工業廢水排放是造成水質安全問題的重要因素之一，工業污水處理不達標將會引發嚴重后果。關于工業廢水有很多技術工藝，也面臨著各種各樣的問題，今天小編為大家總結了關于工業廢水處理技術50大問題總結，希望給做工業廢水的你提供幫助。

1. 問：采用 CAST 工藝，污泥脫水后的混合液直接排入進水泵房，導致進水COD，SS偏高，并影響選擇池的反硝化反應，應該如何解決?

答：這是一個目前污水處理廠普遍被忽視的問題，即污泥脫水后的濾液回流至生化池后對生化處理的影響問題。由于污泥脫水前要加調質藥劑，如 PAC 和 PAM，有些藥劑有一定的毒性，污泥脫水時可隨濾液回流至生化反應池。處理這些濾液在技術上沒問題，只是成本問題，如果選用合適的污泥調質藥劑，并控制好加藥量以及脫水機的進泥量等，對前面的生化處理就不會造成大的影響。還是強調的是，污泥脫水效果取決于污泥處理工序的全過程管理，包括污泥濃縮池的管理。

2. 問：“污泥泥齡”是怎樣確定的?如何來控制?究竟是用排泥量確定它，還是用其它來確定排泥量?

答：泥齡、F/M、等與其說是運行的控制參數，不如說是設計方面的參數，在工藝控制中的只是參考參數。實際運行中排泥量通常是根據MLSS值加上經驗來控制的，在SVI 相對穩定的情況下，也可用SV30來參考。

3. 問：本廠用的是卡羅塞爾氧化溝工藝。有時裝置的出水氨氮比進水還高，進水TP2.5mg/L 左右，出水只有 0.2 mg/L右，曝氣機 3臺滿負荷運行。一直查不出什么原因，這是怎么回事?

答：只能根據你提供的情況來初步分析，可能是污水含氮有機物較多，反應時間不夠，有機氮的氨化速率大于氨氮的硝化速率，此外，也可能是磷不夠，影響氨氮通過同化途徑去除的效果。

4. 問：在運行過程中，氧化溝表面有一層厚厚的污泥堆積，粒徑約 1mm 左右的污泥顆粒泛黃色，時常會造成二沉池大量飄泥，污泥返白，有絮體隨出水一同流出，SV30迅速下降，處理效果喪失，堆積污泥減薄消除，周而復始，請問其成因和控制措施。

答：說明污泥已失去活性，使ESS增加。有二種可能：一是污泥自身氧化;二是污泥中毒。從你所描述的現象看，前者的可能性大，可測定一下污泥耗氧速率，以便針對性采取措施。

5. 問：AB 法 A段如何控制?是從一沉池以等同的流量給 A段連續回流嗎?SV30應控制在多少?控制在 5%-10%可以嗎?

答：A段的回流比應該大一些，但也不能使污泥在一沉池的停留時間太短，雖然A段主要是吸附為主，但也有一定的生物降解作用的，生物降解大多在沉淀池內進行，只有將吸附在污泥表面的有機物降解，才能恢復吸附能力。應該用MLSS來控制，在污泥沉降性能穩定時也可用SV30，要根據實際情況定，沉降比5%-10%太低。

6. 問：如果一家污水廠運行一兩年處理效果沒達到較佳狀態，那是不是應該考慮重新培菌(換泥)?換泥跟開始時的培菌有什么不一樣呢?

答：不用換!如果運行條件不變，換了也會一樣的，即使你用優勢菌種投加也沒用，只能維持一段時間，重要的是控制好運行條件，如果是設計上的的問題要及時整改。

7. 問：我調試的是工業廢水。工藝為：水解+厭氧+好氧池 1+好氧池 2+沉淀。由于安裝問題，曝氣池布氣不均勻(圓形曝氣頭曝氣)，每個曝氣器處，均有一個類似噴泉上下翻滾(直徑 1m 左右)，曝氣不均，對處理效果有多大影響?還發現曝氣區填料掛膜較少，鏡檢有大的后生動物，沒有發現其它生物，填料生物膜表面為淡黃色，曝氣區外的生物膜厚達 3cm，能給我解示一下嗎?

答：你所說的情況不能說是曝氣不均，是正常現象。還有你說生物膜不多，不知是多少?如生物膜把填料基本覆蓋就很好了，至于說曝氣區外的生物膜厚達 3cm 就是嚴重結球了，要采取措施，如用大氣量沖刷和厭氧脫膜等措施。

8. 問：請問有關接觸氧化池的下例問題。

(1)接觸氧化池在放空時，填料上污泥能存活多少時間?

(2)當接觸氧化池處理能力下降時，要不要投加營養?

(3)對于泡沫，加煤油消泡你認為有效嗎，若有效通常要加多少?

