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IC设计


南京工业大学学士学位论文

第一章

绪 论

厌氧反应器的发展经过了一个比较漫长的过程。 从第一批厌氧反应器应用于 污水处理到现在已经有百余年的历史了。1896 年英国建成了第一座用于处理生 活污水的厌氧消化池,并且利用其产生的沼气进行照明。随后,20 世纪初美国和 澳大利亚也相继出现了连续搅拌式的厌氧消化池,这就是第

一代厌氧生物反应器
[1]

。第一代厌氧生物废水处理反应器采用的是废水和污泥完全混合的运行方式,

反应器内的污泥停留时间(SRT)与水力停留时间(HRT)几乎是完全相同的。因此, 反应器内的固体停留时间不是很长,从而导致微生物浓度较低,污水的处理效果和 耐冲击能力较差。随着人们对厌氧生物和厌氧消化机理的深入研究,人们逐渐认 识到污水厌氧生物处理过程并不是一种较慢的生物处理过程。 研究者们开始以提 高反应器内生物浓度和缩短反应器的水力停留时间为基础的一系列研究。20 世 纪 60 年代出现了以 AF(Anaerobic Filter 简称 AF)、厌氧流化床(Anaerobic Fluidized Bed 简称 AFB)、上流式厌氧污泥床(Upflow Anaerobic Sludge Bed 简称 UASB)为代表的第二代厌氧反应器[2]。第二代厌氧反应器广泛采用了生物固 定化技术,反应器的生物量较第一代反应器更大。AF、AFB、UASB 等各种工艺的 有机负荷较第一代反应器有了几倍到十几倍的提高,与此同时反应器的水力停留 时间却大大缩短。UASB 工艺充分利用相与相之间的接触,把厌氧反应器处理效率 提高到一个新的阶段。另外研究者在对 UASB 处理过程论述中还首次提出了生物 固体颗粒化概念。自此污泥颗粒化技术成为研究厌氧反应器运行技术中的热点。 UASB 反应器内污泥颗粒化,使该反应器成为负荷高、无泥水回流、无搅拌设备的 高效厌氧反应器。所以,UASB 在厌氧发酵工艺中的应用越来越广泛。第二代厌 氧反应器中 AF、 UASB 等工艺在实际运行中也出现了一些问题,诸如反应器存在死 容积、进水短流等问题。研究者们在前者基础上,进一步强化反应器内相与相之 间的传质过程,研制开发出第三代厌氧反应器。EGSB(Expanded Granular Sludge Bed)IC(Internal Circulation React)ABR(Anaerobic Baffled Reactor)ASBR(Anaerobic Sequencing Batch Reactor)[3]等都属于第三代生物厌氧处理工艺。作为第三代厌氧 反应器的内循环厌氧反应器(Internal Circulation Anaerobic Reactor),以下简称 IC 反应器)是荷兰 PAQUEC 公司于 20 世纪 80 年代中期在 UASB 反应器的基础上开 发成功的第三代高效厌氧反应器[4], 反应器内高浓度的污泥和良好的泥水传质效 果,使其在处理效率方面比 UASB 反应器更具优越性。 PAQUES 公司在 1985 年初
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第一章 绪论

建造了第一个 IC 中试反应器,1988 年建立了第一个生产性规模的 IC 反应器[5]。 我国于 1996 年开始引进 IC 反应器技术[6],该反应器以其启动周期短、处理量大, 投资少,占地面积省,运行稳定等优点而深受瞩目,并已成功地应用于啤酒生产、造 纸及食品加工等行业的生产污水处理中。目前,进一步研究开发 IC 反应器、推广 其应用范围已成为废水厌氧生物处理的热点之一

1.1

IC 反应器的工作原理

IC 反应器可以看作是由两个 UASB 反应器串联而成的,具有很大的高径比,一般为 4~8,其高度可达 16~25m。IC 反应器由 5 个基本部分组成:混合区、污泥膨胀床 区、内循环系统,精处理区和沉淀区。其中内循环系统是 IC 反应器工艺的核心构 造,它由一级三相分离器、沼气提升管、气液分离器和泥水下降管组成(见图 1— 1)。

图 1-1 IC 反应器构造原理图 1—进水;2—一级三相分离器;3—沼气提升;4—气液分离器;5—沼气排出管;6—回流管; 7—二级三相分离器;8—集气管;9—沉淀区;10—出水管;11—气封

经过调节 pH 值和温度后的废水进入反应器底部混合区,与从反应器上部返回的 厌氧污泥颗粒水均匀混合,由此对进水进行了稀释和均质作用,从而大大减轻了冲 击负荷及有害物质的不利影响。 废水和颗粒污泥混合物在进水与循环水的共同推 动下,进入污泥膨胀床区,由于回流的影响,此部分产生较大的上升流速,最大可达 10~20m/h[7],废水中的大部分有机物在这里被转化成沼气,沼气被一级三相分离器
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收集,沿着提升管并携带着混合液提升至气液分离器,分离出的沼气从气液分离器 的顶部沼气排出管排出。 分离出的泥水混合液将沿着泥水下降管返回到反应器底 部的混合区,并与底部的颗粒污泥和进水充分混合,实现了混合液的内环。实现内 循环的气提动力来自于上升的和返回的泥水混合物中气体含量的差别,因此,泥水 混合物的内循环不需要外加动力。 反应器内液体内循环促进了基质和颗粒污泥的 接触,而且有很大的升流速度,故提高了传质效果,促进了产甲烷细菌的繁殖和增 长,并使污泥膨胀床区去除有机物的能力增强。经污泥膨胀床区处理后的废水除 一部分参与内循环外,其余污水通过一级三相分离器进入精处理区继续进行处理, 可去除废水中的剩余有机物,使废水得到进一步的净化,提高了出水水质。由于大 部分有机物已被降解,所以精处理区的 COD 负荷较低,产气量也较小。 精处理区产 生的沼气由二级三相分离器收集,通过集气管进入气液分离器并通过沼气排出管 排出。经净化的水从沉淀区沉淀后由出水管排走,颗粒污泥则返回精处理区污泥 床。

1.2

IC 反应器的特点
IC 反应器具有很多优点,主要优点叙述如下。

1.

具有很高的容积负荷率 IC 反应器由于存在着内循环,传质效果好,生物量大,污泥龄长,其进水有机负

荷率远比普通的 UASB 反应器高,一般可高出 3 倍左右。处理高浓度有机废水,如 土豆加工废水,当 COD 为 10 000~15 000 mg/L 时,进水容积负荷率可达 30~40 kgCOD/(m3.d)。处理低浓度有机废水,如啤酒废水,当 COD2 000~3 000 mg/L 时,进 水容积负荷率可达 20~25 kgCOD/(m3.d),HRT 仅为 2~3 h,COD 去除率可达 80%。 2. 节省基建投资和占地面积 由于 IC 反应器比普通 UASB 反应器有高出 3 倍左右的容积负荷率,则 IC 反 应器的体积为普通 UASB 反应器的 1/4~1/3 左右,所以可降低反应器的基建投资。 由于 IC 反应器不仅体积小,而且有很大的高径比,所以占地面积特别省,非常适用 于占地面积紧张的厂矿企业采用。 3. 沼气提升实现内循环,不必外加动力 厌氧流化床载体的流化是通过出水回流由水泵加压实现,因此必须消耗一部 分动力。而 IC 反应器是以自身产生的沼气作为提升的动力实现混合液的内循环, 不必另设水泵实现强制循环,从而可节省能耗。
3

第一章 绪论

4.

