CN109354173B - 一种基于mbbr的canon系统及运行方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种基于MBBR的CANON系统及运行方法，属于生物脱氮技术领域。其解决了现有技术中接种量大、启动慢、负荷低等技术问题。本发明通过将主体装置平均拆分为两个相同反应器并串联连接，每个反应器独立安装有搅拌装置、曝气装置、连接装置。通过反应器之间阀门的控制，可实现五种运行模式，分别为串联SBR运行模式、串联运行A模式、串联运行B模式、串联运行C模式、串联运行D模式。在启动运行CANON工艺过程中，根据不同阶段的控制需求，可采用不同的运行模式，最终实现CANON工艺的快速启动以及稳定运行要求。本发明运行CANON工艺，具有接种量低、启动时间快、运行总氮负荷高、运行稳定等优点。

Description

一种基于MBBR的CANON系统及运行方法
技术领域
本发明属于生物脱氮技术领域，具体涉及一种基于MBBR的CANON系统及运行方法。
背景技术
CANON工艺(Completely Autotrophic Nitrogen Removal Over Nitrite,CANON)，即全程自养脱氮工艺，该工艺是集短程硝化过程与厌氧氨氧化过程于同一个反应器中完成脱氮的过程，是目前最为简捷、经济的生物脱氮工艺。基于MBBR的CANON工艺，是在好氧条件下，悬浮载体外层的生物膜利用氧气将氨氮部分氧化成亚氮，产生的亚氮与部分剩余的氨氮在悬浮载体的内层发生厌氧氨氧化反应生成氮气。并且，采用MBBR工艺后，在相同的负荷条件下占地省，微生物附着在悬浮载体上利用曝气或者搅拌的扰动在水中流化，并与污染物质充分接触，达到污染物高效去除的目的。
CANON反应器内的两类功能微生物氨氧化菌(AOB)和厌氧氨氧化菌(AnAOB)同属于自养菌，倍增时间长，特别是AnAOB易流失，不易富集致使自养脱氮工艺启动时间长。2002年，世界上第一个生产性的厌氧氨氧化工艺在荷兰鹿特丹污水厂建成使用，单启动就耗时长达3年的时间。所以如何能在工程中快速启动自养脱氮工艺成为解决该工艺大规模应用的关键。此外，AOB和AnAOB在悬浮载体上会形成生态位的竞争过程，长期运行CANON过程，会导致菌种比例失调，AOB的丰度会衰退，亚氮的不足会限制了系统总氮负荷的提升以及系统的稳定运行，所以保证悬浮载体上AOB的丰度，保障厌氧氨氧化反应过程中有足够的亚氮也称为了该工艺能否稳定运行的关键。
现有技术有相关方面的研究报道主要有：
CN 106277357 A公开了一种絮状污泥和颗粒污泥共存的自养脱氮系统启动及高效运行方法，其中反应器接种具有短程硝化功能的絮状污泥以及具有厌氧氨氧化功能的颗粒污泥，絮状污泥和颗粒污泥的质量比在2～3，以配水为进水，间歇曝气逐渐转变为连续曝气，启动CANON工艺；用时45d成功启动体量为4L的CANON反应器。但该专利的接种污泥均为成熟的AOB和AnAOB，均需要前期培养好。以启动200m3的反应器为例，采用该方法需要成熟的AOB干重约152kg，成熟的AnAOB干重约74kg，接种量过大，显然不适用于工程规模的接种启动；并且，未能解决活性污泥法带来的厌氧氨氧化菌不易富集的问题；
李慧博,王银爽,丁娟等《ANITA Mox自养脱氮MBBR反应器的启动及运行》(中国给水排水,2014,30(5):1-5.)，采用接种法启动CANON工艺处理厌氧污泥消化液；接种悬浮载体的总面积比3％启动50m3的反应器，经过120d的运行(不含短程硝化启动)，系统最高的氨氧化容积负荷达到1.2kg/m3/d，稳定期的氨氧化容积负荷运行负荷0.7～1.1kg/m3/d，波动较大；虽然采用了MBBR运行CANON工艺，但相关控制方式，仍采用活性污泥法的控制，未能针对生物膜工艺进行调整，且按此方式，长期运行，系统的AOB功能菌逐步流失，系统菌落难以稳定；在挂膜过程中，AOB与AnAOB也形成了生态位的竞争，且在低DO时AnAOB占据优势，AOB在系统中逐步被淘汰，系统最终难以稳定运行，需要针对性方法予以解决，实现CANON-MBBR的稳定运行，找出符合生物膜工艺的控制方式，结合DO控制及水力剪切，保证AOB与AnAOB处于平衡状态，不至于长期运行失去稳定性；
CN 108408892 A公开了一种悬浮载体固定化厌氧氨氧化菌的膜生物反应器及其污水处理工艺，采用悬浮载体固定化厌氧氨氧化菌的膜生物反应器，悬浮载体层为费石、无纺布、聚乙烯或聚氨脂，悬浮载体层中设有厌氧氨氧化菌。实际运行过程中总氮容积负荷不超过1.0kgN/m3/d。其采用固定生物膜技术，总氮负荷较低，且采用固定生物膜技术后期运行有堵塞的风险，需要定期反冲洗，运行维护成本较高。
综上所述，现有技术在相关装置及工艺运行方面的研究虽然取得了一定的进步，但是，不可否认的是还存在诸多缺陷。已有的研究多用于小试，进水多为配水，采用的接种比例较大，工程上可复制性不高，且多参照活性污泥法运行，未针对生物膜工艺提出针对性解决方案，且用于工程中的总氮负荷不高，运行复杂，运行过程中总氮负荷波动较大，后期运行维护成本较高。
发明内容
为解决上述现有技术中存在的技术缺陷，本发明提出了一种基于MBBR的CANON系统及运行方法，通过连接装置控制反应器串联、并联、连续运行、间歇运行，通过接种，交替切换运行的方式实现自养脱氮工艺的快速启动，以及稳定运行。根据处理标准要求，可实现不同的工艺布置形式，本发明具有接种比例小、启动快、总氮负荷高、运行稳定等优点。
为了实现上述目的，所需克服的技术难题在于：
如何在有限的种源情况下，降低接种比例，实现工程规模的自养脱氨工艺启动，通过控制曝气、搅拌、不同的运行模式等形式实现自养脱氮系统的快速启动，并达到较高的总氮负荷；如何通过控制阀、集水管的连接实现不同的工艺布置形式，从而达到不同的处理标准；如何通过运行模式的控制，保证每个反应器内悬浮载体上主要功能菌的均衡分布，保证系统内有充足的亚氮供厌氧氨氧化反应，从而保证系统长期稳定运行。
本发明的任务之一在于提供一种基于MBBR的CANON系统。
