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1000t/d红霉素废水处理工程
图3-3 单元三相分离器计算图（单位：cm）
3.5.5.3 沼气分离效果验证 设能分离的最小气泡直径为d=0.01cm，常温下清水的运动粘滞系数为：
??1.01?10?2cm2/s，清水密度?1?1.01g/cm3，沼气密度?2?1.2?10?3g/cm3，碰撞系数
??0.95，则
清水的动力粘度????1?1.02?10?2g/cm?s，由于废水的粘度一般大于清水的粘度，可取
?废水?2.0?10?2g/cm?s 则气泡上升速度：
?g(?1??2)d2vb?18?废水?0.261cm/s?9.4m/hva=v2=1.04m/h
则有：
vb9.4BC1.0??9.04???2.94，故满足要求。 va1.04AB0.34
3.5.6 布水系统设计 3.5.6.1 设计说明
进水配水系统兼有配水与水力搅拌功能，所以必须满足以下原则：
①进水必须在反应器底部均匀分配，确保各单位面积进水量基本相等，以防止短路和表面负荷不均匀现象发生；
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②应满足污泥床水力搅拌的需要，要同时考虑水力搅拌与产生的沼气搅拌，使污泥区达到完全混合的效果，确保促进有机物与污泥迅速混合，防止产生局部酸化现象； ③易于观察进水管的堵塞现象，如发生堵塞应易于消除。 3.5.6.2 常用布水系统
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（1）连续进水布水方式
①一管一孔配水方式：为了确保进水可以等量的分布在反应器，每个进水管线仅仅与一个进水点相连接是最理想的情况，为了保证每一个进水点达到其应得的进水流量，一般采用高于反应器的水箱式进水分配系统。其一个好处是可以用肉眼观察堵塞情况。
②一管多孔配水方式（又名穿孔管配水系统）：为了配水均匀，配水管中心距采用1.0～2.0m，出口孔距也可采用1.0～2.0m，孔径一般10～20mm，常采用15mm。孔口向下或与垂线呈45°方向，每个出水孔服务面积一般为2～4m2。配水管的孔径最好不少于100mm，常用150mm。配水管中心距池底一般为20～25cm。为了使穿孔管各孔出水均匀，要求出口流速不小于2m/s，使出水孔阻力损失大于穿孔管的沿程阻力损失。
③分枝式配水方式（又名树枝式管式配水系统）：采用对称布置，各支管出水口向下距池底约20cm，位于所服务面积的中心。管口对准池底所设的反射锥体，使射流向四周散开，均布于池底，一般出水口直径采用15～20mm，每个出水口服务面积2～4m2。 （2）间歇式布水方式
①脉冲进水：采用间歇式的脉冲方式进水，使底层污泥交替进行收缩和膨胀，有助于底层污泥的混合。一般来说，一定的布水强度能促进反应区污泥床层底部颗粒污泥的混合，促进污染物与污泥的充分接触，强化反应速率。
②连续进水间歇布水：这是德国的一种布水系统。在反应器底部设置许多布水点(布水点高度各不相同)从水泵送来的废水经一根旋转的配水管配入一个环状配水槽，槽分许多隔间，每一隔间有一布水管连通布水管，并在固定的布水点通过管嘴将废水布入池内。 3.5.6.3布水系统选取及计算
由于分枝式配水系统比较简单，只要施工安装正确，配水能够基本达到均匀分布的要求。因此本设计采用此种配水系统。
设布水点服务面积S=1.5m2/个，则每个池子布水点个数为： n=50/1.5=33.3个，为了便于布置取n=32个。 3.5.7 出水系统
出水的均匀排出也是保证反应器均匀稳定运行的关键，尤其对固液分离的影响较大。UASB反应器的出水槽布置与三相分离器沉淀区设计有关，通常每个单元三相分离器设一个出水槽。出水槽位于三相分离器集气罩顶部，二者连成一体。 本设计采用90°三角堰。
