JPH0228396B2 - Haisuinoseibutsugakutekishokadatsuchitsuho - Google Patents
HaisuinoseibutsugakutekishokadatsuchitsuhoInfo
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- JPH0228396B2 JPH0228396B2 JP20206482A JP20206482A JPH0228396B2 JP H0228396 B2 JPH0228396 B2 JP H0228396B2 JP 20206482 A JP20206482 A JP 20206482A JP 20206482 A JP20206482 A JP 20206482A JP H0228396 B2 JPH0228396 B2 JP H0228396B2
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Description
本発明は、廃水の生物学的硝化脱窒法に関す
る。 廃水の生物学的硝化脱窒法は、廃水の窒素（以
下、NH3と略する）を好気的条件下で硝化菌に
よつてNOx（NO2及び／又はNO3）に硝化したの
ち、嫌気的条件下で脱窒菌によりNOxをN2ガス
にまで還元分解するものである。 NOxを脱窒する際には還元剤となる物質が脱
窒菌に利用されるが、還元剤になるものとして廃
水中に含有されるBOD成分のほかメタノール、
エタノールなどの炭素性有機化合物、さらに活性
汚泥微生物自体の保有する細胞内物質がある。メ
タノール、エタノールなどの外部より添加される
還元剤による脱窒は、外生呼吸型脱窒と呼ばれて
いるもので、脱窒速度は大きいが、有価の工業薬
品を使用するため脱窒費用が高くなるという欠点
がある。 一方、活性汚泥微生物自体を還元剤として利用
する脱窒は内生呼吸型脱窒と呼ばれている。この
型の脱窒は外部から還元剤を添加しないため経済
的であり、また内生呼吸により汚泥が減少するの
で余剰汚泥発生量が少なく汚泥処理のうえからも
有利であるが、脱窒速度が外生呼吸型に比べはる
かに小さいため、その分脱窒槽が大きくなり、さ
らに内生呼吸に際して活性汚泥からNH3が溶出
してくるので脱窒除去率が低下するという欠点が
あり、採用例は少ない。 本発明は、上記内生呼吸型脱窒の長所を生かす
と共に、その欠点を補うべく想到されたものであ
り、廃水を生物学的硝化脱窒素処理する方法にお
いて、前段にMLSS10000〜32000mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と機械式の第１固液
分離工程と汚泥返送設備からなる高MLSS工程
を、その後段にMLSS1500〜7500mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と第２固液分離工程
と汚泥返送設備と還元剤注入設備からなる低
MLSS工程を配備し、廃水を前記高MLSS工程に
て高負荷で硝化脱窒素処理し、前記第１固液分離
工程による分離水を前記低MLSS工程にて硝化脱
窒素処理することを特徴とする廃水の生物学的硝
化脱窒法である。 次に、本発明を完成するに至つた経緯について
説明する。 発明者らは、外生呼吸型脱窒の1/5〜1/10の脱
窒速度しか有さない内生呼吸型脱窒を積極的に利
用する方法として、脱窒槽単位容積あたりの脱窒
量を外生呼吸型脱窒と同等程度にするため、脱窒
槽MLSS濃度を従来の２〜７倍の20000mg／と
いう極めて高濃度の条件で硝化脱窒処理試験を行
つた。 その結果、単位容積あたりの脱窒量は増加する
ことはできたが、内生呼吸型脱窒時に汚泥から溶
出するNH3濃度が汚泥濃度と脱窒時間に比例し
て増加するため、高汚泥濃度では脱窒処理水中の
NH3−Ｎ濃度が高くなるという欠点を見い出し
た。 そこで、脱窒処理水中のNH3を再び硝化、脱
窒する槽を設け前段の硝化、脱窒槽と同じく高濃
度で硝化、脱窒したところ硝化に際し活性汚泥中
の窒素を硝化して生じたNOxの方が前段の脱窒
槽で溶出したNH3が硝化されて生じたNOxより
も多くなり、これらのNOxを脱窒するに際して