一种基于MBBR的CANON系统，其包括反应池主体、搅拌装置、曝气装置及连接装置，
所述的反应池主体包括规格相同的两个反应器，分别为第一反应器和第二反应器，所述的第一反应器和第二反应器并排设置；
在远离第二反应器的第一反应器的侧上方设置有第一控制阀，侧下方设置有十二控制阀，在靠近第二反应器的第一反应器的一侧自下向上依次设置有第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀及第八控制阀；在远离第一反应器的第二反应器的侧上方设置有第五控制阀，侧下方设置有第十三控制阀，在靠近第一反应器的第二反应器的一侧自下向上依次设置有第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀及第九控制阀；
每个控制阀与反应器的连接处均设置有拦截筛网；
在每个反应器内均设置一个搅拌装置；
所述的曝气装置分布在每个反应器内，且每个反应器内均投加有悬浮载体；
所述连接装置包括第一集水管、第二集水管、第三集水管、第四集水管及第五集水管；所述的第一集水管将所述第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀和第八控制阀连接在一起，所述的第二集水管将第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀及第九控制阀连接在一起，所述第一集水管和第二集水管的底部连接有第三集水管，所述的第三集水管中心位置设置第四控制阀，所述的第四集水管将所述第一控制阀和第十二控制阀连接在一起，所述第五集水管将第五控制阀和第十三控制阀连接在一起。
上述技术方案直接带来的有益技术效果为：
通过设置两个反应器并限定其连接关系，可实现不同的运行模式，通过不同运行模式的切换，实现了针对工程规模的CANON工艺，接种率低，启动时间短；保障了系统长期稳定的运行，改善了系统运行后期亚氮不足的局面；采用基于MBBR的CANON工艺，可持续升级能力强，通过合理的填充率控制，可使系统的总氮容积负荷达到1.6kgN/m3/d。
作为本发明的一个优选方案，每个反应器内的曝气装置均是由多组穿孔曝气和微孔曝气组成。
本发明的另一任务在于提供了上述系统的运行方法，包括如下五种控制模式：
第一、并联SBR运行模式：
所述第一反应器和第二反应器是并列关系，间歇流运行，每个反应器独立进水、独立出水，且间歇进水、间歇排水，通过控制相关阀控制换水比，使得废水通过第三集水管经第四控制阀排出系统；
第二、串联运行A模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，待处理废水经第十二控制阀进入第一反应器，通过控制相关阀，使得第一反应器的出水进入第二反应器，最后经第五控制阀排出系统；
第三、串联运行B模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，待处理废水经第十三控制阀进入第二反应器，通过控制相关阀，使得第二反应器的出水进入第一反应器，最后经第一控制阀排出系统；
第四、串联运行C模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，一部分废水经第十二控制阀进入第一反应器，通过控制相关阀，使得第一反应器的出水进入第二反应器，剩余废水经第四控制阀通过相关阀控制进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀排出系统；
第五、串联运行D模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，一部分废水经第十三控制阀进入第二反应器，通过控制相关阀，使得第二反应器的出水进入第一反应器，剩余废水经第四控制阀通过相关阀控制进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀排出系统。
进一步的，上述的并联SBR运行模式具体步骤为：50％的废水由第四集水管经第一控制阀进入第一反应器，出水通过第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀经第一集水管、第三集水管，通过第四控制阀排出系统，通过控制第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀实现不同的换水比；剩余的废水由第五集水管经第五控制阀进入第二反应器，出水通过第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀经第二集水管、第三集水管，通过第四控制阀排出系统，通过控制第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀实现不同的换水比。
进一步的，串联运行A模式具体步骤为：废水经第十二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第八控制阀、第一集水管、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀、第五集水管排出系统。
进一步的，串联运行B模式具体步骤为：废水经第十三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第九控制阀、第二集水管、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀、第四集水管排出系统。
进一步的，串联运行C模式具体步骤为：部分废水经第十二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第八控制阀、第一集水管、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，剩余废水经第四控制阀、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀、第五集水管排出系统。
