CN114085012A

CN114085012A - 一种有机废水处理系统与有机废水处理方法

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Publication number: CN114085012A
Application number: CN202210058051.4A
Authority: CN
Inventors: 孙浩; 魏勇红; 黄放; 黄耀峰
Original assignee: Hunan Kinglv Environmental Protection Co ltd
Current assignee: Hunan Kinglv Environmental Protection Co ltd
Priority date: 2022-01-19
Filing date: 2022-01-19
Publication date: 2022-02-25

Abstract

本发明公开了一种有机废水处理系统与有机废水处理方法。本发明的系统包括依次相连水解酸化池、厌氧反应器、曝气池、亚硝化池、厌氧氨氧化池、SBR池和电催化氧化池；本发明的处理方法采用“水解酸化+厌氧消化+高负荷曝气+亚硝化+厌氧氨氧化+SBR生化+电催化氧化”组合工艺在去除高有机物的同时，采用亚硝化和厌氧氨氧化的耦合工艺对高浓度的氨氮进行高效去除，还充分利用有机废水中的碳源采用SBR生化工艺对总氮进行深度去除，末端采用电催化氧化工艺进行处理后，出水达标排放，无需采用膜深度处理，不产生高污染的浓缩液，全量化处理高浓度有机废水。

Description

一种有机废水处理系统与有机废水处理方法

技术领域

本发明涉及污水处理技术领域，具体涉及一种有机废水处理系统与有机废水处理方法。

背景技术

餐厨废水是餐厨垃圾经过分离破碎、油脂提取和固液分离后的高浓度有机废水，含有丰富的碳水化合物、蛋白质和脂肪，具有高有机物污染、高氨氮、高含油率、高含盐量等特点而难以处理。相关技术中常用的餐厨废水处理工艺为：厌氧+生化+膜深度处理工艺，但该工艺主要注重于有机物的去除，而导致后端生化除氮效率不高，因此需要采用膜深度处理才能保证出水达标，如先采用UASB（Upflow Anaerobic Sludge Bed，升流式厌氧污泥床）对餐厨废水直接进行厌氧消化后，去除了大量有机物，产生沼气，但后端脱氮进水的C/N不足4:1，出水氨氮和总氮值超标，需要进膜进行深度处理，但产生了大量碳氮比失衡，更加难以处理的膜滤浓缩液。因此相关技术中的“厌氧+生化+膜法”的组合工艺处理高有机物、高氨氮餐厨废水存在，迫切需要开发一种新型处理方法用于高浓度餐厨废水的处理。

相关技术中还开发了一种餐厨废水处理系统：包括用于对废水中的悬浮物、动植物油及部分COD（Chemical Oxygen Demand，化学需氧量）进行去除的预处理系统、用于对废水进行脱氮处理的生化处理系统以及用于对废水进行深度脱氮处理的深度处理系统。但该系统存在以下缺点：

1、对废水进行脱氮处理的两级AO工艺（Anoxic Oxic，缺氧好氧工艺）和DN-BAF（曝气生物滤池）工艺，由于进入生化系统中的废水BOD5（Biochemical Oxygen Demand，生化需氧量）/TN（Total Nitrogen，总氮含量）值较低，均需要外加补充碳源来提升脱氮效率，提高了运行成本；

2、采用芬顿反应来进行深度处理，降解难降解的有机物，产生额外的化学沉淀污泥；

3、处理工艺冗长，池体数量多，占地面积大。

相关技术中还开发了用于处理餐厨废水的微生物电解池-厌氧氨氧化-Fenton（芬顿）联合处理装置及处理方法：由CSTR（continuous stirred tank reactor，全混合厌氧反应器）厌氧区、厌氧氨氧化区、Fenton氧化区、膜深度处理区四部分组成。CSTR厌氧区内设有阳极电极Ⅰ，厌氧氨氧化区由内置曝气头的前置曝气区和设有阳极电极Ⅱ的主反应区构成，Fenton氧化区内设有阴极电极Ⅲ、曝气头和外加Fe²⁺，阴阳极电极通过外电路与稳压电源相连。进水依次经过CSTR厌氧区、厌氧氨氧化区、Fenton氧化区、膜深度处理区处理后达标排放或厂内回用。

该方法存在以下缺点：采用电Fenton氧化法氧化和絮凝残余油脂和其他难降解有机物，但其出水仍需通过膜深度处理才能达标，因此其电Fenton法只是缓解了膜深度处理区膜污染的问题，不仅仍产生了高盐、高污染、可生化性差，更难处理的膜滤浓缩液。

相关技术中还开发了一种餐厨废水处理系统：包括隔油池、格栅池、混凝沉淀池、调节池、UASB反应池、反硝化池、硝化池、超滤膜池、污泥浓缩池和离心脱水机，所述离心脱水机与所述污泥浓缩池和所述隔油池连接，污泥浓缩池被构造为用于接收餐厨废水和絮凝剂，餐厨废水和絮凝剂与污泥浓缩池中的活性污泥混合，可利用污泥活性和絮凝剂降低化学需氧量、总氮和悬浮物，从而可以降低废水污染物浓度，污泥浓缩池出水进入离心脱水机，产生的混合废液流入至隔油池，进行有机物去除与脱氮。

该系统存在以下缺点：经过一级AO的出水，需进过两套膜系统（一套纳滤+反渗透，另一套为DTRO（碟管式反渗透）），处理后产生的膜滤浓缩液由于不好处理，选择回喷至焚烧炉。膜设备本身造价高，导致投资建设成本大幅增加，且浓缩液具有高盐，高污染的特点，当浓缩液量大时，一方面回喷会影响焚烧炉正常焚烧，另一方面，浓缩液中高浓度的氯离子会对焚烧设备产生腐蚀，而且浓缩液回喷后烟气湿度增加，细小的飞灰颗粒凝聚成核，容易附着在管壁外，烟气空气预热器和过热器管壁的积灰量增加，导致烟气空气预热器和过热器的传热效果变差。

相关技术中还开发了一种餐厨污水处理工艺：该工艺将餐厨污水均质搅拌后进入厌氧发酵罐，厌氧工艺采用高温厌氧发酵工艺，快速把污水中的有机物分解。通过厌氧消化处理后再离心脱水，进行固液分离，沼液通过射流曝气的方式进行充分接触氧化处理后经沉淀、膜过滤后达标排放。

该工艺存在缺点：该工艺只注重有机物的去除（厌氧发酵与好氧接触均是处理有机物的工艺），没有设计脱氮工艺，末端膜的深度处理负荷大，且产生了浓缩液。

相关技术中还开发了一种餐厨废水除氨氮的处理方法：餐厨废水进入到第一个反应器，加入磷酸，去除废水中的碳酸根，随后进入第二个反应器中，加入氧化镁，搅拌溶解，进入第三个反应器中投加氯化镁和磷酸盐，形成结晶核，生成鸟粪石沉淀，再进入沉淀装置中，沉淀静置，上清液出水达标排放。

