CN103097306A - 膜生物反应器方法 - Google Patents

Abstract

本发明在废水处理过程的主线上增加了一种改良的相分离器，利用膜过滤系统来提高生化需氧量（BOD）和营养物质去除。此外，本文描述的处理方法和系统可以用于高流通的膜过滤系统以满足二级和三级处理的要求。使用相分离和膜过滤技术得到可以在低流量中循环的集中返回的固体，能够减少设备的体积和用于处理所需要的物理空间，同时能够在不降低废水处理效率的基础上节省能耗。

Description

膜生物反应器方法

发明的领域

本文所描述的发明能够普遍应用于废水处理系统，此处的废水处理系统采用生物学过程作为废水处理的一个步骤，同时在过滤的步骤中采用了一级或者多级膜。更具体地，本发明将直接改进废水处理方法，通过使用相分离、膜过滤和再循环的控制，以提高膜过滤器操作的效率，并且能够促进活性污泥中有机物、氮和磷的去除，还能够在厌氧废水处理过程中提高对固体的管理。

本发明的背景

自20世纪70年代初联邦地表水排放标准问世以来，废水处理技术已经逐步发展，以满足不断扩大的环境废物种类和总量。目前已知的活性污泥处理的常规应用程序是有效去除有机碳，用生化需氧量（BOD）来表示，以及从各种商业、工业和市政废水中澄清水质并去除总悬浮固体（TSS）。此外，本领域中已知含有混合液悬浮固体（MLSS）的废水选择性经过有氧（Ae）、厌氧（An）和缺氧（Ax）条件处理，即通过不同地处理途径有效地去除废水中的氮和磷（通常称作为营养物去除）。在大多数情况下，降低BOD，TSS，氮和磷浓度以达到国家污染物排放消除系统（NPDES）所预设的水平，依据“清洁水法”的规定，允许有权限的废水处理厂的运营商将处理过的达标的废水排放入当地地表水，如河流或湖泊。

然而，许多废水处理厂的运营商发现，将收集的废水资源排放入地表水并不是对废水回收资源的最好的利用。根据不同的经济、政治或环境的因素，有必要在废水处理工业程序中增加额外的处理技术以改进传统的废水处理方法。事实上，一些州和联邦的监管机构已经开发出更多和更严格的废水处理标准，如果能够实现，将使得处理后的废水得到更加有益的利用，如重复使用（例如，作为灌溉水或冷却水）和预处理用于回灌（例如，地下水含水层补给）。

虽然最初是在饮用水处理中开发出来的，本领域已知采用膜技术经过各种微滤、超滤和纳滤技术处理废水，以彻底清除悬浮固体和显著减少某些病原体、胶体有机化合物以及其他的有机和无机的不溶性化合物。然而，这种细微颗粒去除技术的收益需要大量的相关成本。

由于膜技术的资金成本和能源需求，膜过滤器阵列在废水处理流程中的最佳安装位置是位于初级和二级固体清除步骤的下游。以往，理想的是进入膜过滤器阵列的流体是低浊度（5NTU或以下）和低的悬浮固体浓度（5毫克/升或更低），并且浊度和悬浮固体浓度随时间的变化不大。这种安排降低了膜过滤处理步骤的能耗，减少了所需要的过滤膜的面积，同时延长了清洗膜的周期和膜系统的使用周期。此应用的一个例子是Aqua-Aerobic System公司中的AquaMB

AquaMB

采用生物处理、二次沉淀和布介质过滤相结合的方法来减少必须通过膜过滤系统去除的废水中的固体物质。然而，这样的多重屏障的应用需要足够的物理空间，可能无法应用于许多空间紧凑的废水处理厂。因此，本领域有必要进一步发展在紧凑空间中具有较低资金成本的膜过滤程序，在增加废水处理量的同时能够满足现有的和未来潜在的废水处理标准。

值得注意的是，现有的正在使用的用于废水处理的致密膜过滤系统，如Aqua-Aerobic System公司的

MBR技术。在这类系统中，进入膜过滤器阵列的流体中的固体浓度与初级处理生物反应器中的固体浓度相同，并大大高于膜过滤系统所适应的最佳的混合液悬浮固体（MLSS）的浓度。因此，对于任何给定的具有流体速率为1Q，至少4Q（通常是4Q-7Q）的膜生物反应器（MBR）系统，可以用来从膜系统回收至生物反应器。这个处理程序的结果是高的系统能量需求、低的膜通量（渗透物通过膜的速率）、高的膜维护成本和增加的更换膜组件间隔。因此，本领域需要一种膜过滤程序，其同时满足紧凑的空间需求，具有高的膜通量和低的能耗和维护需求。

美国专利号为5924108（杨）公开了一种多相分离器，能够应用在生物废水处理系统中，用来集中回收固体以加快和提高废水中营养物质的去除。在杨的参考文献中所描述，相分离器设置在来自生物反应器导管的固体回收流上，而不是放置在主处理路径上。相分离器通常用来处理进口的MLSS浓度为4000-6000毫克/升，停留时间较短的废水，从生物量中分离上清液（后期再行处理），以提高氮和磷的去除效率。经过这些处理得到的上清含有的总悬浮固体（TSS）浓度通常为20-50毫克/升。然而，这是本文描述的发明的一个特征和优点，经过改良的相分离器能够使得MLSS浓度满足进入膜过滤系统的要求，并降低膜的再循环率。

