CN105567549A - 一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，属于废水资源化处理技术领域。该方法将三阶段发酵系统所产发酵残渣固液分离后，发酵液进入发酵液脱氮反应器进行脱氮。脱氮后发酵液根据需要回流至三阶段发酵系统不同反应器内。三阶段发酵系统包含水解发酵罐、产氢发酵罐和产甲烷发酵罐。发酵液脱氮反应器内可通过向发酵液投加镁源，使镁摩尔浓度与原发酵液中磷摩尔浓度之比为1:1-1.2:1；发酵液脱氮反应器内发酵液pH值控制在8.2-8.5；发酵液脱氮反应器内，若进水氨氮浓度低于3000mg/L时，只开启搅拌装置；若高于3000mg/L时，开启曝气装置进行曝气，同时关闭搅拌装置。本发明所述方法可有效降低回流发酵液中氨氮浓度，且可回收鸟粪石沉淀。

Description

一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法
技术领域
本发明涉及废水资源化处理技术领域，特别是指一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法。
背景技术
厌氧发酵是较为有效的处理城市有机垃圾的手段之一。有机物经厌氧发酵后可转化为大量的次生产物，沼气和固液混合剩余物。其中，沼气可用于发电或燃料使用；固液混合剩余物不可直接进行填埋或者进入污水处理厂，需经过脱水处理。脱水后形成的沼渣和沼液再进行最终处理，沼渣可通过好氧发酵制成有机肥料；沼液由于含有较高浓度氨氮等代谢产物，不能直接作为肥料使用，而只可进入污水处理厂进行处理。
对厌氧发酵而言，针对不同原料，生产过程中通常需要加水进行稀释，且用水量较大，导致生产成本增加。为了降低运行成本、减轻后端污水处理负荷、同时为厌氧系统提供具有活性的菌群，工艺上通常选择沼液作为过程水回流，稀释原料，调整发酵基质固含率，以保证后续厌氧发酵的顺利进行。经对现有技术的文献检索发现，专利申请号为201510030622.3的中国专利《盘龙式沼气发生系统促进沼液回流搅拌的装置》披露了一种发酵装置，可实现沼液在系统内充分流动，并带动菌种的均匀分布，有效防止结壳现象，产期率高。专利申请号为201410663706.6的中国专利披露了一种带有沼液回流管线的畜禽粪便厌氧发酵装置。在此装置中，沼液可通过回流管道回流进入进料装置，进而将沼液中的未发酵完全的有机质在此利用，提高厌氧发酵产气效率，同时，减少沼液外排量。然而，沼液在回流过程中容易出现氨氮浓度的持续升高的现象。当沼液中氨氮浓度累积到一定程度时，会对产甲烷菌产生毒性，抑制其活性，从而延缓厌氧发酵的过程，造成沼气工程无法稳定地运行。上述两篇专利着重强调装置结构，对沼液回流的具体操作参数及如何控制回流沼液中氨氮浓度未作介绍。
发明内容
本发明要解决的技术问题是通过合理的技术手段减少回流沼液中氨氮的累积，提高系统稳定性及发酵效率，降低由沼液排放导致的二次污染问题，提供一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法。
该方法具体为：三阶段发酵系统所产发酵残渣经固液分离器进行固液分离后，所得沼渣经沼渣管道排放至沼渣处理系统，所产沼液经沼液管道进入发酵液脱氮反应器进行脱氮，经脱氮后沼液通过沼液回流管道一回流至水解发酵罐，或通过沼液回流管道二回流至产氢发酵罐，或通过沼液回流管道三回流至产甲烷发酵罐继续参与发酵，剩余脱氮后沼液经过沼液排放管道排放；
其中，发酵液脱氮反应器内投加镁源，使镁摩尔浓度与原发酵液中磷摩尔浓度之比为1:1-1.2:1；发酵液脱氮反应器内发酵液pH值通过磷酸或氢氧化钠控制在8.2-8.5；发酵液脱氮反应器内，进水氨氮浓度低于3000mg/L时，只开启搅拌装置，进水氨氮浓度高于3000mg/L时，开启曝气装置进行曝气，同时关闭搅拌装置；沼液回流管道一、沼液回流管道二、沼液回流管道三中回流沼液量与进料原料量体积比为0.2:1-1.5:1。
三阶段发酵系统的原料先经预处理混合装置进行分选、破碎、混匀后进入三阶段发酵系统水解发酵罐中。发酵液脱氮反应器内配备不锈钢网，更换周期为12-72小时。