抗冲击负荷能力强 由于 IC 反应器实现了内循环,处理低浓度废水(如啤酒废水)时,循环流量可达

进水流量的 2~3 倍。 处理高浓度废水(如土豆加工废水)时,循环流量可达进水流量 的 10~20 倍。因为循环流量与进水在第一反应室充分混合,使原废水中的有害物 质得到充分稀释,大大降低有害程度,从而提高了反应器的耐冲击负荷能力。 5. 具有缓冲 pH 的能力 内循环流量相当于第一级厌氧出水的回流,可利用 COD 转化的碱度,对 pH 起 缓冲作用,使反应器内的 pH 保持稳定。可减少进水的投碱量。 6. 出水的稳定性好 因为 IC 反应器相当于上下两个 UASB 反应器的串联运行,下面一个 UASB 反 应器具有很高的有机负荷率,起“粗”处理作用,上面一个 UASB 反应器的负荷较 低,起“精”处理作用。IC 反应器相当于两级 UASB 工艺处理。一般说,两级处理 比单级处理的稳定性好,出水水质较为稳定。

1.3
1.

IC 反应器的研究发展
IC 反映器水力学特性研究 根据 Chisti 等[8]研究的气升式反应器中的液体循环,Pereboom 建立水力动

力学模型描述 IC 反应器中液体循环。上升管中的气持率(可通过上升管中气体 (Ugr)和液体(Ulr)表面上升流速间的经验关系表达式估算:

? gr =

u gr 0.24 ? 1.35(u gr ? u lr ) 0.93

(1—1)

当气体表面上升流速和液体表面上升流速分别在 0.07 m/s 一 3.5 mls.0.3 m/s - 2.7 m/。的范围内时,这个关系式在 IC 反应器的提升管内得到很好的证实[9]。 Chisti 等[9]根据能量守衡得出 r 升管中的液体表面上升流速(U lr) , Pereboom 结合 IC 反应器实际情况对 Ulr 进行了修正,结果见下式: IC 反应器具有 UASB 反应器容积负荷的 3 倍-6 倍,液体上升流速增大 8 倍 一 20 倍。由于 IC 反应器的容积负荷大,使产气量增加,导致反应器中平均剪切 速率增高,IC 反应器中液体平均剪切速率(theaverage shear rate)约是 UASB 反应 器的 2 倍[9]。

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ulr= [

2 g[hD (? gr ? ? gd ) ? ?h KT A 1 [ ] ? K B [ r ]2 [ ] 2 Ad (1 ? ? gd ) 2 (1 ? ? gr )

]0.5

(1—2)

2.

生物量滞留 由于颗粒污泥的沉降速度远远大于液体上升流速, 因此颗粒污泥的洗出在正

常范围之内, 可忽略。 逐级测定(gradient measurements)表明污泥床混合的相当好, 液体紊动不会将大颗粒污泥洗去[9-10]. 与 UASB 反应器相比,尽管 IC 反应器中颗粒污泥的洗出有所增加,但第二 厌氧反应室可以将足够的生物量滞留在反应器中。 3. 颗粒污泥性质研究 通过对处理相同废水的大规模 UASB 和 IC 反应器内颗粒污泥性质的比 较, Pereboom[9-10]考察了颗粒污泥的生长及影响颗粒污泥生长和生物量( biomass) 滞留的因素。颗粒污泥的性质包括:粒径分布、强度、沉降速度、密度、灰分含 量和产甲烷活性,其中物理特性主要取决于生物学因素。实验数据表明,IC 反 应器中的颗粒污泥比 UASB 反应器中颗粒污泥大,强度则相对低,这可能是由 于 IC 反应器的有机负荷高[10-12],见表 1-1
表 1-1 UASB 和 IC 反应器颗粒污泥特性

同时, Pereboom[10]还对大型 UASB 反应器和 IC 反应器中产甲烷颗粒污泥的 粒径分布分阶段进行了比较研究,根据这些数据并结合实验室规模反应器的研 究,建立了粒径分布模型。实验结果表明,颗粒破碎并不严重影响粒径分布;剪

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切力对于颗粒粒径的分布没有影响。 如果进水中的悬浮颗粒多,则污泥颗粒的粒径分布范围小;相反,如果进水 中的悬浮颗粒儿乎很少或没有,则颗粒的粒径分布范围大。建立的颗粒粒径分布 模型能很好地描述 IC 反应器中较大颗粒的分布。产甲烷颗粒污泥的密度与灰分 含量密切相关。反应器接种后的几个月中颗粒污泥的性质即得到优化 (development) 。 此外,王林山等[12]对生产性 IC 反应器的启动和运行进行了研究,启动周期 约 65d。

1.4

IC 反应器的应用
IC 反应器可用于处理各种工业废水和低.中. 高浓度的农产品加工废水(如奶

制工业、土豆加工工业等)。IC 反应器在国外的应用情况见表 1—2。自 1985 年 第 1 个中等规模的 IC 反应器被用于处理土草加工废水以来[13],IC 反应器业已被成 功放大到大于 1000m3[13]。 1996 年我国引进第 1 套 IC 技术[12-14](华润雪花啤酒有限公司),该套 IC 反 应器高 16m, 有效容积 70 时, 并已投产成功, 每日能处理含 COD 浓度为 4 300 mg/ L ,BOD 浓度为 2300 mg/l 的啤酒废水 400 吨。该 1C 反应器的进水容积负荷率高 达 COD25kg/(m3.d)~30 kg/(m3.d),COD 的去除率在 80%。在解决生产废水处理问 题的同时,经济上也得到较大收益,每年节省排污费 75 万元,沼气回收利用价值 45 万元,相比之下,反应器的年运行费用仅为 62 万元。可见, IC 工艺达到了技术 经济的优化。 实践表明[15],富含纤维、钙离子的造纸、柠檬酸等生产废水,在 UASB 等慢速 反应器中易沉积,使得厌氧污泥逐渐被置换,导致反应器运行恶化乃至失效, IC 反应器因为高的上升流速和特殊的布水器设计,使这一问题能迎刃而解,这无疑 拓宽了 IC 反应器的应用领域。 目前国外造纸生产废水的处理已成为 IC 反应器应 用最成功的领域之一[15]。其它如菊粉(inuline)生产等高盐量废水也有成功应用 的报道[16]。 1—3 给出了 IC 反应器处理典型废水的运行数据;表 1—4 给出了同 表 等条件下,采用 IC 工艺和采用 UASB 工艺处理相同废水时运行参数的比较,可以看 出, IC 反应器很大程度上解决了 UASB 反应器的不足,大大提高了单位反应器的 处理容量。
表 1—2 IC 反应器在国外的运用
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表 1—3

IC 反应器处理各类工业废水的参数

[17]

表 1—4

IC 反应器与 UASB 反应器处理同类废水的参数比较

[17]

1.5

IC 反应器的缺陷
客观地认识和评价一个新的工艺是进一步开发研究的基础,尽管 IC 反应器有

如前所述的诸多优点,但同时也有一些不足之处:
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第一章 绪论

①进水需预处理。为适应较高的生化降解速率,许多厌氧反应器的进水需调 节 pH 值和温度,为微生物的厌氧降解创造最佳条件, IC 反应器也不例外;此外,由 于 IC 反应器通常采用很短的水力停留时间(HRT),所以反应器进水往往需预酸化 处理。这都会增加 IC 反应器以外的处理设施,增加工程造价。 ②结构复杂,维护困难。由于采用内循环技术,反应器内部结构相对复杂,这无 疑会增加施工安装和日常维护的难度;再加上反应器高径比大,对水泵的动力消耗 也会产生负面影响。 ③出水需后处理。污泥分析表明,与 UASB 反应器相比, IC 反应器内含有较高 浓度的细微颗粒污泥(形成大颗粒污泥的前体),加上水力停留时间相对短和较大 的高径比,其出水中就含有更多的细微颗粒污泥,这使得后续沉淀设备成为必要, 加重了后续设备的负担。

