1 废水水量、水质
经现场调查，废水的水量、水质见表1。
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项目 |
数据 |
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水量/（m3·d-1） |
6000 |
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pH值 |
6～7 |
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ρ（BOD5)/（mg·L-1） |
500～1000 |
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ρ（CODcr)/（mg·L-1） |
1000～2000 |
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ρ（NH3-N)/（mg·L-1） |
10～20 |
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ρ（己内酰胺)/（mg·L-1） |
300～500 |
锦纶废水水量。水质有如下特点：
①由于锦纶废水不是连续排放，水质随时间变化而变化。
②废水主要来源于聚合切片的革取废水，由于己内酰胺极易分解，在生物降解过程中转化为NH3-N，造成废水中氨氮浓度较高，成为本工程处理的难点和重点之一。
2 处理工艺及设计参数
2.1 处理工艺
通过对生产装置和废水水质调查，选用前置反硝化的生物脱氮工艺，处理工艺流程见图1。
通过对生产装置和废水水质调查，选用前置反硝化的生物脱氮工艺，处理工艺流程见图1。
废水汇集在调节池，然后由柬提升至水解酸化池，该池同时接纳部分回流污泥。在兼氧、缺氧条件下，通过水解和产酸菌的作用使废水中复杂高分子或难降解物质转化为小分子简单有机物，提高了有机物生化性能。然后废水进人反硝化池。反硝化池中设置有软性填料，通过栖息在填料上的反硝化菌的作用，可以使回流废水中的NO2-，NO3-转化为N2，从而达到生物脱氮的要求。由于采用了前置反硝化脱氮工艺，反硝化池中的反硝化菌可以用进水中的有机物为碳源，无需再外加碳源。A，B，C工艺曝气池是由东华大学开发的一种好氧生物反应池，该反应器将污泥负荷分为高负荷、一般负荷和低负荷3个区间串联运行，可以结合脱碳和硝化的设计要求，确定A，B，C各段的停留时间。A，B，C曝气池不仅提高了系统的净化效率，还防止了污泥膨胀并减少了剩余污泥量，甚至在工程系统的运行过程中实现污泥的“零排放”。A，B，C曝气池出水进入沉淀池，实现泥水分离，污泥一部分回流至A，B，C曝气池的A，B2段，另一部分回流至水解酸化池，剩余污泥进行浓缩干化。沉淀池上清液小部分回流至反硝化池，其余部分达标排放。
2.2 A，B，C工艺简介
污泥负荷Fw与污泥容积指数Is,v的关系曲线见图2。
2.2 A，B，C工艺简介
污泥负荷Fw与污泥容积指数Is,v的关系曲线见图2。
根据图2曲线确定处理参数。为控制污泥膨胀和提高系统处理效率，曝气池设计为A，B，C3段处理系统，使运行落实在图2曲线中a～a’段、b～b’段、C～C’段，既能使有机物在反应系统中迅速彻底代谢，又能使污泥保持良好性能。
A段：高负荷区，Is,v可控制在200以下，一般不会产生污泥膨胀。
B段：一般负荷区，选择在减速增殖期，为维持这一数值，宜用回流污泥量进行控制。
C段：低负荷区，选择污泥处于内源代谢呼吸期。
C段不回流污泥，而在其中设置填料，废水从B段推流至C段，混合液在填料上的生物膜与活性污泥双重作用下净化，F／M比值大大降低。微生物处于内源呼吸期，周围营养源已无法满足生物膜和活性污泥中细菌需求.此时，部分细菌在好氧条件下衰亡，分解成营养料供应活着的微生物，达到了污泥减容化。
在A，B，C活性污泥处理系统中，剩余污泥的产生量，3段中各不相同。在A段由于F／M值高，因此有机物以最大速率转化为污泥；B，C2段污泥合成比A段低得多
2.3 主要构筑物、设备设计参数
①调节池有效容积3000m3，1座，有效水深4.7m，保护高度03m，停留时间12h。
②水解酸化池有效容积3000m3，2座，有效水深4.7m，保护高度0.3m，停留时间24h。
③反硝化池有效容积6000m3，1座，停留时间24h，分5格，接纳污水回流量6000m3／d。
④曝气池分A，B，C3段，各段的停留时间分别为2.5h，7.5h，5h。A段、B段、C段的实际有效容积分别为630m3，1890m3，1260m3；A段、B段的回流污泥量分别为1600m3／d，4000m3／d；实际总供气量51～75m3／min，平均供气量15.2～21m3［空气]/m3［废水］。
⑤污泥回流泵3组，2用1备，流量Q＝120m3/h，扬程H＝10.5m，电机功率7.5kW。
⑥反硝化系统回流泵3组，2用1备，流量Q＝125m3／h，扬程 H＝18m，电机功率11kW。
⑦风机3组，2用1备，单台风机风量Q＝31.5m3／min，轴功率35kW，风压49kPa，电机功率45kW。