答：三個問題回答如下：

(1)接觸氧化池放空后并不是生物膜污泥能存活多長的問題，而是要避免軟性填料曬干而板結，板結后再浸放水中就很難再伸展開，要防止這樣的情況出現;

(2)接觸氧化池處理能力的下降應從多因素考慮，其中生物膜的厚度控制很重要，膜太厚會嚴重影響處理能力，還要注意池放空時只能緩緩放，否則掛有大量生物膜的軟性填料架會倒塌或變形;

(3)化學性泡沫用水噴淋較有效(不能直接用水沖)，我不贊同用煤油之類的方法消泡。

9. 問：本廠近一周的進水、出水及生化池各數據平均如下：

進水： BOD：253 COD：810 PH：7.9

SS ：286 色度 ：32 倍

氨氮：28 總氮：64 總磷：6.0

出水： BOD：4.8 COD： 74 PH： 8.1

SS ： 12 色度： 8 倍

氨氮：7.6 總氮：22.8 總磷：1.02

生化池：MLSS：4200 MLVSS：2340 SV % ：47.2

污泥指數：118.9 泥齡是35天

采用的是改良型活性污泥法處理工藝，目前的進水大約只有2.5萬噸/天(設計是5萬噸)，80%以上是工業廢水，另有少量高濃度的垃圾滲濾液。工藝流程是：曝氣沉砂池-生化池-二沉池。沒有設置接觸池與水解池。生化池是鼓風機供氣，深水轉碟曝氣，連續進水時溶解氧達不到 1 mg/L，停止進水后溶解氧緩慢上升至 4-5mg/L 左右。進水的嚴重超標及構筑物的缺陷，導致了生化池的負荷很高，且污泥濃縮池很小(180 立方)，有相當部分剩余污泥重回到進水泵房去。

現在碰到的問題是：

(1)二沉池在進水后經常發現有活性污泥懸浮顆粒，是靜沉時間不足還是難以沉淀?

(2)三個二沉池均發現聚集的紅蟲(水蚤)，水蚤好像是處理水質好的表現，是不是因為污泥濃度高導致大量繁殖?

(3)二沉池有時發現有薄薄的一層飄泥，是不是污泥的沉降性能很差，生化池曝氣不足?還是污泥回流不及時?

(4)二沉池三角堰板上容易青苔或是藻類滋生，有什么方法克服?

(5)我認為污泥已老化嚴重，要將 MLSS 控低為 3000-3500 之間或更低些，增加剩余污泥排放量，降低泥齡，這樣生化出規池的耐沖擊性會不會下降?出水水質會不會上揚?

答：污泥是有些老化，但不算很嚴重，泥齡已達35天，按此推算，污泥負荷不到0.03。控制目前污泥濃度的 2/3 就足夠了，應該逐漸減少污泥濃度，水蚤對出水沒影響，分析取樣時不要取到水蚤。還要注意沉淀池泥層控制，二沉池三角堰板上青苔和藻類只能人工清除。

10. 問：我們是石油化工廢水兩級生化處理，一級是圓形完全混合式曝氣池，二級是推流曝氣池，一級 DO 0.2mg/L，二級 DO 5.0mg/L。這段時間一級生化進水 pH 8.0，出水6.5，二級生化后 PH 5.78，超出指標 6-9的范圍，這是怎么回事?

答：一級 DO 低很正常，因為污泥負荷高，一級 pH 下降的原因可能是負荷太高發生酸化，二級出水 pH 下降可能是硝化反應消耗堿度造成的。因為你介紹得太簡單，我也只能簡單分析和推斷。

11. 問：氨氮的去除，除了要有充足的碳原和足夠長的污泥齡和保證足夠的回流量，回流是回流好氧池出水還是二沉池底部回流?我現在調試氨綸廢水，原來設計回流好氧池出水，可實際上是，若回流量達一倍時，就不能保證前邊缺氧池的厭氧環境，我師傅說好氧池溶解氧控制在 1mg/L左右會好些，這樣說是否對?

答：根據你介紹的應該是前置反硝化，需回流好氧池的出水和二沉池污泥。你說若回流量達一倍時，就不能保證前邊的缺氧池的厭氧環境的話不妥，缺氧區不等于厭氧，DO小于0.5mg/L就可。你師傅說好氧池溶解氧控制在1mg/L左右也是有道理的，這樣可防止缺氧區DO大于0.5mg/L。如果好氧區DO 在1 mg/L左右，出水回流量在一倍時，缺氧區 DO仍大于0.5mg/L時，不能再降低好氧區的溶解氧，也不要隨意減少出水回流量(進入缺氧區的硝酸氮會少)，此時可在不影響二沉池泥水分離效果的前提下，減少二沉池出泥量，將池內污泥層升高，使污泥在二沉池內的停留時間增加，使之處于缺氧或無氧狀態，這樣也有利于避免缺氧區DO上升。二沉池出泥量減少不會影響回流至反應池的污泥量，因為在二沉池內泥層升高的情況下，污泥在泥層中的濃縮時間長了，這種情況下出泥量減少了但出泥的濃度提高了。如果是接觸氧化工藝，出水要回流，污泥不回流。我不贊成用前置反硝化。關于去除硝化菌的說法不妥，但明白你的意思。

12. 問：(1)最近車間試車，造成進水很不正常。昨天 COD有 6000 mg/L，而設計只有 600 mg/L。應該采取那些措施，使出水盡快恢復正常?