该方法存在如下缺点：使用该方法进行脱氮，效率不算太高，需要添加大量化学药剂，运行成本高，且沉淀产物MgNH₄PO₄·6H₂O(简称MAP)的用途较为单一，后期销路无法大范围推广。

相关技术中还开放了一种餐厨沼液的全量化处理方法：该方法基于依次连接的UASB处理单元+一级A/O处理单元+二级A/O处理单元+MBR（Membrane Bio-Reactor，膜生物反应器）+电催化氧化处理单元。采用A/O工艺，加强对餐厨废水内氨氮的去除效率；增加MBR处理工艺，通过物理截留作用进行泥水分离；生化末端采用电催化氧化技术替代传统的生化后末端使用的膜处理技术，克服了膜深度处理过程中产生的膜浓缩液，实现餐厨沼液废水的全量化处理，达到国家规定的排放标准。

该处理方法存在如下缺点：实际过程中，经过厌氧处理后的餐厨废水BOD5/TN值较低，两级AO实际脱氮效果达不到90%以上，会遗留总氮，而无法达标排放，且两级AO作为传统生物脱氮技术，相比较亚硝化+厌氧氨氧化的组合新型脱氮工艺，能耗更高，所需停留时间与池容更大（因为传统两级AO中的O池，需要持续曝气，且溶解氧含量需控制在2~3mg/L，且AO是两个独立的池子），即增加建设了成本与运行成本。

由上述记载得知，相关技术中的处理方法存在以下缺陷：

1、对于餐厨废水，处理时只注重前方厌氧工艺处理高有机物污染，对于高氨氮的餐厨废水，后续脱氮可能会造成碳源不足。需要额外补加碳源。

2、对于高氨氮餐厨废水，一般采用传统两级AO生化脱氮工艺，由于经过前端厌氧处理后餐厨废水BOD5/TN值较低，脱氮效率可能无法达到排放标准，且传统AO工艺，曝气能耗高，所需池容大，增加了建设成本与运行成本。

3、目前餐厨污水工艺采用膜法作为深度处理技术。膜法虽然能够稳定有效保证出水达标，但是膜法的回收率只能达到75%以内，这样就产生了大量更加难以处理的浓缩液。市面上已有的浓缩液处理技术，如回喷焚烧炉，会对焚烧设备正常运行产生影响。

综上，需要开发一种有机废水处理系统，该系统的成本低且处理效率高。

发明内容

为解决现有技术中存在的问题，本发明提供了一种有机废水处理系统，该系统的成本低且处理效率高。

本发明还提供了一种有机废水处理方法。

具体如下，本发明第一方面提供了一种有机废水处理系统，包括依次相连的水解酸化池、厌氧反应器、曝气池、亚硝化池、厌氧氨氧化池、中间池、SBR池和电催化氧化池；

所述水解酸化池的部分出水送入所述厌氧反应器，剩余出水送入所述中间池。

根据本发明的至少一种实施方式，具有如下有益效果：

本发明的系统采用“水解酸化池+厌氧反应器+曝气池+亚硝化池+厌氧氨氧化池+SBR池+电催化氧化池”组合工艺实现了有机废水的处理；该系统在去除高有机物的同时采用亚硝化池和厌氧氨氧化池的耦合工艺对高浓度的氨氮进行高效去除，还充分利用了有机废水中的碳源采用SBR生化工艺对总氮进行深度去除，末端采用电催化氧化工艺进行处理后，出水达标排放，无需采用膜深度处理，不产生高污染的浓缩液，全量化处理高浓度有机废水。

根据本发明的一些实施方式，所述水解酸化池的底部设有搅拌装置。

根据本发明的一些实施方式，所述水解酸化池的上部还设置有填料。

根据本发明的一些实施方式，所述填料包括半软性填料、组合填料和立体弹性填料中的至少一种。

设置填料的目的为防止污泥流失。

支管出水为硝化反硝化提供优质碳源。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气池中设有鼓风机和微孔曝气器。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧反应器包括USAB厌氧反应器。

根据本发明的一些实施方式，所述USAB厌氧反应器中还设有三相分离系统。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气池底部设有微孔曝气器。

根据本发明的一些实施方式，所述微孔曝气器的一端与鼓风机相连。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧反应器和所述曝气池间还设有沉淀池；所述沉淀池的出水送入所述曝气池。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧反应器的出水送入所述沉淀池。

厌氧反应器虽有三相分离系统，但出水有可能还是带有部分厌氧污泥，厌氧出水带泥不利于后续的生化处理，因此设计厌氧出水进入中间沉淀池进行沉淀处理。

经过沉淀处理的出水进入高负荷曝气池，其作用：

（1）去除废水中大量的有机物，大幅度降低后续生物处理单元的负荷，特别是降低对后续厌氧氨氧化反应器中厌氧氨氧化菌种的活性造成影响（过高的有机物浓度使得异样菌胁迫厌氧氨氧化菌，并逐步替代其成为反应器内的优势属，从而造成厌氧氨氧化菌的解体）；

（2）厌氧出水中含有部分游离硫化氢、游离氨等对后续好氧具有毒性抑制的毒性物质，通过曝气将该类毒性物质吹脱出，避免对后续生化，特别是厌氧氨氧化菌种产生抑制作用。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池中设置搅拌装置和曝气装置。

根据本发明的一些实施方式，所述搅拌装置包括机械搅拌装置。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池为序批式反应器。

序批式反应器即按时间顺序间歇操作运行的反应器。

亚硝化池同时设有机械搅拌装置与曝气装置，采用序批模式运行。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池反应后静置沉淀排水。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池排水采用潜水泵。

潜水泵安装位置根据所需出水量，安装在亚硝化池中上部合适位置，保证出水只抽取亚硝化池上层清液。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池，采用序批模式运行。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池设有机械搅拌装置。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池上部设置填料。

根据本发明的一些实施方式，所述填料为悬浮填料。

设置填料的目的为防止菌种流失。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池的底部设有布水器。

亚硝化池出水从厌氧氨氧化池底部进水，底部设有布水器，使厌氧氨氧化池内基质分布均匀，防止局部氨氮、亚硝氮浓度过高，毒性对菌种产生抑制作用。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池相连有中间池。