1.6

IC 反应器的发展前景
随着对第三代厌氧反应器研究的不断深人, 新的工艺设计概念和综合生物法

处理工艺(产酸、产乙酸、产甲烷、硫酸盐还原)及综合生物一物理一化学法处理 工艺 FPRP 概念的发展[18], 包括 IC 反应器在内的新型超高效厌氧反应器在工业上 处理有机污染物所具有的广阔前景,将越来越多地代替 UASR 反应器。同时,在 IC 反应器的应用中发现,由于 IC 反应器自身存在某些缺点,主要是单位反应器 容积的有效利用率还没有发挥到最佳值, 在反应器启动初期产气量少不能形成液 体循环,因此,IC 反应器还有待进一步改进和完善。 在我国第二代厌氧反应器还不能很好应用于实践中,第三代 IC 反应器的研 究几乎是空白。因此,结合中国的实际情况,在厌氧反应器的开发应用方面,应 越过第二代厌氧反应器,在重点开发第三代反应器的同时,应对厌氧反应器进一 步创新, 加强反应器的构型创新和创制具有新材料及生物技术两者特点的反应器 的研究以及水处理技术理论研究。 IC 厌氧反应器技术而言,现阶段的研究重点 就 应为: ①颗粒污泥培养技术。颗粒污泥是 IC 反应器得以正常运转的物质基础。研 究表明[19-20],相对于 UASB 反应器,由于不同的水力条件和反应器结构, IC 反应器 培养的颗粒污泥颗粒大、结构松散、强度低,对 IC 反应器中颗粒污泥的研究可能 会成为现有颗粒污泥理论的有力证据或有益补充,具有较大的学术价值。此外, 国内运行的 IC 反应器中的颗粒污泥均从荷兰进口,为降低工程造价,需进一步掌
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握在 IC 反应器水力条件下,培养活性和沉降性能俱佳颗粒污泥的关键技术。 ②IC 反应器水力模型的研究 [21] 。现常采用的 IC 氧反应器的水力模型是 pereboom 等[22]人于 1994 年在气升式反应器水力模型的基础上提出的,还存在简 化不尽合理、计算参数难确定、计算复杂等问题,其合理性和实用性还有待进一 步研究。对切合 IC 厌氧反应器实际、运算简便的水力模型的研究开发是当前 IC 反应器技术亟待解决的问题之一。 ③IC 反应器的结构优化。 研究表明[23],厌氧反应器结构对厌氧消化过程有很 大的影响,国内外在 IC 反应器的工艺和设备等方面作了很多研究,但在反应器结 构设计和优化方面还缺乏理论指导,许多投入生产运行的反应器都是凭经验设计 的,反应器内空间利用率低。在结构优化,提高整个反应器的效率方面,还存在较 大的挖潜空间。 ④应用领域的进一步拓展。IC 反应器因为回流的稀释作用,应该比 UASB 更 能处理难降解甚至有毒的有机物,这一点已在普通 EGSG 反应器中得到较为普遍 的证实。 目前,有关 IC 反应器的应用报道多在易降解废水的啤酒、 柠檬酸等领域, 其它行业仅有如造纸及其它含高盐量废水的报道 [24-27],应用领域有待进一步拓 展。 总之, IC 反应器具有容积负荷高、处理容量大、投资少、占地面积小、运 行稳定等特点,代表现阶段厌氧反应器的最高研究水平,值得进一步研究开发和 推广应用。

1.7 本设计的目的和手段
IC 作为新型高效厌氧消化器,在国内外的研究时间并不算很长,尤其是国 内在 IC 方面的研究还落后国外 10 年左右。IC 的设计基于颗粒化污泥的理论和 原理,规范或标准上还没有一套完整的方案,所以造成 IC 的设计、使用比较混 乱, 效果难以达到预期目的。 本设计采用的手段为通过对 IC 的基本原理和技术、 基本构造、设计方法、应用情况进行收集、整理、归纳、分析、集成,建立一套 IC 主体结构及其它各部分计算、设计相匹配的方法。

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第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算
前言
内循环厌氧反应器(Internal Circulation,IC),是荷兰 PAQUES 于 80 年代 中期在 UASB 反应器的基础上开发成功的第三代超高效厌氧反应器[1]。 由于是一 项重大的发明创造,技术拥有者作了严格的保密,直到 1994 年,才有相关研究的 报道[2]。与以 UASB 为代表的第二代高效厌氧反应器相比,IC 反应器在容积负荷, 能耗,工程造价,占地面积等诸多方面,代表着当今世界上厌氧生物反应器的最高 水平。 进一步研究和开发 IC 反应器,推广其应用范围已成为当前厌氧废水处理的 热点之一[3-5]。 IC 反应器把 4 个重要的工艺过程集合在同一个反应器内,这 4 个工艺过 程是:1,进液和混合布水系统;2,流化床反应室;3,内循环系统;4,深度净化 反应室。

IC 反应器的工艺设计
设计任务:某奶牛养殖场,奶牛存栏量 5000 头,平均每头奶牛日产废水 0.2m3, 废水 COD 为 20000mg/L,采用中温发酵(35℃) ,厌氧消化器数量为 两座,试设计该反应器的结构尺寸。

2.1 IC 反应器容积
2.1.1 有效容积 已知:Q=5000×0.2 m3/d=1000m3/d,进水 COD=20000mg/l=20kg/m3, -7.5,有效容积的计算可参照一下两个公式,即: V= pH6.5

QS 0 Nv

(2-1) (2-2)

V ? AH ? tQ

式中 V----反应器有效容积,m3;
Q ----废水流量,m3/d;

S0----进水 COD 或 BOD5 浓度,kg/m3;

N v ----COD 或 BOD5 容积负荷,kg/(m .d);
A----反应器横截面积,m2;

3

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H----反应器有效高度,m; t----允许的最大水利停留时间,h 或 d. 一般讲,废水浓度较低时,反应器容积计算主要取决于水力停留时间,而在 较高浓度情况下,反应器容积取决于其容积负荷的大小与进液浓度。而容积负荷 值与反应器的温度、废水的性质和浓度有关,同时与反应器内是否形成颗粒污泥 也有很大关系。对特定的废水,反应器的容积负荷一般通过实验确定,IC 反应 器在处理中低浓度废水时反应器的进水容积负荷可达(20-24kgCOD/m3.d)[1]本 设计取 20kgCOD/(m3.d) 。 厌氧消化器的数量为两座,采用并联的方式,故每座消化器的废水进流量为: Q1=Q2= 所以 V 有效=
Q 1000 = =500m3/d 2 2

QS 0 1000 ? 20 = =1000m3 20 Nv

(2-3)

因为厌氧反应器的数量为两座,所以平均每座反应器的有效容积为 V1=V2= 2.1.2 实际容积 设消化器的装填系数为 85%,则每个消化器的实际容积为: V1’=V2’=
V有效
500 =588.2m3, 85 % 85%
1000 =500m3 2

=

IC 反应器的特点是具有很大的高经比,一般可达 4~8,本设计取 4。 设消化器的直径为 D(m),高度为 H(m),容积为 V 总(m3)则: V 总= ? D2H/4= ? D24D/4= ? D3 D= (2-4)

V总

?

=

588.2 =5.72m 3.14

H=4D=4 ? 5.72=22.88m 对数据取整得 23m IC 反应器的构造图标注如下图 2—1 所示:

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第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

图 2—1 IC 反应器的构造图

2.2

配水系统的设计

配水系统的形式主要有以下几种。 (1).树枝管式配水系统 树枝管式分配系统如图 2—2(a)所示,这种配水系统比较简单,为了配水 均匀一般采用对称布置,位于所服务面积的中心点。一般每个出水口服务面积为 2~4m2,出水口直径约 20mm。这种形式的配水系统的特点是比较简单,只要施工 安装正确,配水基本达到均匀分布的要求。 (2)穿孔管式:穿孔管式分配系统如图 2—2(b)所示。为了配水均匀,配水 管中心距可采用 1.0~2.0m, 出水孔也可采用 1.0~3.0m, 孔径一般为 10~20mm, 常采用 15mm,空口向下与垂线成 45o 方向,每个出水孔服务面积一般为 2~4m2, 配水管中心距池底一般为 20~25cm,配水管的直径最好不要小于 100mm。为了使

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穿孔管各管出水均匀,要求出水口流速不小于 2m/s,是出水孔阻力损失大于穿 孔管沿程的阻力损失,也可采用脉冲间接进水来增大出水孔的流速。

