm。

校核管道流速v===0.90m/s

②回流污泥渠道。

单组反应池回流污泥渠道设计流量QＲ

QＲ=Ｒ×Q=1×=０.347ｍ3/s

渠道流速v＝０。

7m/ｓ;

则渠道断面积A==　=0。

49６m2

则渠道断面ｂ×h=１.0m×0.5m

校核流速v==０.69m／s

渠道超高取０．3m;

渠道总高为0.5+０.3=0。

80ｍ

③进水竖井。

反应池进水孔尺寸：

进水孔过流量Q２=（１+R）×=（1+１）×＝　＝０.347m3/s

孔口流速ｖ=０.6m/ｓ

孔口过水面积A＝==0。

58m2

孔口尺寸取１．2m×0。

５m；

进水竖井平面尺寸2。

0m×１。

6ｍ。

④出水堰及出水竖井。

按矩形堰流量公式:

Q3=0．42bH=1.866×ｂ×H

Q3＝（1+R）=（１+１）=Ｑ=0。

３47m3/s（b取6.０ｍ）

Ｈ＝=　=0。

１0m

出水孔过流量Q4＝Q3=０。

347m3/s

孔口流速v=0。

６m/s;

孔口过水断面积A==＝0。

5８m2

孔口尺寸取1.2ｍ×0。

5m;

出水竖井平面尺寸2.0m×１.6ｍ。

⑤出水管。

单组反应池出水管设计流量

Ｑ5=Q３=０。

３47m3/ｓ

管道流速v=０.8m／s；

管道过水断面A===０.9m／ｓ

⑻曝气系统设计计算

①设计需氧量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产生的氧量。

AOＲ=碳化需氧量+硝化需氧量-反硝化脱氮产氧量＝（去除BOＤ5需氧量－剩余污泥中ＢOＤ5需氧量）+（NH3—N硝化需氧量－剩余污泥中NH3－N的氧当量）-反硝化脱氮产氧量

ａ　碳化需氧量D１

Ｄ1＝-1．4２Pｘ（k取0.23,t取5d）

D1=－１。

42×1523。

73=457９．42kgＯ２/d

b硝化需氧量Ｄ2

D2=４．6Q（N０-Ne）－4.6×12．4﹪×Pｘ

＝4。

6×3００0０×（０.0４－0。

０08）　－4。

6×12.4﹪×１523.73＝3５46。

８6kgO２/d

ｃ　反硝化脱氮产生的氧量D３

D3＝2．8６NT

式中,NT为反硝化脱除的硝态氮量,取NT＝5３４kg／ｄ

Ｄ3=２。

8６×53４=１5２7。

24kgO2/ｄ

故总需氧量ＡOR=D1+D2－D3=4５７9。

４２+3５４６.86-1527.24=６599．04kgＯ2／ｈ＝274.96kｇO２/h

最大需氧量与平均需氧量之比为1.4,则:

AＯＲmax=1。

4ＡOR＝1．4×6599。

04＝92３8。

6６ｋgO2／ｄ=3８4.94kgO2/ｈ

去除每1kｇBOD5的需氧量＝　==１。

57kgＯ2/kｇＢOD５

⑵标准需氧量。

采用鼓风曝气，微孔曝气器敷设于池底，距池底0.2m，淹没深度３.８m，氧转移效率EＡ=20﹪,将实际需氧量ＡOR换算成标准状态下的需氧量ＳＯR

SOR=（T取25℃，CL取２ｍg/L,取0。

82，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：

Pb＝p＋9。

８×１03H（p=1。

0１３×105Ｐa,Pｂ=1。

01３×1０5＋9.8×103×3。

8=１.385×105Pa

空气离开好氧反应池时氧的百分比Ot:

Ot＝×100﹪

式中,EA为空气扩散装置的氧的转移效率，取EA=20﹪

Ot＝=1７。

54﹪

好氧反应池中平均溶解氧饱和度:

Cｓm（２5）=Cs（25）（+）=8。

38×（　+）=９。

12mｇ/L

标准需氧量为:

SＯＲ＝=９835。

62ｋg/d=409。

82ｋg/h

相应最大时标准需氧量为:

SＯＲmaｘ=1。

4SOR＝1。

4×9835。

62=137６9。

８7kｇ/ｄ=57３。

74kg/h

好氧池反应池平均时供气量为:

GＳ=×100=　×1００＝6830.３3m3／h

最大时供气量为:

Gsmax=１。

４ＧＳ=9562.46m3／h

③所需空气压力p（相对压力）　p=h１+h２+ｈ3+h4+△h（h４取0。

004Mpａ,△h取０．０05Mpa）

取h１+h2＝0.00２Mｐa

p=0.002+０。

０３8+０.004+0．005＝0.０４９Mpa=49kＰa

可根据总供气量,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。

③曝气器数量计算（以单组反应池计算）。

a按供氧能力计算曝气器数量。

h１=

采用微孔曝气器,参照有关手册,工作水深4。

3m,在供风量q＝１~３m3（h·个）时,曝气器氧利用率ＥA＝20％,服务面积0。

３~0。

７５ｍ,2,充氧能力qc=0．14kgO2／（h·个）,则：

h1==204９个

b以微孔曝气器服务面积进行校核

f=　=　=0.46m２<０.75m2

④供风管道计算。

供风管道指风机出口至曝气器的管道。

ａ干管。

供风干管采用环状布置。

流量ＱS=0。

5×Gsmax=０.５×9５62。

4６=4781。

23m3/h

流速v＝10m／s

管径d=　＝=0。

４11m

取干管管径为DN４0０mｍ。

b　支管。

单侧供气（向单侧廊道供气）支管（布气横管）:

QS单=×　=×9562．46=１５93。

74m３/ｈ

流速ｖ=１0m/ｓ;

管径d＝==0。

２37m

取支管管径为DＮ２50mm.

