UASB设计

对于中等浓度和高浓度的有机废水，一般情况下，有机容积负荷率是限制因素，反应器的容积与废水量、废水浓度和允许的有机物容积负荷去除率有关。设计容积负荷为=15kgCOD/(d),COD去除率为93％，则UASB反应器有效容为：式中—设计流量，；—容积负荷，kg/()；—进水COD浓度，mg/L；—出水COD浓度，mg/L；—容积负荷，kg/()。则=2、UASB反应器的形状和尺寸据资料，经济的反应器高度一般为4—6m之间，并且在大多数情况下这也是系统优化的运行范围。升流式厌氧污泥床的池形有矩形、方形和圆形。圆形反应器具有结构较稳定的特点，但是建造圆形反应器的三相分离器要比矩形和方形反应器复杂得多，因此本设计选用矩形池。从布水均匀性和经济性考虑，矩形池长宽比在2：1左右较为合适。设计反应器的有效高度为h=6m，则横截面积S=㎡设池长L约为池宽B的两倍，则可取池长L=25m，宽B=13m。一般应用时反应器装夜量为70％—90％，本工程设计反应器总高度H=7.5m，其中超高0.5m。反应器的总容积V=BLH=25×13×(7.5-0.5)=2275，有效容积为1930.4，则体积有效系数为84.85％，符合有机负荷要求。3、水力停留时间（HRT）和水力负荷率（）对于颗粒污泥，水力负荷=0.1—0.9，符合要求3.6.2.2进水分配系统的设计1、布水点设置进水方式的选择应根据进水浓度及进水流量而定，通常采用的是连续均匀进水方式。布水点的数量可选择一管一点或一管多点的布水方式，布水点数量与处理废水的流量、进水浓度、容积负荷等因素有关。Lettinga等推荐的UASB反应器进料喷嘴数设置标准见表4.7由于所取容积负荷为15kgCOD/(d),因此每个点的布水负荷面积大于2。本次设计池中共设置84个布水点，则每点负荷面积为：㎡表4.7UASB反应器进料喷嘴数设置标准污泥性质进水容积负荷/[kgCOD/(m3•d)]每个进水点负荷面积/m2密实的絮体污泥度40kgTSS/m311～220.5～11～22～3密实的絮体污泥度20～40kgTSS/m31～231～22～5颗粒污泥22～440.5～10.5～222、配水系统形式UASB反应器的进水分配系统形式多样，主要有树枝管式、穿孔管式、多管多点式和上给式4种。本次设计使用U形穿孔管配水，一管多孔式。为配水均匀，配水管中心距可采用1.0—2.0m，出水孔孔距也可才用1.0—2.0m，孔径一般为10—20mm，常采用15mm，孔口向下或与垂线呈45°方向，每个出水孔的服务面积一般为2—4㎡。配水管中心距池底一般为20—25cm，配水管的直径最好不小于100mm。为了使穿孔管出水均匀，要求出口流速不小于2m/s.进水总管管径取200mm，流速约为1.7m/s。每个反应器中设置7根φ100mm的U形管,每两根之间的距离为2.00m,每根管上有7个配水孔，孔距为1.625m,孔径采用φ15mm,每个孔的服务面积2.00×1.625=3.25m2,孔口向下并与垂线呈45°。共设置布水孔84个。出水流速μ选为2.34m/s，则孔径为：本设置采用连续进料方式，布水孔孔口向下，有利于避免管口堵塞，而且由于UASB反应器底部反射散布作用，有利于布水均匀。为了增强污泥和废水之间的接触，减少底部进水管的堵塞，建议进水点距反应器池底200mm—250mm。本工程中设计布水管离UASB反应器底部200mm。3、上升水流速度和气流速度本设计中常温下容积负荷=15kgCOD/(d)，沼气产率r=0.3m3/kgCOD，根据接种污泥的不同选择不同的空塔水流和气流速度。如采用厌氧消化污泥接种，需满足空塔水流速度uk≤1.0m/h,空塔沼气上升速度ug≤1.0m/h，如采用颗粒污泥接种，水流速度可以提高至1.0m/h≤uk≤4.0m/h。这里计算按接种消化污泥为依据。则空塔水流速度:uk===0.194m/h＜1m/h，符合要求。空塔气流速度:ug===0.97m/h1.0m/h，符合要求。为COD去除率，取80%。