图 2—2 树枝管式分配系统和孔管式分配系统

(3)多点多管式:多点多管式分配系统如图 3 所示。此种配水系统的特点是 一根配水管只服务一个配水点,即配水管根数与配水点数相同。只要保证每根配 水管流量相同,即可达到每个配水点流量相等的要求。图 3(a)中所示为德国设 计专利,配水管设置在污泥床不用位置和不同高度上,废水通过一个专门设计的 脉冲配水器[如图 2—3(b)(c)],废水定时地分配给不同位置和高度的配水管, 对整个反应器进水是连续的,这种配水系统效果是最好的。

图 2—3 多点多管配水系统(德国专利布水袋)

(4)上给式:如图 2—4 所示,上给式进水分配系统是在反应器的池顶进行分 配布设,这种系统的特点是,配水采用明渠,对每个配水点设一个三角堰,并设
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第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

一根配水管。这种配水系统可确保布水均匀,并易于发现某根管的堵塞情况,也 易于及时清通。

图 2—4 上给式进水分配系统

根据 2.1.2 知反应器的底面积为: S=

?D
4

2

=3.14 ? 5.72 ? 5.72 /4=25.68m2

(2-5)

进水流量 Q=uS 进水管=u ? d2/4 假设进水的流速为 1m/s 则进水管的直径为: d=

4Q 4 ? 1000 = =85.9mm u? 1 ? ? ? 24 ? 3600

为使进水分配均匀,在 IC 反应器的底部安装布水器,采用结构较简单的第一 种布水方式,即树枝管式,一般每个出水口的服务面积为 2~4m2,本设计中设布 水点服务面积为 3m2/个则布水点的个数为: n=S/3=25.68/3=8.56 个 取整数为 9 个

则每支配水管的管径为:d2=

4Q =28.6mm 9u?

进水管的分布模型如图 2—5 所示 则 d1=

4Q =49.6mm 3?u

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图 2—5 IC 反应器的配水分布示意图

2.3 沼气出气管管径的计算
一般 1gCOD 理论上在厌氧条件下完全降解可以生成 0.25gCH4, 相当于在标准 状态下沼气体积 0.35L。由于一部分产生的沼气将溶于水中,一部分有机物要用 于微生物的合成,实际产量要比理论值小。正常运行的反应器产生的沼气中甲烷 约占 50%~70%,二氧化碳约占 20%~30%,其余是氢、氮和硫化氢等气体。 在实际废水处理中,常采用 BOD 或 COD 来表示有机物的含量,而不去测定具 体有机物。用 COD 指标代表废水中有机物含量更加方便。1kgCOD 厌氧发酵产生 的甲烷量,如不考虑微生物合成,则可按 1kg 葡萄糖完全氧化所含的 COD 进行计 算。

C6 H12O6 ? 6O2 ?厌氧菌?6CO2 ? 6H 2O ? ?
180 192 264 108

(2-6)

由式(2.6-1)可计算出氧化 1kg 葡萄糖需要 192/180=1.067kg 氧,即 1kg 葡萄糖的 COD 为 1.067kg。

C6 H12O6 ?厌氧菌?3CH 4 ? 3CO2 ? ?
180 48 132

(2-7)

根据式(2.3-1)和式(2.3-2) ,则可计算 1kgCOD 厌氧发酵产生的 CH 4 质
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第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

量为:

CH 4 (kg) C6 H12 O6 (kg) 48 180 ? ? 0.25kgCH4 / kgCOD COD(kg) C6 H12 O6 (kg) 192 180

(2—8)

即 1kgCOD 去除可产生 CH 4 0.25kg,在标准状况下( 0 ? C ,101.33kPa)其体 积为:
250 ? 22.4 ? 350 L , 16

同样,1kgCOD 完全厌氧发酵可产生 350L CO2 。 通过上述理论计算, 1kgCOD 完全厌氧消化在标准状况下可得到沼气 CH 4 和 ( 0.70m3[24]。 而实际上消耗每千克 COD 只有 0.45~0.5 米 3 沼气产生[27],本设 CO2 ) 计中取 0.5 米 3。 据研究表明,IC 反应器处理高浓度废水时 COD 去除率约为 80%。 则每升废液去除的 COD 为 20000mg/L ? 80%=16000mg/L 每座反应器每天处理废水 500m3,则每天去除 COD 为: 500 ? 103 L ? 16000mg/L=8.0 ? 109 mg, 确定沼气管直径时管内的气流速度最大为 8m/s,平均为 5m/s【2】.那么反应器 内每日所产沼气的量为: Q 沼气= S 0 ? Q ? P ? 68% =500m3×20kgCOD/m3×0.8×0.5m3=4000m3 式中 S0----进水 COD 或 BOD5 浓度,kgCOD/m3;
Q ----废水流量,m ;
3

(2-9)

P----厌氧条件下完全降解 1gCOD 产生的沼气量,m3/kgCOD;
Q 沼气----消化器中每天产生的沼气的量,m ;
3

Q=US 沼气管 则沼气管的直径 d= 取整为 110mm。 2.4 排泥系统的设计
16

(2-10)

4Q 4 ? 4000 = =108.6mm u? 5 ? ? ? 24 ? 3600

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由于厌氧消化过程微生物的不断增长,或进水不可降解悬浮固体的积累,必 须在污泥床区定期排除剩余污泥,所以 IC 反应器的设计包括剩余污泥的排除设 施。 设置在污泥床区池底的排泥设备, 由于污泥的流动性差, 必须考虑排泥均匀。 所以在反应器的底部应均匀的设置几个排泥点。每个点服务面积多大合适,尚缺 乏具体资料, 根据经验, 建议每 10m2 设一个排泥点。 反应器的底面积为 25.68m2。 IC 所以在反应器的底部设计 3 个排泥点即可。 在没有相关的动力学常数时,可根据经验数据确定,一般情况下,每去除 1kgCOD,可产生 0.05~0.1kgVSS 计算[25],本设计中取 0.1kgVSS。 在上面的计算中已经知道每座反应器每天去除 COD 为 8.0×10 mg 则每天产生 VSS 量为: QVSS=0.1kgVSS/kgCOD ? 8000kgCOD/d=800kgVSS/d=33.3kgVSS/h (2—11)
9

颗粒污泥的干重( TSS) 是挥发性悬浮物(VSS)与灰分(ASH) 之和。VSS 主要 由细胞和胞外有机物组成,通常情况下 VSS 占污泥总量的比例是 70 %-90%[11], 本设计中设为 80%,则产生的污泥量为:
33 .3kgVSS / h =41.67kg/h 80 %

颗粒污泥的密度约在 1030~1080kg/m3 之间[27],所以本设计中设污泥密度为 1050kg/m3,则污泥的流量为: Q 污泥=

41.67kg / h =0.0397m3/h=0.952m3/d 3 1050kg / m

(2-12)

设 5 天排一次污泥,排泥时间为 1 小时,则需要污泥泵的排泥流量为 5m3/h, 据此污泥流量,我们选择型号为 ZW50-10-20 的自吸式无堵塞污泥泵, 该泵

集自吸和无堵塞排污于一身,既可像一般清水自吸泵那样不需安底阀,不需引灌 水,又可抽吸含有大颗粒固体块、长纤维的污物、沉淀物、废矿杂质、粪便处理 及一切工程污水物,完全减轻工人的劳动强度,而且使用、移动、安装方便、极 少维修、性能稳定。其性能参数见下表 2—1。
表 2—1 ZW50-10-20 自吸式无堵塞污泥泵技术指标