再びNH3が溶出し、処理水のNH3を低減するこ
とが困難であつた。 このため、二段目の硝化脱窒工程の活性汚泥濃
度を前段（一段）目の1/4の5000mg／に下げて
硝化、脱窒処理したところ硝化工程において活性
汚泥中の窒素が硝化して生成するNOx量が減少
して脱窒工程のNOx負荷が下がり、また脱窒槽
においても溶出するNH3−Ｎ濃度を低くおされ
ることができ、良好な処理水を得ることがわかつ
た。 次に、本発明の各実施態様を第１図、第２図に
基づいて説明する。 まず第１図例について説明すると、廃水１は返
送汚泥２、循環硝化液３とともに嫌気条件にある
第１脱窒工程４に流入し、循環硝化液３中の
NOxは廃水１のBOD成分によつて脱窒されたの
ち、好気的条件にある第１硝化工程５に流入し、
廃水１のNH3がNOxに硝化されたのち、その一
部分は第１脱窒工程４に循環され、残部は第２脱
窒工程６に流入し、主に内生呼吸によつてNOx
は脱窒されるが、該第２脱窒工程６では水温30℃
で約0.1mg・NH3−Ｎ／ｇ・MLSS・hrのNH3−
Ｎが溶出する。内生呼吸による脱窒速度は0.5〜
1.0mg／ｇ・MLSS・hrであるから、例えば100
mg／のNOx−Ｎの除去に際し10〜20mg／の
NH3−Ｎが第２脱窒工程６で溶出することにな
る。溶出したNH3−Ｎは次の第２硝化工程７で
硝化されNOxに転換したのち、混合液は機械式
固液分離装置を使用する第１固液分離工程８に流
入し汚泥は濃縮分離され濃縮汚泥の一部は第１脱
窒工程４へ返送汚泥２として返送され、残部は余
剰汚泥１３′として引き抜く。 以上の第１脱窒工程４から第１固液分離工程８
までの各工程が、高濃度のMLSS（活性汚泥）が
保持され高負荷の処理が行われる高MLSS工程Ａ
を構成し、MLSSは10000〜32000mg／の高濃度
に保たれる。 第１固液分離工程８には遠心分離法、加圧浮上
法、膜分離などの機械式固液分離法を採用するの
で、沈澱法よりも著しく小容量の固液分離装置内
に高濃度の汚泥を保持することが可能となり、返
送汚泥２の汚泥濃度が高まるので、容易に高
MLSS工程Ａ内に高濃度のMLSSを保持すること
ができる。 しかして、第１固液分離工程８の分離水１２は
第３脱窒工程９に流入し、第２硝化工程７の硝化
によつて生成したNOxが脱窒される。この第３
脱窒工程９では還元剤注入設備（図示せず）から
アルコールなどの還元剤１４が注入されるので、
内生呼吸で脱窒を行う場合に比べ分離水１２′の
窒素濃度をより低減することができる。次いで、
脱窒混合液は再ばつ気工程１０に流入し残留
BODが除去されたのち、第２固液分離工程１１
で汚泥が固液分離され、分離水１２′は放流され、
あるいはさらに高度の処理を受ける。第２固液分
離工程１１で濃縮分離された分離汚泥の一部は第
３脱窒工程９へ返送汚泥２′として返送され、残
部は余剰汚泥１３として直接あるいは前段の高
MLSS工程Ａの第１固液分離工程８を経由して汚
泥の処理・処分工程へ送られる。 以上の第３脱窒工程９から第２固液分離工程１
１までの各工程が低MLSS工程Ｂを構成し、低
MLSS工程ＢのMLSSは1500〜7500mg／に保た
れる。 前記再ばつ気工程１０において汚泥中の窒素分
が自己酸化によつて溶出してNOxが生成する場
合には、自己酸化によるNOxを脱窒するため再
ばつ気液を第３脱窒工程９への循環再ばつ気液１
５としてもよい。 第２固液分離工程１１の余剰汚泥１３の濃度が
高MLSS工程Ａの返送汚泥２より低い場合には、
余剰汚泥１３は破線で示した如く第１固液分離工
程８に移送し高濃度にしてから引抜く（余剰汚泥
１３′）と汚泥処理にとつて都合がよい。低
MLSS工程ＢのMLSSは低濃度であるため第２固
液分離工程１１では沈澱槽を用いても充分固液分
離が可能であり、かつ経済的なので、重力沈降式
が推奨されるが、機械式でもかまわない。 なお、高MLSS工程ＡのMLSSを第１固液分離
工程８を経由せず移送するには、第２硝化工程７
流出液を直接第３脱窒工程９へ補給すればよい。
すなわち、汚泥補給配管１６の利用によつて、一
時的に低MLSS工程ＢのMLSS濃度を増加するこ
とができるので、廃水１の流量低下により一時的