(2)最近空壓機房的風壓有8公斤，而又沒裝減壓閥，他們解釋曝氣管的流量閥一樣可控制壓力。請問一下，是不是風壓過高造成的曝氣不均?

答：進水COD大于設計值的十倍是無法達標的，應增加供氧量，減少排泥量或不排泥，目的就是控制好污泥負荷和供氧量。但要注意：減少排泥量或不排泥是暫時的，當經過一個反應時斷后(至少半天)就應該加大排泥量。上述措施的目的是先讓污泥與高濃度污水混合、吸附，經過一段時間后，部分有機物降解，但仍有大部分有機物吸附在污泥上，讓其隨污泥而排出系統，這樣可使系統盡快恢復正常，因為這樣高濃度的廢水一般不會特續很長時間的。風壓達8公斤不行的。

13. 問：活性污泥法處理魚類加工廢水，生化部分分三個格池串聯進行，現在第二、第三生化池出現了大量的泡沫，而第一生化池中沒有泡沫;起初以為是洗滌劑泡沫，但是最近在洗滌劑高峰時，將水外排，已經有四五天了，依舊沒有好轉而且有增多的跡象，這是什么原因，怎么解決?

答：可能是若卡氏菌引起的生物泡沫，在進水含油脂、負荷低的后段易繁殖。這類泡沫很難用水噴淋消除，只能人工清除或讓部分原水直接超越至后面生化池，可在一定程度上壓抑若卡氏菌繁殖。

14. 問：老裝置改造用來處理氨氮廢水。采用水解+厭氧+兩級好氧(接觸氧化工藝)。污水回流到水解池，污泥回流到厭氧池(缺氧池)。如果加大回流，水解池污泥流失很快(水解池由黑變清)，并且后面的厭氧池溶解氧可達 0.7。為此嘗試沉淀池底部回流(通過放空管回流)，由于回流量限制，氨氮的去除率不理想。請問：前置反硝化工藝，通常回流的是好氧池出水還是沉淀池出水?

答：應該是二級好氧池的出水回流至缺氧區，而不是回流至水解池和厭氧池。可能是你沒完全介紹清楚，我總感覺這工藝有問題，水解池就是酸化池，主要是通過水解酸化提高廢水的可生化性，應該先了解一下硝化效果是否好，再考慮反硝化問題，還有你說的沉淀池是否是最后的沉淀池(沉淀好氧池脫落的生物膜用)?厭氧池后是否有沉淀池?我感覺除了設計問題，還有運行管理問題。

15. 問：現在用 SBR 工藝處理醫院污水，目前已經投放生活污水和回流污泥(經過帶式污泥機出來的污泥 1000斤)，在鼓風曝氣十分鐘左右就出現大量的白泡沫。水量大概有 120 立方，是不是進水量大和濃度高呢?下步工作需要什么準備?微生物怎樣培養得更好?如何控制曝氣時間?

答：如用脫水污泥作污泥培養接種用，投加量至少要有效池容的3%，還有營養方面的要求，接種污泥投加量太少了，至于出現泡沫很正常的，污泥形成后會大大減少或消失的。后面的問題是運行控制上的基本問題，這里不展開介紹了。

16. 問：我們廠采用厭氧-水解-一級好氧接觸氧化-二級好氧接觸氧化工藝。進水 COD在 1000mg/L以下;進水氨氮 50mg/L;BOD5/COD在 0.35以上。出水氨氮無法達標，如何解決?

答：你們的工藝應改變，這樣是無法達標的，進水氨氮50mg/L(總氮還要高)，BOD5/COD在0.35以上就不必水解酸化，COD在1000mg/L以下也不必用厭氧，可將厭氧池和水解池都改成好氧池，反硝化池不必另設，只要將目前的第一級好氧接觸氧化池的溶解氧控制在0.5以下就可(是假設水解池和厭氧池都改成好氧池的情況下)，因為不了解各方面的具體情況，只是初步的想法。

17. 問：為什么你說“BOD5/COD在 0.35 以上就不必水解酸化”?

答：因為這樣的 B/C 比的污水可生化性還可以，污水中不可生化物質在此比值下不算很高，大部分可以被活性污泥吸附而通過剩余污泥排放而去除并使出水達標。還要說明的是所謂不可生化的有機物，其中一部分還是可以降解的，只是生化過程需較長。我說不必酸化并不是酸化效果不好，而是從投資、占地等經濟角度考慮。

18. 問：CAST工藝處理城市污水，BOD在 80 mg/L左右，MLSS在 4000mg/L左右，目前 DO 在反應時控制在 1.0~3.0 mg/L，有時 DO 會超過 3.0 mg/L。現在污泥灰份較高，在恢復時應具體注意那些方面，大致控制參數是多少?以上的參數有什么不妥?