进一步的，串联运行D模式具体步骤为：部分废水经第十三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第九控制阀、第二集水管、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，剩余废水经第四控制阀、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀、第四集水管排出系统。
与现有技术相比，本发明带来了以下有益技术效果：
1)采用接种法启动CANON工艺，接种率低，250m3/d的水量仅需接种3m3成熟的CANON悬浮载体即可启动，适用于工程规模的CANON启动；
2)采用本发明启动CANON工艺，启动时间短，针对工程规模的启动，约4个月即可启动成功(含短程硝化启动)，使系统总氮表面负荷>2gN/m2/d；
3)本发明采用不同的运行模式进行控制，可消除亚氮对总氮表面负荷的限制，总氮表面负荷可达3gN/m2/d以上；
4)本发明通过不用运行模式的切换，在稳定运行期间，可保证系统内充有充足的亚氮供厌氧氨氧化反应，保障了系统的长期稳定运行，解决了后期AOB不足可能出现的负荷波动甚至降低的风险。
5)本发明采用不同的运行模式控制，可满足工程化的各项要求，如总氮表面负荷(占地省)、出水氨氮浓度(低氨氮)控制等；
6)基于MBBR的CANON工艺可通过不同的填充率达到不同的处理效果，系统最大的容积负荷可达1.6kgN/m3/d，占地省；
7)采用本发明工艺模式运行，控制简单，通过自控可实现不同的运行模式切换，以及流化和曝气合理平衡，自动化程度高；
8)采用本发明工艺完全不需要外投有机碳源，此外，进水中存在少量的有机物也会促进系统总氮的进一步去除。
附图说明
下面结合附图对本发明做进一步说明：
图1为本发明系统的俯视图；
图2为本发明系统的纵向剖面图；
图中，R1、第一反应器；R2、第二反应器；S1、第一反应器的搅拌装置；S2第二反应器的搅拌装置；L1-L13、第一控制阀-第十三控制阀；C1-C5、第一集水管-第五集水管。
具体实施方式
本发明公开了一种基于MBBR的CANON系统及运行方法，为了使本发明的优点、技术方案更加清楚、明确，下面结合具体实施例对本发明做详细说明。
首先，对本发明中所涉及的相关技术术语解释如下：
1)MBBR：即移动床生物膜反应器(Moving Bed Biofilm Reactor,MBBR)，该方法是通过向反应器中投加一定数量的悬浮载体，提高反应器中的生物量及生物种类，从而提高反应器的处理效率；
2)悬浮载体，比重在0.93-0.97，空隙率>90％，又称之为悬浮填料，简称载体、填料；
3)填充率：悬浮载体填充率，即悬浮载体的体积与填充区域池容的比例，悬浮载体的体积为自然堆积下的总体积；如100m3悬浮载体，填充至400m3池容，填充率为25％；
4)比重：悬浮载体密度与常温下水的密度比值；
5)空隙率：悬浮载体与悬浮载体之间和悬浮载体中间空隙的体积与悬浮载体自然对方体积之比；
6)流化：在曝气或者搅拌的作用力下悬浮载体在液体中随水流流动与水中污染物质充分接触的状态；
7)有效比表面积：有效比表面积通常指悬浮载体的内表面积，即单位体积的悬浮载体所具有的有效表面积。有效比表面积＝有效表面积÷体积，单位为m2/m3。如有效比表面积为800m2/m3，指1m3的悬浮载体的有效表面积是800m2；
8)表面负荷：悬浮载体单位面积每天去除的污染物的量，gN/m2/d；
9)氨氧化表面负荷：悬浮载体单位面积每天去除的氨氮的量，gN/m2/d，若进水氨氮浓度400mg/L，出水氨氮浓度100mg/L，流量100m3/d，悬浮载体总表面积15000m2，则氨氧化表面负荷为(400-100)×100/15000＝2gN/m2/d；
10)总氮表面负荷：悬浮载体单位面积每天去除的总氮的量，gN/m2/d；
11)氨氧化率：氨氮的去除量占进水氨氮的比值。如进水氨氮为400mg/L，去除量为350mg/L，则氨氧化率为0.875或87.5％；
12)亚硝化：微生物将氨氮(NH4 +)氧化为亚硝酸盐氮(NO2 -)、而不再进一步氧化为硝酸盐氮(NO3 -)的过程，即系统内富集氨氧化菌(AOB)，而淘汰亚硝酸盐氧化菌(NOB)；
13)亚氮积累率：反应中生成的亚硝酸盐氮与生成的亚硝酸盐氮和硝酸盐氮之和的比值。如反应过程中生成亚硝酸盐氮为100mg/L，生成硝态氮2mg/L，则亚氮积累率为100/(100+2)＝0.98；
14)CANON工艺：即全程自养脱氮工艺，该工艺是指在单个反应器或者生物膜内通过控制溶解氧实现亚硝化和厌氧氨氧化，从而达到脱氮的目的。在好氧条件下，氨氧化菌将氨氮部分氧化成亚硝酸盐氮，产生的亚硝酸盐氮与部分剩余的氨氮发生厌氧氨氧化反应生成氮气；
15)CANON悬浮载体：即已有CANON效果的悬浮载体，AOB和AnAOB均以生物膜方式分层存在；
16)接种率：接种的CANON悬浮载体占总悬浮载体的百分比，％。如向50m3的悬浮载体接种了2m3的成熟CANON悬浮载体，则接种率为4％；
17)曝气强度：指单位底面积的曝气量，单位m3/m2/h。曝气量是指总曝气量，包括微孔曝气和穿孔曝气。如反应器底面积10m2，总曝气量30m3/h，则曝气强度为3m3/m2/h；
18)C/N比：指废水中BOD5的浓度与凯氏氮浓度的比值；
19)搅拌功率：即单位有效池容的功率数，W/m3；活性污泥法通常为3-5W/m3；MBBR中，搅拌功率与填充率相关，填充率越高，搅拌功率越大；
20)好氧污泥：指污水处理厂中好氧池出水混合液经二沉池沉淀后是剩余污泥；
21)换水比：采用SBR工艺，每个周期系统内更换的水量占总水量的比值，如100m3的有效容积，更换了50m3的水，则换水比为0.5。
为本行业人士所熟知的，进水C/N>1时，可增加脱碳预处理工艺满足要求。
下述第一反应器简称R1，第二反应器简称R2，第一控制阀-第十三控制阀简称L1-L13，第一集水管-第五集水管简称C1-C5。