に低MLSS工程Ｂの還元剤添加量が減少して低
MLSS工程ＢのMLSS濃度が低下したときに、汚
泥補給を行つて低MLSS工程ＢのMLSS濃度を制
御することができる。 次に本発明の第２の実施態様を第２図に基づい
て説明する。 第２図例は、第１固液分離工程８の前段に第１
再ばつ気工程１０ａ，後段に第２硝化工程７を配
備したものであり、第２脱窒工程６で溶出した
NH3の硝化を主に第１固液分離工程８の後段で
行わんとするものである。なお、図中１０ｂは第
２再ばつ気工程である。 上記本発明において配備されている再ばつ気工
程は、滞留時間が流入水に対し１〜３時間程度の
小さな槽であり、脱窒液中の微細N2ガス、溶存
N2ガスをばつ気・放散して固液分離を円滑にす
ること、脱窒液に残留するBOD成分を除去する
ことを主目的とするものであるが、固液分離の方
法、要求水質によつては不要であり、再ばつ気工
程については本発明の適用にあたつて要、不要を
事前に検討するとよい。 また、本発明は他の脱窒法、例えば好気的脱窒
法を用いたプロセスにも充分適用することができ
る。 次に、本発明の実施例について記述する。 第１図、第２図の両フローについて行つた。ま
た、第１図、第２図に従つた実施例において、実
験開始時に汚泥補給配管１６を経由する種汚泥
は、第１固液分離工程８として採用した遠心分離
機から汚泥を溢流させSSを流入させて第３脱窒
工程９の種汚泥とした。廃水としては除渣し尿お
よび人工廃水を採用した。 処理条件を第１表、処理水質を第２表に示す。
る。 廃水の生物学的硝化脱窒法は、廃水の窒素（以
下、NH3と略する）を好気的条件下で硝化菌に
よつてNOx（NO2及び／又はNO3）に硝化したの
ち、嫌気的条件下で脱窒菌によりNOxをN2ガス
にまで還元分解するものである。 NOxを脱窒する際には還元剤となる物質が脱
窒菌に利用されるが、還元剤になるものとして廃
水中に含有されるBOD成分のほかメタノール、
エタノールなどの炭素性有機化合物、さらに活性
汚泥微生物自体の保有する細胞内物質がある。メ
タノール、エタノールなどの外部より添加される
還元剤による脱窒は、外生呼吸型脱窒と呼ばれて
いるもので、脱窒速度は大きいが、有価の工業薬
品を使用するため脱窒費用が高くなるという欠点
がある。 一方、活性汚泥微生物自体を還元剤として利用
する脱窒は内生呼吸型脱窒と呼ばれている。この
型の脱窒は外部から還元剤を添加しないため経済
的であり、また内生呼吸により汚泥が減少するの
で余剰汚泥発生量が少なく汚泥処理のうえからも
有利であるが、脱窒速度が外生呼吸型に比べはる
かに小さいため、その分脱窒槽が大きくなり、さ
らに内生呼吸に際して活性汚泥からNH3が溶出
してくるので脱窒除去率が低下するという欠点が
あり、採用例は少ない。 本発明は、上記内生呼吸型脱窒の長所を生かす
と共に、その欠点を補うべく想到されたものであ
り、廃水を生物学的硝化脱窒素処理する方法にお
いて、前段にMLSS10000〜32000mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と機械式の第１固液
分離工程と汚泥返送設備からなる高MLSS工程
を、その後段にMLSS1500〜7500mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と第２固液分離工程
と汚泥返送設備と還元剤注入設備からなる低
MLSS工程を配備し、廃水を前記高MLSS工程に
て高負荷で硝化脱窒素処理し、前記第１固液分離
工程による分離水を前記低MLSS工程にて硝化脱
窒素処理することを特徴とする廃水の生物学的硝
化脱窒法である。 次に、本発明を完成するに至つた経緯について
説明する。 発明者らは、外生呼吸型脱窒の1/5〜1/10の脱
窒速度しか有さない内生呼吸型脱窒を積極的に利
用する方法として、脱窒槽単位容積あたりの脱窒
量を外生呼吸型脱窒と同等程度にするため、脱窒
槽MLSS濃度を従来の２〜７倍の20000mg／と
いう極めて高濃度の条件で硝化脱窒処理試験を行
つた。 その結果、単位容積あたりの脱窒量は増加する
ことはできたが、内生呼吸型脱窒時に汚泥から溶
出するNH3濃度が汚泥濃度と脱窒時間に比例し