沼液排放管道中的沼液排放流量根据发酵液脱氮反应器内水位自动调节。
水解发酵罐所产发酵液进入产氢发酵罐，水解发酵罐所产发酵残渣与产氢发酵罐所产发酵残渣混合后进入产甲烷发酵罐；产氢发酵罐内接种产氢光发酵细菌或产氢暗发酵细菌；当接种产氢光发酵细菌时，沼液回流管道二开启；当接种产氢暗发酵细菌时，沼液回流管道二关闭。产甲烷发酵罐内氨氮浓度高于3000mg/L或者pH低于7.5时，沼液回流管道三开启，否则沼液回流管道三关闭。水解发酵罐接种消化污泥、酵母菌或乳酸菌；产氢发酵罐可接种酵母菌使之变成产乙醇发酵罐；产甲烷发酵罐接种消化污泥。
沼液在发酵液脱氮反应器中水力停留时间为6-15小时；发酵液在水解发酵罐、产氢发酵罐和产甲烷发酵罐中水力停留时间分别为：1-3天，7-10天和25-35天。
本发明的上述技术方案的有益效果如下：
(1)回流沼液中氨氮可有效去除，因此，沼液回流次数可有效延长；
(2)采用鸟粪石工艺，将沼液中的氨氮和磷转化为磷酸铵镁缓释肥料，创造了经济价值；
(3)将生产过程中需要添加的稀释水换成沼液，不仅可减少水的用量，同时，在相同进料负荷条件下，还大大减少了厌氧发酵装置沼液外排量，降低了对外界环境造成的二次污染。
附图说明
图1为本发明的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法涉及到的装置结构示意图；
图2为本发明实施例3涉及装置结构示意图；
图3为本发明实施例4涉及装置结构示意图。
其中：1-预处理混合装置；2-固液分离器；3-沼渣处理系统；4-发酵液脱氮反应器；5-沼渣管道；6-沼液管道；7-沼液排放管道；8-水解发酵罐；9-沼液回流管道一；10-产氢发酵罐；11-沼液回流管道二；12-产甲烷发酵罐；13-沼液回流管道三。
具体实施方式
为使本发明要解决的技术问题、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图及具体实施例进行详细描述。
本发明提供一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，如图1所述，为该方法所涉及到的装置，三阶段发酵系统的原料先经预处理混合装置1进行分选、破碎、混匀后进入三阶段发酵系统水解发酵罐8中。三阶段发酵系统所产发酵残渣经固液分离器2进行固液分离后，所得沼渣经沼渣管道5排放至沼渣处理系统3，所产沼液经沼液管道6进入发酵液脱氮反应器4进行脱氮，经脱氮后沼液通过沼液回流管道一9回流至水解发酵罐8，或通过沼液回流管道二11回流至产氢发酵罐10，或通过沼液回流管道三13回流至产甲烷发酵罐12继续参与发酵，剩余脱氮后沼液经过沼液排放管道7排放；
其中，发酵液脱氮反应器4内投加镁源，使镁摩尔浓度与原发酵液中磷摩尔浓度之比为1:1-1.2:1；发酵液脱氮反应器4内发酵液pH值通过磷酸或氢氧化钠控制在8.2-8.5；发酵液脱氮反应器4内，进水氨氮浓度低于3000mg/L时，只开启搅拌装置，进水氨氮浓度高于3000mg/L时，开启曝气装置进行曝气，同时关闭搅拌装置，发酵液脱氮反应器4内配备不锈钢网，其更换周期为12-72小时。
实施例1
使用上述操作方法及设备处理某食堂产生餐厨垃圾。餐厨垃圾在进入厌氧发酵系统前，先预处理去除粒径较大的骨头、果皮、塑料袋等。经分选餐厨垃圾在预处理混合装置1处分选、破碎后与回流沼液混合进入水解发酵罐8中。水解发酵罐8进料负荷为8gVS/L/d。沼液回流管道一9中回流沼液量与进料原料量体积比为1:1。发酵液在水解发酵罐8中水力停留时间为1.5天。水解发酵罐8所产发酵液进入产氢发酵罐10，所产发酵残渣与产氢发酵罐10所产发酵残渣混合后进入产甲烷发酵罐12。发酵液在产氢发酵罐10和产甲烷发酵罐12中水力停留时间分别为：8天和30天。产氢发酵罐10内接种产氢光发酵细菌。沼液回流管道二11中回流沼液量与进料原料量体积比为0.5:1。水解发酵罐8和产甲烷发酵罐12接种消化污泥。产甲烷发酵罐12所产发酵残渣经固液分离器2分离所产沼液进入发酵液脱氮反应器4进行脱氮。沼液在发酵液脱氮反应器4中水力停留时间为6小时。