第一、本发明一种基于MBBR的CANON系统，结合图1和图2所述，包括反应池主体、搅拌装置、曝气装置及连接装置，其中反应池主体包括规格相同的两个反应器，分别为第一反应器R1和第二反应器R2，第一反应器和第二反应器并排设置，且二者之间通过相关阀门和集水管连接，相关阀门和集水管的位置布置及连接方式为；
在远离第二反应器的第一反应器的侧上方设置有第一控制阀L1，侧下方设置有十二控制阀L12，在靠近第二反应器的第一反应器的一侧自下向上依次设有第二控制阀L2、第六控制阀L6、第七控制阀L7及第八控制阀L8；在远离第一反应器的第二反应器的侧上方设置有第五控制阀L5，侧下方设置有第十三控制阀L13，在靠近第一反应器的第二反应器的一侧自下向上依次设有第三控制阀L3、第十一控制阀L11、第十控制阀L10及第九控制阀L9；
上述连接装置即包括多根集水管，分别为第一集水管C1、第二集水管C2和第三集水管C3、第四集水管C4及第五集水管C5；第一集水管将第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀和第八控制阀连接在一起，第二集水管将第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀及第九控制阀连接在一起，第一集水管和第二集水管的底部连接有第三集水管，第四控制阀位于所述第三集水管的中心位置，第四集水管将所述第一控制阀和第十二控制阀连接在一起，第五集水管将第五控制阀和第十三控制阀连接在一起；
本发明，在第一反应器和第二反应器中都配设有搅拌装置，如图所示第一反应器的搅拌装置S1和第二反应器的搅拌装置S2，具体搅拌装置的结构借鉴现有技术即可实现，此处不再详细介绍。
另外，本发明中的曝气装置，优选每个反应器内的曝气装置均是由多组穿孔曝气管和多个微孔曝气盘组成。在每个反应器内均投加悬浮载体，填充率为20％～67％；且每个反应器的控制阀门与反应器的连接处均设置拦截筛网，用以拦截悬浮载体；
通过上述控制阀和集水管，可实现第一反应器和第二反应器的多种进水及出水方式，即可实现多种运行模式。
第二、下面结合上述系统对本发明的运行流程做主要说明：
运行流程，有以下五种控制模式：
1)并联SBR运行模式：50％的废水由C4经L1进入R1，R1出水通过控制阀L2、L6、L7，经C1和C3，由L3排出系统，通过控制L2、L6、L7实现不同的换水比；剩余废水由C5经L5进入R2，R2出水通过L10、L11、L13，经C2和C3，由L4排出系统，通过控制L10、L11、L13实现不同的换水比；
2)串联运行A模式：废水经L12进入R1，R1出水经L8、C1、C3、L3进入R2，R2出水通过L5、C5排出系统；
3)串联运行B模式：废水经L13进入R2，R2出水通过L9、C2、C3、L2进入R1，R1出水通过L1、C4排出系统；
4)串联运行C模式：部分废水经L12进入R1，R1出水经L8、C1、C3、L3进入R2，剩余的废水经L4、C3、L3进入R2，R2出水通过L5、C5排出系统；
5)串联运行D模式：部分废水经L13进入R2，R2出水经L9、C2、C3、L2进入R1，剩余的废水经L4、C3、L2进入R1，R1出水通过L1、C4排出系统。
第三、本发明启动方法，包括以下步骤：
1)启动准备，各反应器投加悬浮载体，填充率20％～67％，接种好氧污泥，控制R1、R2内污泥浓度5～8g/L；
2)亚硝化启动，采用并联SBR运行模式，控制R1和R2初始DO在2～5mg/L，曝气强度>7m3/m2/h，氨氧化率>50％，系统初始沉淀时间30min，逐步降低沉淀时间，使每个周期反应器内污泥浓度降低的幅度<25％，运行直至污泥浓度<0.5g/L，且氨氧化表面负荷>2gN/m2/d，亚氮积累率>0.95进入下一步；
3)CANON接种启动，采用串联运行A模式，向R1接种CANON悬浮载体，接种率为3％～5％，控制DO在0.3～2.0mg/L，曝气强度>1.0m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％；R2控制DO在0.5～1.0mg/L，曝气强度>1m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，当R1亚氮浓度<8mg/L时，系统切换为串联运行B模式，控制R1的DO在0.3～2.0mg/L，曝气强度>1.0m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，R2控制DO在0.5～1.0mg/L，曝气强度>1m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，直至R1系统内亚氮浓度>15mg/L后系统切换为串联运行A模式，当R1亚氮浓度<8mg/L时，系统切换为串联运行B模式，依次交替进行，运行直至R1的总氮表面负荷>1.6gN/m2/d，进入下一步；
4)CANON扩大启动：将R1和R2内40％～60％的悬浮载体进行置换，采用串联运行C模式，控制R1和R2的DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>3m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，当R2系统内亚氮浓度为R1系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行D模式，控制R1和R2的DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>3m3/m2/h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，当R1系统内亚氮浓度为R2系统内亚氮浓度的2～3倍时切换为串联运行C模式，依次交替进行，直到R1和R2的总氮表面负荷均>2.0gN/m2/d，进入下一步；