て増加するため、高汚泥濃度では脱窒処理水中の
NH3−Ｎ濃度が高くなるという欠点を見い出し
た。 そこで、脱窒処理水中のNH3を再び硝化、脱
窒する槽を設け前段の硝化、脱窒槽と同じく高濃
度で硝化、脱窒したところ硝化に際し活性汚泥中
の窒素を硝化して生じたNOxの方が前段の脱窒
槽で溶出したNH3が硝化されて生じたNOxより
も多くなり、これらのNOxを脱窒するに際して
再びNH3が溶出し、処理水のNH3を低減するこ
とが困難であつた。 このため、二段目の硝化脱窒工程の活性汚泥濃
度を前段（一段）目の1/4の5000mg／に下げて
硝化、脱窒処理したところ硝化工程において活性
汚泥中の窒素が硝化して生成するNOx量が減少
して脱窒工程のNOx負荷が下がり、また脱窒槽
においても溶出するNH3−Ｎ濃度を低くおされ
ることができ、良好な処理水を得ることがわかつ
た。 次に、本発明の各実施態様を第１図、第２図に
基づいて説明する。 まず第１図例について説明すると、廃水１は返
送汚泥２、循環硝化液３とともに嫌気条件にある
第１脱窒工程４に流入し、循環硝化液３中の
NOxは廃水１のBOD成分によつて脱窒されたの
ち、好気的条件にある第１硝化工程５に流入し、
廃水１のNH3がNOxに硝化されたのち、その一
部分は第１脱窒工程４に循環され、残部は第２脱
窒工程６に流入し、主に内生呼吸によつてNOx
は脱窒されるが、該第２脱窒工程６では水温30℃
で約0.1mg・NH3−Ｎ／ｇ・MLSS・hrのNH3−
Ｎが溶出する。内生呼吸による脱窒速度は0.5〜
1.0mg／ｇ・MLSS・hrであるから、例えば100
mg／のNOx−Ｎの除去に際し10〜20mg／の
NH3−Ｎが第２脱窒工程６で溶出することにな
る。溶出したNH3−Ｎは次の第２硝化工程７で
硝化されNOxに転換したのち、混合液は機械式
固液分離装置を使用する第１固液分離工程８に流
入し汚泥は濃縮分離され濃縮汚泥の一部は第１脱
窒工程４へ返送汚泥２として返送され、残部は余
剰汚泥１３′として引き抜く。 以上の第１脱窒工程４から第１固液分離工程８
までの各工程が、高濃度のMLSS（活性汚泥）が
保持され高負荷の処理が行われる高MLSS工程Ａ
を構成し、MLSSは10000〜32000mg／の高濃度
に保たれる。 第１固液分離工程８には遠心分離法、加圧浮上
法、膜分離などの機械式固液分離法を採用するの
で、沈澱法よりも著しく小容量の固液分離装置内
に高濃度の汚泥を保持することが可能となり、返
送汚泥２の汚泥濃度が高まるので、容易に高
MLSS工程Ａ内に高濃度のMLSSを保持すること
ができる。 しかして、第１固液分離工程８の分離水１２は
第３脱窒工程９に流入し、第２硝化工程７の硝化
によつて生成したNOxが脱窒される。この第３
脱窒工程９では還元剤注入設備（図示せず）から
アルコールなどの還元剤１４が注入されるので、
内生呼吸で脱窒を行う場合に比べ分離水１２′の
窒素濃度をより低減することができる。次いで、
脱窒混合液は再ばつ気工程１０に流入し残留
BODが除去されたのち、第２固液分離工程１１
で汚泥が固液分離され、分離水１２′は放流され、
あるいはさらに高度の処理を受ける。第２固液分
離工程１１で濃縮分離された分離汚泥の一部は第
３脱窒工程９へ返送汚泥２′として返送され、残
部は余剰汚泥１３として直接あるいは前段の高
MLSS工程Ａの第１固液分離工程８を経由して汚
泥の処理・処分工程へ送られる。 以上の第３脱窒工程９から第２固液分離工程１
１までの各工程が低MLSS工程Ｂを構成し、低
MLSS工程ＢのMLSSは1500〜7500mg／に保た
れる。 前記再ばつ気工程１０において汚泥中の窒素分
が自己酸化によつて溶出してNOxが生成する場
合には、自己酸化によるNOxを脱窒するため再
ばつ気液を第３脱窒工程９への循環再ばつ気液１
５としてもよい。 第２固液分離工程１１の余剰汚泥１３の濃度が
高MLSS工程Ａの返送汚泥２より低い場合には、
余剰汚泥１３は破線で示した如く第１固液分離工
程８に移送し高濃度にしてから引抜く（余剰汚泥
１３′）と汚泥処理にとつて都合がよい。低
MLSS工程ＢのMLSSは低濃度であるため第２固
液分離工程１１では沈澱槽を用いても充分固液分
