JP6070443B2 - 排水処理方法 - Google Patents

Description

本発明は間欠曝気法により排水処理を行うセラミック平膜を利用した膜分離活性汚泥処理方式の排水処理方法とその装置に関する。

膜分離活性汚泥方法（以下、ＭＢＲ法）は、活性汚泥処理法の固液分離処理において、従来の沈殿槽を用いた重力沈殿方式の替わりにＭＦ膜やＵＦ膜を適用した活性汚泥処理の変法である。近年では、中水として再利用や高度処理への採用が増加しつつある。そして、ＭＢＲ法の普及によりＢＯＤ除去はもちろん、窒素、リンの除去が期待されている。

ＭＢＲ法は、活性汚泥を膜で濾過するため最終沈殿池が不要であり、大腸菌類も除去できるため消毒設備を省略でき、よりコンパクトなシステムを構成でき、高品位な処理水の水質が得られる。しかしながら、膜の目詰まり（ファウリング）対策として、曝気や膜表面での流速確保の必要があるので、従来法に比べ、ランニングコストが高い。

膜ファウリングとは、処理対象に含まれる物質が経時的に膜表面や流路に付着蓄積し、流路が閉塞あるいは狭窄することにより、濾過能力が低下する現象である。

そして、膜処理を継続的に安定して実施するためには、膜ファウリング対策が必要となる。膜ファウリング対策にはその発生抑制と発生後の膜濾過能力の回復があり、いずれも膜洗浄により対処されている。この膜ファウリングの原因物質は高粘性のゲル状物質であり、このような物質が膜表面に付着すると膜の透過性能を著しく低下させることとなる。さらに、各種ＭＢＲ施設から採取した全てサンプルの膜面付着物の赤外線吸光スペクトル（ＦＴ−ＩＲ）から、糖由来とタンパク質由来の特徴的な吸光度ピークを確認したことから、膜面に付着する高粘性のゲル状物質は糖やタンパク質を主成分とする物質であり、主に汚泥中の微生物が生産する菌体外ポリマー（ＥＰＳ）に由来するものであるとしている（非特許文献１）。

鈴木伸和ら，「生物学的アプロ−チによる膜ファウリング抑制技術の開発」，ＫＵＢＯＴＡ ＴＥＣＮＩＣＡＬ ＲＥＰＯＲＴ，２０１２年，Ｎｏ４６，ｐｐ.４２−４７ 友平尚男ら，「一槽間欠曝気式膜分離法における膜透過能と窒素除去能に関する研究」，日本水環境学会年会講演集，２００２年３月１４日，３６巻、ｐｐ.２６６ 陶村貴ら，「活性汚泥・生物膜ハイブリッドシステムにおける最適曝気時間制御制御による処理機能の高度化」，日本水処理生物学会，別巻，２０１０，ｐｐ.８２ J.W.Morgan，「A comparative study of the nature of biopolymers extracted from anaerobic and activated sludges」，Water Res，Vol.24 No.6 Page.743-750 (1990.06)

特開平５−２３７４９５号公報 特公平６−６５３９９号公報

ＭＢＲ法において、上記の膜ファウリングは大きな課題である。その対策として、膜の洗浄が維持管理の必須条件となる。膜の洗浄の代表的な手法として、常時曝気による膜表面洗浄（エアスクラビング）がある。しかし、この曝気に要するエネルギーがＭＢＲの消費電力の８割を占める一因となっており、その改善が必要となる。また、膜分離活性汚泥法の普及によりＢＯＤ除去はもちろん窒素、リンの除去が期待されている。

以上のような期待からＭＢＲ法の課題に対してファウリング対策、スクラビングエア量の削減や窒素除去を目的とした間欠曝気運転などに関して以下の研究がなされている。

非特許文献1では、各種ＭＢＲ施設の調査において、膜表面に付着するファウリング物質は活性汚泥中の微生物が生産する代謝産物に由来し、膜の透水性能は活性汚泥中の溶解性有機物質（多糖、タンパク質等）と高い相関があること、そして、低水温条件では膜分離槽内の活性汚泥浮遊物（ＭＬＳＳ）を高く維持することにより、汚泥性状の影響による膜ファウリングは最小限に抑制できたとしている。

しかしながら、実設備では、排水種の変化及び季節変動などによって活性汚泥に含まれる微生物が影響を受けることによって有機性物質を原因とする膜ファウリングが発生しており、根本的な解決に至っていない。

また、非特許文献２によると、単一槽方式のＭＢＲ法において、曝気工程を停止と運転を繰返すことにより嫌気、好気をサイクリックに運転した間欠曝気法による排水処理の実験を行い、窒素除去率８５％を達成し、膜透過能をほとんど低下させることなく、約１ヶ月間の連続運転が可能であったと報告されている。但し、１日１回膜表面のスポンジによる物理洗浄を必要としており維持管理面での課題である。

さらに、前記のように窒素を除去する排水処理において、硝化脱窒の機能の向上が期待できることから、従来法に代わる方式として、曝気工程を停止と運転を繰返すことにより嫌気・好気をサイクリックに運転する間欠曝気方式が主流となっているが、嫌気、好気時間の設定は経験的である（例えば特許文献１）。