根据本发明的一些实施方式，所述中间池设有循环泵。

中间池的循环泵在水解酸化池出水进入中间池时开启，且在进水完成后，仍持续工作0.5~1h.。中间池使得厌氧氨氧化池出水与水解酸化池出水均匀混合，因此中间池起到调节水量和水质调节的作用（补充碳源，调配SBR池进水的水质），经过水质调配后，中间池的水质指标为：COD≤2000 mg/L、NH₃-N≤150mg/L、总氮≤350mg/L，废水污染物浓度相对不高，可生化性强，可利用生化技术进行进一步的深度脱氮。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池的内壁一侧还设有MBR膜池；所述MBR膜池的出水管路与所述电催化氧化池相连。

根据本发明的一些实施方式，所述MBR膜池内设有若干膜柱。

根据本方面的一些实施方式，所述MBR膜池的进水口和所述SBR池的进水口相对设置于所述SBR池的两侧。

将MBR膜池与SBR池的进水口相对设置于SBR池的两侧，确保进水不发生短流。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池底部设有曝气装置。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池的出水通入电催化氧化池。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池包含阳极和阴极。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的阳极包括DSA（DimensionallyStable Anode，尺寸稳定阳极）。

根据本发明的一些实施方式，所述DSA包括涂层钛阳极。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的阴极包括钛网。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池设有两个出水口。

根据本方面的一些实施方式，所述电催化氧化池的第二出水口与循环泵相连。

循环泵的作用为：在电氧化时将电催化氧化池的废水在池体内不断循环，使其被充分电氧化。

SBR池设有曝气装置，可通过不同曝气量的转换来实现符合水质特点的硝化反硝化反应，由于进水氨氮值较低，本阶段主要发生反硝化反应来深度脱氮。

本发明第二方面提供了一种有机废水处理方法，包括以下步骤：

S1、将有机废水预处理通入所述水解酸化池，将所述水解酸化池出水分为两个部分，一部分通入所述厌氧反应器；剩余部分通入所述中间池；

S2、将所述厌氧反应器出水依次通入所述曝气池、所述亚硝化池、所述厌氧氨氧化池、所述中间池、所述SBR池和所述电催化氧化池处理。

根据本发明的至少一种实施方式，具备如下有益效果：

1、工艺整体性更好，在采用前端厌氧工艺去除有机物的同时，后续采用亚硝化+厌氧氨氧化高效脱氮，并且采用SBR工艺+电催化氧化进行深度处理，实现全量化达标处理高有机高氨氮有机废水。

2、工艺整体连接性更好，比如高负荷曝气的吹脱作用，以及高负荷曝气与亚硝化对COD的去除，都利于后续工艺进行的同时。

3、碳源的合理利用，对于高氨氮废水，依靠有机废水本身水解酸化产生的优质碳源，无需额外增加碳源，仍采用生化工艺即可能完成深度脱氮。

4、采用亚硝化+厌氧氨氧化和后续SBR生化工艺相比较于相关技术中两级AO工艺脱氮，不仅效率更高，确保能够达标处理标准的同时，节省曝气能耗（亚硝化时可节约供氧量25%，SBR池也没设单独的O池，无需持续高曝气），降低停留时间，减少池容，降低剩余污泥的产量，减少以后剩余污泥的处理量（亚硝化过程时在亚硝化过程中可以减少产泥25%~34%，在反硝化过程中可以减少产泥约50%，目前污泥处理仍是行业内的一大难题），减少建设成本与运行成本。

5、采用电催化氧化技术，可以深度去除难降解的有机物，无需使用膜法，不产生高浓度污染物的浓缩液。

根据本发明的一些实施方式，所述有机废水的COD为50000mg/L~60000mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述有机废水的氨氮（NH₃-N）为2000mg/L~2500mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述有机废水的总氮含量≤3000mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述预处理为将有机废水通入格栅池与隔油池进行预处理。

有机废水首先进入格栅池与隔油池进行预处理，去除大颗粒悬浮物与表面油脂。

预处理出水进入水解酸化池，水解酸化池设置搅拌装置，保证污泥的悬浮状态，使污染物和微生物充分混合接触。在水解酸化池中，废水中的有机物通过微生物的作用经过水解和酸化两个阶段，将原有废水中的非溶解性有机物转变为溶解性有机物，将难生物降解的有机物转变为易生物降解的有机物，提高废水的可生化性。

水解酸化池出水，大部分进入厌氧反应器。一般来说厌氧消化分为三个阶段：水解发酵、产酸和产甲烷。由于前端有水解酸化池，进行了水解和酸化两个阶段，因此厌氧反应器（UASB厌氧反应器）内主要反应为产甲烷，缩短了厌氧消化的停留时间。甲烷菌通过不同的路径把甲酸、乙酸、甲胺、甲醇、H₂和CO₂等基质转化为甲烷，最终UASB厌氧反应器有效去除了餐厨沼液内75%~85%有机物，COD≤15000mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧反应器的出水COD≤15000mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气池的溶氧为1mg/L~3mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气池出水的COD≤3500mg/L。

根据进水负荷调节曝气量，控制池内溶氧为1mg/L~3mg/L，对于有机物的去除率可达到75%~80%，COD≤3500mg/L。

进水负荷突增会引起池内溶解氧下降，此时需提高曝气量，保持池内溶氧为1mg/L~3mg/L，反之亦然。

高负荷曝气池出水进入亚硝化池，亚硝化池亚硝化反应阶段将部分氨氮转化为亚硝氮，给后续厌氧氨氧化反应提供基质；反硝化阶段通过反硝化反应不仅将COD进一步去除，进一步减少对后续厌氧氨氧化菌的影响，同时对总氮有一定的去除。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池的操作步骤为：

当所述曝气池出水进入所述亚硝化池时，所述亚硝化池先停曝气，开启搅拌，缺氧运行7h~11h后进行反硝化；后开曝气10h~14h，进行亚硝化阶段。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气阶段采用微孔曝气。

根据本发明的一些实施方式，所述曝气阶段监测所述亚硝化池内DO（溶解氧）；控制DO在1mg/L~1.5mg/L之间。

控制DO值的目的为将硝化反应控制在亚硝化阶段，可节约供氧量25%，减少了曝气能耗。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池（104）在曝气时的溶解氧为1mg/L~1.5mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池出水的氨氮与亚硝氮的比值为1:1~1.32。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池中废水的pH为6.8~7.8。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池的pH调节剂包括碳酸盐。

根据本发明的一些实施方式，所述碳酸盐包括碳酸钠或碳酸钾中的至少一种。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池出水的COD≤1700mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述亚硝化池出水的总氮≤1500mg/L。

