城市污水处理厂生物反应池控制优化运行的探讨

中国市政华北设计研究院 王树成

　　摘要：本文针对我国城市污水处理厂生化反应过程，从工艺技术机理与运行控制的结合点，阐述了生物反应池的运行控制，提出了应的控制方案。
　　关键词：污水处理、生物反应池、运行控制、溶解氧

　　在污水处理工艺中，生物反应单元是其核心，这一部分运行控制的好坏直接关系到整个污水处理厂的运行状况。因此，本文从工艺技术机理、影响因素等方面入手，寻求最佳运行控制的参数与方式。
　　在污水生物处理过程中，影响微生物活性的因素可分为基质类和环境类两大类。
　　基质类包括营养物质，如以碳元素为主的有机化合物即碳源物质、氮源、磷源等营养物质、以及铁、锌、锰等微量元素；另外，还包括一些有毒有害化学物质如酚类、苯类等化合物、也包括一些重金属离子如铜、镉、铅离子等。
　　环境类影响因素主要有：
　　（1）温度。温度对微生物的影响是很广泛的，尽管在高温环境（50℃～70℃）和低温环境（-5～0℃）中也活跃着某些类的细菌，但污水处理中绝大部分微生物最适宜生长的温度范围是20-30℃。在适宜的温度范围内，微生物的生理活动旺盛，其活性随温度的增高而增强，处理效果也越好。超出此范围，微生物的活性变差，生物反应过程就会受影响。一般的，控制反应进程的最高和最低限值分别为35℃和10℃。
　　（2）PH值。活性污泥系统微生物最适宜的PH值范围是6.5-8.5，酸性或碱性过强的环境均不利于微生物的生存和生长，严重时会使污泥絮体遭到破坏，菌胶团解体，处理效果急剧恶化。
　　（3）溶解氧。对好氧生物反应来说，保持混合液中一定浓度的溶解氧至关重要。当环境中的溶解氧高于0.3mg/l时，兼性菌和好氧菌都进行好氧呼吸；当溶解氧低于0.2-0.3mg/l接近于零时，兼性菌则转入厌氧呼吸，绝大部分好氧菌基本停止呼吸，而有部分好氧菌（多数为丝状菌）还可能生长良好，在系统中占据优势后常导致污泥膨胀。一般的，曝气池出口处的溶解氧以保持2mg/l左右为宜，过高则增加能耗，经济上不合算。
　　在所有影响因素中，基质类因素和PH值决定于进水水质，对这些因素的控制，主要靠日常的监测和有关条例、法规的严格执行。对一般城市污水而言，这些因素大都不会构成太大的影响，各参数基本能维持在适当范围内。温度的变化与气候有关，对于万吨级的城市污水处理厂，特别是采用活性污泥工艺时，对温度的控制难以实施，在经济上和工程上都不是十分可行的。因此，一般是通过设计参数的适当选取来满足不同温度变化的处理要求，以达到处理目标。因此，工艺控制的主要目标就落在活性污泥本身以及可通过调控手段来改变的环境因素上，控制的主要任务就是采取合适的措施，克服外界因素对活性污泥系统的影响，使其能持续稳定地发挥作用。
　　实现对生物反应系统的过程控制关键在于控制对象或控制参数的选取，而这又与处理工艺或处理目标密切相关。
　　前已述及溶解氧是生物反应类型和过程中一个非常重要的指示参数，它能直观且比较迅速地反映出整个系统的运行状况，运行管理方便，仪器、仪表的安装及维护也较简单，这也是近十年我国新建的污水处理厂基本都实现了溶解氧现场和在线监测的原因。
　　对于有特殊处理要求或某项指标成为处理过程的限制因素时，也可将出水的某项指标作为控制参数。例如，对出水中氨氮或硝酸盐氮有严格限制时，限制的指标可以被选取作为控制参数。这需要在反应池内设置氨氮和硝酸盐氮以及亚硝酸盐氮的监测仪表，将现场监测到的数据反馈到控制系统，通过改变供气量的多少来增强或减弱某一生物反应（硝化或反硝化），从而达到所希望的出水指标。这一控制方式在国外有应用，如美国奥兰多（Orlando）的一个Water Reclamation Facility，该厂在1986年扩建时并无对出水中硝酸盐氮控制的要求，但在1992年，佛罗里达州环境保护部对所有处理设施增加了出水硝酸盐氮需在10mg/l以下的限制要求。在不改动处理构筑物的条件下，该厂通过增设现场仪表，采取自动控制供气量的方式达到了处理要求。但在我国，以采集这类水质指标为控制参数的控制方式尚未见有应用实例，其原因可能是此类参数的在线监测仪表十分昂贵，特别是如硝酸盐氮等在线监测仪表基本上得依赖于国外进口。因此，现阶段这种控制方式在我国还难以实施。