5)CANON稳定运行：如果对氨氮去除率要求<80％，采用串联运行C模式和串联运行D模式交替运行的方式，R1和R2反应器控制DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>5m3/m2/h，搅拌转速30～50r/min，分别控制C模式和D模式的运行时间，采用串联运行C模式，当R2系统内亚氮浓度为R1系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行D模式，当R1系统内亚氮浓度为R2系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行C模式，依次交替运行；当要求出水氨氮低于50mg/L时，采用串联运行A模式，控制R1的DO在2.0～4.0mg/L，R2的DO在2.0～3.0mg/L，曝气强度均>5m3/m2/h，搅拌转速30～50r/min，当R1的总氮表面负荷为R2总氮表面负荷的1.3～2.5倍时，系统切换为串联运行B模式，控制R1的DO在2.0～3.0mg/L，R2的DO在2.0～4.0mg/L，曝气强度均>5m3/m2/h，搅拌转速30～50r/min，直至R2的总氮表面负荷为R1总氮表面负荷的1.3～2.5倍，切换为串联运行A模式，依次交替进行。
第四、上述启动方法的补充说明：
1)之所以采用MBBR形式实现CANON，主要在于采用两段式工艺，控制复杂，需要控制亚硝化出水比例，满足厌氧氨氧化工艺要求；采用颗粒污泥方式，AnAOB不易富集，活性污泥法易于流失，难以启动或颗粒化；对于微生物，附着态和悬浮态展现出完全不同的性质特点，无法将活性污泥法的相关方法直接用于生物膜法，需要针对CANON和MBBR两个工艺的特点，针对性控制；
2)各阶段DO控制要求不同，主要原因通过控制DO为CANON生物膜提供好氧或厌氧环境，保证AOB和AnAOB生存环境，且随着生物膜的厚度变化和成熟进程，调整DO水平，满足生物膜分层要求；生物膜越成熟，生物膜厚度相对增大，对于DO的耐受能力越强，需要更高的DO水平；同时，生物膜厚度相对增大，也需要更高的剪力，控制生物膜厚度，防止生物膜过厚；故同时要求DO和曝气强度两个指标进行控制；MBBR形式的CANON，由于属于完全生物膜系统，与传统活性污泥法在控制方法、特点差别极大；对于活性污泥法，CANON工艺一般DO不超过1mg/L；
3)各阶段的运行模式不同，主要考虑接种方式、运行方式以及对废水的去除情况不同；生物膜脱落，虽然属于老化过程自然脱落，但仍有较多活性菌种，流入下一级反应器内可继续产生活性；
4)搅拌转速的控制是为了曝气不足时，辅助悬浮载体流化，且防止剪力过小生物膜增厚，或剪力过大生物膜脱落；
5)通过微孔曝气、穿孔曝气的组合调节，实现同一DO水平下的不同曝气强度；
6)在实施步骤CANON接种启动过程中，采用串联运行A模式，并对R1进行接种，R2限氧运行；是为了R1生物膜上脱落的活性污泥，如AOB和AnAOB在R2继续产生活性以及在R2的悬浮载体上附着；采用串联运行B模式是为了让R1有充分的亚氮促进厌氧氨氧化反应；
7)在实施步骤CANON扩大启动过程中，采用串联运行C模式和D模式，两个反应器各自进水，主要目的是为了保证两个反应器内都有充足的氨氮，两个反应器串联切换运行，主要目的是让上一级反应器生物膜脱落的活性污泥在下一级反应器内继续发挥活性，维持系统菌群的相对稳定，防止亚氮成为限制总氮表面负荷提升的因素；
8)在实施步骤CANON稳定运行过程中，如果对氨氮去除率要求<80％时，采用串联运行C模式和串联运行D模式交替运行，为反应器提供足够的氨氮，并维持系统菌群的相对稳定，提供相对充足的亚氮供厌氧氨氧化反应，促进总氮表面负荷的提升；如果以出水水质为控制目标，采用串联运行A模式和串联运行B模式交替运行，第一级反应器主要是削减氨氮负荷，第二级反应器是为了保障出水，第一级反应器的总氮表面负荷会高于第二级反应器，长期运行则导致第一级反应器生物膜过厚，第二级反应器生物膜较薄，此外第二级反应器长时间在低氨氮的情况下运行，可能会对亚硝化系统不利，所以运行一段时间后进行交换，将第二级反应器改为第一级反应器，恢复高氨氮的进水，并长期交替运行，保证各系统菌群的稳定；
9)之所以要求反应池内污泥浓度<0.5g/L，是因为防止悬浮态污泥浓度过高，对生物膜产生较强的竞争，影响生物膜的挂膜及稳定；活性污泥不受基质限制，对于活性污泥系统的CANON往往DO较低，负荷不高；而生物膜系统，由于生物膜分层分布，依赖于基质梯度传质，可以采用较高的DO，并不会引起系统的稳定性下降；一旦悬浮态污泥浓度升高，就会破坏纯膜系统的稳定性，使系统趋向于活性污泥法；另外，悬浮态污泥浓度过高，也可能引起悬浮载体的堵塞；活性污泥和生物膜虽然都是生化处理，但展现出完全不同的生化特性，需区别对待；
10)适用范围，本发明适合高氨氮、C/N≤1、高温废水，尤其是厌氧污泥消化上清液、垃圾渗滤液等处理。
为本行业人士所熟知的，当进水C/N>1，SS≥100mg/L时，增加预处理满足要求。
为本行业人士所熟知的，当进水水温不在25-35℃时，增加换热系统。
为本行业人士所熟知的，上述悬浮载体，即挂膜前比重比水略小，通常为0.93-0.97，挂膜后比重与水接近，实现悬浮效果，一般为高密度聚乙烯材质等。
下面结合具体实施例对本发明做详细说明。
实施例1：
以某城市污水处理厂厌氧消化污泥脱水液作为系统进水，水量200m3/d，pH在7.8～8.2，水温25～35℃，进水COD浓度200～400mg/L，均值320mg/L，氨氮浓度300～500mg/L，氨氮均值410mg/L，C/N比均值0.78，SS 300～3000mg/L。反应器总有效容积100m3，其中R1和R2各50m3。该废水首先经过预处理将SS降低至100mg/L后进入CANON工艺。
启动准备，各反应器投加悬浮载体，填充率40％，悬浮载体有效比表面积800m2/m3，空隙率90％，接种好氧污泥，控制R1和R2污泥浓度6g/L；