通过曝气时长来控制出水氨氮与亚硝氮的比值，理论上要求出水氨氮与亚硝氮的比值为1:1.32，实际操作时控制在1:1~1.32即可。监测出水氨氮与亚硝氮值，根据指标调整曝气时长，若氨氮值过高，增加曝气时长，减少反硝化时长，反之亦然，但要确保亚硝氮的比例不要长时间超过1.32，否则亚硝氮会在后续的厌氧氨氧化池中累积。亚硝氮具有毒性，当厌氧氨氧化池体内累积含量高于200mg/L时会对厌氧氨氧化菌产生较强的抑制作用，严重时可使厌氧氨氧化菌失活。

监测pH，让pH保持在6.8~7.8，适时投加碳酸钠补充碱度。

亚硝化出水COD去除率为50%~55%，COD≤1700mg/L，总氮去除率50%~60%，总氮≤1500 mg/L，进入厌氧氨氧化池。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池中废水的pH为7.2~8.2。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池的pH剂包括稀酸或碳酸盐。

根据本发明的一些实施方式，所述稀酸包括稀盐酸。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池出水的NH₃-N≤120mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池出水的总氮≤300mg/L。

在线监测厌氧氨氧化池的pH，控制在7.2~8.2之间，适时投加稀盐酸或者碳酸钠调节酸碱。

厌氧氨氧化池高效脱氮，脱氮效率可达80%~85%，NH₃-N≤120mg/L、总氮≤300mg/L，无需额外投加碳源。

监测出水氨氮与亚硝氮值，反映厌氧氨氧化菌种活性。由于厌氧氨氧化出水，还残留氨氮、总氮、有机物，需进一步深度处理。

根据本发明的一些实施方式，所述厌氧氨氧化池的出水进入中间池。

根据本发明的一些实施方式，所述水解酸化池的部分出水进入中间池。

根据本发明的一些实施方式，所述水解酸化池送入所述中间池的废水与所述水解酸化池总出水的体积比为1~1.5:100。

根据本发明的一些实施方式，所述水解酸化池的部分出水为水解酸化池总出水的1%~1.5%。

即当日处理量100m³则水解酸化池为出水100m³，其中只有1m³~1.5m³流入中间池进行水质调配。

根据本发明的一些实施方式，所述中间池的出水COD≤2000 mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述中间池的出水NH₃-N≤150mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述中间池的出水总氮≤350mg/L。

厌氧氨氧化出水进入中间池，同时按厌氧氨氧化池出水量的1%~1.5%，抽取水解酸化出水进入中间池，中间池配有循环泵，使得厌氧氨氧化出水与水解酸化出水均匀混合，因此中间池起到调节水量和水质调节的作用，经过水质调配后，中间池的水质指标为：COD≤2000 mg/L、NH₃-N≤150mg/L、总氮≤350mg/L，废水污染物浓度相对不高，可生化性强，可利用生化技术进行进一步的深度脱氮。

根据本发明的一些实施方式，所述中间池出水通入SBR池。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池中进行硝化反硝化反应。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池中进行硝化反应时，池内溶解氧控制1.5mg/L ~2mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池中进行反硝化反应时，池内溶解氧控制在0.2mg/L~0.5mg/L。

通过曝气量的调节来侧重进行硝化反应或者反硝化反应，中间池出水进入SBR，先进行硝化阶段即控制池内溶解氧为1.5mg/L~2mg/L，运行一段时间后（2小时~4小时），调小曝气量，控制溶解氧为0.2mg/L~0.5 mg/L进行反硝化，硝化与反硝化预设时间相同，根据出水指标调整不同曝气量的曝气时长（监测出水氨氮与总氮指标，若出水氨氮高，则提高硝化曝气的时长，降低反硝化曝气时长，若出水总氮高，则反之）。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池中废水的pH为7.0~8.0。

由于碳源充足，反硝化反应基本可以补充碱度，一般无需额外补充碱度。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池设有内置MBR膜池，与进水口处于池体的两端。

SBR池运行时，在一个停留周期内省掉静置沉淀与滗水过程，（SBR运行过程一般分为进水、反应、沉淀、滗水和待机）在完成反硝化后加大曝气（调节至硝化所需气量），并开始用自吸泵从膜池抽水，完成泥水分离。抽完水后再进水，开始新一轮硝化反硝化过程。抽水时，因为有曝气冲刷，MBR膜池不会堵膜。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池的出水COD≤1000 mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池的出水NH₃-N≤15mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述SBR池的出水总氮≤70mg/L。

SBR池对于COD去除率为50%~65%、氨氮去除率为90%、总氮去除率为80%。

MBR膜池出水残留有难降解的有机物，此类有机物很难再用生化的办法处理，故采用电催化氧化技术对其进行有效降解。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的电流为3.0A~3.3A。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的电流为3.3A。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的催化氧化时间为2.5h~3h。

SBR池中MBR膜池出水进入电催化氧化池，深度去除难降解的有机物，效率可达50%~60%。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的出水COD≤500mg/L。

根据本发明的一些实施方式，所述电催化氧化池的出水BOD5≤100mg/L。

根据本发明的一些实施方式，经过本发明有机废水处理方法处理后的出水COD ≤500mg/L。

根据本发明的一些实施方式，经过本发明有机废水处理方法处理后的出水BOD5≤100mg/L。

根据本发明的一些实施方式，经过本发明有机废水处理方法处理后的出水NH₃-N≤15mg/L。

根据本发明的一些实施方式，经过本发明有机废水处理方法处理后的出水总氮≤70mg/L。

经上述方法处理后，出水水质为COD ≤ 500mg/L、BOD5≤100mg/L，NH₃-N≤15mg/L、总氮≤70mg/L，符合《污水排入城镇下水道水质标准》（GB/T31962-2015）的B级标准，其中COD ≤500mg/L、BOD5≤350 mg/L，NH₃-N≤ 45mg/L和总氮≤70mg/L。

根据本发明至少一种实施方式，至少具备如下有益效果：

1、整体工艺在有效去除有机物的同时，也进行高效脱氮，脱氮效率不仅可以稳定达到97%以上，而且整个工艺链中采用的脱氮生化技术，均不需要额外投加碳源，针对有机废水的水质特点，合理运用碳源；

2、采用亚硝化+厌氧氨氧化和后续SBR生化工艺相比较于传统两级AO工艺脱氮，不仅效率更高，确保能够达标处理标准的同时，节省曝气能耗（亚硝化时可节约供氧量25%，SBR池也没设单独的O池，无需持续高曝气），降低停留时间，减少池容，降低剩余污泥的产量，减少以后剩余污泥的处理量（亚硝化过程时在亚硝化过程中可以减少产泥25%~34%，在反硝化过程中可以减少产泥约50%，目前污泥处理仍是行业内的一大难题），减少建设成本与运行成本。