1、解氧控制

　　生物池溶氧值的运行控制是污水处理厂中至为重要的环节，该运行控制品质的好坏，直接关系到出水质量和污水厂的能耗的高低。溶解氧控制的主要目标是：确保供氧量满足有机物氧化分解过程动态变化的需要并且维持一个期望的混合液DO浓度；有效的控制氧气的传输以最大限度的减小曝气能耗；最大限度地减少实现这一目标所需的人力。
　　污水处理厂实行曝气运行控制的益处在于降低运行成本。曝气池中DO浓度持续不足可抑制生物活性，会在处理过程中产生一些问题，如污泥膨胀，絮凝效果差，抑制硝化作用。相反，过度曝气会造成能量过度消耗。提高过程的可靠性、除氮效率、污泥可沉淀性及出水水质等都归功于DO的控制。曝气能量的消耗一般约占普通活性污泥法污水处理厂能源总需求的50%以上，曝气过程有效的运行控制能大大节省能耗。
　　需氧量的变化使得操作人员很难手动控制空气流速和空气分配量，从而在整个处理过程中难以维持期望的混合液DO浓度值，即使对于设计得很好且有灵活曝气系统的污水处理厂也是如此。因此，手动调节曝气系统一般在空气流量分配固定的情况下使用，通常是每周或每月调一两次。手动调节空气流量使其固定在一个足够高的值上，以满足峰值负荷期间的需氧量，但这样却导致了负荷降低期间不必要的昂贵的过量曝气。
　　自动DO控制是曝气系统运行控制的最佳方式，它可以最大限度地减小与曝气不足或过量有关的运行问题，最大限度地减少曝气能量消耗。一般来说，采用自动控制曝气的方式节能可达25%～40%。
在生物反应过程中，溶解氧的变化率可用下式表示：
　　　　　　dc/dt =αKla（βCs- C）-γ
式中：dc/dt--溶解氧的变化率（mg/(Loh)）
　　　Kla--氧在清水中的总转移系数（h-1）
　　　αKla--氧在污水中的总转移系数（h-1）
　　　Cs--氧在清水中的溶解度（mg/L）
　　　βCs--氧在污水中的溶解度（mg/L）
　　　C--氧在污水中的实际浓度（mg/L）
　　　γ--生物池中氧的消耗速率（mg/(Loh)）
　　生化反应需氧量决定生物池中氧的消耗速率，如不考虑硝化作用，则碳化需氧量O2表示为：
　　　　　　O2 = aQ(So-Se)+bVX
式中：Q(So-Se)--基质去除量（kg/d）
　　　VX--微生物量（kg）
　　　a--常数（kg O2 /kg基质）
　　　b--常数（微生物内呼吸需氧率d-1）
　　当氧传递速率αKla （βCs - C）与耗氧速率γ相等，即传氧与耗氧达到平衡时，dc/dt=0，溶解氧浓度保持相对稳定。当耗氧速率上升时，dc/dt<0，导致C下降，但C的下降使传氧动力（βCs - C）增加，氧传递速率相应增加，直至氧传递速率与耗氧速率达到新的平衡，C停止下降。溶解氧又在一个较低水平上保持相对稳定。反之，当耗氧速率下降时，dc/dt>0，C和氧传递速率朝与上述相反的方向变化，直至氧传递速率与耗氧速率在较高的溶解氧水平上达到新的平衡。对于耗氧速率，由于生物反应池中微生物量相对稳定，因而进水流量和进水BOD5是导致耗氧速率变化的直接因素，BOD5目前尚不易实现连续在线监测，故不能得到Q(So-Se)的实时数据。因此，溶解氧浓度成为生化反应过程中氧传递速率和耗氧速率平衡状况的关键指示值，也是曝气控制的重要被调参数。基于上述氧传递原理，为最大程度的节约能源，对于推流式生物反应池，延其流向溶解氧可按梯度设定，即进入口附近溶解氧可以控制在最低水平，出水口附近溶解氧控制在2mg/l左右，以保证污泥良好的沉降特性，使出水水质稳定达标。而对于完全混合式生物反应池，也可分区域控制溶解氧的浓度，如奥贝尔氧化沟采用外、中、内沟溶解氧分别控制在0-1-2的范围内。
　　对于溶解氧浓度的控制，由于其动态过程是非线性的、时变的、滞后的，因此在确定控制方案时应选择理想控制和维持控制器的稳定性两者之间的折中方案，即控制器在某种程度上不可调或断续调节，以适应溶解氧变化的动态过程。
　　大中型城市污水处理厂多有数个生物池，根据工艺有两种运行方式:
　　1）生物池的曝气量分配不同，有不同的溶氧控制目标值，如采用AB法的海泊河污水处理厂，由于鼓风机输出气量不能平均分配，需要在输气管道出口安装电动阀来调节气量的分配。运行控制采用2个独立的调节回路，1个调节回路是根据DO的变化调节相应管路的风量阀门，另1个调节回路是根据管道压力变化来调节鼓风机进口导叶片或出口扩压器叶片。其控制系统简图如下所示。