正如本文进一步讨论的改良的相分离器，是将传统相分离器与其混合元件解耦而得到的，可以充当额外的MLSS控制装置。在处理的主路径中使用此改良的相分离器，通过代替固体净化设备和配备小体积分离器的介质过滤器以更低的成本节省了多重屏障系统所占用的空间。另外，通过减少或扣除相分离器的一个常规的营养物去除功能，可以大幅度增加废水直通流量，使得系统能够应用于在较高水力负荷的情况。相分离器保留其固体分离功能，同时降低了进入膜过滤系统的MLSS的浓度。通过补充管道，此改良相分离器的固体回收线路根据需要可以被导向至一个或者多个的厌氧反应器、需氧反应器或者缺氧反应器中，以提高去除营养物的能力。相分离器上游的废水也可以被选择性地或者组合地导入至厌氧，需氧和缺氧反应器中，在进入相分离器之前，使得废水中的营养物可以得到有效地去除。随着这些新的改进，相分离器能够用来处理MLSS浓度，而此功能在之前未能实现。

为了节省更多的空间，降低资金成本，以及，更重要的是，提高总氮的去除，已经发现耗氧和缺氧反应器可以被分段式放置于一个双重用途的水池中，利用曝气设备进行顺序的控制。在循环的曝气阶段，条件有利于促进BOD的去除和硝化作用。在循环的缺氧阶段，条件有利于促进脱硝化和BOD的去除。分段式水池基于时间循环或者基于设备控制循环（如通过DO探针）来达到一个一段时间内具有较低氧化氮平均值的流体。此外，本文所述的发明的优点是有效的，其中常规的序列批量式反应器（SBR）的过程在其上游使用改良的相分离器代替分段式水池。所列举的优点可以来自于，在曝气和缺氧条件下常规SBR运行顺序填充、反应、排放阶段；或者来自于，在水位没有显著变化或者阀门能够支持批量处理的条件下操作改良的序列批量式反应器（MSBR）以运行填充、反应和排放的步骤。

目前描述的发明克服了当前膜处理系统的限制。本文中详细描述了本发明在这方面以及其他方面的优势。

发明概述

本发明保留了已知的膜生物反应器技术的优点，还提供了新的特征和优点。在一个主要方面是，本发明通过控制进入膜腔的流体的质量，提高了膜过滤器阵列的操作。另一方面，本发明在总体上减少了所需的再循环抽吸，从而提高膜系统的能量效率。在下文中，在本说明书所提及的处理反应器，腔室，容器以及类似词汇，它会被理解为本领域已知的任何一种形式隔离位置的隔离器，在此隔离器进行处理步骤。此后，说明书所提及的通道，它会被理解为本领域已知的任何一种物理运输工具（如管道、槽、沟、管、闸、隧道、堰箱等），用来将废水从一个位置传送到另一个位置。

在另一方面，本发明描述了对美国专利号5924108（杨）中所述类型相分离器的改进和再利用。在本文所描述的发明的范围内，一个从混合元件解耦得到的相分离器，能够设计并用在处理主线上，位于初级生物处理反应器和膜过滤腔室之间，用来控制并使MLSS浓度达到符合膜过滤的标准。以下，所有提及的相分离器被理解为传统相分离器的改良版本，-即为如上所述的没有混合元件。相对于传统的澄清水池来说，相分离器具有减少尺寸和降低水力停留时间的优点，同时，在满足废水处理目标的前提下，还减少了所需要的物理空间。例如，在扩展-曝气活性污泥的处理过程后，传统的第二级澄清水池的体积大小是基于需要4-8小时的水力停留时间而设计的，而一个相分离器的体积大小只需要满足0.4-1.0小时的水力停留时间。

在另一方面，相分离器可以任选装配本领域已知的堰挡板和浮渣管机或者其他碎屑收集设备。在此配置中，改良的相分离器也作为一个额外的屏障，保护下游的膜过滤器免受碎片（塑料、木材、纤维以及类似物）的破坏，以及沙砾的损坏，这些沙砾可能来自于其他MBR系统中已经通过初级处理步骤。在传统系统中的峰值水力流量和顶开式生物反应器忽视了沙砾和碎片，沙砾和碎片最终对膜过滤器造成了影响。相分离器所增加的沙砾和碎片去除性能提供了一个关键的支持作用，以减少膜的维护和延长敏感膜的寿命。同样，相分离器可以允许使用某些镇流材料（如磁铁），用来增加生物过程，但可能干扰膜系统的正常操作。当这种镇流材料处理特定的比重大于1.0的材料时，相分离器可以滞留镇流材料，从而防止其与下游的膜系统接触。

结合改良的相分离器，将厌氧、耗氧和缺氧反应器通过一定的变化和顺序设置在一个连续流处理系统中，从而提高营养物和有机物的去除率。另外，这些反应器通过不同的安排，可以被用在常规的序列批量式反应器中，或者在一个恒定水位的改良的序列批量式反应器中，或者传统流体-通过（flow-through）活性污泥系统或者厌氧过程中。因此，本发明提供了在小的物理空间中以低成本处理废水流的膜技术，以满足二级或三级废水排放标准，并且提高膜通过率、降低了运营压力、降低了维护成本，并通过减少膜系统暴露于沙砾和碎片提高了可靠性。

附图简述

本发明所说明、未说明的目标、特征和优点（有时是单个，但不排除多个）通过以下的描述和附图将更加明显，其中所标记的数字代表不同视图中各种元件。

图1是一个废水处理流程的示意图，该流程使用分段式的曝气水池和相分离器，均通过液压定位于厌氧反应器和膜过滤器阵列之间。

图2是一个废水处理流程的示意图，该流程使用分段式的曝气水池，相分离器和膜过滤器阵列，其中在排放进入厌氧反应器之前，从相分离器返回的固体经过缺氧反应器处理。

图3是一个废水处理流程的示意图，该流程使用分段式的曝气水池，相反应器和膜过滤器阵列，其中在排放进入厌氧反应器之前，从膜过滤器阵列返回的固体经过预缺氧反应器处理。

图4是一个典型的线性图，表示在不同反应器中，各种含氮化合物浓度水平随时间的变化，所述反应器包括分段式曝气反应器（SAR），序列批量式反应器（SBR），或者利用周期性曝气的恒定水平改良的序列批量式反应器（MSBR）。