（1）堰上水头（即三角堰底至上游水面的高度）取h=0.03mh2o，槽高0.06m。 （2）每个三角堰流量：
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（h在0.021-0.200时）q?1.4h2.5?0.000218m3/s （3）三角堰个数n
n=Q/q=0.0116/0.000218=54个，为便于计算及加工取为n＝64个。 （4）三角堰中心距（双侧出水），出水槽宽度取0.2m L=10×8/64＝1.25m。 3.5.8 水封
在UASB反应器中，控制三相分离器的集气室中气液两相界面高度是重要的如前所述，集气室气液表面可能形成浮渣或泡沫，这些浮渣或泡沫可能妨碍气泡的释放。在液面太高或波动时，有时浮渣或气泡会引起气管的堵塞或使气体部分进入沉淀区。这种现象在含脂肪或蛋白质废水处理时，或产气量太小时会趋于严重。因此要保证气液界面高度稳定，而这一高度常用水封来控制3.6.1设计说明
流化床是利用流态化的概念进行传质或传热操作的一类反应器。生物流化床是生物膜法的一种。在原理上，它是通过载体表面的生物膜发挥去除作用，在生物流化床中，生物膜随载体颗粒在水中呈悬浮态，加之反应器中同时存在或多或少的游离生物膜和菌胶团，因此它同时具备有悬浮生长法（活性污泥法）的一些特征。从本质上讲，生物流化床是一类既有固定生长法特征又有悬浮生长法特征的反应器，这使得它在微生物浓度、传质条件、生化反应速率等方面有一些优点
[7]
[9]
。
3.6 内循环好氧三相流化床设计 。
（1）生物流化床中小粒径的载体提供了微生物附栖生长的巨大比表面积，使反应器内能维持高的微生物浓度(可达40～50g/l)，因而提高了反应器的容积负荷。
（2）流态化的操作方式创造了反应器内良好的传质条件，无论是氧还是基质的传递速率均明显提高。对于一些可生化性较好的工业废水，生化反应的速率较快，因此流化床在传质上的优势更能明显的体现。
（3）较高的生物量和良好的传质条件使生物流化床可以在维持处理效果的同时减小反应器容积，节省投资，且占地面积小。
（4）与活性污泥法相比，生物流化床具有较强的抵抗冲击负荷的能力，不存在污泥膨胀问题。
（5）生物流化床反应器中为了阻止载体流失，一般在反应器顶部设置沉淀区，在沉淀区同时可将脱落的生物膜分离出来。在负荷不高、对出水悬浮物无特殊要求时可以省去二沉池，剩余污泥通过脱膜设备排出系统，这就简化了流程。
内循环生物流化床通过在床层内区别升流区和降流区，利用两个区域之间的密度差，推动载体的循环流动，是一种改进的生物流化床。这种反应器的优点是混合传质条件好，不易发生载体分层现象，对分离器的要求较低，易于做到流体均匀分布，此外，通过实现床层内部循环，生物颗粒易于与水分离，载体不易流失去。
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3.6.2 设计计算
流化床设计参数见表3-5。
表3-5 流化床设计参数
进水水质mg/l 去除率% 出水水mg/l
COD 720 85 108
SS 300 20 240
图3-4 内循环好氧三相流化床计算图（单位：cm)
3.6.2.1 筒体设计
取BASR容积负荷NV?8kgCOD/m3?d （1）、有效容积
V?QS01000?0.94??117.5m3 NV8取筒体直径D=4m，则筒体高度为H?V?4?9.4m
D2（2）、内筒直径
反应器的内循环，内筒面积与外筒面积相等即可实现。由此得：
?44（3）、上升流速
Qv??6.8m/h
?2D43.6.2.1 沉淀区设计 （1）回流缝的宽度
D12??(D2?D12)，解得D1=2.83m，取2.8m
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