亚硝化启动，控制R1和R2初始DO在3.0～3.5mg/L，曝气强度8～10m3/m2/h，通过逐步降低沉淀时间，降低系统内污泥浓度，运行至28d时，换水比达到1.00，系统内污泥浓度为0.32g/L，氨氧化率0.55，氨氧化表面负荷2.14g/m2/d，亚氮积累率达到0.99，进入下一步；
CANON接种启动，采用串联运行A模式，向R1接种CANON悬浮载体，接种率5％，控制R1的DO在0.4～1.8mg/L，曝气强度1.0～4.0m3/m2/h，搅拌转速15r/min；R2的DO在0.5～0.7mg/L，曝气强度1～2m3/m2/h，搅拌转速15r/min，当R1亚氮浓度<8mg/L时，切换系统为串联运行B模式，控制R1在0.4～1.8mg/L，曝气强度1.0～4.0m3/m2/h，搅拌转速15r/min；R2的DO控制在0.5～0.7mg/L，曝气强度1～2m3/m2/h，搅拌转速15r/min，2d后R1内亚氮浓度即达到17mg/L。采用串联运行A模式和串联运行B模式交替运行的方式，整个阶段控制R1的氨氧化率>0.8，经过45d后，总氮表面负荷达到1.65gN/m2/d，进入下一步；
CANON扩大启动，将R1和R2各自50％的悬浮载体进行置换，采用串联运行C模式，控制R1和R2的DO均在1.2～2.8mg/L，曝气强度3.5～5.0m3/m2/h，搅拌转速25r/min，R2的进水量占总水量的40％～50％，当R2系统内亚氮浓度为R1的2.0～2.2倍时，切换系统为串联运行D模式，控制R1和R2的DO均在1.2～2.8mg/L，曝气强度在3.5～5.0m3/m2/h，搅拌转速25r/min，当R1系统内亚氮浓度为R2的2.0～2.2倍时改用采用串联运行C模式，依次交替进行，整个运行期间R1和R2的氨氧化率均稳定大于0.8，经过27d的稳定运行R1的总氮表面负荷达到2.03gN/m2/d，R2的总氮表面负荷达到2.10gN/m2/d，进入下一步；
CANON稳定运行，稳定运行需控制出水氨氮低于50mg/L，采用串联运行A模式，控制R1的DO在2.8～3.5mg/L，曝气强度6～8m3/m2/h，搅拌转速30r/min，控制R2的DO在2.0～2.5mg/L，曝气强度6～8m3/m2/h，搅拌转速30r/min，当R1的总氮表面负荷为R2总氮表面负荷的1.5～1.9倍时，系统切换为串联运行B模式，控制R1的DO在2.0～2.5mg/L，曝气强度6～8m3/m2/h，搅拌转速30r/min，R2的DO在2.8～3.5mg/L，曝气强度6～8m3/m2/h，搅拌转速30r/min，直至R2的总氮膜负荷为R1总氮膜负荷的1.5～1.9倍时切换为串联运行A模式，依次交替进行，经过60d的稳定运行，系统总出水平均氨氮浓度41mg/L，最低达到23mg/L。
本实施案例经过100d成功启动了CANON工艺(含亚硝化启动)，使两个反应器的总氮表面负荷均>2gN/m2/d，此后系统又经过了60d的稳定运行，期间总氮表面负荷稳定高于2gN/m2/d，平均在2.07gN/m2/d，出水氨氮均值36mg/L，氨氧化率均值0.91，总氮去除率均值0.82，且总氮表面负荷波动在3％之内，稳定性良好。
实施例2：
以某城市污水处理厂厌氧消化液污泥脱水液作为研究对象，该污水厂消化液流量1000m3/d，pH在7.6～8.0之间，进水COD浓度250～350mg/L，均值310mg/L，氨氮300～420mg/L，平均氨氮浓度343mg/L，C/N比均值0.90，SS 300～10000mg/L。该实施案例以上述废水作为系统进水，进行中试研究，中试反应器有效容积30m3，其中R1和R2均15m3，废水首先经过预处理工艺去除SS，使其降低至100mg/L以下(均值65mg/L)后直接进入CANON工艺。
启动准备，各反应器投加悬浮载体，填充率50％，悬浮载体有效比表面积800m2/m3，空隙率90％，接种该污水厂好氧污泥，控制R1和R2污泥浓度7.8g/L；
亚硝化启动，控制R1和R2初始DO在3.5～4.0mg/L，曝气强度8～10m3/m2/h。通过逐步降低沉淀时间，降低系统内污泥浓度，经过32d后，换水比达到1.00，系统内污泥浓度降低至0.29g/L，此时的氨氧化率达到0.67，氨氧化表面负荷为2.31g/m2/d，亚氮积累率在0.98～1.00之间，进入下一步；
CANON接种启动，采用串联运行A模式，向R1接种成熟CANON悬浮载体，接种率3％，控制R1的DO在0.3～1.7mg/L，曝气强度1.0～4.3m3/m2/h，搅拌转速15r/min。R2的DO控制在0.5～0.8mg/L，曝气强度1～2m3/m2/h，搅拌转速15r/min，当R1亚氮浓度<8mg/L时切换系统为串联运行B模式运行，控制R1的DO在0.3～1.7mg/L，曝气强度1.0～4.3m3/m2/h，搅拌转速15r/min。R2的DO控制在0.5～0.8mg/L，曝气强度1～2m3/m2/h，搅拌转速15r/min，经过3d后，R1内亚氮浓度即达到16mg/L，此时改为串联运行A模式，并依次交替运行，通过逐步提高进水流量，维持R1的氨氧化率大于0.8，经过52d的运行，系统R1的总氮表面负荷达到1.61gN/m2/d，进入下一步；
CANON扩大启动，将R1和R2各自50％的悬浮载体进行置换，采用串联运行C模式，R1和R2均控制DO在1.4～3.0mg/L，曝气强度3.5～5.5m3/m2/h，搅拌转速30r/min，当R2系统内亚氮浓度为R1系统内亚氮浓度的2.3～2.5倍时切换为串联运行D模式，R1和R2均控制DO在1.4～3.0mg/L，曝气强度3.5～5.5m3/m2/h，搅拌转速30r/min，当R1系统内亚氮浓度为R2系统内亚氮浓度的2.3～2.5倍时改为串联运行C模式，依次交替进行，整个过程R1和R2的氨氧化率均稳定大于0.8，经过24d的运行，R1的总氮表面负荷达到2.11gN/m2/d，R2的总氮表面负荷达到2.09gN/m2/d，进入下一步。此时系统的总处理水量可达94m3/d。