3、采用电催化氧化技术，可以深度去除难降解的有机物，无需使用膜法，不产生高浓度污染物的浓缩液。

附图说明

图1为本发明实施方式中的有机废水处理系统结构示意图。

图2为本发明实施方式中的有机废水处理系统结构示意局部图（左）。

图3为本发明实施方式中的有机废水处理系统结构示意局部图（中）。

图4为本发明实施方式中的有机废水处理系统结构示意局部图（右）。

图5为本发明实施方式中有机废水处理工艺流程图。

附图标记：

100、水解酸化池；101、厌氧反应器；102、沉淀池；103、曝气池；104、亚硝化池；105、厌氧氨氧化池；106、中间池；107、SBR池；108、电催化氧化池；109、填料；110、三相分离器；111、潜水泵；112、MBR膜池；113、电极；114、第一循环泵；115、第二循环泵；

201、第一潜水搅拌器；202、第二潜水搅拌器；203、第三潜水搅拌器；

301、第一布水器；302、第二布水器；

401、第一曝气管；402、第二曝气管；403、第三曝气管；

501、第一鼓风机；502、第二鼓风机；503、第三鼓风机；

601、第一出水泵；602、第二出水泵；603、第三出水泵；604、第四出水泵；605、第五出水泵；606、第六出水泵；607、第七出水泵；608、第八出水泵；609、第九出水泵。

具体实施方式

以下将结合实施例对本发明的构思及产生的技术效果进行清楚、完整地描述，以充分地理解本发明的目的、特征和效果。显然，所描述的实施例只是本发明的一部分实施例，而不是全部实施例，基于本发明的实施例，本领域的技术人员在不付出创造性劳动的前提下所获得的其他实施例，均属于本发明保护的范围。

本发明的描述中，参考术语“一个实施例”、“一些实施例”、“示意性实施例”、“示例”、“具体示例”、或“一些示例”等的描述意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本发明的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不一定指的是相同的实施例或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任何的一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。

实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。

本发明实施方式中有机废水处理系统的结构示意图，如图1~4所示：

有机废水经过预处理后通过第一出水泵601泵入水解酸化池100；

水解酸化池100的底部设有第一潜水搅拌器201，水解酸化池100的侧壁上部设有第一填料109；

水解酸化池100的出水通过第二出水泵602的主出水管道部分泵入厌氧反应器101（UASB厌氧反应器），剩余部分由第二出水泵602的出水支管通过第九出水泵609泵入中间池106；

厌氧反应器101的底部设有第一布水器301，上部设有三相分离器110，侧壁顶部设有出水管，出水管与沉淀池102的顶部相连；

第二出水泵602的主出水管道与第一布水器301相连；

沉淀池102的中部设有出水管，沉淀池102的出水通过第三出水泵603泵入曝气池103（高负荷曝气池）的底部；

曝气池103的底部设有第一曝气管401；第一曝气管401的一端与第一鼓风机501相连；曝气池103的侧壁上部设有出水管道，曝气池103的出水通过第四出水泵604泵入亚硝化池104的底部；

亚硝化池104的底部设有第二曝气管402和第二潜水搅拌器202，第二曝气管402的一端与第二鼓风机502相连；亚硝化池104的侧壁上部设有潜水泵111，潜水泵111将亚硝化池104的出水泵入厌氧氨氧化池105中；

厌氧氨氧化池105的底部设有第三潜水搅拌器203和第二布水器302；第二布水器302的一端与潜水器12相连；厌氧氨氧化池105的侧壁上部设有出水管；厌氧氨氧化池105的出水通过第五出水泵605泵入中间池106的底部；

中间池106还外设有第一循环泵114，中间池106的侧壁上部设有出水管道，中间池106的出水通过第六出水泵606泵入SBR池107的底部；

SBR池107的底部设有曝气管403和MBR膜池112，曝气管403的一端与第三鼓风机503相连；MBR膜池112的出水通过第七出水泵607泵入电催化氧化池108中；

电催化氧化池108的顶部设有电极113（阴极为钛网，阳极为涂层钛阳极），电催化氧化池108的侧壁下部和侧壁上部均设有出水管道；侧壁下部的出水为合格出水；通过第八出水泵608泵出；侧壁上部的出水通过第二循环泵115继续泵入电催化氧化池108中进行处理。

曝气池103（高负荷曝气池）中的作用如下：好氧微生物生长消耗有机物，极低硝化反应程度，氨氮浓度基本不变。

亚硝化池104的反应方程式如下：

亚硝化反应：NH₄ ⁺+1.5O₂→NO₂ ^-+H₂O+2H⁺（亚硝化池104曝气阶段反应集中在这一步，主要反应）。

亚硝化池中存在进一步硝化的副反应：NO₂ ^-+0.5O₂→NO₃ ^-。

完全硝化反应：NH₄ ⁺+2O₂→NO₃ ^-+H₂O+2H⁺（相关技术中AO工艺中的O池主要反应）。

反硝化反应（亚硝化池104中缺氧搅拌阶段进行反硝化反应方程式）：

NO₂ ^-+3H（电子供给体-有机物）→0.5N₂+H₂O+ OH^-（反硝化过程的主要反应）。

NO₃ ^-+5H（电子供给体-有机物）→0.5N₂+2H₂O+OH^-（反硝化过程的副反应）。

因此亚硝化池104在缺氧机械搅拌时，主要发生反硝化反应，进行脱氮和去除部分有机物；而在硝化阶段，主要将过程控制在亚硝化阶段，使得高浓度氨氮部分转换成亚硝氮为后续厌氧氨氧化菌种提供反应基质。