本発明は、上記の事情に鑑みなされたもので、その課題は、膜ファウリングを低減させて排水処理能力及び省電力効果を高めたＭＢＲ法とその装置の提供にある。

そこで、本発明の排水処理方法は、被処理水が定量的に供給される一方で間欠曝気された活性汚泥によって当該被処理水を処理する好気槽と、この好気槽の液相を固液分離処理する分離膜を備えた膜分離槽と、前記好気槽の膜分離槽寄りの内面部に接続された状態で当該好気槽の底部付近の液相を越流方式により前記膜分離槽に移行させる連通配管と、前記好気槽の液相の溶存酸素を測定する水質計測手段と、前記測定された溶存酸素に基づき前記間欠曝気における最適曝気時間の演算を行う制御部とを備えた排水処理装置による排水処理方法であって、前記好気槽の曝気工程と無曝気工程の時間を設定する工程と、前記設定された時間に基づき曝気工程と無曝気工程とを行う間欠曝気工程と、前記曝気工程での好気槽の液相の溶存酸素に基づき最適曝気時間を演算する最適時間演算工程と、前記最適曝気時間演算工程で得られた最適曝気時間で前記曝気工程を実行する最適曝気工程と、前記間欠曝気工程の後に前記好気槽の液相を分離膜によって固液分離する膜分離工程とを有することを特徴とする。

以上の発明によれば、ＭＢＲ法において、膜ファウリングが低減し、排水処理能力及び省電力効果が向上する。

本発明の実施形態１の排水処理装置の概略構成図。 本発明の実施形態２の排水処理装置の概略構成図。 比較例１の排水処理装置の概略構成図。 比較例２の排水処理装置の概略構成図。 （ａ）実施例１，２，比較例１，２における好気槽内液相の糖濃度の比較，（ｂ）同実施例，同比較例における糖のエレメント膜表面付着量の比較，（ｃ）同糖のエレメント膜細孔付着量の比較。 同実施例，比較例における好気槽内液相のタンパク質濃度の比較。

以下に図面を参照しながら本発明の実施形態について説明する。

本発明は、セラミック膜を適用した膜分離活性汚泥法において、膜ファウリング対策、スクラビングエア量の削減や窒素除去を目的とした上述の技術問題を解決するために、処理システムの構成及びその運転方法について鋭意研究を行った。そして、ＭＢＲ法において、生物処理に必要とされる酸素量のみを供給するよう最適曝気時間による制御を行った間欠曝気法を採用するとともに、その処理装置の構成ならびに運転方法を工夫することで課題解決の可能性の知見を得て、本発明を完成させた。特に、本発明はセラミック膜の特徴を活かした高い排水処理能力、省電力効果のある膜分離活性汚泥法とその装置を提供するものである。

図１に示した本発明の実施形態１の排水処理装置１Ａは、間欠曝気された活性汚泥によって被処理水を処理する好気槽２と、この好気槽２の液相を固液分離処理する分離膜を有する膜ユニット３を備えた膜分離槽４と、好気槽２の液相の溶存酸素を測定する水質計測装置５と、前記測定された溶存酸素量（以下、ＤＯと称する）に基づき前記間欠曝気における最適曝気時間の演算を行う制御部６とを備える。

好気槽２の前段には初沈殿槽７が配置されている。初沈殿槽７内には好気槽２に供給される被処理水に含まれる比較的大きな夾雑物を除去するための担体７１が充填されている。夾雑物が除去された被処理水はオーバーフローまたはポンプ移送によって好気槽２に供給される。

好気槽２は、活性汚泥を滞留させ被処理汚水を間欠曝気にて活性汚泥法によって処理する。好気槽２内にはブロアＢ１から導入された空気を槽２内の活性汚泥に供給するための散気装置２１が設置されている。また、好気槽２の膜分離槽４寄りの内面部には好気槽２の底部付近の液相を越流方式により膜分離槽４に移行させる連通配管２２が接続されている。この連通配管２２を介して膜分離槽４から好気槽２への液の逆流は防止される。また、この連通配管２２によって好気槽２の曝気停止時に、初沈沈殿槽７から好気槽２へ流入する被処理水が未処理のまま短絡流によって膜分離槽４へ流入することを防止できる。

膜分離槽４は好気槽２から供された液相の残留アンモニア性窒素を硝化することにより処理水の安定化を図ると共に膜ユニット３によって当該液相を固液分離処理する。膜ユニット３は複数のセラミック平膜を備えている。膜分離槽４の後段には濾過水を貯留する濾過水槽８が配置されている。尚、膜分離槽４には、槽４内の液相を好気槽２に循環的に返送する返送配管４２が具備されている。返送配管４２には循環ポンプＰ３が配置されている。

膜ユニット３の二次側には吸引用配管３１，逆洗用配管３２が接続されている。吸引用配管３１は、濾過工程時に開に設定されるバルブＶ１と、同工程時に膜分離槽４内の液相を膜ユニット３の二次側から吸引して当該液相を濾過するための吸引ポンプＰ１とを備える。逆洗用配管３２は、膜ユニット３の逆洗工程時に開に設定されるバルブＶ２と、膜ユニット３の逆洗工程時に濾過水槽８内の処理水を濾過工程時とは逆の供給ラインで膜ユニット３の二次側に供給する逆洗ポンプＰ２とを備える。膜ユニット３の下方にはエアスクラビング用の散気装置４１が配置されている。

セラミック平膜の材質としては酸化アルミニウム、酸化チタン、酸化ジルコニウム等が例示される。膜形状としては平板形状の平膜、モノリス構造を有するモノリス膜等がある。セラミック膜の態様としては、ＭＦ膜、ＵＦ膜、ＮＦ膜等が例示される。