A段：高负荷区，Is,v可控制在200以下，一般不会产生污泥膨胀。
B段：一般负荷区，选择在减速增殖期，为维持这一数值，宜用回流污泥量进行控制。
C段：低负荷区，选择污泥处于内源代谢呼吸期。
C段不回流污泥，而在其中设置填料，废水从B段推流至C段，混合液在填料上的生物膜与活性污泥双重作用下净化，F／M比值大大降低。微生物处于内源呼吸期，周围营养源已无法满足生物膜和活性污泥中细菌需求.此时，部分细菌在好氧条件下衰亡，分解成营养料供应活着的微生物，达到了污泥减容化。
在A，B，C活性污泥处理系统中，剩余污泥的产生量，3段中各不相同。在A段由于F／M值高，因此有机物以最大速率转化为污泥；B，C2段污泥合成比A段低得多
2.3 主要构筑物、设备设计参数
①调节池有效容积3000m3，1座，有效水深4.7m，保护高度03m，停留时间12h。
②水解酸化池有效容积3000m3，2座，有效水深4.7m，保护高度0.3m，停留时间24h。
③反硝化池有效容积6000m3，1座，停留时间24h，分5格，接纳污水回流量6000m3／d。
④曝气池分A，B，C3段，各段的停留时间分别为2.5h，7.5h，5h。A段、B段、C段的实际有效容积分别为630m3，1890m3，1260m3；A段、B段的回流污泥量分别为1600m3／d，4000m3／d；实际总供气量51～75m3／min，平均供气量15.2～21m3［空气]/m3［废水］。
⑤污泥回流泵3组，2用1备，流量Q＝120m3/h，扬程H＝10.5m，电机功率7.5kW。
⑥反硝化系统回流泵3组，2用1备，流量Q＝125m3／h，扬程 H＝18m，电机功率11kW。
⑦风机3组，2用1备，单台风机风量Q＝31.5m3／min，轴功率35kW，风压49kPa，电机功率45kW。
3 工程运行及处理效果分析
3.1 处理效果分析
根据污水厂和监测站提供的监测数据，整理结果详见表2。
|
运行历时/d |
pH值 |
ρ（CODcr)/（mg·L-1） |
ρ（NH3-N)/（mg·L-1） | ||||
|
进水 |
出水 |
进水 |
出水 |
去除率/% |
进水 |
出水 | |
|
32 |
6.5 |
7 |
1530 |
121 |
92.1 |
12.5 |
84 |
|
40 |
6.5 |
7 |
810 |
79.2 |
90.2 |
10.6 |
74.5 |
|
52 |
6.5 |
7 |
541 |
20 |
96.3 |
18.4 |
86.4 |
|
60 |
6.5 |
7 |
2352 |
59 |
97.0 |
11.7 |
83.7 |
|
65 |
6.5 |
7 |
2640 |
67.8 |
97.0 |
12.7 |
79.4 |
|
70 |
6.5 |
7 |
1993 |
41.8 |
97.9 |
17.8 |
17.4 |
|
75 |
6.5 |
7 |
1526 |
56.3 |
96.0 |
14.7 |
5.0 |
|
80 |
6.5 |
7 |
1348 |
30.4 |
98.0 |
15.0 |
13.0 |
|
85 |
6.5 |
7 |
563 |
75 |
86.7 |
7.0 |
11.2 |
|
90 |
6.5 |
7 |
1756 |
47.2 |
97.4 |
17.2 |
5.3 |
|
95 |
6.5 |
7 |
1456 |
37.6 |
97.3 |
8.5 |
4.9 |
污水处理厂运行几个月以来，出水水质主要指标均可达标排放。只是污水中的NH3-N变化比较复杂，在初期脱氮效果尚不明显，出水NH3-N高于进水。这说明了两个问题，一是污水中己内酚胺降解后使NH3-N骤增，二是由于A，B，C活性污泥系统中，A，B2段是去碳反应器，C段是硝化反应器，在运行初期由于水质、水量及A，B2段的污泥系统变化较大对C段运行造成冲击负荷，未能使C段中硝化细菌形成良好的生存环境，同时硝化细菌世代周期长，也是导致在初期脱氮效率较低的原因。随着运行条件的稳定，运行时间的延长，硝化细菌的浓度逐渐增高，本工艺的脱氮效果逐渐明显，正常运行后，出水NH3-N完全达标。
3.2 处理成本
废水处理成本为0.474元/t。
3.3 污泥排放
一部分污泥回用于A，B，C曝气池，另一部分污泥送至水解酸化池，在兼氧条件下水解，从而使部分污泥硝化，成为生物脱氮系统中的内源碳，目前整个系统基本实现剩余污泥的“零排放”。
4 结论
①对高质量浓度大氮锦纶废水产ρ（CODcr）=1000～2000mg／L，ρ（BOD5)=500～1000mg/L，其出水ρ（CODcr）远低于排放值100mg／L，去除率92％～98％，出水ρ（BOD5)＝5～13mg／L，去除率99％；
②由于反硝化池培菌刚刚开始，再加上反硝化菌生长速率比较小，运行初期出水NH3-N浓度超过进水十几倍，正常运行后NH3-N迅速下降至15mg／L以下；
③连续运行至今剩余污泥几乎是零排放。
②由于反硝化池培菌刚刚开始，再加上反硝化菌生长速率比较小，运行初期出水NH3-N浓度超过进水十几倍，正常运行后NH3-N迅速下降至15mg／L以下；
③连续运行至今剩余污泥几乎是零排放。