　　实地测量海泊河污水处理厂生物池在各种不同控制条件下的数据，结果表明，只有在调节阀门之后根据总管压力调节扩压器叶片，鼓风机能耗才能保持最小，所以最经济的方法是尽量开大阀门以减少管道的损耗，以调节扩压器叶片调节风量为主，阀门开度调节为辅。
　　2）生物池的运行条件完全一样，也有同样的溶解氧控制目标值，如李村河污水处理厂。这种情况从原理上讲应平均分配气量，虽然在实际运行中，各个生物池的运行状态不可能完全一样，各个池子的溶氧值有一些差异，但是由于差异比较小，而且变化和扰动情况相似，可以采用手动阀门，在污水处理厂运行初期人工调节气量的分配，以获得调节经验，稳定运行后，阀门开度基本可以固定下来，这样可以降低成本减少运行控制的复杂程度。其控制系统简图如下所示。

　　如前面对鼓风机的分析中所述，出口节流是经济性最差的方案，但是在第一种请况下，为了满足气量分配的要求又必须采用出口节流。设计适合这种工艺条件的控制系统时，要尽量减少阀门阻力，尽量保持阀门阀门开度量大，以减小鼓风机的功率损耗。此外，为防止发生喘振，也应控制阀门的开度，防止阀门开度过小，流量减小，会使鼓风机性能工况点移到喘振区。控制系统应考虑下面三种情况：
　　1）所有生物池的溶氧值均偏高。这时应调节鼓风机的导叶片，降低风量。如果此时有多台鼓风机在运行，应调节累计运行时间长的两台鼓风机的导叶片，使其流量降低，当这两台鼓风机流量之和再加上一预先设定值后小于单台鼓风机气量时，关闭运行时间最长的鼓风机。设定值的作用是设置了一个缓冲区，以避免鼓风机的频繁启停。
　　2）生物池的溶氧值有的偏高，有的偏低。这时应先根据溶氧值调节出口阀门，进行气量的重新分配，鼓风机则根据空气总管的压力调节导叶片，以维持总管压力的稳定，如果阀门开度均已达到最大，而溶氧值还未达到目标，则应调节鼓风机导叶片增加鼓风机的流量。
　　3）所有生物池的溶氧值均偏低。这时应逐步增加阀门的开度，减小管网阻力，当阀门开度达到最大时，溶氧值还未达标，则应调节鼓风机的导叶片增加流量。如果在设定时间内，溶氧值还未达标，应增加开启一台鼓风机。此设定时间为溶解氧测量系统的时间常数，一般约为10分钟到半小时。
　　由于溶氧值测量存在滞后，溶氧值的控制目标值不应设定为一固定值，而应设定一个控制死区，例如，当期望的溶氧值是1.5mg/l时，可以设定溶氧值的控制区间为1.0mg/l-2.0mg/l，这样可以使得鼓风机的启停间隔时间延长，保护风机，节约电耗，但是控制效果会有一些下降。由于曝气池的主要目的是保证生物的活性而且仪表测量本身有一定的不稳定性，只要死区设置得当，这种控制对曝气效果的影响甚微。为了达到需要的溶氧值，测量溶氧值的溶氧仪的安装位置应根据工艺选定，自控系统获得的溶氧值最好是几台溶氧仪的平均值，以减少测量误差。
　　导叶片和扩压器的调节一般采用PID闭环控制。在确定的运行条件下，应该能够找到一组最佳的控制参数。但是对于DO浓度控制，由于其动态过程是非线性的，随时间、温度、水质等参数变化，实现理想的控制需要随时调节PID参数，参数不断变化会和控制器的稳定性之间产生矛盾，所以固定PID参数，以便在较大的范围内实现充分控制是比较好的方案。如果条件允许，可以根据运行情况的变化，在不同的时间，设置不同的控制参数，例如，为适应季节性DO浓度变化，可以在不同的季节设置不同的控制参数。
　　空气管道出口阀门的调节如果采用PID调节，会使阀门的开度产生震荡，从而影响到对鼓风机的调节。所以，阀门的调节以步进调节为好，步进的幅度宜小不宜大，宜慢不宜快，以配合溶解氧测定的速度。
　　溶氧控制系统需要设置的仪表：气体流量计，压力计，温度计，溶氧仪。