图5是一个线性图，表示在不同反应器中，谨慎缺氧阶段和溶解氧控制的有氧阶段中溶解氧浓度水平随时间的变化，包括分段式曝气反应器（SAR），序列批量式反应器（SBR），或者利用周期性曝气的恒定水平改良的序列批量式反应器（MSBR）。

图6A是一个废水处理流程的示意图，在第一SBR室的反应/填充阶段和第二SBR室的反应//排放/再循环阶段，将相分离器通过液压定位于序列批量式反应器和膜过滤器阵列之间。

图6B是图6A中废水处理流程中第二步骤的示意图，第二SBR室的反应/填充阶段和第一SBR室的反应/排放/再循环阶段。

图7A是一个废水处理流程的示意图，该流程使用序列批量式反应器系统和相分离器，在第一SBR室的反应/填充阶段和第二SBR室的反应//排放/再循环阶段，两者均通过液压定位于厌氧反应器和膜过滤器阵列之间。

图7B是图7A中废水处理流程中第二步骤的示意图，第二SBR室的反应/填充阶段和第一SBR室的反应/排放/再循环阶段。

图8A和8B是一个废水处理流程的示意图，该流程使用传统的多级排列的具有相分离器的耗氧反应器和缺氧反应器，耗氧反应器和缺氧反应器均通过液压定位于厌氧反应器和膜过滤器阵列之间。

图9A和9B是图7A和7B的变型，其增加了一个缺氧反应器用于处理来自相分离器的回收物，同时操作一个恒定水位、连续流的改良序列批量反应器（MSBR），通过交叉连接管道连接不同的MSBR。

图10A和10B是图9A和9B的变型，其增加了一个曝气反应器，该反应器接受来自膜箱中的回收物，并且通过液压定位于MSBR反应器和相分离器之间。

图11A和11B是一个含有平行MSBR反应器的废水处理流程的示意图，该处理流程能够选择地将每个反应器室与处理主线隔离，使其在直通系统中能够暂时地进行批量处理。

图12是厌氧废水处理过程的示意图，该流程使用相分离器，该相分离器通过液压定位于厌氧反应器和膜过滤器阵列之间，此膜过滤器阵列使用来自厌氧反应器的循环气体用作膜精练剂（scouring agent）。

优选实施方式的详细描述

下文描述的是目前所认为的本发明所声明的优选实施方式或最有代表性的实施方式。可以设想未来和现在对本发明实施方式以及优选的实施方式进行替换和改良。本专利权利要求涵盖了任何在功能、用途、结构和结果方面不引起巨大的改变的替换或改进。凡在本说明书中提及的废水的特定特征（如MLSS）浓度的数值，这个浓度旨在被理解为随时间推移的平均浓度（在数小时或数天），而不是一个瞬时的或偶发的浓度值。

图1是一个废水处理流程中根据本发明的优选实施方式之一的示意图。在主要处理路径上，该流程采用厌氧反应器11，分段式耗氧/缺氧或曝气反应器12，相分离器13和一个膜过滤器14。通常情况下，筛选的去除沙粒的废水通过进入通道20进入厌氧反应器11，在厌氧反应器中，通过本领域已知的各种非曝气（non-aerating）混合装置，例如Aqua-Aerobic System公司的

混合器，废水与活性污泥生物质相互作用（图中未示出）。厌氧反应器11促进聚磷生物体（PAO）的生长。在不存在大量的溶解氧和氧化的氮的情况下，增加生物磷的去除是可以加速完成的。

厌氧反应器11中存在的兼性菌产生乙酸酯和其他发酵产物，这些物质可被用作被PAO利用的底物。相较于反应器11中MLSS浓度，通过增加污泥回流线33中的MLSS浓度，未完全处理液（含有很少或不含有机碳）返回到厌氧反应室11。

增加有机碳的浓度（等同地，可以被理解为限制污泥回流线33中稀释液的体积），降低了返回至厌氧反应室11的氧化的氮的量，从而促进更纯的厌氧条件。

限制引入厌氧反应室11的稀释液的体积，也增加了实际的水力停留时间，这反过来促进非挥发性脂肪酸的有机碳发酵为挥发性脂肪酸（VFA）。这个过程的一个副产品是厌氧反应室中磷的大量释放并转化为可溶的形式。检测器可任选地放置以监测厌氧反应器11中磷的浓度，以指示在进入通道20中所存在的磷的贡献之外，厌氧反应器释放并进入水池的磷浓度增加的速度。

从厌氧反应器11的流出物通过通道21被输送到分段式曝气反应器12。分段式曝气反应器12被保持在完全混合的环境，完全混合的环境通过本领域已知的各种非曝气混合装置中的一种来实现，例如Aqua-Aerobic System公司的

混合器。此外，分段式曝气反应器12配备有曝气系统，优选的是微细气泡曝气系统，比如Aqua-Aerobic System公司的

系列的曝气系统之一。分段式曝气反应器12还经由返回通道34接受来自于膜反应器14的浓缩回收固体。来源于通道21和返回通道34的组合的混合液体在分段式曝气反应器12优先进行处理，以达到并保持其MLSS浓度为约5,000-10,000毫克/升。

与分段式曝气反应器12相关的仪表和控制系统选择性地在重复的时间间隔，循环打开和关闭曝气系统，用以在分段式曝气反应器12中创造交替的耗氧和缺氧的条件（同时可见图4和图5）。在反应器12的耗氧反应条件下，硝化得到促进，有机碳被转化成二氧化碳、水和额外的生物质，同时生物质吸收了磷，特别是通过与PAO的相互作用。在反应器12的缺氧反应条件下，去硝化得到促进（伴随着MLSS浓度的增加而提高），同时产生了富含磷酸盐的混合液固体。虽然BOD₅减少在需氧和缺氧条件下都有所发生，BOD₅减少速率在曝气操作阶段更高。