厌氧氨氧化池105的反应方程式如下：

NH₄ ⁺+1.32NO₂ ^-+0.066HCO₃ ^-+0.13H⁺→1.02N₂+0.26NO₃ ^-+0.066CH₂O_0.5N_0.15+2.03H₂O。

从反应式可以得出，厌氧氨氧化池105在脱氮时以氨氮（NH₄ ⁺）和亚硝氮（NO₂ ^-）为基质，且理想比值为氨氮:亚硝氮=1:1.32，无需额外投加碳源。

厌氧氨氧化菌脱氮机理为：以氨氮与亚硝氮为基质，将氨氮与亚硝氮还原成氮气。因此最佳理论的比值为氨氮：亚硝氮=1:1.32，厌氧氨氧化前端亚硝化池104即可达到高浓度氨氮部分转换成亚硝氮的目的，且通过调节曝气与机械搅拌的时长来调整亚硝化池104出水氨氮与亚硝氮的比例。实际过程中，无法做到亚硝化每一批次出水都能做到氨氮与亚硝氮浓度比值恰好为1:1.32，因此考虑到亚硝化和厌氧氨氧化良好的耦合性，一般将亚硝化出水比例控制在1:1~1:1.32。因为亚硝氮比例长时间超过1.32，亚硝氮会在后续的厌氧氨氧化池105中累积。亚硝氮具有毒性，当厌氧氨氧化池105体内累积含量高于200mg/L时会对厌氧氨氧化菌产生较强的抑制作用，严重时可使厌氧氨氧化菌失活解体，导致反应池崩溃，脱氮效率断崖式下跌（如厌氧氨氧化进水水质氨氮300、亚硝氮450mg/L，反应池运行初期出水氨氮60mg/L、亚硝氮130mg/L，运行1个月左右，出水变为氨氮290mg/L、亚硝氮445mg/L，反应池不再具备脱氮功能），最终导致厌氧氨氧化池105脱氮效率低于5%；亚硝氮比例长时间不足1，富余的氨氮无法反应。氨氮本身毒性小很多，富余的氨氮虽不会对厌氧氨氧化菌种产生较强的毒性，但厌氧氨氧化菌种在增殖过程中，由于则基质浓度不够，会导致菌种增殖缓慢直至停滞（污泥浓度不再增加），还会增加后续SBR脱氮负荷以及增加曝气量（即增加运行成本），降低了厌氧氨氧化技术存在的优越性。

pH对厌氧氨氧化的影响为：过酸过碱的环境都能造成厌氧氨氧化菌种失活解体，进而大幅降低脱氮效率。而且厌氧氨氧化池105内由于H⁺的消耗使得厌氧氨氧化过程中pH呈升高趋势，因此需要定期加稀盐酸来使得池内pH维持在7.2~8.2；优选的在7.5~8.0之间。

SBR池107反应机制与相关技术中AO工艺的硝化反硝化相同，只是操作方式不同，相关技术中AO工艺通过两个独立的池体，在空间上分别实现硝化与反硝化反应，而SBR是通过在时间上的交替（曝气时长与缺氧搅拌时长）实现这一过程，类似于前端亚硝化池104的操作，不过SBR池107作用主要为进行反硝化深度脱氮而不是进行亚硝化积累亚硝氮，并且SBR池107进水氨氮值很低了，曝气时长可以大幅减少。

电流大小的不同会影响电流强度，进而影响电氧化效果。电流增加，电流强度增大，随着电流强度的增大，废水COD出水的浓度降低，去除率也在不断增大。当电流大小达到3.0A时，废水COD的去除率趋于稳定，此时再增大电流，去除率的增加不明显，电耗增加，且容易对电极材料造成破坏性损耗。

不同通电时间的影响：电氧化催化池108对废水COD 的去除率随着反应时间的增加而增加。0h～1h，电极对COD的去除速率最快；1h～5 h，电极对COD的去除速率开始下降；5h～6h，电极对COD的去除率趋于稳定。反应6h时，电极113对COD去除率基本为82%左右；另外，而后去除率趋于稳定，由此可以看出电催化氧化时间为0h~6h即可，且电氧化2.5h~3h时，去除率为55%~60%，考虑到本发明工艺链的整体性，进入电催化氧化池108的水质为COD为800mg/L~1000mg/L，又出水标准要求COD≤500mg/L，故电催化氧化时间为2.5h~3h，即电催化氧化效率达到55%~60%，出水COD即可≤500mg/L，此做法是为了保证出水达标的前提下尽可能的节省电耗，减少运行成本。

本发明的组合工艺整体剩余污泥产生量少，剩余污泥产量在亚硝化过程中可以减少产泥25%~34%，在反硝化过程中可以减少产泥约50%，大幅减轻后续污泥处理成本。污泥处理处置一直是相关技术领域内难以突破的瓶颈问题，相关技术中对于污泥减量化、无害化、资源化的研究还处于前中期，尚未有简单、投资成本小的工艺技术进行处置。大量剩余污泥的产生不仅需要大笔的处置费用，并且剩余污泥处置的最终办法一般最后还是填埋，占用了土地资源。因此能在生化过程中，从源头上减少剩余污泥的产生具有显著的意义。

本发明的立体弹性填料选择常规市售立体弹性填料。

本发明的悬浮填料选择常规市售悬浮填料。

下面详细描述本发明的具体实施例。

实施例1

本实施例为一种有机废水的处理方法，如图5所示，包括以下步骤：

有机废水进水水质：水质为COD =45000mg/L、NH₃-N=2000mg/L和总氮=2400mg/L。

S1、有机废水首先进入格栅池与隔油池进行预处理，去除大颗粒悬浮物与表面油脂。预处理出水进入水解酸化池100，水解酸化池100设置第一潜水搅拌器201，保证污泥的悬浮状态，使污染物和微生物充分混合接触。在水解酸化池100中，废水中的有机物通过微生物的作用经过水解和酸化两个阶段，将原有废水中的非溶解性有机物转变为溶解性有机物，将难生物降解的有机物转变为易生物降解的有机物，提高废水的可生化性。水解酸化池100体上部还设置有填料109（立体弹性填料），防止污泥流失。出水管道通入厌氧反应器101，另有支管连接后端SBR池107，为硝化反硝化提供优质碳源。

S2、水解酸化池100出水，大部分进入厌氧反应器101。厌氧反应器101有效去除了餐厨沼液内80%有机物，厌氧反应器101出水的COD=9000mg/L。

S3、厌氧反应器101出水进入中间沉淀池102进行沉淀处理。经过沉淀处理的出水进入曝气池103，池内溶氧为1.5mg/L，高负荷曝气池对于有机物的去除率可达到75%，高负荷曝气池出水COD=2250mg/L。

S4、曝气池103出水进入亚硝化池104，亚硝化池104同时设有第二潜水搅拌器202与第二曝气管402，采用序批模式运行。当高负荷曝气池103出水进入亚硝化池104时，亚硝化池104先停曝气，采用第二潜水搅拌器202机械搅拌，缺氧运行7小时进行反硝化；后开曝气运行11小时，曝气阶段采用微孔曝气，监测池内DO，使其保持在1mg/L~1.5mg/L，将硝化反应控制在亚硝化阶段；最后静置沉淀排水，排水采用潜水泵111，潜水泵111安装在亚硝化池104中上部合适位置，保证出水只抽取亚硝化池104上层清液。出水氨氮与亚硝氮的比值为1:1.32，pH保持在6.8~7.8，亚硝化池104出水COD去除率为53%，COD=1060mg/L左右，总氮去除率55%，总氮=1080mg/L，亚硝化池104出水进入厌氧氨氧化池105。