发酵液脱氮反应器4中通过投加氯化镁使沼液中镁摩尔浓度与原发酵液中磷摩尔浓度之比为1:1。发酵液脱氮反应器4内沼液pH值通过磷酸或氢氧化钠控制在8.2-8.5。若进水氨氮浓度高于3000mg/L时，开启曝气装置进行曝气，同时关闭搅拌装置，风机流量控制在5L/m3发酵液/h；若进水氨氮浓度低于3000mg/L时，只开启搅拌装置，搅拌速率为150rpm。若产甲烷发酵罐12内氨氮浓度高于3000mg/L或者pH低于7.5时，沼液回流管道三13开启，稀释率为0.21/h，否则关闭。使用本方法与设备，在发酵原料进料负荷为8gVS/L-水解发酵罐/d情况下，发酵体系氢气和甲烷产率分别为180-320ml/gVS和610-750ml/gVS。鸟粪石回收率为250-350mg/L-沼液。沼液排放管道7内沼液水质指标如下：COD:3800-6800mg/L，总氮:1750-2500mg/L，NH4+-N:1500-2100mg/L，总磷:10-25mg/L，SS:1-6mg/L，pH:8.0-8.5。
实施例2
结合图1说明本实施方式，本实施方式中经分选餐厨垃圾在预处理混合装置1处分选、破碎后与回流沼液混合进入水解发酵罐8中。水解发酵罐8中投加糖化酶。沼液回流管道一9和沼液回流管道二11均关闭。发酵液在水解发酵罐8中水力停留时间为1天。水解发酵罐8所产发酵液进入产氢发酵罐10，所产发酵残渣与产氢发酵罐10所产发酵残渣混合后进入产甲烷发酵罐12。发酵液在产氢发酵罐10和产甲烷发酵罐12中水力停留时间分别为：2天和35天。产氢发酵罐10和产甲烷发酵罐12内分别接种酵母菌和硝化污泥。其他连接与操作参数与实施例1相同。使用本方法与设备，在发酵原料进料负荷为8gVS/L-水解发酵罐/d情况下，发酵体系氢气和甲烷产率分别为20-40ml/gVS和760-870ml/gVS。鸟粪石回收率为250-360mg/L-沼液。沼液排放管道7内沼液水质指标如下：COD:3000-5400mg/L，总氮:1500-2400mg/L，NH4+-N:1100-2000mg/L，总磷:10-22mg/L，SS:1-4mg/L，pH:8.0-8.5。
实施例3
结合图2说明本实施方式，本实施方式中水解发酵罐8所产发酵液和发酵残渣直接进入产甲烷发酵罐12进行发酵。发酵液在产甲烷发酵罐12中水力停留时间为35天。若产甲烷发酵罐12内氨氮浓度高于3000mg/L或者pH低于7.5时，沼液回流管道三13开启，稀释率为0.11/h，否则关闭。其他连接与操作参数与实施例1相同。使用本方法与设备，在发酵原料进料负荷为5gVS/L-水解发酵罐/d情况下，发酵体系氢气和甲烷产率分别为50-110ml/gVS和720-820ml/gVS。鸟粪石回收率为240-375mg/L-沼液。沼液排放管道7内沼液水质指标如下：COD:3200-6500mg/L，总氮:1450-2500mg/L，NH4+-N:1300-2000mg/L，总磷:8-22mg/L，SS:1-5mg/L，pH:8.0-8.5。
实施例4
结合图3说明本实施方式，本实施方式中经分选餐厨垃圾在预处理混合装置1处分选、破碎后与回流沼液混合进入产甲烷发酵罐12进行发酵。发酵液在产甲烷发酵罐12中水力停留时间为45天。其他连接与操作参数与实施例3相同。使用本方法与设备，在发酵原料进料负荷为3gVS/L-水解发酵罐/d情况下，发酵体系氢气和甲烷产率分别为30-50ml/gVS和460-620ml/gVS。鸟粪石回收率为220-350mg/L-沼液。沼液排放管道7内沼液水质指标如下：COD:4300-7500mg/L，总氮:2100-3200mg/L，NH4+-N:1700-2500mg/L，总磷:11-28mg/L，SS:2-10mg/L，pH:8.0-8.5。
实施例5(参照例)