離が可能であり、かつ経済的なので、重力沈降式
が推奨されるが、機械式でもかまわない。 なお、高MLSS工程ＡのMLSSを第１固液分離
工程８を経由せず移送するには、第２硝化工程７
流出液を直接第３脱窒工程９へ補給すればよい。
すなわち、汚泥補給配管１６の利用によつて、一
時的に低MLSS工程ＢのMLSS濃度を増加するこ
とができるので、廃水１の流量低下により一時的
に低MLSS工程Ｂの還元剤添加量が減少して低
MLSS工程ＢのMLSS濃度が低下したときに、汚
泥補給を行つて低MLSS工程ＢのMLSS濃度を制
御することができる。 次に本発明の第２の実施態様を第２図に基づい
て説明する。 第２図例は、第１固液分離工程８の前段に第１
再ばつ気工程１０ａ，後段に第２硝化工程７を配
備したものであり、第２脱窒工程６で溶出した
NH3の硝化を主に第１固液分離工程８の後段で
行わんとするものである。なお、図中１０ｂは第
２再ばつ気工程である。 上記本発明において配備されている再ばつ気工
程は、滞留時間が流入水に対し１〜３時間程度の
小さな槽であり、脱窒液中の微細N2ガス、溶存
N2ガスをばつ気・放散して固液分離を円滑にす
ること、脱窒液に残留するBOD成分を除去する
ことを主目的とするものであるが、固液分離の方
法、要求水質によつては不要であり、再ばつ気工
程については本発明の適用にあたつて要、不要を
事前に検討するとよい。 また、本発明は他の脱窒法、例えば好気的脱窒
法を用いたプロセスにも充分適用することができ
る。 次に、本発明の実施例について記述する。 第１図、第２図の両フローについて行つた。ま
た、第１図、第２図に従つた実施例において、実
験開始時に汚泥補給配管１６を経由する種汚泥
は、第１固液分離工程８として採用した遠心分離
機から汚泥を溢流させSSを流入させて第３脱窒
工程９の種汚泥とした。廃水としては除渣し尿お
よび人工廃水を採用した。 処理条件を第１表、処理水質を第２表に示す。
【表】
【表】
【表】
【表】
次に前記実施例で用いた活性汚泥混合液を中心
に用いて行つた汚泥の分離試験結果について述べ
る。 活性汚泥混合液１を１メスシリンダーに注
入して１時間静置したときの、MLSSと沈降汚泥
量（Sludge Volume）との関係を第３図に示す。
第３図からMLSS10000mg／以上では重力沈降
式の固液分離速度は極めて小さく実用的でないこ
と、一方、1500〜7500mg／では重力沈降でも充
分固液分離が可能なことがわかる。 しかしながら、低MLSS濃度になるほど小さく
なつていた沈降汚泥量もMLSSが1050mg／、
520mg／で行つた実験ではMLSSが低いにもか
かわらず、沈降汚泥量が上昇している。これは
MLSSが低すぎて、汚泥の沈降時に活性汚泥混合
液に比較的多量に存在しているピンポイントフロ
ツクを捕捉できなかつたからである。従つて、低
MLSS工程ＢのMLSS濃度を1500〜7500mg／に
して沈殿槽を用いることによつて経済的で安定し
た固液分離を行うことができる。また、第２表か
ら、このMLSS濃度範囲内であれば、良好な水質
の処理水が得られることがわかる。 さらに、前記実施例に記載していないが第１硝
化槽のMLSS濃度を35000mg／程度にあげた実
験も試みたところ、高MLSS濃度のため粘性が高
くなつて硝化液中からばつ気空気が抜けずらくな
り、その空気が脱窒槽に同伴されて、脱窒を阻害
した。これに対し、前記実施例で示したように第
１硝化槽のMLSS濃度を10000〜32000mg／に設
定した場合には、上記ばつ気空気の抜けも円滑と
なり脱窒も効率良く行われることが確認された。
また、第１硝化槽のMLSS濃度を10000mg／未
満にすると脱窒速度が不充分となり第１脱窒槽、
第２脱窒槽の所要容量が増大することも明らかに
なつている。これより、高濃度の活性汚泥を利用
する硝化脱窒工程のMLSS濃度は10000〜32000
mg／が好ましいと判断される。高MLSS工程Ａ
の固液分離実験として、10000〜32000mg／の活
性汚泥混合液の加圧浮上分離試験、UF膜分離試
験を行つたが、該固液分離を安定かつ迅速に行う
ことができた。 以上述べたように本発明は、処理工程内に高濃