S5、厌氧氨氧化池105，采用序批模式运行，设有第三潜水搅拌器203，厌氧氨氧化池105上部设置填料109（悬浮填料），防止菌种流失。亚硝化池104出水从厌氧氨氧化池105底部进水，厌氧氨氧化池105底部设有第二布水器302，使厌氧氨氧化池105内基质分布均匀，防止局部氨氮和亚硝氮浓度过高，毒性对菌种产生抑制作用。在线监测pH，控制在7.2~8.2之间，适时投加稀盐酸或者碳酸钠调节酸碱。厌氧氨氧化池105脱氮效率为85%，出水中NH₃-N=30mg/L、总氮=165mg/L。

S6、厌氧氨氧化池105出水进入中间池106，同时按厌氧氨氧化池105出水量的1%，抽取水解酸化池100出水进入中间池106，中间池106配有循环泵16，使得厌氧氨氧化池105出水与水解酸化池100出水均匀混合，因此中间池106起到调节水量和水质调节的作用，经过水质调配后，中间池106的水质指标为：COD=1500mg/L、NH₃-N=50mg/L、总氮=187mg/L。

S7、中间池106出水至SBR池107，先进行硝化阶段，即控制SBR池107内溶解氧为1.5mg/L~2mg/L，运行2小时后，调小曝气量，控制溶解氧为0.2mg/L~0.5 mg/L进行反硝化，运行2小时，监测出水氨氮与总氮指标，pH控制在7.0~8.0之间；SBR池107对于COD去除率为52%、氨氮去除率为90%、总氮去除率为80%，SBR池107出水水质为：COD=720 mg/L、NH₃-N≤10mg/L、总氮30mg/L~45mg/L。

其中，SBR池107设有内置MBR膜池112，与进水口处于池体的两端。SBR池107运行时，在一个停留周期内省掉静置沉淀与滗水过程，在完成反硝化后加大曝气（调节至硝化所需气量），并开始用出水泵（107）从MBR膜池112抽水，完成泥水分离。抽完水后再进水，开始新一轮硝化反硝化过程。抽水时，因为有曝气冲刷，MBR膜池112不会堵膜。

S8、MBR膜池112出水进入电催化氧化池108，在恒定电流为3.3 A的情况下，电氧化时间为 3h，效率可达50%~60%，电催化氧化池108出水COD 300 mg/L，BOD5 30mg/L。

经上述方法处理后，出水水质为COD 300mg/L，BOD5 30mg/L，NH3-N 6mg/L、总氮20mg/L，符合《污水排入城镇下水道水质标准》（GB/T31962-2015）的B级标准，其中COD ≤500mg/L、BOD5≤350 mg/L，NH₃-N≤ 45mg/L、总氮≤70mg/L。

实施例2

有机废水进水水质：水质为COD =60000mg/L、NH₃-N=2500mg/L和总氮=3000mg/L。

S2、水解酸化池100出水，大部分进入厌氧反应器101。厌氧反应器101有效去除了餐厨沼液内80%有机物，厌氧反应器101出水的COD=12000mg/L。

S3、厌氧反应器101出水进入中间沉淀池102进行沉淀处理。经过沉淀处理的出水进入曝气池103，池内溶氧为1.5mg/L，高负荷曝气池对于有机物的去除率可达到75%，高负荷曝气池出水COD=3000mg/L。

S4、曝气池103出水进入亚硝化池104，亚硝化池104同时设有第二潜水搅拌器202与第二曝气管402，采用序批模式运行。当高负荷曝气池103出水进入亚硝化池104时，亚硝化池104先停曝气，采用第二潜水搅拌器202机械搅拌，缺氧运行8小时进行反硝化；后开曝气（曝气12小时），曝气阶段采用微孔曝气，监测池内DO，使其保持在1mg/L~1.5mg/L，将硝化反应控制在亚硝化阶段；最后静置沉淀排水，排水采用潜水泵111，潜水泵111安装在亚硝化池104中上部合适位置，保证出水只抽取亚硝化池104上层清液。出水氨氮与亚硝氮的比值为1:1.32，pH保持在6.8~7.8，亚硝化池104出水COD去除率为53%，COD=1400mg/L左右，总氮去除率55%，总氮=1300mg/L，亚硝化池104出水进入厌氧氨氧化池105。

S5、厌氧氨氧化池105，采用序批模式运行，设有第三潜水搅拌器203，厌氧氨氧化池105上部设置填料109(悬浮填料)，防止菌种流失。亚硝化池104出水从厌氧氨氧化池105底部进水，厌氧氨氧化池105底部设有第二布水器302，使厌氧氨氧化池105内基质分布均匀，防止局部氨氮和亚硝氮浓度过高，毒性对菌种产生抑制作用。在线监测pH，控制在7.2~8.2之间，适时投加稀盐酸或者碳酸钠调节酸碱。厌氧氨氧化池105脱氮效率为85%，出水中NH₃-N=50mg/L、总氮=200mg/L。

S6、厌氧氨氧化池105出水进入中间池106，同时按厌氧氨氧化池105出水量的1%，抽取水解酸化池100出水进入中间池106，中间池106配有第一循环泵114，使得厌氧氨氧化池105出水与水解酸化池100出水均匀混合，因此中间池106起到调节水量和水质调节的作用，经过水质调配后，中间池106的水质指标为：COD=2000mg/L、NH₃-N=90mg/L、总氮=230mg/L。

S7、中间池106出水至SBR池107，先进行硝化阶段，即控制SBR池107内溶解氧为1.5mg/L~2mg/L，运行2小时后，调小曝气量，控制溶解氧为0.2mg/L~0.5 mg/L进行反硝化，监测出水氨氮与总氮，pH控制在7.0~8.0之间；SBR池107对于COD去除率为52%、氨氮去除率为90%、总氮去除率为80%，SBR池107出水水质为：COD=950 mg/L、NH₃-N≤15mg/L、总氮30mg/L~50mg/L。

其中，SBR池107设有内置MBR膜池112，与进水口处于池体的两端。SBR池107运行时，在一个停留周期内省掉静置沉淀与滗水过程，在完成反硝化后加大曝气（调节至硝化所需气量），并开始用自吸泵（图中未示出）从MBR膜池112抽水，完成泥水分离。抽完水后再进水，开始新一轮硝化反硝化过程。抽水时，因为有曝气冲刷，MBR膜池112不会堵膜。

S8、MBR膜池112出水进入电催化氧化池108，在恒定电流为3.3 A的情况下，电氧化时间为 3h，效率可达50%~60%，电催化氧化池108出水COD 340mg/L，BOD5 45mg/L。

经上述方法处理后，出水水质为COD 340mg/L，BOD5 45mg/L，NH₃-N 8mg/L、总氮35mg/L，符合《污水排入城镇下水道水质标准》（GB/T31962-2015）的B级标准，其中COD ≤500mg/L、BOD5≤350 mg/L，NH₃-N≤ 45mg/L、总氮≤70mg/L。

