改造污水厂现有工艺后，直接节省了20%的运营成本

污水厂位于北方某流域的一家临海工业园内，主要收集处理工业园区内部企业的污废水，设计规模5万m3/d，一共分为3个系列，水中主要污染物为COD、氨氮、总氮、总磷。改造之前呢，污水厂一直执行的是《城镇污水处理厂污染物排放标准》中的一级B，所用工艺流程为APAN1AN2AN3OAN，也即厌氧池+前置缺氧池1+前置缺氧池2+前置缺氧池3+好氧池+二沉池+后置深床反硝化滤池，具体的工艺流程简图如下所示。▲该工业园区污水处理厂工艺流程简图

这个工艺流程可能有点复杂，胖哥先给大家分析下其中流程的信息吧。首先，该工业园区内的企业大多数为生物制药、机械加工、汽车配件等企业，所以进水中C/N较低，厌氧单元和反硝化单元还需要额外补加碳源进行脱氮除磷，因此原工艺在厌氧池和缺氧池1处设置了碳源投加。其次，因为进水中既含有氨氮也含有硝态氮，而且硝态氮含量并不算低，直接进入厌氧池会破坏厌氧释磷的环境，因此对于进水分成了两部分，小部分直接进入厌氧池补充碳源。大部分则直接进入缺氧1池，经历缺氧1池和缺氧2池的反硝化脱氮操作后，去除一部分硝态氮后再经由缺氧2池回流回到厌氧池，以降低原水中硝态氮对聚磷菌厌氧释磷同时吸收有机物的影响。再次，因为原水总氮成分中60%是硝态氮，40%是氨氮，因此在经过好氧池处理后的回流硝化液中，一小部分回流到缺氧1池，大部分回流到缺氧3池，不在缺氧2池设置回流点，目的是放止硝化产生的硝态氮进入厌氧池抑制聚磷菌功能。
最后，污泥回流不进入厌氧池，而是越过它直接到缺氧1池，也是基于出水中硝态氮含量较高，可能会破坏厌氧池环境方面考虑，厌氧池内设置填料，同时依靠缺氧2池回流，污泥浓度基本可以得到保证。基本疑问解释完了，您各位是不是觉得这个工艺设计的非常完美？改造前，污水厂的排放标准是一级B，这套工艺凑合也能运行，但现在主管部门要求其提标达到1级A，就有点勉为其难了，即便增加运行费用，也是效果甚微。更何况，业主不但不想增加运行费用，还想着借改造的机会往下砍一刀。我们接手时的情况，大概就是如此。
接下来胖哥接着说说当时我们经过现场调研后，对现有工艺及设施的问题诊断及改进措施。问题有很多，其中最常见也是最严重的一个问题，就是硝化液回流导致的碳源损耗严重。对于这一点，其实哪止这家，我估计几乎所有的污水厂或多或少都存在这个问题，其根源就在于好氧池往前置缺氧池回流的硝化液中，由于溶解氧较高，进入缺氧池后会在一段时间内形成事实上的好氧环境。而缺氧池内干活儿的那群反硝化菌，又是典型的“滑头”，有氧时就左手拿馒头（有机物），右手蘸白糖（氧气），过潇洒日子，只有当没氧时，才会心不甘情不愿的左手拿馒头（有机物），右手夹咸菜（NOx-N）。
作为管理者，我们自然是不希望反硝化菌太过于快活，得让它们始终保持艰苦朴素的工作作风才行，而一旦硝化液中夹带的“糖衣炮弹”（氧气）太多，反硝化菌就会千方百计偷奸耍滑，不好好干活儿，整个系统的脱氮效率下降不说，还会过多消耗我们的“馒头”，百害而无一利。根据现场调研得到的数据，该厂好氧2池出水溶解氧高达5mg/L，兼之内回流比为200%，通过理论计算，这部分氧气额外消耗的碳源，折算成COD大约在10mg/L左右。PS：好氧氧化有机物的化学方程通式如下所示：CxHyOz+（x+y/4-z/2）O2=xCO2+y/2H2O+△H可别小瞧这10mg/L的COD，如果能把这个量节省下来，乘以一天50000m?的处理量，算下来可不是一笔小钱。
那如何改呢？我同事提的方案如下：（1）把缺氧1池改为脱气池，作用为去除好氧硝化液回流中夹带的过量氧气；（2）把原缺氧1池的原水进水点位后移至缺氧2池，保证原水中自带的碳源不被硝化液中氧气消耗；（3）取消好氧硝化回流缺氧3池的回流点位，统一改到脱气池进行过量氧气脱除；（4）把缺氧2池回流厌氧池的点位后移至缺氧3池处；（5）取消厌氧池碳源投加点位，依靠缺氧3池回流液中携带的碳源补充厌氧池碳源。同事改造方案的原则很简单，就是将原工艺中的缺氧1池作为脱气池使用，这样缺氧2池就能更好发挥反硝化脱氮效能，然后还可以往厌氧池里面回流碳源，这样既可以保证厌氧池的释磷，又能保证缺氧池内碳源不被氧气浪费。1