水質計測装置５は溶存酸素計と水温計の機能を有する。本装置５には水処理技術で適用されている周知のＤＯ計測装置を採用すればよい。

また、図２に示した本発明の実施形態２の排水処理装置１Ｂは、初沈殿槽７から供給された被処理水を嫌気処理する嫌気槽９を排水処理装置１Ａの好気槽２の前段に備えた態様となっている。

嫌気槽９内には攪拌機９１が設置されている。嫌気槽９の好気槽２寄りの内面部には嫌気槽９の液相を越流方式により好気槽２に移送させる連通配管９２が接続されている。

排水処理装置１Ｂは図１の返送配管４２の代わりに返送配管４３を備える。返送配管４３は膜分離槽４内で活性汚泥が濃縮された液相を嫌気槽９に循環的に返送するための配管である。返送配管４３には循環ポンプＰ３が配置されている。

本発明の間欠曝気における最適曝気時間制御の概要について説明する。

本発明では最適曝気時間制御のためにAutomatic Oxygen Supply Device（以下、ＡＯＳＤと称す。）システムを利用した（例えば、非特許文献３）。ＡＯＳＤシステムとは、ＤＯ、水温から生物処理における最適な好気時間、嫌気時間を算出し、曝気時間制御を行うものであり、曝気量の削減に効果的である。省エネルギーを図るため曝気量は、活性汚泥の酸素利用速度（Oxygen Respiration Rate。以下、Ｒｒと称す。）に等しいか、あるいはそれをやや上回る速度で酸素を供給する必要がある。ここで、Ｒｒ（ｍｇ・Ｌ^-1・ｈ）は、好気処理槽内で、単位時間内に単位容量Ｌの槽内混合液によって利用される酸素量で示される。

具体的に、前記ＡＯＳＤシステムは、曝気工程中の微少時間ごとのＲｒを計算し、その回の曝気工程内での消費酸素量を求め、次のサイクルでの必要曝気時間を計算し、曝気装置の運転停止を制御するものである。そして、そのサイクルとほぼ同様の負荷が、次のサイクルでも流入してくると仮定して曝気時間を次々に変え制御する。さらに、処理場によっては流入負荷が急増または急減する場合を考えて、設定最低ＤＯ値以下の場合は曝気時間の延長、設定最高ＤＯ以上の場合は曝気時間の短縮を行うプログラムが制御部６に組み込まれている。

通常、曝気槽の総括酸素移動係数（以下、ＫＬａと称する。単位：Ｈ^-1）を算出するために、被処理水の流入を停止させ、１日を要する作業が必要とされている。しかし、ＡＯＳＤシステムでは、メタヒューリスティック手法を用いているので現場でのＫＬａを算出する必要としない利点がある。ここで、メタヒューリスティックとはどのような問題に対しても汎用的に対応できるように設計された、アルゴリズムの基本的な枠組みのことであり、数学的に解決困難な最適解を求めるアルゴリズムが存在しないと思われる問題などに対して有効である。

排水処理装置１Ａ，１Ｂの制御部６は、好気槽２の液相のＤＯに基づき生物処理に必要な酸素量を演算する。そして、この算出した酸素量に基づき前記曝気を行うブロアの総曝気量を演算する。この算出された総曝気量に基づき最適曝気時間が定まる。

特に、ＡＯＳＤシステムを利用した制御部６では最適曝気時間制御における最適曝気時間ＴＡの演算式は、下記にて予め求められる。

すなわち、好気槽２のＤＯ、水温の計測データを入力データとし、流入被処理水濃度を一定条件下で、以下に例示する運転パターン（１）〜（４）で好気槽２を運転し、好気槽２の水質（例えば、Ｔ−Ｎ、Ｔ−Ｐ、ＢＯＤ）水質に基づくメタヒューリスティック手法によって最適曝気時間ＴＡの演算式が導き出される。演算部６はこの演算式による演算機能を備える。

運転パターン（１）：連続曝気
運転パターン（２）：３０分曝気，９０分停止
運転パターン（３）：６０分曝気，６０分停止
運転パターン（４）：４０分曝気，８０分停止
実際の排水処理においては、制御部６は前記演算式が適用された遺伝的アルゴリズムに一定時間毎の好気槽２のＤＯ値を供して必要曝気時間ＴＡ（hr・日^-1）を算出する。

遺伝的プログラミングは１９９０年にジョン・コザ（John Koza）によって提案された遺伝的アルゴリズムを拡張したもので、進化的アルゴリズムの四つの主要な方法論の一つである。

本発明の最適曝気時間制御方法は、上記のようにＡＯＳＤシステムが好適であるが、間欠曝気法における曝気工程において生物処理に必要とされる酸素量（ｋｇO2・日^-1）を供給できる制御方法であれば特にＡＯＳＤシステムに限定するものではない。

例えば、曝気槽に設置したＤＯ計、水温計などの計測を利用して、Ｒｒを、ＫＬａ、好気槽ＤＯ濃度（ｍｇ・Ｌ^-1）、飽和ＤＯ濃度（ｍｇ・Ｌ^-1）、曝気槽ＤＯ変化（ｍｇ・Ｌ^-1・Ｈ）等から微分方程式より解を得て、必要酸素量ＯＣ（ｋｇO2／日）、必要曝気時間ＴＡ（hr・日^-1）を順次に算出して最適曝気時間制御を行ってもよい（例えば特許文献２）。