经由通道21进入反应器的流体需要一定的潜在的耗氧量。耗氧量由有机成份的需氧代谢（即BOD₅减少）和氨氮（NH₃-N）的硝化所引起。曝气系统的尺寸可以满足此耗氧量。溶解氧（DO）的浓度曲线，如图5的曲线，通常指示了在曝气阶段溶解氧浓度增加的模式，随后是非曝气阶段DO值的降低（接近零）。通常情况下，在每个曝气阶段的结束点，溶解氧的浓度会达到一个峰值，如图5所示。

分段式曝气反应器12的循环可能是基于时间或者基于事件的。优选采用基于时间的循环，并通过规律性间隔切换曝气系统打开/关闭来控制。DO曲线可以通过如下方法进行管理，提供对曝气系统42的谨慎控制（打开/关闭），或者由曝气系统风箱的可变频率驱动器（VFD），以在需氧阶段的任何给定时间达到一个特定的DO值。在曝气阶段终止后，监测得到的溶解氧浓度消耗的速率可以用来表示反应器12的氧吸收速率（OUR）。本领域已知的溶解氧的探针，氧化还原/ORP探针和类似的检测设备可以被安装在反应器12上，或者通过从反应器12的采样流水线来追踪DO浓度随时间的变化。

对于大多数的废水，优选在一小时内循环的操作，其中循环的约75%时间在有氧条件，25%时间在缺氧条件。基于事件的循环可以与溶解氧、硝酸盐或者氨氮的浓度相联系，这些浓度可以在反应器12中通过使用不同探针或者对混合样品采样监测得出。无论是基于事件或时间的循环，分段式曝气反应器对废水处理的目标是得到通道22中的流出物，该流出物中的氧化的氮含量在一段时间内的平均值较低。

由分段式曝气反应器12流出的混合液体通过通道22被输送到相分离器13。相分离器13是由传统的相分离器改进而来。对相分离器13的改进包括与任何的混合装置或曝气装置进行解耦连。进一步任选的改进包括添加浮渣去除设备（图中未示出），例如在出口堰箱的挡板和浮渣管或者本领域已知的类似去除设备。

相分离器13创建了一个低能量环境，导致两个具有不同属性的排放物。通过通道23流入膜反应器14的溢出上清液具有相对较低浓度的悬浮固体和可沉淀固体。在使用任选的浮渣去除设备时，上清中的浮渣、油脂和浮动碎片的含量也较低。相分离器13还具有第二排放物，通过固体返回通道33将浓缩的污泥返回至厌氧反应器11。浓缩的污泥通常由本领域已知的各种的用于该目的的污泥泵之一输送。对相分离器13的尺寸和构造进行优选，以去除超过70%的总悬浮固体，该悬浮固体从分段式曝气反应器12通过通道33进入相分离器13。对于使用本文所描述的方法处理的最典型的废水，在通道23中并随后引入膜反应器14中总悬浮固体含量低于50-250毫克/升（基于相分离器13流出量，其中约70%通过通道23，30%通过通道33）。在可能利用混凝剂（如硫酸铝）来去除多余的磷或其他化学物质，以提高膜的通量的情况下，通过通道22引入到相分离器13前将减少负载到膜上的固体和化学物品的量。

在另一个可选实施方式中，如图2所示，固体返回通道33可以将相分离起13输出的固体运送至缺氧反应器17。缺氧反应器17被保持在一个缺氧环境，在固体经由通道27返回至厌氧反应器11之前，以维持额外的去硝化和降低溶解氧的作用。缺氧反应器17也可以用来调节厌氧反应器11的上游部分的系统流体的一部分。进入通道20的流体在进入厌氧反应器11处理之前，分出的一部分经由通道200直接转移入缺氧反应器17。当通道20中硝酸盐含量较高时，适于通过通道200对流体进行转移。在硝酸盐含量为正常水平时，通道200通常是关闭的。

膜反应器14接受经由通道23输送的从相分离器13的流出物的上清液。优选地，反应器14的浸没式膜过滤系统使用的是中空纤维膜系统（例如由Koch MembraneSystem公司制造的PURON^TM膜），并且被放置于由外至内的流动通路上。PURON^TM膜是聚醚砜，中空纤维，膜被放置于辫状支持物上以及对每个纤维束的一个末端进行密封。从相分离器13流出物的上清液被引入到膜反应器14的中空纤维膜的外侧。通过真空泵或本领域其他已知装置，在纤维膜的内部施加真空压力促使滤液（或渗透液）从膜外侧渗入膜内侧。膜纤维的标称孔径大小优选设定在约0.05微米。然而，孔径的大小可以在用于废水处理的微滤、超滤和纳滤的全部范围内变化。其他膜过滤设备、泵系统和操作程序都是本领域已知的，在不脱离本发明的范围的情况下是可以被替换的。

在优选的实施方式中，各纤维束的密封末端被固定在一个足样元件（footelement）上，带有一个中央空气喷嘴将空气喷射入外侧纤维束的中心。喷射空气的剪切力清洗膜表面并去除膜表面的沉积物。大大避免了其他系统中经常出现的组件淤积和堵塞情况。空气喷射的操作程序是在膜纤维的生产模式中进行，可以进行连续或者间歇地操作。可以对膜进行周期性地回冲以去除导致膜通过速率降低的累积的表面沉积物。在膜回冲过程中，结合空气冲洗操作，过滤渗透物通过泵以相反方向通过膜。在进入流量20低于设定容量的情况下，作为一种提高膜性能的方法，可以在有限的一段时间内，将膜设定在松弛状态，没有任何正向或反向通过膜的流量。在这样一个膜松弛模式下，相分离器13可以用类似的方法进行控制，通过膜循环功能的适当隔离使得没有液体进入或流出水池，通过增加下溢流33中悬浮固体的浓度来达到改进性能的目的。当由于生物膜或者吸附物质导致的膜结垢，需要定期地使用化学试剂对膜进行清洗。