对比例

本对比例为一种有机废水的处理方法，如图5所示，包括以下步骤：

S1、有机废水首先进入格栅池与隔油池进行预处理，去除大颗粒悬浮物与表面油脂。预处理出水进入水解酸化池100，水解酸化池100设置第一潜水搅拌器201，保证污泥的悬浮状态，使污染物和微生物充分混合接触。在水解酸化池100中，废水中的有机物通过微生物的作用经过水解和酸化两个阶段，将原有废水中的非溶解性有机物转变为溶解性有机物，将难生物降解的有机物转变为易生物降解的有机物，提高废水的可生化性。水解酸化池100体上部还设置有填料109（立体悬浮填料），防止污泥流失。出水管道通入厌氧反应器101，另有支管连接后端SBR池107，为硝化反硝化提供优质碳源。

S4、曝气池103出水直接进入厌氧氨氧化池105。厌氧氨氧化池105，采用序批模式运行，设有第三潜水搅拌器203，厌氧氨氧化池105上部设置填料109（悬浮填料），防止菌种流失。曝气池103出水从厌氧氨氧化池105底部进水，厌氧氨氧化池105底部设有第二布水器302，使厌氧氨氧化池105内基质分布均匀。由于没有亚硝化过程，2500 mg/L左右的高氨氮废水进入厌氧氨氧化池105，无法有效进行厌氧氨氧化反应，进而无法有效脱氮，且COD过高，异养菌逐步成为优势菌种，挤压厌氧氨氧化菌（自养菌）生存空间（异养菌世代周期短，抗环境干扰能力较强，在有机物充足情况下能大量增殖），最终导致大部分厌氧氨氧化菌解体死亡。由于厌氧氨氧化池105没有曝气设备，因此该池体最终会成为第二个厌氧反应器。脱氮效率≤10%，出水中NH₃-N=2450mg/L、总氮=3000mg/L、COD=1500mg/L。

S5、厌氧氨氧化池105出水进入中间池106，同时按厌氧氨氧化池105出水量的1%，抽取水解酸化池100出水进入中间池106，中间池106配有循环泵16，使得厌氧氨氧化池105出水与水解酸化池100出水均匀混合，因此中间池106起到调节水量和水质调节的作用，经过水质调配后，中间池106的水质指标为：COD=2450mg/L、NH₃-N=2085mg/L、总氮=3000mg/L，此为典型的高氨氮、低碳氮比废水，如填埋场老龄渗滤液、污泥处理厂的厌氧消化沼液，传统的AO生化工艺无法有效处理此类废水，一般需要额外投加碳源。按本的工艺选择，只能加大进入中间池的水解酸化液的比例，来充当碳源，且后续SBR池的池容、停留时间、曝气量需大幅提升，建设与运行成本均增加，剩余污泥产量也会大幅增加，完全没有本发明实施例1和2提出的完整工艺链带来的处理效率优势与经济效益优势。

同时，若在本发明的废水处理方法中无亚硝化过程，则本发明中的厌氧氨氧化反应器无法工作，因为无亚硝化过程，则没有厌氧氨氧化反应所需的亚硝氮基质。

综上所述，本发明的整体工艺在有效去除有机物的同时，也进行高效脱氮，脱氮效率不仅可以稳定达到97%以上，而且整个工艺链中采用的脱氮生化技术，均不需要额外投加碳源，针对有机废水的水质特点，合理运用碳源；采用亚硝化+厌氧氨氧化和后续SBR生化工艺相比较于传统两级AO工艺脱氮，不仅效率更高，确保能够达标处理标准的同时，节省曝气能耗（亚硝化时可节约供氧量25%，SBR池107也没设单独的O池，无需持续高曝气），降低停留时间，减少池容，降低剩余污泥的产量，减少以后剩余污泥的处理量（亚硝化过程时在亚硝化过程中可以减少产泥25%~34%，在反硝化过程中可以减少产泥约50%，目前污泥处理仍是行业内的一大难题），减少建设成本与运行成本。采用电催化氧化技术，可以深度去除难降解的有机物，无需使用膜法，不产生高浓度污染物的浓缩液。

上面结合具体实施方式对本发明实施例作了详细说明，但是本发明不限于上述实施例，在所属技术领域普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本发明宗旨的前提下作出各种变化。此外，在不冲突的情况下，本发明的实施例及实施例中的特征可以相互组合。

Claims

1.一种有机废水处理系统，其特征在于：包括依次相连的水解酸化池（100）、厌氧反应器（101）、曝气池（103）、亚硝化池（104）、厌氧氨氧化池（105）、中间池（106）、SBR池（107）和电催化氧化池（108）；

所述水解酸化池（100）的部分出水送入所述厌氧反应器（101），剩余出水送入所述中间池（106）。

2.根据权利要求1所述的有机废水处理系统，其特征在于：所述厌氧反应器（101）和所述曝气池（103）间还设有沉淀池（102）；所述沉淀池（102）的出水送入所述曝气池（103）。

3.根据权利要求1所述的有机废水处理系统，其特征在于：所述SBR池（107）的内壁一侧还设有MBR膜池（112）；所述MBR膜池（112）的出水管路与所述电催化氧化池（108）相连。

4.一种采用如权利要求1至3任一项所述的有机废水处理系统处理有机废水的方法，其特征在于：包括以下步骤：

S1、将有机废水预处理后通入所述水解酸化池（100），将所述水解酸化池（100）出水分为两个部分，一部分通入所述厌氧反应器（101）；剩余部分通入所述中间池（106）；

S2、将所述厌氧反应器（101）出水依次通入所述曝气池（103）、所述亚硝化池（104）、所述厌氧氨氧化池（105）、所述中间池（106）、所述SBR池（107）和所述电催化氧化池（108）处理。

5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述水解酸化池（100）送入所述中间池（106）的废水与所述水解酸化池（100）总出水的体积比为1~1.5:100。

6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述有机废水的COD为50000mg/L~60000mg/L；所述有机废水的氨氮为2000mg/L~2500mg/L；所述有机废水的总氮含量≤3000mg/L。

7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述曝气池（103）的溶氧为1mg/L~3mg/L。

8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述亚硝化池（104）在曝气时的溶解氧为1mg/L~1.5mg/L；所述亚硝化池（104）出水的氨氮与亚硝氮的比值为1:1~1.32；所述亚硝化池（104）中废水的pH为6.8~8.0。

9.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述厌氧氨氧化池（105）中废水的pH为7.2~8.2。

10.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：所述SBR池（107）中进行硝化反应时，池内溶解氧控制在1.5 mg/L ~2mg/L；所述SBR池（107）中进行反硝化反应时，池内溶解氧0.2mg/L~0.5mg/L；所述SBR池（107）中废水的pH为7.0~8.0。