さらには、Ｒｒの算出に利用したＤＯ測定装置で測定されたＤＯ値に代わり、周知の呼吸速度計を適用してＲｒを直接測定することも可能である。その場合、前記呼吸速度計によって曝気槽のＲｒを迅速に実測できるので、前記ＤＯ計を用いての演算値よりも精度の高い呼吸速度値を求めることが可能となる。

呼吸速度計は一般に、試料水と微生物とをサンプリングし、曝気して生物反応を行わせる測定槽と、測定槽の酸素消費量を検出する酸素センサとから主要部が構成されている。酸素消費量は、測定槽の液相の酸素量から算出されたものでもよく、また、測定槽の液上部の気相の酸素量から算出されたものでもよい。尚、前記測定槽への試料水と微生物とのサンプリングを含めて酸素消費量を求める手段は、手動でも自動でもよい。

また、排水処理装置１Ａ，１Ｂにおいては、好気槽２と膜分離槽４とは連通配管２２にて接続したが、膜分離槽４から好気槽２への液の逆流を防止でき、また、曝気停止時に、好気槽２に流入した被処理水（または嫌気処理水）が未処理のまま短絡流によって膜分離槽４へ流入を防止できる機能であれば、その形状や構造を自由に選択できる。例えば、管形状でなくとも矩形管であってもよく、また、移送ポンプを利用して好気槽２への流入量と等量を膜分離槽４へ移送してもよい。

さらに、排水処理装置１Ｂにおいて、嫌気槽７と好気槽２とは連通配管９２によって接続したが、連通配管９２は嫌気槽９から好気槽２への短絡流が防止できれば、形状や構造は任意に選択できる。例えば、管形状でなくとも矩形管であってもよく、また、移送ポンプを利用して嫌気槽７から好気槽２へ定量的に移送するような態様を採ってもよい。

また、好気槽２においては、最適曝気時間のみブロアＢ１による曝気を行い、曝気停止期間においてはブロアＢ１を停止させており、攪拌機による攪拌を行っていない。これは、被処理水やファウリング原因物質をはじめとする未分解物質の好気槽２から膜分離槽４への流れ込み防止のためである。

以上の排水処理装置１Ａ，１Ｂによれば、セラミック膜の特徴を活かした高い排水処理能力、省電力効果のある膜分離活性汚泥法とその装置が提供できる。

排水処理装置1Ａ、1Ｂの後述の実施例で使用した水質計測器、水質分析方法、膜ファウリング原因物質の測定方法について説明する。

（１）水質計測器
水質計測器：温度測定機能付き蛍光式ＤＯ計（HACH製、HQ30d−3m）
酸化還元電気（ＯＰＲ）及び水素イオン濃度（ｐＨ）：ガラス電極式のポータブル計測器（東興化学研究所製、TRX−90）によって測定した。

（２）水質分析方法
生物学的酸素要求量（ＢＯＤ、Ｄ−ＢＯＤ）：下水試験方法に基づき測定した。

窒素・リン：自動化学分析装置ＴＲＡＡＣ２０００（BRAN＋LUEBBE製）を用いてＪＩＳ法に準拠した比色定量分析法により測定した。測定項目はＴ−Ｎ（全窒素）、ＤＴＮ（溶存態全窒素）、ＮＯ₂₊₃−Ｎ（硝酸態窒素＋亜硝酸態窒素）、ＮＯ₂−Ｎ（亜硝酸態窒素）、ＮＨ₄−Ｎ（アンモニア態窒素）およびＴ−Ｐ（全リン）、ＤＴＰ（溶存態全リン）、ＰＯ₄−Ｐ（リン酸態リン）とした。Ｔ−Ｎ、ＤＴＮ、Ｔ−Ｐ、ＤＴＰについては、試料にペルオキソ二硫酸カリウム溶液を加え加熱分解（１２１℃、７０ｍｉｎ）を行い、窒素化合物は硝酸イオンに、リン化合物はリン酸イオンに分解した後測定した。Ｔ−Ｎ、Ｔ−Ｐは加熱分解後にガラス繊維濾紙（細孔径：０．６μｍ、ADVANTEC製）でろ過を行い、ＤＴＮ、ＤＴＰは加熱分解前に同濾紙でろ過を行った。

活性汚泥浮遊物（ＭＬＳＳ）：下水試験方法に準じた方法で測定した。

有機性浮遊物質（ＶＳＳ）：下水試験方法に準じた方法で測定した。

（３）膜ファウリング原因物質の測定
（３−１）膜ファウリング原因物質の採取
膜モジュールをリアクターから引き上げ、膜表面付着物を１００ｍｌの純水とヘラで除去した。次いで、前記膜表面を７００ｍｌの次亜塩素酸ナトリウム水溶液（濃度０．１％）に漬けながらブラシで除去した。一晩漬け置きした後、吸引ポンプにより８００ｍｌの次亜塩素ナトリウム水溶液（濃度０．１％）で前記膜表面をインライン洗浄した。

（３−２）膜ファウリング原因物質の抽出と測定
膜ファウリング原因物質としてＳＭＰ（溶解性微生物産物）とＥＰＳ（菌体外ポリマー）を抽出し、各ＳＭＰ、ＥＰＳに含まれる全糖・全タンパク質濃度を測定した。膜ファウリング原因物質の抽出は非特許文献６に記載の加熱法によって行った。