三相分离器沉淀区固液分离是靠重力沉淀（）达到的，其设计方法与普通二沉池相似，主要考虑两个因素，即沉淀面积和水深。沉淀面积可根据废水流量和沉淀的表面负荷率确定。一般表面负荷率的数值等于水流向上流速，该值的大小与需要去除的污泥颗粒的沉降速度相等，但方向相反，对已形成颗粒污泥的反应器，为防止和减少悬浮层絮状污泥流失，沉淀室内设计日平均表面负荷率小于0.7。沉淀区进水口的水流上升速度一般小于2三相分离器中物质流态示意图见图4.4。图4.4三相分离器中物质流态示意图本次设计中，与短边平行，沿长边布置7个集气罩，构成6个分离单元，则设置5个三相分离器，三相分离器单元结构示意图如图4.5所示。图4.5三相分离器单元结构示意图三相分离器的长度为B=13m，每个单元宽度为L=25/6=4.167m。其中沉淀区长度B1=13m、宽度b=3.0m，集气罩顶宽度a=1.167m，壁厚0.2m，沉淀室底部进水口宽度=1.5m。沉淀区面积:=nb=6×13×3.0=234㎡。沉淀区表面负荷:0.7符合要求。沉淀室进水口面积:S2=nBb1=6×13×1.5=117㎡。沉淀室进水口水流上升速度2.0符合要求。2、沉淀区斜壁角度与深度设计三相分离器沉淀区斜壁倾斜度应在45°—60°之间，上部液面距反应器顶部0.2m集气罩顶以上的覆盖水深可采用0.5—1.0m,沉淀区斜面的高度h3建议采用0.5—1.0m。不论何种形式的三相分离器,其沉淀区的水深≥1.0m，并且沉淀区的水力停留时间以1—1.5h为宜。如能满足上述条件，则可取得良好的固液分离效果。设计UASB反应器沉淀区最大水深为2m，=0.5m（超高），=0.5m，=1.0m，则倾角：arctan=arctan=46.47°,符合要求。3、汽液分离设计如图4.6所示,设计就是要在确定气封角后，合理选择图中缝隙宽度和斜面长度BC（主要是MB），以防止UASB消化区中产生的气泡被上升的液流带入沉淀室，干扰固液分离，造成污泥流失。当气泡随液流以速度沿分离器斜面BC上升时，由于浮力的作用，它同时具有垂直向上的速度。为了保证气泡不随液流窜入沉淀室，气泡必须在其随液流由B点移至M点时，在垂直方向上移动距离MN。则在分离器设计中，必须慢走一下公式要求：倾角=60°,r=70°,=0.6m,分隔板下端距反射锥处置距离MN=0.225m，则缝隙宽度=MNsin=0.225×sin60°=0.195m.图4.6三相分离器汽液分离设计废水总流量为1500根据资料，设有0.7Q=1050的废水通过进水缝进入沉降区，另有0.3Q=475的废水通过回流缝进入沉降区。则===0.846m/h2.0m/h符合要求。MC===0.346m设BC=0.5m,则MB=BC-MC=0.5-0.346=0.154mAB=2BCcos30°=2×0.5×cos30°=0.866mBD=AD===0.461mCD=BCsin30°+BDsin20°==0.408m则=CD+MN-MCcos=0.408+0.225-0.346cos60°=0.460m脱气条件校核。设能分离气泡的最小直径=0.01cm,35℃下清水运动粘滞系数γ=0.672×10-2cm2/s,废水密度ρ1=1.03g/cm3,气体密度ρg=1.2×10-3g/cm3,气泡碰撞系数=0.95，则清水动力粘度=γ=0.672××1.03=0.692×g/(cms),因处理对象为废水，其动力粘度一般大于，可取=1.5×g/(cms)，由斯托克斯公式=,则气泡上升速度（可分离的最小气泡）为==12.77m/h验证：==15.1==1.46可见，合理。所以，该三相分离器可脱去≥0.01cm的气泡，分离效果良好。4、分隔板的设计如图4—6所示，=0.6m,=0.5×（b-）=0.5×(3-0.6)=1.2m经上面计算，气体因受浮力作用，气泡上升速度在进水缝中=12.77m/h，沿进水缝斜向上的速度分量为sin=19.16×sin46.47°=9.260(m/h)，则进水缝中水流速度应该满足V9.260m/h,否则水流把气泡带进沉降区。