17

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

2.5 内循环系统的设计
内循环装置的结构主要由沼气提升管、回流管、集气罩和气液分离器 4 个部 分构成。如图 2—6 所示 2.5.1 沼气提升管的计算 (1) 提升管的直径 反应器中提升管的直径可以根据“沼气产量”和“气提比”计算出提升液 的“流量” 3.s-1),在根据“流量”和“上升流速” (m (m.s-1)计算出提升管的管 径。 由于沼气产量,提升管的浸没深度和提升高度都会对循环液的流量,流速产 生影响,因此,提升管的直径应当在一定的沼气产量, 一定的浸没深度和一定的提 升高度这样具体的条件下,根据循环液的流量和流速来加以确定。 IC 反应器的混合液上升流速为 2.5-10m/h【3】.在一定程度上改善了基质与微 生物间的传质过程。实验发现,在 2.65-4.35m/h 的上升流速下 1 室的沼气产量 明显增加,造成气体管中的液体通量明显增大和中间回流管的流量加速,这说明 通过增加进水量的方式可明显提高反应器中的循环比例 (一方面可改善反应器底 部对进水 COD 负荷的承受能力,提高反应器的抗冲击负荷能力;另一方面可提高 流速而强化传质过程, 避免了反应中可能出现的局部基质浓度过高现象确保了反 应器能正常稳定的进行).据此本设计取上升流速为 4m/h. 假设在第一反应室内的 COD 去除率为 60%。在理论情况下,完全厌氧消化状 况下 1 ㎏ COD 可得沼气 0.70m3,实际只有 0.45-0.5m3。本设计取 0.5m3。 则 1 室内的沼气产量为: V=500m3×20 ㎏/m3×0.6×0.5m3=3000m3 (2-13)

每 m3 沼气可提升发酵液的数量为 0.071m3.即沼气的气提比为 0.71。 即提升管 内的流量为 0.71m3/s.
18

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则升流管的直径为: d= (2) 提升管的提升高度 在这里所定义的“提升高度”是指:提升管上端溢流口至 IC 反应器发酵液液 面的距离,即提升管与回流管之间的液位差(h2)如图 2—6 所示。 h2=(Dw/Dm-1)h1 Dw---水的容重(kg/m-3) ; Dm---提升管内气水混合液得容重(kg/m-3) ; h1---提升管在水内的浸没深度(m) ; h2---水的提升高度(m) ; 从(2-14)式可以了解到,提升高度(h2)与提升管内发酵液的容重(Dm)和提 (2- 14)

4Q =0.15m u?

图 2—6 内循环结构示意图 1.气体出口;2.气液分离器;3.溢流口;4 滞留液位;5.发酵液液面;6.提升管;7.回流管; 8.气咀;9.集气罩;10.沼气导向板

升管的浸没深度(h1)有关。m 越小(进入提升管内的沼气量越多),或者提升管的浸 D 没深度(h1)越大,提升高度(h2)也越大。 但在设计中,不能根据(1)式确定提升管的
19

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

提升高度,这是因为在内循环装置的设计中希望得到最大的循环量,而不是为了 要将发酵液提升得很高。如果将提升管溢流口至发酵液液面的距离(h2)拉得很大, 会增加发酵液在提升管内上升时的沿程阻力,从而会减少循环量。而适当地降低 提升高度(h2)却可以增加发酵液的循环量。 因此只要能保证提升液在气液分离器内的“滞留液位”不会淹没提升管的 溢流口,这一提升高度就是适宜的。如果“滞留液位”超过溢流口,也会增加提 升的阻力,减少循环量。 (3 )提升管的浸没深度 提升管下端沼气入口处(气咀)至 IC 反应器发酵液液面的距离称为提升管的 “浸没深度”(h1)。实验观察到,在气量相同的情况下,随着提升管浸没深度的增 加,发酵液的循环量增加。如果采用“气提比”这样一个参数,即每 1m 沼气可提 升的发酵液数量,单位为 m3(发酵液).m-3(沼气),那么,随着提升管浸没深度的增 加,气提比增加。也就是说,随着提升管浸没深度的增加,同样多的沼气能提升更 多的发酵液。 根据 Chisti 等[8]研究的气升式反应器中的液体循环, Pereboom 建立水力动力 学模型描述 IC 反应器中液体循环。 上升管中的气持率 可通过上升管中气体(Ugr) ( 和液体(Ulr)表面上升流速间的经验关系表达式估算:
3

? gr =

u gr 0.24 ? 1.35(u gr ? u lr ) 0.93

(2—15)

当气体表面上升流速和液体表面上升流速分别在 0.07 m/s 一 3.5 m/s、0.3m/s 2.7m/s。的范围内时,这个关系式在 IC 反应器的提升管内得到很好的证实[9]。 Chisti 等[9]根据能量守衡得出 r 升管中的液体表面上升流速(U lr) , Pereboom 结合 IC 反应器实际情况对 Ulr 进行了修正,结果见下式 ulr= [

2 g[hD (? gr ? ? gd ) ? ?h KT A 1 [ ] ? K B [ r ]2 [ ] 2 Ad (1 ? ? gd ) 2 (1 ? ? gr )

]0.5

(2—16)

式中:hD---气液扩散高度,m;
? h---提升管和下降管中的液体高度差,m:

KB/T---底部和顶部阻力损失系数;
20

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Ar/d---上升管和下降管的横截面积,m2; g---重力加速度; 根据有关文献可以得知 (27) ,底部和顶部的阻力损失系数分别为 0.0205λ0、 0.0256λ0。 根据(1)和 2.5.2 可以计算出上升管和下降管的横截面积 Ar= ? R 上升管 2/4= 0.018m3;Ad= ? R 下降管 2/4=0.0314m3 如 (2) 图所示提升管和下降管中的液体高度差 ? h 和气液扩散高度 hD 相等。 假设升流管中的气体表面上升流速和液体表面上升流速分别为 3m/s、2m/s. 则由(2—15)可求出 ? gr=

3 =0.47 0.24 ? 1.35(3 ? 2) 0.95

假设下降管中的气体表面上升流速和液体表面上升流速分别为 1.5m/s、 1m/s. 则由(2—15)可求出 ? gd =
1.5 =0.44 0.24 ? 1.35(1.5 ? 1) 0.95

把已知条件代入(2.5-4)得: Ulr=
2 ? 9.8 ? hD [0.47 ? 0.44 ? 1] 0.0256 0.018 2 1 [ ] ? 0.0205 [ ] [ ] 2 0.0314 (1 ? 0.44) 2 (1 ? 0.47)

(2—17)

由(2—17)可求出 hD( ?h ): hD=2.5m 由公式(2- 17)整理可得:

h2 =Dw/Dm-1 h1

(2—18)

在升流管中气体所占得比重和液体差不多,假设 Dm 为 600kg/m3,已知水得容 重(Dw)为 1000kg/m 代入(2-18)可得:
3

h2 2 = 3 h1
式(2-18)中得提升管的浸没深度(h2)由上式可知 h1=3h2/2=7.5m 要所以提升管的高度 H 为: H=h1+h2=7.5+2.5=10m
21

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

(4)提升管的气咀 沼气从集气罩进入提升管的入口处称为“气咀” 。通过实验〔4〕观察到:1.气 咀不宜设在提升管的最下端;2.气咀最好是由多个小孔眼所组成。气咀的设计应 该合理,否则会给内循环造成一定的影响。所以本设计中的气咀也应该遵循上述 的要求,设计在略高于提升管的最下端由多个小孔组成。采用的材料为塑料物质 制品。 气咀的直径应该与提升管的直径相同为 0.15m。这样才能气咀与提升关紧密 结合使提升管内不会进入污泥。从而保障了内循环的持续运行。 2.5.2 回流管的设计 回流管的直径不应小于提升管的直径,以保证回流的畅通。回流管直径过小, 会提高气液分离器中的滞留液位,滞留液位淹没提升管的溢流口时,会给提升造 成一定的阻力。 根据上述所述本设计的回流管的直径也应该大于 0.15m。本设计取 0.2m。 回流的长度应该比提升管大的多,如图所示,在设计回流管长度时考虑到为 了使回流发酵液达到反应器的底部, 回流管的底部应该距离反应器的底部由一小 短距离,这段距离不应该很大 2-3m 即可。过低可能会引起回流管的堵塞,过高 则起不到搅拌反应器底部污泥的作用。 所以本设计根据上述因素取回流管的长度 为 15m。