度のMLSSを維持することによつて内生呼吸によ
る脱窒槽の縮小化、メタノール、エタノールなど
の添加剤の費用の大幅な削減あるいは無添加が可
能となるうえ、処理水の総無機性窒素が従来の高
MLSS濃度の内生呼吸型脱窒法による場合の1/10
以下となり極めて高率の窒素除去を行うことがで
きるなど、多大の効果が得られるものである。
に用いて行つた汚泥の分離試験結果について述べ
る。 活性汚泥混合液１を１メスシリンダーに注
入して１時間静置したときの、MLSSと沈降汚泥
量（Sludge Volume）との関係を第３図に示す。
第３図からMLSS10000mg／以上では重力沈降
式の固液分離速度は極めて小さく実用的でないこ
と、一方、1500〜7500mg／では重力沈降でも充
分固液分離が可能なことがわかる。 しかしながら、低MLSS濃度になるほど小さく
なつていた沈降汚泥量もMLSSが1050mg／、
520mg／で行つた実験ではMLSSが低いにもか
かわらず、沈降汚泥量が上昇している。これは
MLSSが低すぎて、汚泥の沈降時に活性汚泥混合
液に比較的多量に存在しているピンポイントフロ
ツクを捕捉できなかつたからである。従つて、低
MLSS工程ＢのMLSS濃度を1500〜7500mg／に
して沈殿槽を用いることによつて経済的で安定し
た固液分離を行うことができる。また、第２表か
ら、このMLSS濃度範囲内であれば、良好な水質
の処理水が得られることがわかる。 さらに、前記実施例に記載していないが第１硝
化槽のMLSS濃度を35000mg／程度にあげた実
験も試みたところ、高MLSS濃度のため粘性が高
くなつて硝化液中からばつ気空気が抜けずらくな
り、その空気が脱窒槽に同伴されて、脱窒を阻害
した。これに対し、前記実施例で示したように第
１硝化槽のMLSS濃度を10000〜32000mg／に設
定した場合には、上記ばつ気空気の抜けも円滑と
なり脱窒も効率良く行われることが確認された。
また、第１硝化槽のMLSS濃度を10000mg／未
満にすると脱窒速度が不充分となり第１脱窒槽、
第２脱窒槽の所要容量が増大することも明らかに
なつている。これより、高濃度の活性汚泥を利用
する硝化脱窒工程のMLSS濃度は10000〜32000
mg／が好ましいと判断される。高MLSS工程Ａ
の固液分離実験として、10000〜32000mg／の活
性汚泥混合液の加圧浮上分離試験、UF膜分離試
験を行つたが、該固液分離を安定かつ迅速に行う
ことができた。 以上述べたように本発明は、処理工程内に高濃
度のMLSSを維持することによつて内生呼吸によ
る脱窒槽の縮小化、メタノール、エタノールなど
の添加剤の費用の大幅な削減あるいは無添加が可
能となるうえ、処理水の総無機性窒素が従来の高
MLSS濃度の内生呼吸型脱窒法による場合の1/10
以下となり極めて高率の窒素除去を行うことがで
きるなど、多大の効果が得られるものである。
第１図及び第２図は、本発明の各実施態様を示
すフローシート、第３図はMLSS濃度と沈降汚泥
量との関係を示すグラフである。 Ａ……高MLSS工程、Ｂ……低MLSS工程、１
……廃水、２，２′……返送汚泥、３……循環硝
化液、４……第１脱窒工程、５……第１硝化工
程、６……第２脱窒工程、７……第２硝化工程、
８……第１固液分離工程、９……第３脱窒工程、
１０……再ばつ気工程、１０ａ……第１再ばつ気
工程、１０ｂ……第２再ばつ気工程、１１……第
２固液分離工程、１２，１２′……分離水、１３，
１３′……余剰汚泥、１４……還元剤、１５……
循環再ばつ気液、１６……汚泥補給配管。
すフローシート、第３図はMLSS濃度と沈降汚泥
量との関係を示すグラフである。 Ａ……高MLSS工程、Ｂ……低MLSS工程、１
……廃水、２，２′……返送汚泥、３……循環硝
化液、４……第１脱窒工程、５……第１硝化工
程、６……第２脱窒工程、７……第２硝化工程、
８……第１固液分離工程、９……第３脱窒工程、
１０……再ばつ気工程、１０ａ……第１再ばつ気
工程、１０ｂ……第２再ばつ気工程、１１……第
２固液分離工程、１２，１２′……分離水、１３，
１３′……余剰汚泥、１４……還元剤、１５……