答：根據所介紹的情況，可能是污泥負荷過低引起污泥老化，應該增加排泥量，減少至選擇池的回流量，減少曝氣時間。

19. 問：廢水硫化物高若用濕式氧化法，要是生成硫酸怎么辦?這樣對管壁有腐蝕作用，可能造成管壁塌陷，是否讓硫化物沉淀較好?

答：不存在你說的問題。用濕式氧化法硫化物被氧化成硫酸鹽，當然也會有一部分未完全氧化的硫代硫酸鹽。

20. 問：所加的干污泥量與什么有直接的關系，初次培養應該加多少?

答：接種培養法要多少泥只能是大概的范圍，關鍵還是要經驗，否則接種的泥最多也沒用。我曾在這里看到一個貼子，這個單位直接將附近同類廠的化工廢水裝置的活性污泥進行移植培養和馴化，移入的污泥量很大，花了很大的污泥運輸費用，可培養馴化近一個月仍失敗，這就是培養和馴化過程的控制不當造成的。

21. 問：我們采用 A2O 工藝，現在總磷去除還可以，但是氨氮一直沒降低，調試已經有三個月了，我曾經看到過一篇文章說不用內回流也可以降氨氮，而我們的內回流不好控制，幾乎沒有，不知道要怎么做才能降低氨氮?

答：根據你說的情況出水氨氮高于進水與沒有內回流無關的，主要還是反應時間不夠，估計這類廢水有機氮較高，由于硝化時間不夠，有機氮的氨化速率大于氨氮的硝化速率，出水氨氮上升也是很正常的，還要確認硝化的基本條件是否滿足。

22. 問：接觸氧化裝置生物膜培養過程中發現生物膜形成后又會脫落，如何解決和避免呢?

答：生物膜形成而大部分又脫落是很正常的現象，一般脫落后第二次或第三次重新形成后才算是掛膜成功，也就是說第一次生物膜形成不能算掛膜成功，如果第一次掛膜后沒大量脫落是偶然的，經一、二次脫落后才形成才是必然的。這樣說可能太絕對，但大多數情況下是這樣的。

23. 問：腈綸廢水較難處理，用什么處理工藝合適?

答：腈綸廢水的可生化性較差，含有大量低聚物和 SCN 等無機性COD，且含氮有機物高。所以先要預處理，如中和，混凝等，然后用生化處理，生化前面要設水解酸化工序。

24. 問：接觸氧化池是否要按填料空隙率計算水力停留時間 ?如何計算?

答：按填料空隙率計算水力停留時間是沒意義的，也算不準，應該是容積負荷和污水在生化池的停留時間。

25. 問：水解酸化階段會不會出現 COD升高現象呢?我的意思是，大分子水解為小分子，原來水中有些大分子無法被重鉻酸鉀氧化，而水解后卻可以。我做的是垃圾滲濾液。

答：確實有可能原來不能被重鉻酸鉀氧化的大分子有機物通過水解酸化后能被氧化了，但水解酸化池出水COD還是不會升高的，理由是：(1)重鉻酸鉀法測定 COD 時，有硫酸銀作催化劑，可氧化 95%以上的有機物;(2)水解酸化過程中 COD 也會去除一部分的，去除率肯定高于前面說的不能被重鉻酸鉀氧化的那些物質。

26. 問：(1)我們用蒸餾滴定法測氨氮時，餾出液呈現黃色，影響滴定終點，不知道是為什么，怎么避免或者排除干擾。(2)好氧污泥濃度的測定時，是取 10ml 沉淀了半小時的污泥，還是取 10ml 水和污泥的混合物沉淀后測定。好氧污泥濃度一般控制在多少是正常的。(3)水解酸化池的污泥濃度一般是多少為正常的。

答：濃度高要稀釋后用比色法測定。如果加入顯色劑后仍有黃色，說明氨氮濃度很低(只是猜測)。污泥濃度測定要用100ml 混合液在量筒沉降后的污泥來測定，污泥濃度控制的范圍要根據裝置的實際污泥負荷來定，不能一概而論的。

27. 問：在春節期間，卡魯塞爾 2000怎么運行(春節一些人回家，沒有倒班)?