膜反应器14是一个隔离悬浮固体和微生物的物理屏障，取代了常规废水处理方法中的澄清步骤和/或过滤步骤。在一个优选实施方式中，通道23包括一个分配歧管，位于膜反应器14的底部，使得流体通路是由膜纤维束的底部至顶部。通常情况下，歧管使得通过膜反应器14整个水平面的流体均匀分布。

不通过反应器14的膜的混合液体累积固体并作为膜反应器的滞留物被排放出来，经由固体返回通道34回送至分段式曝气水池12。给定膜的孔径和通过低MLSS浓度流体得到的更高的流速，膜反应器14中的固体总量迅速增加，并且累积在一个固体收集点（图中未示出），最终经由固体返回通道34排放。在此实施方式的正常操作中，在固体返回通道33中的MLSS浓度是约1.5-2.5%的悬浮固体。由于进口通道23中的MLSS浓度较低，对于任何给定的流体Q，膜反应器14的通常循环率只有0.5Q至2Q，而不是常规膜过滤系统中具有较高进水浓度的4Q至7Q。此外，进入膜反应器14的流体的固体含量较低，结果是与10,000-20,000毫克/升的常规值相比，从膜反应器14排放经由固体返回通道34的悬浮固体含量仍然保持在较低水平，约为600-1,000毫克/升，

在另一个实施方式中，如图3所示，固体返返回道34可以从膜反应器14连通到一个预缺氧反应器15。预缺氧反应器15保持在一个缺氧的环境下，用以进行额外的去硝化作用，有助于去除磷的过程中的预发酵作用，以及在通过通道25返回固体至厌氧反应器11之前对其进行脱氧作用。预缺氧反应器15包括一个非曝气混合装置，例如Aqua-Aerobic System公司的

混合器。预缺氧反应器15也可以用来调节厌氧反应器11的一部分的上游系统流体。通道20的进入流体在进入厌氧反应器11处理之前，可以分出一部分并经由通道200直接转移到预缺氧反应器15。在这种有选择性的安排下，从相分离器13排放出的固体通过返回通道33被输送至分段式曝气反应器12。一般情况下，相对于图3所示的实施方式，优先采用图2所示的实施方式。如果进入的废水具有较高的流入有机酸浓度，优先选择图3所示的实施方式，而不是图2所示的实施方式。如果通道23中的固体浓度是正常或偏高，优先采用图2所示的实施方式，而不是图23所示的实施方式。

在另一个可选的实施方式中，分段式曝气反应器12可以被替换为一对序列批量式反应器（SBRs）16。在缺少厌氧反应器11的情况下，图6A和6B示出了一对序列批量式反应器16，其中每个反应器进行三个循环阶段，包括有氧阶段、缺氧阶段和厌氧阶段。此一对序列批量式反应器中的每个进行相反的循环，SBR116处于反应/填充的模式而SBR216处于反应/排放/再循环的模式。如同分段式曝气反应器12，每个序列批量式反应器16配置曝气系统42（图中未示出），与分段式曝气反应器12的曝气系统用相同的方式操作。每个SBR16的反应阶段，其操作方式与分段式曝气反应器12所述的耗氧、缺氧阶段循环序列一致，并且增加了厌氧反应阶段以代替厌氧反应器11的作用。

当一个单独的厌氧反应器11希望或者允许与序列批量式反应器工序同时使用，如图7A所示，当接受通过通道21（以实线表示）输送的来自厌氧反应器11的流体时，第一SBR116进行反应/填充的工作模式。图7A中从通道21至第二SBR216的虚线表示从厌氧反应器11至第二SBR216的流体传送被停止。在处理流程的同一时间，第二SBR216正在排放流体，经由通道26（以实线表示）输送至相分离器13。图7A中从第一SBR116至通道26的虚线表示第一SBR116的流体排放被停止。

如图7A和7B所示的实施方式，固体返回通道33和34经由通道41通过本领域通常知道的各种方式中的一种进行交叉连接。交联通道41允许从相分离器13和膜反应器14排出的固体排放物以各种比例混合，用以适当控制返回至厌氧反应器11和序列批量式反应器（SBRs）16的MLSS浓度。

图8A和8B展示了一个传统的多阶段流通活性污泥流程，位于厌氧反应器11和相分离器13之间，膜过滤器阵列14之前，用一个或多个单独的耗氧反应器18和缺氧反应器17代替了分段式曝气水池。为了清楚起见，在单个示意的废水处理路径中，相同类型的多个反应器从最上游的反应器（指定为“第一”或“初级”）依次安装直至最下游的反应器，除非另行说明位置与某个已知反应器的位置关系。在图8A中，来自于二级耗氧反应器的流体18经由通道28进入相分离器13。从耗氧反应器18流出的流体中氧化的氮的浓度较低，因此从相分离器13排出经由固体返回通道33返回至厌氧反应器11的固体不需要通过预缺氧反应器15的处理，预缺氧反应器的处理是为了使返回固体能够达到传统处理工艺所需要的状态。二级缺氧反应器17可以接受一个额外的有机碳源，以促进去硝化作用。如果缺氧反应器17在第一耗氧反应器18的上游，来自第一耗氧反应器18的氧化的氮源优先通过再循环通道38。如果缺氧反应器17在初级耗氧反应器18的下游，来自厌氧池11的碳源优先通过通道211。通道211是通过流速进行控制的，由泵、阀门或本领域已知的其他装置以较低流速将流体输送至下游的缺氧池17，优选的流体速率约为0.2Q。图8A所示的实施方式中，相分离器13排放的流体优选被分份，这样通道23含有少于30%的固体，而返回通道33含有超过70%的固体。返回通道33中的高固体浓度导致一个低的返回流体速率，优选在0.3-0.5Q的范围内。