假设水流速度V刚好等于9.260m/h，前面计算中已设有1050废水通过回流缝进入沉降区，则三相分离器的进水缝纵截面总面积为：===4.72共有6组（12条）进水缝，每条进水缝纵截面面积===0.40进水缝宽度===0.03(m)，应满足与相当级数，且0.022m,现设计=0.15m，则进水缝中水流速度V==1.87m/h9.26m/h，满足设计要求。Δh===0.219m=tan+△h-=1.2×tan46.47°+0.219-1.0=0.482m.设进水缝下板上端比进水缝上板下端高出0.2m.则进水缝下板长度为：（0.2+）/sin=(0.2+0.482)/sin46.47°=0.941m进水缝上板长度为：/sin=1/sin46.47°=1.380m5、三相分离器与UASB高度设计三相分离区总高度h=+++=0.5+1+0.482+0.46=2.442mUASB反应器总高度H=6.5m，超高=0.5m.据资料，Q一定，相同的COD降解速率下，反应器的有效高度与污泥床高度之比为（3--4）：1较为合适，较高的污泥床高度可能引起污泥浓度过大，废水布水不均匀形成污泥脱节现象。反应器的有效高度在任何情况下选用4.5—6m，悬浮层高度3—4m是适宜的。本次设计中，分离出流区高2.5m，反应区高度4.5m，其中污泥床高2.0m悬浮层高2.5m。3.6.2.4排泥系统的设计由于厌氧消化过程中微生物的不断生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UASB反应器的设计应包括剩余污泥的排除设施。1、UASB中污泥总量的计算。高效工作的UASB反应器内，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，密集堆积着絮状污泥和颗粒污泥。污泥粒子虽呈一定的悬浮状态，但相互之间距离很近，几乎呈搭接之势。这个区域内的污泥固体浓度高达40-80gVSS/L或60-120gVSS/L，通常称为污泥床层。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，悬浮着颗粒较小的絮状污泥和游离污泥，絮体之间保持着较大的距离。污泥固体的浓度较小，平均约为5-25gVSS/L或5-30gVSS/L，这个高度范围通常称为污泥悬浮层。本设计中，反应器最高液面为7m,其中沉淀区高2.5m，污泥浓度为=0.5gSS/L;悬浮区高1.7m，污泥浓度=2.0gSS/L；污泥床高3m污泥浓度=15.0gSS/L，则反应器内污泥总量：M=s+s+s=s（++）=321.7×(0.5×2.7+1.7×2.0+3×15)=15844(kgSS)2、BOD污泥负荷污泥负荷表示反应器内单位质量的活性污泥在单位时间内承受的有机质质量。=0.703、产泥量计算剩余污泥量的确定与每天去除的有机物量有关，当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，可按每去除1kgCOD产生0.05—0.10kgVss计算。本工程取X=0.05kgVss/kgCOD,则产泥量为：△X=XQ=0.05×1500×20.757×0.93=1448（kgVss/d）式中Q—设计处理水量，—去除的COD浓度，kgCOD/据资料，小试条件下，白酒废水Vss/ss=0.91,但不同试验规模下Vss/ss是不同的，因为规模越大，被处理的废水含无机杂质越多，因此取Vss/ss=0.8，则△=1448/0.8=1809(kgSS/d)污泥含水率P为98﹪，因含水率95﹪,取=1000kg/,则污泥产量为=90.454、污泥龄的据算污泥龄5、排泥系统的设计一般认为，排出剩余污泥的位置在反应器的1/2高度处，但大都推荐把排泥设备安装在靠近反应器底部，也有人在三相分离器下0.5m处设计排泥管，以排除污泥床上面部分的剩余絮状污泥，而不会把颗粒污泥排走。对UASB反应器排