答：只要污水不斷人就不能休息，所謂的周末運行模式靠不住的。

28. 問：我廠的 UNITANK 系統其主體為三格池結構(三個池可分為左邊池、中池、右邊池)，三池之間為連通形式，每池設有曝氣系統，采用機械表面曝氣，并配有攪拌，外側兩邊池設出水堰以及污泥排放裝置，兩池交替作為曝氣和沉淀池，污水可進人三池中的任何一個。 現工藝運行分兩個主體運行階段，第一主體階段運行步驟如下：(1)污水先進入左邊池，同時左邊池進行厭氧攪拌，攪拌時間為1小時。中池好氧曝氣，右邊池作沉淀池出水。(2)污水繼續進入左邊池，左邊池停止攪拌，進行好氧曝氣，曝氣時間為 3.5 小時。中池始終好氧曝氣，右邊池還作沉淀池出水。(3)左邊池停止曝氣，靜沉，靜沉時間為1小時。污水由進左邊池改進中間池。中池始終好氧曝氣，右邊池還出水。第一個主體運行階段(共6小時)結束后，通過一個短暫的過渡段(0.5小時反沖洗)，即進入第二個主體運行階段。第二個主體運行階段過程改為污水從右邊池進入系統，混合液通過中間池再進入作為沉淀池的左邊池，水流方向相反，操作過程相同。以上工藝在我廠已運行兩年，我認為該工藝在脫磷除氮方面存在著一些漏洞，即在各個主體階段沉淀池排出的水沒有經過一個完整的厭氧—好氧過程，排出的水其實以好氧水為主。另一方面我覺得現工藝在厭氧—好氧段時間分配不合理，好氧段時間過長。對此，我提出了一些建議，以第一主體階段為例：污水先進入左邊池進行厭氧攪拌，厭氧攪拌一段時間后污水改進中間池，左邊池停止厭氧攪拌改好氧曝氣，這樣左邊池就好象被“鎖定”一樣，能盡可能完成硝化反應。其后左側池停止曝氣，作為沉淀池。然后進入第二個主體運行階段，污水流動方向由右向左，運行過程相同。建議提出以后我們也實踐了一段時間，在實踐過程中我們碰到了這樣一個問題，就是其中一邊池被“鎖定”曝氣、而中池改進水以后，中池的污泥就始終推流到另一做沉淀池的邊池，結果中池的污泥濃度極低，而沉淀池的邊池污泥濃度很高，造成“泛泥”和磷的二次釋放。

對于上述描述的一些情況，想請教下面問題：

(1)我的建議對我廠現行的工藝是否合理?

(2)建議中能解決中池大量推泥的弊端嗎?

(3)我廠現行的工藝厭氧—好氧段時間分配合理嗎?

答：三個問題回答如下：

(1)你的建議比現在的運行模式合理。但要作些調整，即在鎖定左池的前提下，延長左池進水的時間，相應減少中間池進水的時間，這樣更合理，理由從下條可知。

(2)左池進水的時間增加后，左池更多的污泥推至中池，使中池的泥比調整前的多，可以使中池進水時間結束時的污泥濃度比現在的運行模式多。

(3)至于厭氧好氧的時間是要根據脫氮除磷效果要通過試湊來定的。無論左池和中池進水時間如何調節，二池總的進水時間是不變的，中池進水時間增加而左池進水時間減少，推到右池的流量是一樣的，但流過去的污泥絕對量會減少。當然各池的污泥濃度不可能平衡，這是交替式曝氣池的特點。

至于要縮短周期的時間是不對的，對于設有厭氧段的工藝，如果縮短周期時間，由于邊池出水前的預沉淀時間不能縮短，所以每周期中的好氧和厭氧時間就不夠了，即使不考慮除磷，要縮短周期，也要在污泥的沉降性能好的情況下，這樣才能減少預沉淀的時間，而保證生化應該階段的時間。還要說明的是UNITANK工藝對脫氮除磷有一定的局限性，除磷會制約脫氮效果。

29. 問：微生物鏡檢時怎樣計數?我用的是 10×的物鏡，16×的目鏡，即總放大倍數為 160 倍，在總放大倍數 160倍下的一個視野看到 3個鐘蟲，那在 1平方厘米中有多少鐘蟲?

答：應該用 100 倍，即目鏡和物鏡都是 10 倍，來觀察原生動物和后生動物，并計數，絲狀菌的豐度100倍也可大致看清，污泥結構和游離細菌的密度觀察400倍較合適。計數方法是：先確定每毫升曝氣池混合液共有幾滴(假定每毫升有20滴)，取一滴混合液于載玻片上，小心蓋上蓋玻片，然后在100倍下將所有泥樣都看一邊，記好各類原生動物和后生動物的數量，然后再觀察其它內容。

30. 問：對三槽式氧化溝側溝排泥的方式，我認為有它的優點，但同時又由它的致命缺點，即像 SBR 工藝一樣會形成排泥漏斗，造成初期排泥的濃度高而后期排泥的濃度非常低。從而造成對后續的污泥處理工藝的不利，而且造成控制系統復雜，要借助不可靠的儀表或增加工人的勞動強度來完成。

答：這是完全可避免的，邊溝排泥并不是任何時間都可排的，如果在A階段從曝氣邊溝排泥也不可能出現這情況。污泥沉降性能好的也不一定要則溝排泥，應該根據各裝置的具體情況來定，至于運行管理要方便，當然要有可靠的控制系統，目前的控制系統應該算是簡單、成熟的，當然自控系統出問題，用人工控制是很不方便，這也是三槽式氧化溝的弱點之一。

31. 問：三槽式氧化溝是如何交替排泥的?是實測曝氣池污泥濃度進行切換還是根據進水濃度預測切換?