下面描述的本发明的一个根据图8A中的配置设计的流速和固体平衡的优选实施方式中的典型实施例。图8A所示的实施方式，起始时，通道20的流体速率为1Q，其中TSS为200毫克/升，TKN为40毫克/升，而返回通道33的流入物速率为0.63Q，MLSS为21,000毫克/升，进入厌氧池11总流入物速率为1.63Q，MLSS约为8,200毫克/升。经过厌氧池11的一小时的水力停留时间，通道21和211流出物的MLSS约为8,200毫克/升。流体速率为1.43Q的流体从厌氧池11经由通道21输送到初级缺氧反应器17，后者还从返回通道38接受MLSS浓度为8,200毫克/升的流体速率为1.5Q的流体，总计流体速率为2.93Q的流体进入初级厌氧反应器17和耗氧反应器18。剩余的流体速率为0.2Q的流体经由通道211输送至第二缺氧反应器17。第一缺氧反应器17中经过1.5小时的水力停留时间和耗氧反应器18中的3.0小时的水力停留时间，流体速率为1.43Q的流体经由通道28被排放至第二缺氧反应器17，后者还接受从膜罐14经由通道34排放出的流体速率为0.5Q的返回流体，得到的MLSS浓度为6,400毫克/升。接着在滴二缺氧反应器17中的1.0小时的水力停留时间，通道27将速率为2.13Q，MLSS为6,400毫克/升的流体，输送到二级耗氧反应器18，其保留时间为1.0小时。任选地，第二缺氧反应器排放物可以直接输送进入相分离器13以降低处理体积。相分离器13排放物以速率为1.49Q流至膜反应器14，其MLSS为200毫克/升，并且以速率为0.64Q，MLSS为21,000毫克/升返回至厌氧反应器11。膜反应器14通过通道24以滤液形式速率为1Q进行排放，并且将速率为0.5Q，MLSS为600毫克/升，经由固体返回通道34回收至第二缺氧反应器17。一般来说，进行上述的处理过程的操作，水力停留时间为8小时，污泥停留时间约为10-15天。

在另一个实施方式中，如图8B所示，具有0.5小时滞留时间的第三缺氧反应器17被放置于二级耗氧反应器18和相分离器13之间。在此实施方式中，来自膜反应器14经由通道34的返回流体被排放到第三缺氧反应器17。图8B中提出的方案，有效地限制了潜在的进入二级缺氧反应器17的氧的含量，作为一个用来提高系统去硝化作用的手段。

图9A&B以及10A&B展示了改良的序列批量式反应器（MSBR）的处理流程，其中第一和第二个MSBR反应器19通过交替序列配置进行操作。在此操作模式下，每个MSBR反应器19接受连续的液体流入和流出，从而获得固定的水位。如同分段式曝气反应器12，每个MSBR单元19配置一个曝气系统42（图中未示出），与分段式曝气反应器12的曝气系统用相同的方式工作。每个MSBR单元19的反应阶段，其操作方式与分段式曝气反应器12所述的耗氧、缺氧阶段循环序列一致。

如图9A所示，缺氧反应器17被加在固体返回通道33和厌氧反应器11之间用以去除氧、减少氧化的氮（硝酸盐和亚硝酸盐），以及，在MLSS经由通道27输入厌氧反应器11之前，开始挥发性脂肪酸的生成。此外，第一和第二MSBR反应器19经由通道290交叉连接，用来增加操作的灵活性和额外的流量均衡性能。通道可以是打开的（实线）或关闭的（虚线），根据需要由门、阀或者本领域已知的其他流量控制设备进行控制。在图9A&B中，根据操作员的便利基于时间亦或基于探针来控制通道。图9A和9B展示了，当特定的通道被选择性地打开或关闭时，通过一对MSBR反应器，定义为MSBR I和MSBR II来实现一个交互的流水路径。在图9A的流水路径中，MSBR I处理增加了碳和其他底物（驱动营养物的去除）的废水，同时MSBRII提供精处理（polishing treatment）。在图9B中，改变通道的打开和关闭状态，以反转MSBRI和MSBRII的作用。

图10A&B包括了图9A&B中的缺氧反应器17，并且增加了一个耗氧反应器18用以连接MSBRs19和相分离器13。用来代替将膜反应器14的排放物直接再循环至MSBRs19，在进入相分离器13之前，固体返回通道34首先将排放物送入耗氧反应器18以提供二级生物氧化步骤。利用耗氧反应器18提供一个处理屏障，这样使得MBSR反应器19在恒定的液面水平下工作从而减少整个系统的水头-损失。通道290在第二MSBR（无论MSBR I或者MSBRII）的下游打开，将流体排放入耗氧反应器18。

图11A和11B中的流体-通过（flow-through）处理过程的实施方式是使用一对改良的序列批量式反应器（MSBR）19，其位置被设定在厌氧反应器11、缺氧反应器17和耗氧反应器18的下游，同时在相分离器13和膜反应器14的上游，其目的是为了将MSBR反应器19从废水处理主线上隔离。图11A说明的是一个处理过程，其中两个MSBR反应器19中的第一反应器19以连续流动模式下在处理主线上工作，而第二MSBR反应器19通过液压与处理主线隔离并以批量模式工作。值得注意的是从主线隔离并以批量模式工作的MSBR，实际上以与传统SBR相同的方式暂时发挥作用，使得在缺少进入系统废水时，此生物学处理过程能够进行。图11B说明的是上述相同处理过程的第二阶段，其中第二MSBR反应器19以连续流动模式下在处理主线上工作，而第一MSBR反应器19通过液压与处理主线隔离并以批量模式工作。本领域已知的流量控制设备被用来交替控制如图11A和图11B所示的处理配置。