CANON稳定运行，稳定运行对氨氮的去除率要求<80％，以控制总氮表面负荷为准，继续提升进水流量。采用串联运行C和D模式交替运行的方式，控制R1和R2的DO在2.7～3.5mg/L，曝气强度5～8m3/m2/h，搅拌转速35r/min，采用串联运行C模式，当R2系统内亚氮浓度为R1系统内亚氮浓度的2.0～2.2倍时，切换为串联运行D模式，当R1系统内亚氮浓度为R2系统内亚氮浓度的2.0～2.2倍时，切换为串联运行C模式，依次交替运行，控制第一反应器和第二反应器的总氮表面负荷相差<10％.经过25d的运行，R1的膜负荷达到3.11gN/m2/d，R2的膜负荷达到3.14gN/m2/d，并控制R1和R2的总氮表面负荷以3.1g/m2/d为准，稳定运行近60d，各反应器总氮表面负荷变化范围在10％以内，容积负荷最高达到1.25kgN/m3/d。
本案例经过108d成功启动CANON工艺，并使各反应器的总氮表面负荷达到2gN/m2/d。由于中试进水充足，继续促进总氮表面负荷的提升，又经过25d的运行，各反应器总氮表面负荷达到3gN/m2/d以上，并开始稳定运行。稳定运行期间处理总水量160m3/d，占污水厂消化液总水量的16％，出水氨氮浓度均值85mg/L，氨氧化率均值0.75，总氮去除率均值0.68，总氮表面负荷均值3.1gN/m2/d，稳定性较好，波动范围在2％之内。按照稳定运行期的膜负荷进行核算，将反应器的总容积扩大到190m3，按50％的填充率即可处理该厂全部的消化液。
本发明通过设置两个反应器，并各自设进出水系统，通过控制阀控制可实现其串联、并联，连续流、SBR运行；本发明系统可实现针对工程规模下的低接种比例启动；通过不同运行模式的控制，可保障系统的稳定运行；系统出水指标低，可稳定达到《污水排入城镇下水道水质标准》(GB/T 31962-2015)中的A级标准；采用基于MBBR的CANON工艺，可持续升级能力强，系统总氮去除负荷高。
本发明中未述及的部分借鉴现有技术即可实现。
需要说明的是，在本说明书的教导下本领域技术人员所做出的任何等同方式，或明显变型方式均应在本发明的保护范围内。

Claims (1)

1.一种基于MBBR的CANON系统的运行方法，其特征在于，
所述基于MBBR的CANON系统，包括反应池主体、搅拌装置、曝气装置及连接装置，
所述的反应池主体包括规格相同的两个反应器，分别为第一反应器和第二反应器，所述的第一反应器和第二反应器并排设置；
在远离第二反应器的第一反应器的侧上方设置有第一控制阀，侧下方设置有第十二控制阀，在靠近第二反应器的第一反应器的一侧自下向上依次设置有第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀及第八控制阀；在远离第一反应器的第二反应器的侧上方设置有第五控制阀，侧下方设置有第十三控制阀，在靠近第一反应器的第二反应器的一侧自下向上依次设置有第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀及第九控制阀；
每个控制阀与反应器的连接处均设置有拦截筛网；
在每个反应器内均设置一个搅拌装置；
所述的曝气装置分布在每个反应器内，且每个反应器内均投加有悬浮载体；
所述连接装置包括第一集水管、第二集水管、第三集水管、第四集水管及第五集水管；所述的第一集水管将所述第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀和第八控制阀连接在一起，所述的第二集水管将第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀及第九控制阀连接在一起，所述第一集水管和第二集水管的底部连接有第三集水管，所述的第三集水管中心位置设置第四控制阀，所述的第四集水管将所述第一控制阀和第十二控制阀连接在一起，所述第五集水管将第五控制阀和第十三控制阀连接在一起；
每个反应器内的曝气装置均是由多组穿孔曝气和微孔曝气组成；
所述基于MBBR的CANON系统的运行方法，包括如下五种控制模式：
第一、并联SBR运行模式：
所述第一反应器和第二反应器是并列关系，间歇流运行，每个反应器独立进水、独立出水，且间歇进水、间歇排水，通过控制相关阀控制换水比，使得废水通过第三集水管经第四控制阀排出系统；
并联SBR运行模式具体步骤为：50％的废水由第四集水管经第一控制阀进入第一反应器，出水通过第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀经第一集水管、第三集水管，通过第四控制阀排出系统，通过控制第二控制阀、第六控制阀、第七控制阀实现不同的换水比；剩余的废水由第五集水管经第五控制阀进入第二反应器，出水通过第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀经第二集水管、第三集水管，通过第四控制阀排出系统，通过控制第三控制阀、第十一控制阀、第十控制阀实现不同的换水比；
第二、串联运行A模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，待处理废水经第十二控制阀进入第一反应器，通过控制相关阀，使得第一反应器的出水进入第二反应器，最后经第五控制阀排出系统；
串联运行A模式具体步骤为：废水经第十二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第八控制阀、第一集水管、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀、第五集水管排出系统；
第三、串联运行B模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，待处理废水经第十三控制阀进入第二反应器，通过控制相关阀，使得第二反应器的出水进入第一反应器，最后经第一控制阀排出系统；
串联运行B模式具体步骤为：废水经第十三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第九控制阀、第二集水管、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀、第四集水管排出系统；