▲同事提出的工艺改造方案流程简图

毫无疑问，同事的改造方案有很强的可行性，如果付诸实现，出水达到1级A应该问题不大，但还不够省钱。怎么省钱呢？很简单，从两方面下手：一是电费，一是药剂费。本系统原有的药剂只有碳源，碳源采用的是乙酸钠，因为除磷和脱氮都有最低C/N和C/P的要求，这个想降低的话不太容易，所以只能从电费入手。要想降低电费，自然是从各种水泵、风机下手，风机由定频改为变频，不但能够节约电费，还能够控制好氧池出水DO值别那么高，不过这体现不出我的改造方案特点，因此不过多讨论。除了风机，就是水泵，而水泵分为两种，其一是原水进水泵，这个肯定不能小，其二就是各种回流水泵，这个就大有空间了，肯定是越少越好。根据这个原则，我提出的方案改造内容如下：（1）取消厌氧池，改为脱气池，去除回流液中多余的氧气；（2）取消缺氧2池到厌氧池的回流；（3）取消厌氧池的碳源投加点位；（4）取消好氧池2到缺氧1池、缺氧3池的硝化液回流；（5）取消厌氧池进水，并分为3部分分别进入缺氧1池、缺氧2池和缺氧3池。我的方案主要以“取消”为主，基本原则就是把能省的都省了，包括硝化液回流系统、缺氧池到厌氧池的回流系统。碳源投加也从2个点位改成了1个，工艺流程图如下所示。

▲我提出的工艺改造方案流程简图

当然了，看到我的改动方案后一定会有人提出2点疑问：“第一，如果把厌氧池取消了，如何除磷？”“第二，硝化液回流系统取消了，如何保证总氮达标？”先说第一个问题，没错，要是按照我这么改的话，生物除磷就别指望了，但我这么改，肯定也是有原因的。首先进水中的总磷成分，有相当一部分是不溶性的颗粒磷，可以随着剩余污泥一起排出系统，因此在90%以上时间段中，实际需要生化工艺或者化学沉淀工艺去除的总磷值≤1mg/L，并不算太高，所以原工艺中不加任何化学除磷药剂，单纯依靠生化系统也能勉强达标。然后就是对比单纯化学除磷和生化除磷的能耗，目前采用生化除磷工艺，因为原水中含有的NOx-N浓度较高，需要从缺氧池回流相当一部分水到厌氧池才能有效厌氧释磷。而这部分回流是需要电费的，经过调查，发现现场负责回流的水泵有3台，每台功率15kw/h，按照电费0.75元/度计算，回流这部分水量的电费成本就是0.027元/m?。采用化学沉淀除磷工艺的话，除磷剂用PAC，根据化学除磷反应的计量关系，理论上去除1mg/L的P需要用到0.87mg/L的Al，核算去除设计总磷浓度所需要的PAC投加量约为20mg/L。按照市售PAC价格1300元/t计算，直接采用PAC沉淀除磷的工艺运行成本为0.026元/m?。很明显，直接采用PAC化学沉淀除磷的成本和生化除磷的成本几乎一致，但您可别忘了，我还没算生物除磷工艺所需的碳源乙酸钠的费用，并且在管理上明显也是化学除磷更加方便，而且节省出来的厌氧池空间，还可以作为硝化液回流脱气池。所以取消生化除磷工艺，改为单纯的化学除磷工艺，既省钱还方便，又能强化系统脱氮效果，简直就是一箭三雕的好事儿，何乐而不为？
后续公司按照我的提议开展现场中试PAC除磷试验，结果证明以17mg/L的PAC投加量，即可实现出水总磷浓度≤0.3mg/L的效果，运行成本甚至比我当初估算的更低。然后再说第二个问题，也就是硝化液回流系统取消后，会不会影响脱总氮效果。
关于这个问题其实胖哥在之前的文章中说过很多次了，也就是分段多级进水和串联单级进水工艺的区别，通过系统物料平衡分析可以得知，分段多级进水的确是能够大大降低回流流量，甚至于可以取消硝化液回流系统，仅凭污泥回流系统即可实现同样脱除总氮的效果。关于这个项目，回流液溶解氧较高的问题解决思路，基本就是这样，除了这个问题外，其实还有很多别的问题，例如后置深床反硝化滤池脱氮效率不好等。