2.6 IC 反应器内部结构的设计
2.6.1 第一反应室的设计 第一反应室是废水处理的主要区间,进去的废水能够在第一反应室中得到很 高程度的处理,没有处理的颗粒已经很少。 (1) 第一反应室的高度计算 由论文要求可以知道每天进入反应器的废水量为 500m3,由此可以求出废水在 反应器中的高度 H V 废水= ? R2H (2-19)

22

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H=

4V废水

?R

2

=

4 ? 500 =17m ? ? 5.72 ? 5.72

由 2.5.1(3)可知第一反应室的高度 H 一室为: H 一室=H-h1=17-7.5=9.5m (2) 第一反应室中气封的设计 第一反应室中的气封应该设计在一个合理的位置,我们应该考虑到要与集气 罩联系起来设计气封。 设置气封的目的就是为了使在第一反应室中产生的沼气能 够全部的由集气罩收集从提升管中排到上部的气液分离器。 阻止产生的沼气逸出 集气罩。所以气封应该设计成比集气罩的外圈小一点的范围之内。这样在第一反 应室中产生的沼气就会全部的由提升管排出。 第一反映室中的气封高度应该与一级三相分离器的高度、第一反映室的高度 有关。为了使气封能够更好的起到阻气的作用,气封的水平距离设计为 0.4m。 夹角为 90。 。高度设计在距离反应器 9m 的位置。本设计中的气封采用混凝土材质 铸成。 2.6.2 第二反应室的设计 从回流管中排出的废水进入第二反应室被进一步消化,第二反应室是对废水 进行进一步的处理的区间, 设置第二反应室能够更好处理废水从而达到了一种高 效率充分处理废水的目的。使废水能够被很好的处理。 (1) 第二反应室高度的计算 从以知文献的图上可以看出,第二反应室的高度大约为第一反应室一半的高 度,所以第二反应室的高度大约为 5m。 (2) 第二反应室中气封的设计 第二反应室中气封的设置也应该同一室一样,设置应比二级三相分离器末端 的外圈略大一点的范围之内。 第二反应室气封的高度应该和第二反应室的高度,二级三相分离器的高度有 关。结合第二反应室的高度我们可以把第二反应室中的气封设计在距离反应器 14m 的位置上,这样才可以起到阻止气体进入沉淀区的作用。
23

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

第二反应室中的气封设计成和第一反应室一样, 气封的水平距离设计为 0.4m。 夹角为 90。 。采用一样的材质为混凝土材质。 2.6.3 三相分离器的设计 在 IC 反应器中,三相分离器也是反应器的重要组成部分,它同时具有两个重 要的功能:收集分离器下的反应室所产生的沼气,使分离器之上的悬浮物沉淀下 来。对上述功能均要求三相分离器的设计避免沼气气泡上升到沉淀区,如其上升 到表面将引起水浑浊,降低沉淀效率,并且损失所产生的沼气。三相分离器设计 的主要目的由以下几点: (1) 从反应器中分离和排放出产生的生物气。 (2) 尽可能有效地防止具有生物活性地厌氧污泥流失。 (3) 使污泥通过斜板返回反应器地反应区。 (4) 当污泥床向上膨胀时,防止过量污泥进入沉淀区。 (5) 提高出水净化效果。 (6) 防止上浮地颗粒污泥洗出。 在具体的三相分离器的设计中,应该考虑如下一些问题: (1) 为了防止细小颗粒污泥或悬浮物被洗出, 可以在出水水堰板前设置挡板。 处理含蛋白质或脂肪等引起污泥上浮的废水时,也应该在出水堰板前设置挡板。 (2) 处理非常稀的废水时,由于上流速度较大和污泥增长较缓慢,因此常需 要较复杂的三相分离器以保留尽量多的污泥。 (3) 在一定的容积负荷下,单位反应器截面的产气率与反应器的高度成正比 因此在较高的反应器设计时,三相分离器的设计应该注意克服浮沫问题。为了防 止某些废水产生浮沫,可以在三相分离器的集气室内安装喷雾喷嘴。 设计三相分离器的原则如下所述: (1) 间隙和出水截面积比。其将影响进入沉淀区和保持在污泥相中的絮体的 沉降数度。 (2) 分离器相对于出水液面的位置。确定反应区(下部)和沉淀区(上部)
24

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的比例。 (3) 三相分离器的倾角。这个角度要使固体可滑回到反应器的反应区,在实 际中是在 45。~60。之间。 (4) 分离器下气液界面的面积。它确定了沼气的释放速率。适当的释放速率 大约是在 1~3m3/(m2.h)。速率低有形成浮渣层的趋势,过高则导致形成气沫层, 两者都导致释放管堵塞。 (1) 一级三相分离器的设计 在 IC 反应器中一级三相分离器是处在第一反应室的顶部,主要的作用就是 分离在第一反应室中所产生的沼气和污泥颗粒。 一级三相分离器的设计遵循三相 分离器的设计原理不同的区别在于在 IC 反应器中一级三相分离器在设计局部上 有些差别,IC 反应器中一级三相分离器的集气罩的长度不是两边相等的,在 IC 反应器中一级三相分离器的左边的集气板的长度要大于右边集气板长度, 应为在 IC 反应器中三相分离器的位置偏向于右边。一级三相分离器的三角形集气罩斜 面的水平夹角一般采用 55~60。 【29】 。 一级三相分离器的形状为圆锥型, 一级三相分离器的上锥部设计在距离反应 器 9.5m 的位置上。一级三相分离器是由三角形集气罩构成,它的斜面的水平夹 角一般采用 55~60。 。本设计中采用 55。 ,为了能够使三相分离器起到更好到集气 和防止气体进入沉淀区,三相分离器的圆锥直径应该设计一个合适的长度,这个 直径的确定和一室的气封有关不能小于气封的外圈, 所以本设计中的三相分离器 的圆锥直径设计为 5m。 (2) 二级三相分离器的设计 在 IC 反应器中二级三相分离器是处在第二反应室的顶部, 主要作用是分离和 收集第二反应室中产生的沼气。 二级三相分离器的设计也遵循三相分离器的设计 原理。 二级三相分离器和一级三相分离器的区别在于二级三相分离器右边的集气 板长于左边的集气板,因为二级三相分离器的位置偏向于反应器左边。二级三相 分离器的三角形集气罩斜面的水平夹角也是在 55~60。 【29】 。 二级三相分离器和一级三相分离器的形状一样为圆锥型, 和一级三相分离器 , 上锥部设计一样二级三相分离器的上锥部设计在距离反应器 14.5m 的位置上。 二
25

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

级三相分离器的三角形集气罩斜面的水平夹角采用和一级三相分离器一样的角 度为 55。 ,圆锥直径也设计为 5m。 因为二级三相分离器处于发酵液的界面上,所以在设计上应该考虑到在出水 堰之间应该设置浮渣挡板防止细小颗粒污泥或悬浮物被洗出。 2.6.4 沉淀区的设计 沉淀区是位于 IC 反应器二级三相分离器以上,废水经过处理后进入沉淀区, 在沉淀区内泥水混合物得到分离,处理过的上清液体由出水管中排出,沉淀的污 泥可自动的返回第二反应室。 沉淀区的设计主要考虑两项因数,即沉淀面积和水深,沉淀区的面积根据废 水量和沉淀区的表面负荷确定, 由于在沉淀区的厌氧污泥与水中残余的有机物尚 能产生化学反应,有少量沼气产生,对固液分离有一定的干扰,这种情况在处理 高浓度有机废水时可能更为明显, 所以建议三相分离器集气罩(气室)顶以上的覆 盖水深可采用 0.5~1.0m,集气罩斜面的坡度应采用 55~60。 ,沉淀区斜面的高 度采用 0.5~1.0m。 不论何种形式三相分离器, 其沉淀区的总水深应不小于 1.5m, 并保证在沉淀区的停留时间为 1.5~2.0h。满足上述条件可取得良好的固液分离 效果。所以本设计中沉淀区的高度设计为 3m。 2.6.5 气液分离器的设计 由2.3可知反应器每天产生沼气的量为4000m3/d, 假果气液分离器每10分钟排 出一次沼气。那么10分钟产生的沼气量为:(4000/24×60)×10=27.78m3。由此 可知气液分离器的容积最少为28m3。 所以可以根据这个条件设计出气液分离器的 高度、底面积。本设计把气液分离器设计成高为3m底面积为9.5㎡的形状。 2.6.6 水封高度 在集气室气液表面可能形成浮渣或浮沫,这些浮渣或浮沫可能会防碍气泡的 释放。在液面太高或波动时,浮渣或浮沫可能会出气管堵塞或部分气体进入沉降 区,这种现象在含脂肪或蛋白质废水处理或产气量太小时会趋于严重。这些现象 除可采用吸管排渣、安装喷嘴、产气回流等措施外,还可以在设计上保证气液界 面稳定高度来控制,即通过水封来控制。水封高度计算如下: H=H1-Hm=(h1-h2)-Hm (2—20)