（３−２−１）ＳＭＰ（溶解性微生物産物）の抽出
サンプル４０ｍｌを５分間５０００ｇで遠心分離した。これにより得られた上澄み液を１．２μｍのガラス繊維フィルター（ADVANTEC社製の型式ＧＳ−２５、φ２５ｍｍ）でろ過して測定試料とした。

（３−２−２）ＥＰＳ（菌体外ポリマー）の抽出
ＳＭＰの抽出で得られた上澄み液を全て捨てた後に純水を４０ｍｌになるまで入れ１０分間撹拌した。次いで、１０分間８０℃で加熱した。次いで、１０分間７０００ｇで遠心分離した。これにより得られた上澄み液をガラス繊維フィルター（ADVANTEC社製の型式ＧＳ−２５、φ２５ｍｍ）でろ過して測定試料とした。

（３−２−３）膜ファウリング原因物質の定量
各ＳＭＰ、ＥＰＳに含まれる全糖・全タンパク質濃度を測定した。

糖の定量：フェノール硫酸法により行った。この方法は、硫酸処理を基本とする糖の定量法でM.Duboisらにより考案され，現在でも広く使われている方法である。

タンパク質の定量：タンパク質の定量分析法としてよく用いられるローリー法（Lowry method, Lowry protein assay）によって行った。

以下に本発明の実施例を示す。尚、本発明はこの実施例に限定されるものではなく特許請求の範囲内で種々変形して実施することができる。

図１，２に示した実施例1、実施例２ともに、初沈澱槽７（有効容積４Ｌ）に被処理水として生活排水を導入した。そして、この排水に含まれる固形物を担体７１によって除去した。好気槽２（有効容積２２．５Ｌ）から膜分離槽（有効容積７．５Ｌ）４への液相は連通配管２２を介して越流式で移送した。尚、膜分離槽４で活性汚泥が濃縮された液相は循環ポンプＰ３によって循環水量４Ｑ（５０Ｌ・日^-1×４）の条件で、実施例1では好気槽２へ、また、実施例2では嫌気槽９へ返送した。また、水理学的滞留時間（ＨＲＴ）は１４．４時間、曝気風量は、１Ｌ・ｍｉｎ^-1×２とし、ＭＬＳＳは１００００ｍｇ・Ｌ^-1に保つよう１週間に１回引き抜いた。

また、膜ユニット３は、公称孔径０．１μの酸化アルミナ製のセラミック平膜を膜エレメントとして、この膜エレメントを縦に２枚並列させて成る膜モジュールと、この下方に配置された散気装置４１で構成される。

供試排水には、５℃で貯蔵した実生活排水を用いた。この排水の水質はＢＯＤ２００ｍｇ・Ｌ^-1、Ｔ−Ｎ４５ｍｇ・Ｌ^-1、Ｔ−Ｐ５ｍｇ・Ｌ^-1に調整した。ＢＯＤ容量負荷は０．１２ｍｇ−ＢＯＤ・ｍ^-3・日^-1とした。また、種汚泥として、農業集落排水処理施設の返送汚泥を使用し、２ヶ月の馴致の後、実験を開始した。

尚、膜ファウリングの抑制効果を評価するため、膜ユニットの二次側配管に設置された圧力計ＰＩ（図示略。株式会社岡野製作所製，型式ＤＭＰ２０２Ｎ）によってろ過処理中の膜間差圧の値の経時変化を記録し、これから膜間差圧の上昇速度を算出し膜差圧増加速度とした。

表１に比較例，実施例のＭＢＲ処理方式の概要を示した。

［実施例１］
実施例１の処理装置は排水処理装置１Ａに基づくものである。

制御部６は、室温２０℃の環境下で被処理水供給量が５０Ｌ・日^-1、ブロアＢ１からの好気槽２内への曝気風量が１Ｌ・ｍｉｎ^-1×２台（散気装置２１）に基づき、好気槽２での生物処理に必要とされる酸素量を算出した。制御部６はこの酸素量に基づく制御指令によりブロアＢ１の運転時間を最適曝気時間に制御して、曝気槽内に必要酸素を供給した。そして、水質計測装置５で計測した好気槽２のＤＯ及び水温のデータを制御部６に供して算出された最適曝気時間ＴＡを次サイクルのブロアＢ１の運転時間の制御因子として利用した。好気槽２のＤＯ下限設定は０．２〜０．５ｍｇ・Ｌ^-1とし、ＤＯは０．２〜４．５ｍｇ・Ｌ^-1の範囲内となるように曝気量を設定した。ＭＬＳＳは１００００ｍｇ・Ｌ^-1に保つように１週間に１回引き抜いた。

初沈澱槽７で被処理水（前記供試排水）中の夾雑物を除去した後、上記の条件で、以下のように排水処理を行った。先ず、一定の供給量Ｑで被処理水を好気槽２へ供給し、曝気工程においては水質計測装置５で検出された好気槽２のＤＯ及び水温に基づき制御部６で算出された最適曝気時間により曝気を行った。曝気工程と無曝気工程から成る１サイクルの所要時間は２時間とした。また、膜分離槽４のＭＬＳＳの高濃度化回避と脱窒を目的として循環ポンプＰ３により一定の供給量４Ｑで膜分離槽４内液を好気槽２の被処理水流入部付近へ返送した。