如本文所应用，MSBR反应器19是一个废水处理腔，配备有混合装置和曝气装置，同时还配有控制设备以便在必要的情况下操作反应器使其交替地在批量模式或连续模式下工作。每个MSBR反应器能够完成硝化和去硝化的步骤，以及改进的过滤特性，此归结于批量、隔离处理产生的精处理。因此，图11A&B所描述的MSBR的应用在处理硝酸盐和去除氮时更加有效果，相对于在图9A&B中所描述的MSBR应用而言。然而，在图9A&B中MSBR的应用在资金成本和运营成本方面则更加经济，相对于在图11A&B中MSBR的应用而言。

该系统的处理主线上包括初级缺氧反应器17，二级缺氧反应器17接受由返回通道33输送相分离器13的排放物。在图11A和11B的该系统的一个典型操作中，筛过的原始流体通过进入通道20进入厌氧反应器11。厌氧反应器11同时经由通道27接受二级缺氧反应器17的排放的流体。厌氧反应器11的排放的流体由通道21进入初级缺氧反应器17。此外，循环流体经是由返回通道38接受来自初级耗氧反应器18的流体。通道38的流动路线可以由操作者基于实际情况进行调整。本领域知道，通道38作为一个来自初级耗氧反应器18的硝酸盐和亚硝酸元的再循环路线。初级缺氧反应器17降低总体硝酸盐和亚硝酸盐含量的能力，是与通道38流体速度与进入通道20流体速度的比率成正比的。通道38的流体速率与进入原始流体流量速率的比率在0-100%之间变动，取决于流出物中硝酸盐和亚硝酸盐的水平，再结合MSBR反应器19和二级缺氧反应器17中的缺氧反应。

初级耗氧反应器18接受来自通道27的输入，其中排放通道（discharges）包括硝酸盐/亚硝酸盐的再循环通道38和排出通道28。最少两个MSBR反应器19将依次接受经由通道28输送的流体，通过隔离室的方式来进行批量处理，同时保持恒定水位。在这方面，如图11A和11B的示意的过程具有液压和设计的优势，归结于流量-通过程序，以及批量式系统中通常具有的过程调整的优势。

类似地，MSBR反应器19的排放物经由通道29序列地被排放至相分离器13。相分离器13的尺寸被设定为以产生高固体含量的流体，可以经由通道33输送超过70%悬浮固体物质进入二级缺氧反应器17。相反地，相分离器13还产生低固体含量的流体，其中少于30%的悬浮固体经过通道23被引入到膜罐14。膜罐14经由排放通道24排放渗透液。被膜反应罐14截留的悬浮固体通过固体通道34返回至一级曝气池的排放通道28。

如图1-3概略描述的处理流程另一个变型如图12所示。图12中的处理程序是不包括曝气步骤的厌氧系统。进入通道20将废水输入厌氧反应器11，厌氧反应器11可以通过批量或者连续流动模式进行操作。厌氧反应器11的流出物经由通道21被输送到相分离器13。同时，收集厌氧反应器11处理过程中释放的气体（主要是甲烷），并且由鼓风机44输送至膜罐14。鼓风机44和气体传输线51是废水处理应用中常规设计的厌氧气体转移设备，其所使用的材料和组份都是本领域已知的。气体传输线51的终点在膜罐14处，膜罐14具有适当的扩散器或其他装置，用于产生一定尺寸的气泡，可以从膜的入口侧有效地冲洗所累积的残渣。

厌氧反应器11的流出物经由通道21被排放至相分离器13。正如前面所述的实施方式，相分离器用来降低加载到膜罐14上的悬浮固体，以减少此膜系统内的能量需求。此膜系统可以是浸没式的，或者最好是模块化支架系统，比如Norit’s Airlift^TMMBR膜技术公司所提供的膜。膜罐14的流出侧，冲洗气体通过气体返回管线52进行回收，并回送至厌氧反应器11以完成一个闭合回路。可以理解为，图12中的系统中收集和流通气体可以是通过其他的设备来完成的，如鼓风机，管道，阀门或本领域其他已知控制单元。

优选地，返回通道33和34，连同气体返回管线52一起，通过一个喷嘴61被共同连接到厌氧反应器11。使用喷嘴61结合返回通道33和34以及气体返回管线52，大大地促进了返回流与厌氧反应器11的内容物的混合。可选地，可以使用单独的扩散器和补充的混合器来输送所有再循环的流体和返回的气体。

可以进一步修改图12所示的处理方法，以提供厌氧反应器11在恒定水位条件下以批量模式进行工作。在此变型中，两个厌氧反应器被平行地连接到具有合适的阀门和控制装置的处理的主线上，这可以选择性地将第一亦或第二厌氧反应器11从处理主线上隔离。

图12中的实施方式是典型适用于工业强度高度变化的废水，与处理生活污水相反。在这样的应用中，BOD可以在一定值之间变动，在例如3000毫克/升和30,000毫克/升之间，或者更高。TSS也可以变动，比如0毫克/升和50,000毫克/升之间，或者更高。作为通用的方法，相分离器13可以去除70%的TSS，以及所接受的经由返回通道33输送的来自通道21的流体的30%。相反地，相分离器13可以够排放30%的TSS，以及通过排放通道23排出来自通道21的流体的70%。

上面的描述并不意图限制本文所用的词语的意思或限定本发明的权利要求的范围。而且，可以预想，未来将发生对本发明的结构、功能或结果所进行的不大的改变，那些非实质性改变包括在本发明权利要求所覆盖的范围内。这样，本发明所优选的实施方式已经进行了解释和描述，可以理解的是，不背离本发明权利要求的前提下可以进行改动和修饰。此外，尽管“要求保护的发明”或者“本发明”这样的术语有时在本文中以单数形式出现，将被理解为存在多个所描述和声明的发明。