第四、串联运行C模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，一部分废水经第十二控制阀进入第一反应器，通过控制相关阀，使得第一反应器的出水进入第二反应器，剩余废水经第四控制阀通过相关阀控制进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀排出系统；
串联运行C模式具体步骤为：部分废水经第十二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第八控制阀、第一集水管、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，剩余废水经第四控制阀、第三集水管、第三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第五控制阀、第五集水管排出系统；
第五、串联运行D模式：
所述第一反应器和第二反应器串联运行，连续流运行，一部分废水经第十三控制阀进入第二反应器，通过控制相关阀，使得第二反应器的出水进入第一反应器，剩余废水经第四控制阀通过相关阀控制进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀排出系统；
串联运行D模式具体步骤为：部分废水经第十三控制阀进入第二反应器，第二反应器出水经第九控制阀、第二集水管、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，剩余废水经第四控制阀、第三集水管、第二控制阀进入第一反应器，第一反应器出水经第一控制阀、第四集水管排出系统；
所述基于MBBR的CANON系统的启动方法，包括以下步骤：
1)启动准备，向各反应器内投加悬浮载体，填充率20％～67％，接种好氧污泥，控制第一反应器、第二反应器内污泥浓度5～8g/L；
2)亚硝化启动，采用并联SBR运行模式，控制第一反应器和第二反应器初始DO在2～5mg/L，曝气强度>7m3/m2·h，氨氧化率>50％，系统初始沉淀时间30min，逐步降低沉淀时间，使每个周期反应器内污泥浓度降低的幅度<25％，运行直至污泥浓度<0.5g/L，且氨氧化表面负荷>2gN/m2·d，亚氮积累率>0.95进入下一步；
3)CANON接种启动，采用串联运行A模式，向第一反应器接种CANON悬浮载体，接种率为3％～5％，控制DO在0.3～2.0mg/L，曝气强度>1.0m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％；第二反应器控制DO在0.5～1.0mg/L，曝气强度>1m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，当第一反应器亚氮浓度<8mg/L时，系统切换为串联运行B模式，控制第一反应器的DO在0.3～2.0mg/L，曝气强度>1.0m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，第二反应器控制DO在0.5～1.0mg/L，曝气强度>1m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，直至第一反应器系统内亚氮浓度>15mg/L后系统切换为串联运行A模式，当第一反应器亚氮浓度<8mg/L时，系统切换为串联运行B模式，依次交替进行，运行直至第一反应器的总氮表面负荷>1.6gN/m2·d，进入下一步；
4)CANON扩大启动：将第一反应器和第二反应器内40％～60％的悬浮载体进行置换，采用串联运行C模式，控制第一反应器和第二反应器的DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>3m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，当第二反应器系统内亚氮浓度为第一反应器系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行D模式，控制第一反应器和第二反应器的DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>3m3/m2·h，搅拌转速15～30r/min，氨氧化率>80％，当第一反应器系统内亚氮浓度为第二反应器系统内亚氮浓度的2～3倍时切换为串联运行C模式，依次交替进行，直到第一反应器和第二反应器的总氮表面负荷均>2.0gN/m2·d，进入下一步；
5)CANON稳定运行：如果对氨氮去除率要求<80％，采用串联运行C模式和串联运行D模式交替运行的方式，第一反应器和第二反应器控制DO在1.0～3.0mg/L，曝气强度>5m3/m2·h，搅拌转速30～50r/min，分别控制C模式和D模式的运行时间，采用串联运行C模式，当第二反应器系统内亚氮浓度为第一反应器系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行D模式，当第一反应器系统内亚氮浓度为第二反应器系统内亚氮浓度的2～3倍时，切换为串联运行C模式，依次交替运行；当要求出水氨氮低于50mg/L时，采用串联运行A模式，控制第一反应器的DO在2.0～4.0mg/L，第二反应器的DO在2.0～3.0mg/L，曝气强度均>5m3/m2·h，搅拌转速30～50r/min，当第一反应器的总氮表面负荷为第二反应器总氮表面负荷的1.3～2.5倍时，系统切换为串联运行B模式，控制第一反应器的DO在2.0～3.0mg/L，第二反应器的DO在2.0～4.0mg/L，曝气强度均>5m3/m2·h，搅拌转速30～50r/min，直至第二反应器的总氮表面负荷为第一反应器总氮表面负荷的1.3～2.5倍，切换为串联运行A模式，依次交替进行。
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