一方、吸引ポンプＰ１の運転により膜分離槽４の液相を膜ユニット３によって濾過処理して得られたろ過水を濾過水槽８に移送した。そして、制御部６にて下記の条件で設定されたスケジュールに基づき膜ユニット３の逆洗を行った。この膜逆洗は、吸引ポンプＰ１を停止すると共に、逆洗ポンプＰ２を運転することでろ過水槽からろ過水を膜ユニット３に逆流させることで行った。

スクラビングエアは５Ｌ・ｍｉｎ^-1に調整し、フラックスを０．５ｍ^-3・ｍ^-3・日とした。逆洗条件は膜吸引時間９００ｓ、逆洗時間２０ｓ、休止時間８８０ｓを１サイクルとした。膜ユニット３の膜エレメントの浸漬洗浄は２週間に１度行った。

前記膜エレメントの浸漬洗浄の際には、好気槽２から膜ユニット３を取り出し、膜エレメントの表面付着物をヘラでそぎ落とし、次亜塩素酸ナトリウム水溶液（濃度０．１％）に一日浸漬させた。その後、次亜塩素酸ナトリウム水溶液（濃度０．１％）で、ＳＳが確認されなくなるまでインライン洗浄を行った。

実施例１の排水処理装置１Ａの試験結果を以下に示す。

ＢＯＤ除去率９９.０％、Ｔ-Ｎ除去率５５．９％、Ｔ-Ｐ除去率４１．１％、膜差圧増加速度＝０．９ｋＰａ・日^-1の結果が得られた。

一方、比較例1に示した従来のＭＢＲでは、ＢＯＤ除去率９９.３％、Ｔ-Ｎ除去率０％、Ｔ-Ｐ除去率１２．９％、膜差圧増加速度＝２．１ｋＰａ・日^-1であった。

また、ブロアの曝気動力（好気槽２内の散気用のブロアＢ１とスクラビング用のブロアＢ２を含め）は、最適曝気時間制御の効果によって実施例１は比較例１に対して７５％削減した結果が得られた。

したがって、実施例１で得られた結果から、従来ＭＢＲ（例えば、比較例1）に更に膜分離槽４と、好気槽２から膜分離槽４への槽内液相を越流式で移送する連通配管２２と、膜分離槽４の液相を循環ポンプＰ３によって好気槽２に返送する返送配管４２と、とを備え、かつ、好気槽２を最適曝気時間制御にて運転することで、実施例1のＭＢＲ運転方法ならびに装置は、膜ファウリングを低減させて排水処理能力及び省電力効果を高めたＭＢＲ法を実現できることが明らかとなった。

［実施例２］
実施例２の処理装置は排水処理装置１Ｂに基づくものである。

初沈澱槽７の有効容積は４Ｌ、嫌気槽９の有効容積は７．５Ｌ、好気槽２の有効容積は１５．５Ｌ、膜分離槽４の有効容積は７．５Ｌとした。

実施例２では、初沈澱槽７で被処理水（実施例１と同じ供試排水）中の夾雑物を取除いた後に、以下のように排水処理を行った。先ず、一定の供給量Ｑで被処理水が嫌気槽９に供給する一方で、膜分離槽４内での濾過処理によるＭＬＳＳの高濃度化回避と嫌気槽９での脱窒とを目的として、循環ポンプＰ３により膜分離槽４内の液相が一定量の供給量４Ｑで嫌気槽９へ返送した。嫌気槽９内の液相は撹拌機９１によって混合させた。

一方、嫌気槽９内の被処理水を一定の供給量５Ｑで好気槽２へ供給した。好気槽２での曝気工程では水質計測装置５で検出された好気槽２のＤＯ及び水温に基づき制御部６で算出した最適曝気時間によって曝気を行った。曝気工程と無曝気工程から成る１サイクルの所要時間は２時間とした。

また、膜分離槽４では実施例１と同じ膜ユニット３の運転条件で吸引ポンプＰ１を運転して同槽４の液相を実施例１と同仕様の膜ユニット３によって濾過処理してろ過水を得て濾過水槽８に移送した。膜ユニット３の逆洗及び浸漬洗浄は実施例１と同じ方法で行った。

尚、嫌気槽９での脱窒を目的として循環ポンプＰ３により一定の供給量４Ｑで膜分離槽４内液を嫌気槽９の被処理水流入部付近へ返送した。その後、嫌気槽９内の液相は連通配管９２を介して好気槽２に送液させた。

実施例２の排水処理装置１Ｂの試験結果を以下に示す。

ＢＯＤ除去率９8.9％、Ｔ-Ｎ除去率６９．９％、Ｔ-Ｐ除去率５２．４％、膜差圧増加速度＝０．３３ｋＰａ・日^-1の結果が得られた。

一方、比較例２に示した従来の嫌気好気ＭＢＲでは、ＢＯＤ除去率９９.０％、Ｔ-Ｎ除去率２４．８％、Ｔ-Ｐ除去率１９．４％、膜差圧増加速度＝１．５ｋＰａ・日^-1であった。

また、ブロアの曝気動力（好気槽２内の散気用のブロアＢ１とスクラビング用のブロアＢ２を含め）は、最適曝気時間制御の効果によって実施例１は比較例１に対して７５％削減した結果が得られた。