结合图3说明本实施方式，本实施方式中经分选餐厨垃圾在预处理混合装置1处分选、破碎后与回流沼液混合进入产甲烷发酵罐12进行发酵。产甲烷发酵罐12所产发酵残渣经固液分离器2进行固液分离。固液分离器2所产沼渣经沼渣管道5进入沼渣处理系统3进行处理；所产沼液经沼液排放管道7排放。其他连接与操作参数与实施例4相同。使用本方法与设备，在发酵原料进料负荷为3gVS/L-水解发酵罐/d情况下，发酵体系氢气和甲烷产率分别为45-65ml/gVS和350-450ml/gVS。沼液排放管道7内沼液水质指标如下：COD:8000-10000mg/L，总氮:4000-7000mg/L，NH4+-N:3700-6500mg/L，总磷:80-150mg/L，SS:0-10mg/L，pH:6.0-8.5。
从以上实施例可看出采用本发明方法可有效提高发酵系统性能，降低排放沼液中污染物浓度，同时可回收鸟粪石资源，是较为合理的工艺实施方式。以上所述实施例1-4是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明所述原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。

Claims (8)

1.一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：三阶段发酵系统所产发酵残渣经固液分离器(2)进行固液分离后，所得沼渣经沼渣管道(5)排放至沼渣处理系统(3)，所产沼液经沼液管道(6)进入发酵液脱氮反应器(4)进行脱氮，经脱氮后沼液通过沼液回流管道一(9)回流至水解发酵罐(8)，或通过沼液回流管道二(11)回流至产氢发酵罐(10)，或通过沼液回流管道三(13)回流至产甲烷发酵罐(12)继续参与发酵，剩余脱氮后沼液经过沼液排放管道(7)排放；
其中，发酵液脱氮反应器(4)内投加镁源，使镁摩尔浓度与原发酵液中磷摩尔浓度之比为1:1-1.2:1；发酵液脱氮反应器(4)内发酵液pH值通过磷酸或氢氧化钠控制在8.2-8.5；发酵液脱氮反应器(4)内，进水氨氮浓度低于3000mg/L时，只开启搅拌装置，进水氨氮浓度高于3000mg/L时，开启曝气装置进行曝气，同时关闭搅拌装置；沼液回流管道一(9)、沼液回流管道二(11)、沼液回流管道三(13)中回流沼液量与进料原料量体积比为0.2:1-1.5:1。
2.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述发酵液脱氮反应器(4)内配备不锈钢网，更换周期为12-72小时。
3.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述沼液排放管道(7)中的沼液排放流量根据发酵液脱氮反应器(4)内水位自动调节。
4.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述水解发酵罐(8)所产发酵液进入产氢发酵罐(10)，水解发酵罐(8)所产发酵残渣与产氢发酵罐(10)所产发酵残渣混合后进入产甲烷发酵罐(12)。
5.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述产氢发酵罐(10)内接种产氢光发酵细菌或产氢暗发酵细菌；当接种产氢光发酵细菌时，沼液回流管道二(11)开启；当接种产氢暗发酵细菌时，沼液回流管道二(11)关闭。
6.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述产甲烷发酵罐(12)内氨氮浓度高于3000mg/L或者pH低于7.5时，沼液回流管道三(13)开启，否则沼液回流管道三(13)关闭。
7.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述水解发酵罐(8)接种消化污泥、酵母菌或乳酸菌；产氢发酵罐(10)接种酵母菌使之变成产乙醇发酵罐；产甲烷发酵罐(12)接种消化污泥。
8.根据权利要求1所述的一种降低三阶段发酵系统回流沼液中氨氮浓度的方法，其特征在于：所述沼液在发酵液脱氮反应器(4)中水力停留时间为6-15小时；发酵液在水解发酵罐(8)、产氢发酵罐(10)和产甲烷发酵罐(12)中水力停留时间分别为：1-3天，7-10天和25-35天。
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