双侧供气:

QS双＝　＝×95６2.4６＝3187.49m3/h

流速v=10m/ｓ;

管径d=　＝　=0。

３36m

取支管管径为ＤN4０0mm.

⑽缺氧池设备选择缺氧池分成三格串联，每格内设一台机械搅拌器。

缺氧池内设3台潜水搅拌机，所需功率按５Ｗ/m３污水计算。

厌氧池有效容积V单=1７×1８×4。

1=１２54.6m3

混合全池污水所需功率N单＝12５4.6×5＝６2７3W

⑾污泥回流设备选择

污泥回流比R=10０％

污泥回流量QR＝RQ=300００ｍ3／d=1250ｍ3/h

设回流污泥泵房１座，内设3台潜污泵（２用1备）；

单泵流量QR单=0.5QR=０.5×125０=6２5m3/h

水泵扬程根据竖向流程确定。

⑿混合液回流泵

混合液回流比R内=200％

混合液回流量QR=R内Q＝2×30000=60000m3/d=２５０0ｍ3/ｈ

每池设混合液回流泵2台,单泵流量QR单＝=62５ｍ3/h

混合液回流泵采用潜污泵.

5、向心辐流式二次沉淀池

（1）沉淀池部分水面面积Ｆ

最大设计流量Qmax=0．5m3/ｓ=１800m３/h

采用两座向心辐流式二次沉淀池，表面负荷取0．８m３/（ｍ２·h）则

F===1１25m２

（２）池子直径Ｄ

D==　=37．9m取Ｄ＝38m

（3）校核堰口负荷q′

q′===2。

１0<4。

34〔L/（s·m）〕

（4）校核固体负荷Ｇ

Ｇ===１53.6〔ｋｇ/（m2·d）〕（符合要求）

（5）澄清区高度h2′设沉淀池沉淀时间t＝2.5ｈ

ｈ2′＝=qt＝　=2m

（6）污泥区高度ｈ２′′

h2′′=　==1。

４8m

⑺池边水深h2

h２＝ｈ2′+ｈ2′′+0.３=2+1.4８+0.3=3。

78ｍ

（８）污泥斗高h４设污泥斗底直径Ｄ2=1。

０m，上口直径D1＝2.0m,斗壁与水平夹角60°则

h4=（　）tan60°=（）　ｔan6０°＝0.８7ｍ

（9）池总高H二次沉淀池拟采用单管吸泥机排泥,池底坡度取0。

01，排泥设备中心立柱的直径为１.5m.

池中心与池边落差ｈ3＝=018m

超高h1=0。

3ｍ　故池总高H=h1＋h2＋ｈ3＋h４=0．3+3。

78+0.18+0.８7=5.13ｍ

（10）流入槽设计

采用环行平底糟，等距设布水孔，孔径50mｍ，并加100mｍ长短管

①流入槽设流入槽宽B=0。

8ｍ槽中流速取1.4m/s

槽中水深h=

②布水孔数n取t＝65０s，Gｍ20s—１，水温２0℃时ｖ＝1。

0６　m2/s

布水孔平均流速vn===0。

74m/s

布水孔数n＝个

③孔距

④校核Gm

v1=

v2=

Gm==　（在10~30之间合格）

（二）、污泥处理系统

１、浓缩池

（１）浓缩池面积A

剩余污泥量　=254３。

７3kg/d污泥固体通量选用30ｋg/（ｍ2·d）

A=m2

⑵浓缩池直径Ｄ

设计采用ｎ=1个圆形辐流池

浓缩池直径D=　取D＝11ｍ

⑶浓缩池深度H

浓缩池工作部分的有效水深h2=（式中取T=15h）

QW＝（取C0=6kg/m3）

=

则h２=

超高h1=0。

3m缓冲层高度h3=0．3浓缩池设机械刮泥

坡底坡度i＝１／20污泥斗下底直径Ｄ1=1.０ｍ上底直径D2=2.4ｍ

池底坡度造成的深度h４=（　）　=

污泥斗高度h５=

浓缩池深度H＝h1+h2+h3+h4+h5＝0。

３+３。

12５+０．3＋0。

２15+1。

0=4.9４m

2、污泥泵

共设污泥泵两台,一用一备

单泵流量Q＝４２4m3/d=17.7ｍ３／h

3、污泥脱水间

进泥量=４24m３/d=１７.7m3/ｈ

出泥饼GＷ=６8t/d

泥饼干重W=1８t／ｄ

选用DＹ—300０带式脱水机，带宽3m,处理能力为600kg（干）／h,选用三台。