したがって、実施例２で得られた結果から、膜分離槽４と、好気槽２から膜分離槽４への液相を越流式で移送する連通配管２２と、膜分離槽４の液相を循環ポンプＰ３によって嫌気槽９に返送する返送配管４３と、とを従来の嫌気好気ＭＢＲ（例えば、比較例２）に更に備え、かつ、好気槽２を最適曝気時間制御にて運転することで、実施例２のＭＢＲ運転方法ならびに装置は、膜ファウリングを低減させて排水処理能力及び省電力効果を高めたＭＢＲ法を実現できることが明らかとなった。

［比較例１］
図３に示した従来のＭＢＲ方式に基づく処理装置は、好気槽２内に膜ユニット３を備えている。好気槽２の前段には初沈殿槽７が配置されている。膜ユニット３の下方にはエアスクラビング用の散気装置４１が配置されている。エアスクラビング用の空気はブロアＢ２から導入している。

本比較例では、実施例１と同じ供試排水を初沈殿槽７（有効容積４Ｌ）にて充填担体７１によってＳＳを除去した生活排水を好気槽２（有効容積３０Ｌ）に定量供給した。好気槽２内の活性汚泥に対してブロワＢ１から導入した空気を散気装置２１から供給した。好気槽２内の被処理水の流入側から下流側の位置に膜ユニット３を配置した。膜ユニット３のエアスクラビング用の空気はブロワＢ２から導入して散気装置４１から供給した。以下に本比較例の詳細な運転条件を示した。

室温２０℃の環境下で、被処理水供給量５０Ｌ・日^-1、好気槽２内の曝気風量は１Ｌ・ｍｉｎ^-1×２、ＭＬＳＳは１００００ｍｇ・Ｌ^-1に保つよう１週間に１回引き抜いた。

先ず、初沈澱槽７で被処理水中の夾雑物を取除いた後、上記条件により、以下の排水処理を行った。一定量の被処理水を好気槽２へ供給して上記条件の曝気による好気処理を行いながら、吸引ポンプＰ１の運転により槽２内の液相を実施例１と同仕様の膜ユニット３によって濾過処理してろ過水を得て濾過水槽８に移送した。そして、下記の逆洗条件のスケジュールにより膜ユニット３の逆洗を行った。この逆洗は、吸引ポンプＰ１を停止すると共に、逆洗ポンプＰ２を運転することで濾過水槽８からろ過水を膜ユニット３の膜エレメントへ逆流させることで行った。

スクラビングエアは５Ｌ・ｍｉｎ^-1に調整し、フラックスを０．５ｍ³・ｍ^-2・日^-1とした。逆洗条件は膜吸引時間９００ｓ、逆洗時間２０ｓ、休止時間８８０ｓを１サイクルとした。浸漬洗浄は２週間に１度行った。浸漬洗浄は実施例１と同じ方法で行った。

比較例１の従来のＭＢＲの排水処理装置の試験結果を以下に示す。

ＢＯＤ除去率９９.３％、Ｔ-Ｎ除去率０％、Ｔ-Ｐ除去率１２．９％、膜差圧増加速度＝２．１ｋＰａ・日^-1の結果が得られた。

［比較例２］
図４に示した比較例２の処理装置は比較例１の処理装置の前段に嫌気槽９を設けたものである。嫌気槽９の有効容積は７．５Ｌ、好気槽２の有効容積は２２．５Ｌとした。好気槽２には膜ユニット３によって濃縮された活性汚泥を含む液相を嫌気槽９に循環的に返送する返送配管２３が具備されている。返送配管２３には循環ポンプＰ３が配置されている。

本比較例では、初沈澱槽７で被処理水（実施例１と同じ供試排水）中の夾雑物を取除いた後、比較例１と同じ運転条件で排水処理を行った。すなわち、嫌気槽９には一定の供給量Ｑで被処理水が供給される一方で、脱窒を目的として循環ポンプＰ３により好気槽２内の液相を一定量の供給量４Ｑで嫌気槽９へ返送して槽９内の撹拌機９１によって混合させた。その後、嫌気槽９内の液相は連通配管９２を経由して好気槽２へ送液した。好気槽２では、比較例１と同じ条件の曝気による好気処理を行ながら、比較例１と同じ膜ユニット３の運転条件で吸引ポンプＰ１の運転によってろ過水を得てろ過水槽８に移送した。膜ユニット３の逆洗も比較例１と同じ運転条件及びスケジュールで行った。

比較例２の従来の嫌気好気ＭＢＲの排水処理装置の試験結果を以下に示す。

ＢＯＤ除去率９９.０％、Ｔ-Ｎ除去率２４．８％、Ｔ-Ｐ除去率１９．４％、膜差圧増加速度＝１．５ｋＰａ・日^-1の結果が得られた。

［膜ファウリング物質の分析結果について］
浸漬洗浄の際に、実施例１，２、比較例１，２の膜ユニット２の膜エレメントから膜表面付着物を採取して膜ファウリング物質として糖、タンパク質の濃度を測定した。

（全糖分析結果）
好気槽２の液相のＳＭＰ由来の糖濃度は図５（ａ）に示すように、比較例１≫実施例１，比較例２≫実施例２であった。一方、液相のＥＰＳ由来の糖濃度については上記のような差異は見られなかった。したがって、液相のＳＭＰ由来の糖は膜ファウリングの特性と傾向が一致しており、膜ファウリングに影響を及ぼすことが明らかになった。

したがって、最適曝気時間制御方法により、液相のＳＭＰ由来の糖濃度が低減化させる適切な硝化・脱窒反応の制御を行うことで、膜ファウリングを抑制できることが示唆された。