循環再ばつ気液、１６……汚泥補給配管。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 廃水を生物学的硝化脱窒素処理する方法にお
いて、前段にMLSS10000〜32000mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と機械式の第１固液
分離工程と汚泥返送設備からなる高MLSS工程
を、その後段にMLSS1500〜7500mg／の活性汚
泥を利用する硝化脱窒素工程と第２固液分離工程
と汚泥返送設備と還元剤注入設備からなる低
MLSS工程を配備し、廃水を前記高MLSS工程に
て高負荷で硝化脱窒素処理し、前記第１固液分離
工程による分離水を前記低MLSS工程にて硝化脱
窒素処理することを特徴とする廃水の生物学的硝
化脱窒法。 ２ 前記高MLSS工程が第１脱窒工程、第１硝化
工程、第２脱窒工程、第２硝化工程及び前記第１
固液分離工程をこの順序に組み合わせて構成され
たものであり、前記低MLSS工程が第３脱窒工
程、再ばつ気工程及び前記第２固液分離工程をこ
の順序に組み合わせて構成されたものである特許
請求の範囲第１項記載の方法。 ３ 前記高MLSS工程が第１脱窒工程、第１硝化
工程、第２脱窒工程、第１再ばつ気工程、前記第
１固液分離工程をこの順序に組み合わせて構成さ
れたものであり、前記低MLSS工程が第２硝化工
程、第３脱窒工程、第２再ばつ気工程及び前記第
２固液分離工程をこの順序に組み合わせて構成さ
れたものである特許請求の範囲第１項記載の方
法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP20206482A JPH0228396B2 (ja) | 1982-11-19 | 1982-11-19 | Haisuinoseibutsugakutekishokadatsuchitsuho |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP20206482A JPH0228396B2 (ja) | 1982-11-19 | 1982-11-19 | Haisuinoseibutsugakutekishokadatsuchitsuho |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS5992095A JPS5992095A (ja) | 1984-05-28 |
| JPH0228396B2 true JPH0228396B2 (ja) | 1990-06-22 |
Family
ID=16451342
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP20206482A Expired - Lifetime JPH0228396B2 (ja) | 1982-11-19 | 1982-11-19 | Haisuinoseibutsugakutekishokadatsuchitsuho |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPH0228396B2 (ja) |
Families Citing this family (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JP2610814B2 (ja) * | 1985-08-09 | 1997-05-14 | 三信工業 株式会社 | 船舶用推進機の制御装置 |
| JPH02245296A (ja) * | 1989-03-17 | 1990-10-01 | Ebara Infilco Co Ltd | 有機性廃水の処理方法 |
-
1982
- 1982-11-19 JP JP20206482A patent/JPH0228396B2/ja not_active Expired - Lifetime
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPS5992095A (ja) | 1984-05-28 |
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