式中 H1——集气室气液界面至沉降区上液面的高度;H1=2.055m
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h1——集气室顶部至沉降区上液面的高度; h2——集气室气液界面至集气室顶部高度; Hm ——主要包括由反应器至储气罐全部管路管件阻力引起的压头损失 (0.3m)和储气罐内的压头(0.255m)。 H=2.055-0.255-0.3=1.5m 2.6.7 收集管的设计 在第二反应室中沼气的产量,假设在第二反映室内的 COD 去除率为 20%。在 理论情况下,完全厌氧消化状况下 1 ㎏ COD 可得沼气 0.70m3 ,实际只有 0.45-0.5m 。本设计取 0.5m 。假设在收集管中沼气的平均流速为 5m/s。 则在第二反映室内的沼气产量为: V=500m3×20 ㎏/m3×0.2×0.5m3=1000m3 R 集气管= 收集管的长度设计为 7m。 2.7 反应器保温所需热量计算 (2—21)
3 3

4V =54.3mm ?u

QD =
式中

AK (t r ? t a )

?

(2-22)

Q D ----反应器保温所需热量,kg/h;
A----反应器外表面积,m2; K----总传热系数,W/(m2.K); ta----反应器周围环境温度,K;

? ----热效率,一般取 0.85。
在不考虑反应器外部保温措施的情况下 K 值可通过下式计算:

1 1 d 1 ? ? 1? K a1 ?1 au
式中

(2-23)

a1----反应器内部对流传热系数,a1 ? 2000~4000 W/(m2.K),取 3000

W/(m2.K) au----反应器外部对流传热系数,au ? 20 W/(m2.K);

27

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

d1----反应器的厚度,m;

?1 ----反应器壁的热导率,W/(m.K);
反应器壁常用材料是混泥土,查表可知混泥土的热导率为 1.3~1.5 W/(m﹒ K),本设计中取 1.4 W/(m﹒K)。一般反应器的厚度为 d1=240mm=0.24m,将数值 代入(2-23)可求 K 值为:
1 1 0.24 1 ? ? ? =0.2218, K 3000 1.4 20 K? 1 ? 4.5 1 W/(m2﹒K), 0.2218

IC 反应器的外表面积为: A=S 上封头+S 下封头+S 筒体 =2× ? D2/4+ ? DH= ? ×5.72×5.72/2+ ? ×5.72×23=464.47 ㎡ 反应器周围环境温度粗略的取为 20 ? C ,发酵温度为 35 ? C ,将已知数值代入(2 -22)可求出 QD QD=
464 .47 ? 4.51 ? 15 =36966.35W=1.33×105kJ/h 0.85

QD ? Cp ? m ? ?t
式中 Cp----水的比热容,kJ/kg﹒K; m----循环水的流量,kg/h;
?t ----进水与出水的温差,K;

(2-24)

查表可知水的比热容为 4.183 kJ/kg﹒K,将式(2-24)变形并代入其中, 可知:

QD 1.33? 105 = =3.18×105 kg/h m? C p ?t 4.183? (50 ? 40)
已知水的密度为 ? =1000kg/m3, 故流量可表示为: Q 水=

m

?

?

3.18? 105 =3.18 m3/h 1000

水泵是自动加热恒温系统的动力部分, 其选择依据主要是根据换热系统中水

28

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的流量、整体结构、水泵的性能指标和经济性等因素综合考虑的。本设计要求换 热系统中水的流量是 4.97m3/h,据此我们选择了型号为 ISW 32-125(l)B 的卧式 单级单吸离心泵作为本系统的动力,其性能参数见表。
表 2—2 ISW32-125(l)B 卧式单级单吸离心泵的技术指标

换热器的传热面积可用以下方法计算: S 换热=
QD ? ?t
[30]

(2-25)

式中:α -平均对流传热系数,W/(m2·℃)本设计采用碳素钢制板换热 材料 α 取 200 W/(m2·℃)
?t -流体与壁面间温度差的平均值,℃

S 换热-总传热面积,m2 S 换热=
36966 .35 =18.48 ㎡ 200 ? 10

取换热器内热水流速为 1.5m/s,流量同离心泵的流量为 5.0 m3/h。 d 换热=

Q 5.0 = =0.034 m 0.785u 0.785? 1.5 ? 3600

且对于换热器来说有: S 换热= ? d 换热 l 换热 所以:l 换热=

S 换热 d 换热?

=18.48 ㎡/0.034×3.14=173.1m

换热器在反应器上的排布如图 2—7 所示:

29

第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

图 2—7 换热器的分布示意图

2.8 防腐措施
生产性实验已经证明,腐蚀是厌氧反应器设计中应格外注意的问题。无论是 钢材和水泥,都会因腐蚀受到不同程度的破坏,在水平面以下,溶解的 CO2 会产 生腐蚀,水泥中的 CaO 会因为碳酸的存在而溶解,沉降斜面也会发生腐蚀。为了 延长反应器的使用寿命,反应器的防腐措施是必不可少的。 2.8.1 腐蚀机理 混凝土或钢筋混凝土构筑物,是由水泥硬化后形成的水泥石及骨料石子(石 灰石)和钢筋组成。水泥石在大气中通常不会被氧化,被水泥石包裹的钢筋和石 子具有良好的大气稳定性。因水泥石呈碱性,不仅酸溶液,而且盐溶液、甚至碱 溶液也能腐蚀破坏混凝土和钢筋混凝土。 当然在不同情况下腐蚀作用机理也各不 相同。一般来说,当含酸溶液或酸性气体(在水中溶解时生成酸)侵蚀混凝土和钢 筋混凝土时,其损坏最为明显。 水 泥 石 中 的 主 要 成 分 为 水 合 硅 酸 盐 (2Ca0 · SiO2 · aq) 和 水 合 铝 酸 盐 (4 Ca0·Al203·19H2O),在酸性、碱性条件下会发生水解,分解出的 Ca0 溶于水, 由于介质的流动,与水泥石接触的溶液中 Ca0 浓度不断降低,随着 Ca( OH)2 的 析出,平衡浓度被打破,其他水合物进一步被破坏(水解),直至水合硅酸盐和水 合铝酸盐向无凝胶性的 SiO2·aq 和 A1203·aq 转化,混凝土就有可能完全失去机 械强度,并遭受破坏[33]。