答：可在A、D的起始階段從曝氣側溝排泥，此時曝氣溝內的污泥濃度也較高，在排泥過程中，一部分被污泥吸附的物質可隨污泥一起排出，也可減輕此后反應該階段的處理負荷，總之，排泥方式和排泥時間需根據運行周期的時間、污泥沉降性能等綜合考慮，不能一成不變，交替排泥模式需由單獨的控制系統來控制，現有三槽式氧化溝的控制程序無法滿足這方面要求的。

32. 問：三槽式氧化溝運行模式如何編程?如何確定各階段的運行時間?

答：由于一個運行周期內的前3個運行階段與后3個運行階段的運行狀態相同，設定時僅考慮前三個階段就可。如：A、B、C 三階段的總時間為 4 小時，應先確定 C 階段的時間，這個階段以沉淀為主，假如停止曝氣后將作沉淀用的側溝的混合液在1小時內能使泥水分離完全，則C階段的時間就定為1小時;A階段是生化反應的主要時段，其運行時間應大大長于 B 階段，經 A 階段運行后，大部分生化作用已大部分完成;B 階段是A階段向C階段的過渡階段，此時，廢水進入中溝，經生化處理后流向另一沉淀溝，曝氣側溝在不進廢水的情況下繼續曝氣，使溝內尚未降解的物質進一步轉化，所以B階段的時間較短。 要根據不同的情況來采用相應的運行模式，如當污泥沉降性能差時，應該適當增加 C 階段的時間，相應減少 A、B 階段的時間，必要時可在 C 和 D 之間設一個過渡階段。

33. 問：我單位采用卡魯塞爾氧化溝 2000型工藝的城市污水處理廠，規模 8萬噸/天。運行中 NH3-N 去除不理想，上月進水 NH3-N 平均為 32.35mg/L，出水為 25.99mg/L，是否提高好氧區的 DO 值，就能降低 NH3-N值?

答：可提高好氧區的溶解氧，同時將內回流閘門開大，這樣使反硝化區的缺氧部分容積減少，可在一定程度上提高硝化效果，此外還要考慮堿度是否夠等因素。

34. 問：卡魯塞爾氧化溝的水力設計目前在國內還是一個尚未充分探討的課題。我想主要原因是其中涉及到方方面面的因素：如機械設備(特別是表曝機)的機械和水力性能如曝氣葉輪形狀、轉速、浸沒深度等)及其運轉中輸入水中的能量(該能量在充氧、推動和攪拌上還存在著一個分配關系);還有氧化溝具體的布置形式和溝體設計如渠長、寬和水深、導流墻的位置、形狀、是否偏心設置等。

將所有這些因素(可能還有上面沒有提到的)綜合起來，才能得出卡魯塞爾氧化溝中的具體水流形態和有關參數(如流線、湍流程度、斷面流速分布及平均流速等)。這方面問題非常復雜，不知你對卡魯塞爾水力設計方面有何見解?

答：其實也不用考慮這么復雜，氧化溝內的流速與水力停留時間或是氧化溝的容積沒有什么定性關系，氧化溝內的流速是控制溝內不沉淀為準，不宜過大，流速太小會使污泥下沉，是通過水下推進器或表曝機來完成的，只是完成流速的設備要根據與池深、池長等來定，不同廠家的設備選型也不盡相同。

35. 問：能否告知三溝式氧化溝運行管理中的注意事項。

答：需注意的事項很多，首先要根據實際情況確定好運行周期的時間，然后確定周期內各運行階段的時間。運行階段應先確定 C 階段段時間，因為 C 階段是泥水分離時間。還要調整好轉刷的浸沒深度，使其具有很好的充氧能力和混合推動力，池內的所有轉刷的浸沒深度要一致。轉刷的浸沒深度應在靜止狀態下通過出水堰門來調節，即在氧化溝進水而不曝氣的狀態下用出水堰門的升降來調節，當轉刷處于合適的浸沒深度時，出水堰門的開度即為轉刷運行時的開啟限位。二條側溝的所有出水堰門開啟狀態下的限位應該基本相同。

應該根據廢水的特性和本裝置的實際情況，通過試運行來確定日常運行的最佳模式并輸入可控編程器，進行運行控制。當出現異常情況時應該及時調整運行模式，如：因污泥沉降性能差而造成沉淀溝泥水分離困難使出水帶泥時，應該增加C階段的時間，相應減少其它階段的時間。

二條側溝出水堰的開閉狀態是根據設定的工藝要求自控的，半個周期二條側溝的切換中，在預設定時，原出水溝的堰門應在另一預沉溝的出水堰門全部都開啟后再關閉，以防原預沉溝在出水的初始時間漂泥。

自控系統出現問題時，可通過手動控制來運行。手動控制時，各設備的開閉時間和順序應該嚴格按運行模式進行，并與自動控制程序相同。

污泥負荷和泥齡的計算中的生化部分容積可將氧化溝總容積*總生化時間與總水力停留時間之比。

36. 問：我廠有兩組卡魯塞爾氧化溝，設計日處理量 8萬噸，現在只運行了一組系統，日處理量 4萬噸，年后將啟用第二組系統，用一組系統的污泥對二組系統進行污泥培養，請說說具體如何操作?