また、図５（ｂ）に示すように、膜エレメント表面からそぎ落とした膜表面付着物の糖濃度を分析し、糖の膜表面付着量を膜面積あたりで換算した結果を見ると、比較例１と実施例１，比較例２と実施例２にて大きな差異はなく、膜表面付着物は膜ファウリングの直接的な原因ではないと判断した。

さらに、糖の膜細孔付着量を、次亜塩素酸ナトリウム水溶液による膜洗浄を行った洗浄液中の糖濃度を分析し、糖の細孔付着量を膜面積あたりで換算した。なお、洗浄液に固形分は含まれないので、全てＳＭＰ由来とした。図５（ｃ）に示すように、糖の膜細孔付着量は、比較例１≫実施例１，比較例２≫実施例２であった。

そして、ＳＭＰ由来の糖濃度が液相内で高濃度になるほど、ＳＭＰ由来の糖の細孔付着量が増加する傾向があるので、液相内の糖濃度を低く保つことが膜ファウリングの抑制に効果があることがわかった。

（全タンパク質分析結果）
ＳＭＰ由来のタンパク質濃度は、図６に示されたタンパク質濃度の比較から明らかなように、好気槽２の液相、膜表面付着量、細孔付着量ともに、膜ファウリングの特性の傾向と一致しないため、膜ファウリングの直接的な原因になっていないと判断した。

以上のことから、最適曝気時間制御方法の採用により膜ファウリングが抑制された原因は、脱窒反応では、有機物も同時に分解、特に、膜ファウリングの原因とされている高分子の糖・タンパク質等が分解され、ファウリング原因物質となる糖の濃度が低減化することであることが分かった。

比較例1や比較例２のように、単一の好気槽２に膜ユニット３も設置した構造の場合、短絡流の発生により未分解の高分子成分が膜に直接接触する頻度が高いため、膜ファウリングが顕著になるものと判断した。

したがって、実施例１，２のように好気槽２と膜分離槽４とを個別に配置し、さらに、好気槽２と膜分離槽４との間に連通配管２２を設置することで、両者の槽の液相が相互に流動にて混合することを防止できる。これにより、膜ファウリングの原因となるＳＭＰ由来の糖が未処理のまま膜ユニット３の膜エレメント（セラミック平膜）と接触することなく、さらに、好気槽２の液相での糖の濃度が低減化された後に、膜分離槽４へと液相が移送される。この結果、膜分離槽４の液相と膜ユニット３の膜エレメントと間の糖濃度勾配が小さくなることで、膜エレメントへの糖の物質移動速度が小さくなり、さらに、膜エレメントの膜細孔内への糖の付着が低減するため膜ファウリングを抑制できることが分かった。

また、本発明で適用するセラミック膜及び膜ユニットについては、セラミック膜の寸法・材質・形状、膜モジュ−ルを構成する膜数、膜モジュ−ルの寸法・構成・形状と処理設備への設置数など、処理施設の規模や設置条件に応じて適宜選定して採用可能である。

以上のように実施例１，２の排水処理装置１Ａ，１Ｂによれば、膜ファウリングが低減し、排水処理能力及び省電力効果が向上することが示された。

１Ａ，１Ｂ…排水処理装置
２…好気槽
３…膜ユニット
４…膜分離槽
５…水質計測装置
６…制御部

Claims (5)

1. 被処理水が定量的に供給される一方で間欠曝気された活性汚泥によって当該被処理水を処理する好気槽と、
   この好気槽の液相を固液分離処理する分離膜を備えた膜分離槽と、
   前記好気槽の膜分離槽寄りの内面部に接続された状態で当該好気槽の底部付近の液相を越流方式により前記膜分離槽に移行させる連通配管と、
   前記好気槽の液相の溶存酸素を測定する水質計測手段と、
   前記測定された溶存酸素に基づき前記間欠曝気における最適曝気時間の演算を行う制御部と
   を備えた排水処理装置による排水処理方法であって、
   前記好気槽の曝気工程と無曝気工程の時間を設定する工程と、
   前記設定された時間に基づき曝気工程と無曝気工程とを行う間欠曝気工程と、
   前記曝気工程での好気槽の液相の溶存酸素に基づき最適曝気時間を演算する最適時間演算工程と、
   前記最適曝気時間演算工程で得られた最適曝気時間で前記曝気工程を実行する最適曝気工程と、
   前記間欠曝気工程の後に前記好気槽の液相を分離膜によって固液分離する膜分離工程と
   を有することを特徴とする排水処理方法。
2. 前記最適時間演算工程は、
   前記好気槽の液相の溶存酸素に基づき生物処理に必要な酸素量を演算する酸素量演算工程と、
   この酸素量演算工程で得られた酸素量に基づき前記曝気を行うブロアの総曝気量を演算する曝気量演算工程と
   を有すること
   を特徴とする請求項１に記載の排水処理方法。
3. 前記膜分離工程で固分離処理された処理水を前記間欠曝気工程に供することを特徴とする請求項１または２に記載の排水処理方法。
4. 嫌気処理工程を経た被処理水を前記好気槽に供することを特徴とする請求項１から３のいずれか１項に記載の排水処理方法。
5. 前記膜分離工程で活性汚泥が濃縮された液相を前記嫌気処理工程に供することを特徴とする請求項４に記載の排水処理方法。

Images