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水泥石中的水化物可以与 CO2 发生反应,产生碳酸盐,从而降低钢筋混凝土 的原始碱度: Ca(OH)2+CO2 一 CaCO3+H20 Ca(OH)2+2HC1 --}CaC 玩+2H20 当用 HCl 中和时,CaO3 仇又被分解和溶解: CaCO3+2H+ ----TCa2++CO2 个+H20 2CaC03+2H+——Ca(HCO3)2+Ca2+ 碳化层(CaCO3)被溶解的结果,使得水泥石中的水合硅酸盐和水合铝酸盐结 晶接触强度丧失,变得松散,无遮蔽性。混凝土中的骨料石子(CaCO3 等)和钢筋 (Fe)被进一步腐蚀: nCaO·mSiO2+pHCl ---n CaC12+mSi(OH)4+aq CaCO+2H+——Ca2++CO2+H20 Fe+2H+——Fe2++H2 由于致密性不好或处理不当, 介质工业盐酸就会发生上述反应而遭受腐蚀破 坏, 2+H20 的析出进一步破坏了防腐蚀层的隔离作用和混凝土的致密性及强度, CO 致使混凝土稳定性进一步降低,且遭受其他介质如无机盐,H20,02 和生物等的腐 蚀,直至混凝土构筑物遭受结构性的破坏。 IC 反应器钢材结构发生腐蚀的原因是,金属表面在潮湿的气体中会吸附一 层很薄很薄的肉眼看不见的湿气层(水膜), 当水分在金属表面成滴凝聚形成肉眼 可见的液膜层,并达到 20~30 个分子层厚时,就变成电化学腐蚀所必须的电解液 膜"液膜下金属电化学腐蚀的反应式如下[31]: 阳极反应 MyM2++2e 阴极反应 2H++2eyH2 对废液处理时废液中的有机物被氧化,生成 H2S。H2S 是腐蚀性很强的介质, 其进一步被氧化生成硫酸盐,使溶液 pH 值下降,酸性增加,无论是钢材基体还是 混凝土,都会被腐蚀。 在水面以下,溶解的 CO2 会产生 H2CO3,对设备产生腐蚀,也使 沉降斜面发生腐蚀,H2S 和 CO2 等气体溶入水中,能使水膜酸化,导电性增强,使腐 蚀加速。由于处理过程是生化过程,还产生生物及细菌腐蚀。在反应器上端处于 气-液交替状况,上部沼气显酸性,使上部腐蚀尤为严重,加上反应器内有缝隙、 内应力、水流、气、液、固三相等存在,使反应器不仅发生全面腐蚀,还发生缝隙
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第二章 内循环厌氧消化器(IC)方案设计与计算

腐蚀、应力腐蚀和磨损腐蚀,使腐蚀加剧。 2.8.2 防腐措施 为了防止以上各类腐蚀,应从以下两方面着手: (1)防腐设计 ①适当增大反应器内径,减小流速,避免磨损腐蚀; ②尽量消除缝隙,或增大缝隙尺寸,以减小缝隙腐蚀的发生; ③设备制造完毕后,作消除应力的热处理,减小应力腐蚀的发生" (2)采用耐腐蚀材料 有几种途径:如采用不锈钢、耐腐蚀涂层和衬里、电化学保护等。 最经济有效的方法是采用耐腐蚀涂层,它不仅对碳钢设备有效,对混凝土表 面也能起到良好的保护作用。 经过实践采用如下防腐方法可得到最佳效果:YJF-1 型氟橡胶重防腐蚀涂料,是以氟橡胶材料为主剂而制成的一种厚涂型重防腐蚀涂 料。它改变了以往的氟橡胶需高温硫化、施工难度大等缺点,首先采用了冷涂刷 和自然硫化工艺,使施工变得简便易行,工程质量容易保证。 该涂料具有优良的化 学稳定性,能够长期耐强酸、强碱、强溶剂、盐、石油产品、烃类等腐蚀介质。 对基体(钢、混凝土)附着力好。使用介质温度范围宽(-40~250℃),并具有优良 的耐老化性能[32]。 氟橡胶硫化后,经 10 年自然老化还能保持较好的性能。 其性能 如表 2—3 所示。
表 2—3 氟橡胶重防腐蚀涂料的性能

2.8.3 施工要求

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内置钢管表面在涂刷前应采用喷砂、喷丸、电动工具或手工除锈。喷砂除锈 应达到 Sa2.5 级以上,手工和电动工具除锈应达到 SL3 级以上。钢体表面应无油 脂、污垢及其它附着物。除锈后,应将其表面浮锈及其它灰尘清理干净,混凝土含 水率<6%。该涂料为双组份(A,B 组份),配料前应将 A,B 组份搅拌均匀,按重量比 A:B=5:1 配制,并充分搅匀,在 2h 内用完。 参考用量: 每道涂料用量 170~200gPm2, 涂层厚度 20Lm。施工工艺简单,采用刷涂、辊涂、喷涂均可。涂层表干快、可连 续施工、施工操作过程无毒。该涂层弹性好、耐磨、抗冲击,有利于防腐蚀涂装 后的设备运输及安装。该涂层可以保证使用 15 年以上。 综上所述, 根据任务书的要求, 本设计中 IC 的主要技术参数如表 2—4 所示:
表 2—4 IC 反应器的主要技术参数

反应器数目 两座

有效容积/m3 500

实际容积/m3 588.2

高/m 23

直径/m 5.72 进出水管径/mm

提升管的长 提 升 管 的 直 回 流 管 的 长 回 流 管 的 直 度m 10 径m 0.15 度m 15 径m 0.2

86

收 集 管 的 长 收 集 管 的 直 第 一 反 应 室 第 二 反 应 室 沉淀区的高度 m 度m 7 径 mm 54.3 的高度 m 9.5 的高度 m 5 离心泵型号 3 排泥管管径/mm

布 水 管 径 布水口径/mm 布 水 分 支 口 /mm 85.9 49.6 径/mm 28.6

ISW32- 125(l)B

50

污泥泵型号

换热管径/mm 换热管长/m

沼 气 出 口 管 防腐材料 管径/mm

ZW50 - 10 34 -20

173.1

108.6

YJF-1 型氟橡胶 重防腐蚀涂料

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第三章 结论

第三章 结 论
本论文是针对奶牛场废水处理的基础上设计的厌氧处理新技术-IC 反应器的工 艺设计。总结如下: (1) 从构造上看,IC 厌氧反应器比 UASB 反应器复杂,施工和安装要求更高、 难度更大。 高径比大就意味着进水泵的能量消耗大,运行费用高,所以反应器的选 择必须从建设投资和运行费等各方面进行综合考虑。 (2) 颗粒污泥在 IC 厌氧反应器中仍占有重要地位。 它与处理同类废水的 UASB 反应器中的颗粒污泥相比,具有颗粒较大、结构较松散、强度较小等特点,尚未发 现更进一步的研究报道。对 IC 厌氧反应器颗粒污泥的研究可能会成为现有颗粒 污泥理论的有力证据或有益补充,具有较大的学术价值。 国内引进的 IC 厌氧反应 器均采用荷兰进口颗粒污泥接种,所以为降低工程造价,也需进一步掌握在 IC 厌 氧反应器的水力条件下培养活性和沉降性能良好的颗粒污泥的关键技术。 (3) IC 厌氧反应器由于回流的稀释作用应该比 UASB 反应器更适于处理难降 解有机物,但目前只有处理高含盐废水(菊苣加工废水)的报道,绝大部分 IC 厌氧 反应器用于处理易降解的啤酒、 柠檬酸等废水,所以 IC 厌氧反应器的应用领域有 待开拓。 (4) 通过一些实验数据和文献可知 IC 反应器是一种高技术的新型超高效厌 氧反应器,其主要特点是:有机负荷高,水力停留时间短,高径比大,占地面积小, 基建投资省,出水水质稳定,耐冲击负荷能力强等。 代表了现阶段厌氧反应器的最 高研究水平,值得进一步的研究开发和推广应用。 (5) 针对 IC 的现状本论文在设计还存在一些问题,特别是在一些数据的计算 上还有些模糊。有些数据还有待进一步的证实。

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致 谢
感谢何若平老师在毕业设计期间对我的悉心指导和帮助, 何老师的教诲和勉 励给了我很大的启发和完成论文的信心,同时感谢林宇师兄、江晖师兄、潘潇潇 同学、程小丹同学在论文设计期间给我的帮助。

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参考文献

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