答：可采用污泥轉移培養法，即把現在已運行的一組氧化溝的剩余污泥不斷移入將投運的另一組就可。

37. 問：請從實用性角度談談對污水處理行業的自控技術的看法，比如說是卡魯塞爾工藝呢?

答：生化處理工藝方式很多的，要看什么工藝，如果是傳統鼓風曝氣活性污泥法，就沒必要自控，只要有液位保護控制和泵等設備的手動遙控控制就可。卡魯塞爾氧化溝用自控制當然好，如果有水下推進器，用保護控制就可，如果沒有水下推進器，最好用運行控制。我這里說的保護控制就是控制系統(如PLC)根據設定的溶解氧范圍，通過曝氣機的開停和轉速使溶解氧控制在要求的范圍內。運行控制就不同，除了前面的要求外，還要考慮在曝氣機慢速運行或只有個別曝氣機運行時，防止污泥下沉，即在曝氣機的總體運行狀態只滿足DO的控制，而不能滿足泥水混和的自動調控。

38. 問：我們現在是檢測 2個池，1號是有種泥接種的，但是 1個月下來鏡檢時只發現大量草履蟲，發現鐘蟲的幾率基本沒有，最多再加上幾條線形蟲;2號沒加種泥，然后進水曝氣，一個月后鏡檢時發現了大量鐘蟲和一些草履蟲等其他細菌，但是 2個池的污泥含量都很少，請問現在應如何培養 1號池的細菌，來增加污泥含量?還有就是曝氣池里的溶解氧很高，一般都再 9-11 mg/L 之間，6 mg/L以下的很少，難得出現幾次，我們鼓風機已經時開的最小了，而 2號池的溶解氧更高，一般都在 10-12 mg/L之間。

答：二池的情況類似，是營養不足和曝氣過度引起的，污泥處于不斷增長又在不斷自身氧化的狀態，所以要嚴格控制曝氣時間，如果無法增加污泥量，只能采用間斷曝氣，還有營養比的控制等問題也要注意。

39. 問：對于卡魯塞爾氧化溝工藝的污泥泥齡以及剩余污泥量應該怎樣算才能使實際量與計算量的出入不大，它有沒有簡潔的計算公式或者說通用公式?

答：在實際運行中排泥量和泥齡不是根據計算來控制的，其它形式的活性污泥工藝也一樣。

40. 問：我廠主要處理印染和化工污水。現生化池污泥只有 1.2g/L，鏡檢沒有發現原生和后生動物，出水不達標，一個星期大流量回流污泥，還是沒變化。SVI 和 SV%都很高，看不到絲狀菌。請問該采取什么措施?

答：估計污泥已中毒受損，加大回流量是不對的。應該增加排泥量，并移植先前沒受損時排出的剩余污泥或其它廠的污泥。

41. 問：一個工業園需要建設 30000 噸/天的污水處理廠，現有家公司提出“硅藻精土+生化”處理工藝。以前也曾看到關于這種技術的介紹，但是說法相差很大，不知道該相信誰?請發表看法。

答：硅藻精土用在城市污水處理效果很好，運行費用也很低，工業廢水處理要慎用。

42. 問：UASB法在國內應用很多，但運行的效果也大不相同。究其原因，我想是幾個方面：三相分離器;布水系統;保溫措施。在此我有些疑問：

(1)采用UASB法時，三相分離器是根據特定污水設計的嗎?我見國內有很多專門生產三相分離器的，而U法使用較多是在工業廢水方面，不同的工業廢水性質不一樣是否會影響三相分離器的正常使用?

(2) 三相分離器是底部進水，布水容易堵塞，不知道運行的好的 U 法是怎樣解決這個問題的?

(3)厭氧反應在35℃時比較好，U池的保溫是如何做到的?尤其是采用鋼結構的池體時。u池產生的沼氣如何使用?如果U池內的溫度達不到要求，考慮加熱時應采用何措施呢?