在随后的权利要求中，将对本发明各种的各种特征进行详尽地解释。

Claims (17)

1.一种在以下废水处理设备中应用的活性污泥废水处理方法，所述废水处理设备在处理主线上包括厌氧反应器，分段式曝气反应器，改良的相分离器和膜反应器；所述方法包含以下步骤：

在所述的分段式曝气反应器中，在开放状态和关闭状态之间以周期性时间间隔循环；从所述改良的相分离器排放第一废水至所述的膜过滤器，所述第一废水具有第一MLSS浓度；

将来自所述改良的相分离器的第二废水再循环至所述分段式曝气反应器的液压上游位置，所述第二废水具有第二MLSS浓度；以及

其中，所述第一MLSS浓度低于或等于1000毫克/升，而所述第二MLSS浓度大于或等于10,000MLSS。

2.根据权利要求1的所述方法，该方法进一步包括以下步骤：

从所述的膜反应器中排出滤液；以及

将来自所述膜反应器的滞留物再循环至所述分段式曝气反应器的液压上游位置；

其中所述滞留物的流速低于所述滤液的流速的两倍。

3.根据权利要求1的所述方法，该方法进一步包括用细小空气气泡冲洗所述膜反应器的膜的步骤。

4.根据权利要求1的所述方法，该方法进一步包括用收集的来自所述厌氧反应器的气体冲洗所述膜反应器膜的步骤。

5.一种在以下废水处理设备中应用的活性污泥废水处理方法，所述废水处理设备在处理主线上包括：多个序列批量式反应器，改良的相分离器和膜反应器；所述方法包含以下步骤：

从所述改良的相分离器排放第一废水至所述的膜过滤器，所述第一废水具有第一MLSS浓度；

将来自所述改良的相分离器的第二废水再循环至所述多个序列批量式反应器的液压上游位置，所述第二废水具有第二MLSS浓度；

其中，所述第一MLSS浓度低于或等于1000毫克/升；所述第二MLSS浓度大于或等于10,000MLSS。

6.根据权利要求5的所述方法，该方法进一步包括以下步骤：

从所述的膜反应器中排出滤液；以及

将来自所述膜反应器的滞留物再循环至所述多个序列批量式反应器的液压上游位置；

其中所述滞留物的流速低于所述滤液的流速的两倍。

7.一种在以下废水处理设备中应用的活性污泥废水处理方法，所述废水处理设备在处理主线上包括：多个缺氧反应器，需氧反应器通过液压定位于第一个和最后一个所述缺氧反应器之间，以及改良的相分离器和膜反应器；所述方法包含以下步骤：从所述改良的相分离器排放第一废水至所述的膜过滤器，所述第一废水具有第一MLSS浓度；

将来自所述改良的相分离器的第二废水再循环至所述多个缺氧反应器的液压上游位置，所述第二废水具有第二MLSS浓度；

其中，所述第一MLSS浓度低于或等于1000毫克/升；所述第二MLSS浓度大于或等于10,000MLSS。

8.根据权利要求7的所述方法，该方法进一步包括以下步骤：

从所述的膜反应器中排出滤液；以及

将来自所述膜反应器的滞留物再循环至所述多个缺氧反应器的液压上游位置；

其中所述滞留物的流速低于所述滤液的流速的两倍。

9.一种在以下废水处理设备中应用的活性污泥废水处理方法，所述废水处理设备在处理主线上包括：多个复合反应器，以及改良的相分离器和膜反应器；所述方法包含以下步骤：

从所述改良的相分离器排放第一废水至所述的膜过滤器，所述第一废水具有第一MLSS浓度；

将来自所述改良的相分离器的第二废水再循环所述多个复合反应器的液压上游位置，所述第二废水具有第二MLSS浓度；

其中，所述第一MLSS浓度低于或等于1000毫克/升；所述第二MLSS浓度大于或等于10,000MLSS。

10.根据权利要求9的所述方法，该方法进一步包括以下步骤：

从所述的膜反应器中排出滤液；以及

将来自所述膜反应器的滞留物再循环至所述多个复合反应器的液压上游位置；

其中所述滞留物的流速低于所述滤液的流速的两倍。

11.根据权利要求9的所述方法，该方法进一步包括在批量模式下操作所述的多个复合反应器的步骤。

12.根据权利要求9的所述方法，该方法进一步包括在连续模式下操作所述的多个复合反应器的步骤。

13.一种在以下废水处理设备中应用的活性污泥废水处理方法，所述废水处理设备在处理主线上包括：厌氧反应器，改良的相分离器和膜反应器；所述方法包含以下步骤：

从所述改良的相分离器排放第一废水至所述的膜过滤器，所述第一废水具有第一MLSS浓度；

将来自所述改良的相分离器的第二废水再循环至所述厌氧反应器的液压上游位置，所述第二废水具有第二MLSS浓度；

其中，所述第一MLSS浓度低于或等于1000毫克/升；所述第二MLSS浓度大于或等于10,000MLSS。

14.根据权利要求13的所述方法，该方法进一步包括以下步骤：

从所述的膜反应器中排出滤液；以及

将来自所述膜反应器的滞留物再循环至所述厌氧反应器的液压上游位置；

其中所述滞留物的流速低于所述滤液的流速的两倍。

15.根据权利要求13的所述方法，该方法进一步包括用收集的来自所述厌氧反应器的气体冲洗所述膜反应器的膜的步骤。

16.根据权利要求14的所述方法，该方法进一步包括用收集的来自所述厌氧反应器的气体冲洗所述膜反应器膜的步骤。

17.根据权利要求16的所述方法，该方法进一步包括如下步骤，即将所述的第二废水、所述滞留物和所述气体混合在一起，然后将流体返回所述厌氧反应器。

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