答：三相分離器一般不會根據特定污水來設計，只考慮其結構對三相分離的效果。布水系統堵塞問題是多孔式布水方式必然存在的問題，工藝上可采用反沖或氣沖的方法解決，至于池體的保溫一般不需特別的措施，只需控制進水溫度即可。如進水溫度過低，可在進水管線上加裝汽水混合器，利用蒸汽加熱至合適溫度。不過在高效厭氧反應器中，我不看好 U 池，因為相對 EGSB 和 IC 來說處理效果較差，對已建的 UASB，如果處理效果不好，建議作些改造，如增設內回流管或后面增加沉淀池。

43. 問：UASB 的 HRT 要求較長，水力負荷太大，跑泥特別嚴重，長時間的內回流出水帶泥較多，反而不利顆粒污泥的形成。不知你如何看?

答：設置內回流會加劇跑泥的說法不妥，這是有利于顆粒污泥形成的，就是提高剪切力，當然顆料污泥形成的條件和U池的處理效率提高還有其它很多因素。

44. 問：我們用的是卡魯塞爾 2000的氧化溝，出水口的溶解氧一般控制在 2mg/L左右，最高值控制在 3.0 mg/L，進水的水量為每溝每天 3萬噸，進水的 BOD有時候較低，平均值在 50 mg/L，氧化溝的有效容積為 14750m3，MLSS一般控制在 3000 mg/L，由此得出的 F/M 為 0.0339(不知此值對否)，如果此值正確，那么污泥負荷也太低了吧?污泥齡一般控制在 15 天左右，SV30為 15，SVI 為 50左右，不知該如何進行工藝的調整，來緩解跑泥的現象?

答：據我判斷污泥已老化了。應對措施：增加排泥量，減少供氧量;如果溝里設置水下推進器，曝氣機可間斷運行。

45. 問：水解酸化在廢水處理中是一個很難說清的處理工藝，對于 COD來講，有的去除率很低，有的去除率比較高，我設計的一個化工廢水項目，水解酸化 COD的去除率高達 40～50%，但需少量曝氣。另一個印染廢水處理裝置的水解酸化 COD去除率一般在 15～20%左右，但色度的去除率很高。水解酸化對 pH 的要求實際上并沒有象資料上講的那么高，pH 在 6～10 之間均有效果，但在 8 左右效果應該比較好。你對此有何見解?

答：你說的化工廢水水解酸化COD去除率可達40~50%，而且需少量曝氣，這問題是特例，不能說明就是酸化的實際效果，因為去除的可能大多是無機性 COD，是在曝氣條件下被氧化的(因為有少量的曝氣)，如果不曝氣COD 去除率會明顯下降。

46. 問：UASB按照三相分離器的原里和作用，是不應該有污泥回流的，但由此而來產生如下問題：(1)UASB 反應器跑泥時如何補充污泥?(2)UASB 反應器受沖擊時引起污泥濃度波動，如何盡快使其恢復平穩?(3)在排出 UASB反應器中無機化的污泥時，如何盡快使其恢復到所需的污泥濃度?

答：U池如果污泥流失，即使污泥能回流也是無濟于事的，因為污泥回流的同時反應器的上升流速也會相應增加，回流量大污泥流失量也大，所以U池大多數是沒有污泥回流的。我說的大多數沒有也就是說有的 U 池還是有污泥回流的，因為在 U 池后又增設了沉淀池，但這樣的工藝不多，如果這樣還不如用 EGSB 或 IC 更好。據我所知，U 池主要還是以絮狀污泥為主的，加之反應器不高，所以上升流速不能太快，污泥保有量不多，容積負荷上不去。雖然典型的U池沒有污泥回流，但出水還是能回流的。

47. 問：UASB之所以污染物去除效率高，主要是顆粒污泥的作用，而你卻說是絮凝污泥，這是怎么會事?

答：我沒有說 U 池沒有顆粒污泥，只是說是以絮狀污泥為主，因為絕大多數 UASB 都是這樣，這也是 U 池容積負荷低的原因(相對 EGSB 和 IC 而言)，至于為何 U 池不能象 IC 一樣基本上都是顆粒污泥，且顆粒污泥粒徑小、質量高，這就涉及顆粒污泥的形成機理和條件，這方面我就不展開了，但可以說明一點，反應器上升流速是重要的條件之一，UASB不能完全滿足這方面要求。

48. 問：要控制 UASB 污泥的流失是否可采用在上部增加一回流管，控制其回流比，形成內循環?

答：很好的建議!不過這樣的目的主要是有利于顆粒污泥的形成，使顆粒污泥所占的比例大大增加，污泥保有量增加。

49. 問：UASB池內增加回流管但會不會影響水的上升流速呢?

答：會的，增加的是循環區的上升流速，這也是設置循環的目的，雖然在初期還不能避免反應器污泥外溢，但可使泥水充分混和，也有利于污泥造粒，使污泥保有量增加，一定時間后就可顯示出效果。

50. 問：UASB池增加內回流管，水的上升流速提高，會不會給三相分離器帶來副作用?

答：我想不會的，因為是從三相分離器的下部向底部回流，不會影響三相分離器的上升流速。

編輯：李姝樂