2、风机的运行控制

　　曝气系统中最为重要的是鼓风机的控制和空气分配系统的控制，鼓风机是污水处理厂中的能耗大户，其电耗占到全厂电耗的30% - 50%，如何提高鼓风机的运行效率、降低其能耗是一个重要的研究课题。鼓风机在工况点的效率并不完全取决于鼓风机本身，而是和整个曝气系统密切相关。
　　污水处理厂污水处理量日均变化范围大，亦即需氧量变化大，要求鼓风机的风量调节范围宽，由于离心鼓风机适用于压头稳定、流量调节范围宽的场合，所以污水处理厂通常采用离心鼓风机进行鼓风曝气。离心鼓风机的调节控制方法主要有鼓风机出口节流调节、进口流量调节、鼓风机进口导叶片调节和出口扩压器调节等方式，或几种方式共同调节，如进口导叶片和出口扩压器结合调节。下面根据海泊河污水处理厂实验数据分析离心鼓风机的各种控制方法的机理：
　　1）出口节流：通过调节出口阀门开度，改变管网特性曲线，使鼓风机的工况点移动，从而达到调节气量的工艺要求。
　　污水处理厂曝气系统的管网性能曲线如图3-2中曲线1所示，鼓风机的性能曲线由曲线3所示，曲线3和曲线1的交点s是鼓风机的工作点，相应的工况参数是Qs、Ps。如果通过关小管道出口阀门改变流量，这时管道的性能曲线由曲线1移到曲线2的位置，此时工况点是s‘点，相应工况参数是Qs‘、Ps‘，这里Qs‘< Qs、Ps‘>Ps，Ps‘- Ps的压降消耗在由于关小阀门开度而增加的管道阻力上了，进入曝气池的气体压力仍然为Ps，流量减小为Qs‘，从而达到了等压调节的目的。

　　在海泊河现场测试中我们进行了出口阀门调节测试，从测试数据中可以看到，调节A池或B池任一池的出口阀门都会对另外一池的出气量产生相当大的影响。例如在调节A池阀门时，阀门开度从15%到100%逐渐增大的情况下，A段气量从1150Nm³/h增加到10560Nm³/h，但是B段气量大幅下降，总风量下降达31%之多，总气管的压力因之下降5%。此时，鼓风机的电流和功率变化却不大，可见调节出口阀门过程中鼓风机的效率下降较大。
　　理论分析和实验数据充分说明虽然出口调节这种控制方法简单，但是由于调整阀位增加了管道损耗，使得鼓风机能耗上升，效率下降，调节的经济性较差。因此，这种调节方法仅适用于小功率的离心鼓风机控制，在大型污水处理厂的曝气控制中也只能作为一种满足工艺要求的辅助控制手段来使用。
　　2）进口节流：通过调节鼓风机进口节流阀门的开度来改变鼓风机的性能，以适应工艺对流量的要求。

　　调节进口节流阀会改变鼓风机的性能曲线，图3-3中曲线1是节流阀全开时的性能曲线，这时进口压力等于大气压，曲线2和曲线3是节流阀开度逐渐关小时鼓风机的性能曲线，它们的进口压力都小于大气压。曲线k是在节流阀不同开度时鼓风机喘振点的连线。

　　图3-4为鼓风机等压力调节性能曲线。图中曲线1是正常工作时的管网性能曲线，曲线2是进口节流阀全开时鼓风机的性能曲线，鼓风机的初始工作点是s，相应的工况参数是Qs、Ps，当管网阻力增加，管网特性曲线移到曲线3的位置，工况点为s‘‘，工况参数为Qs‘‘、Ps‘‘，此时Ps‘‘> Ps，由于是恒压调节，所以关小进风口节流阀，鼓风机的性能曲线移到曲线4的位置，鼓风机的工况点变为s‘，工况参数为Qs‘、Ps‘，此时Ps‘=Ps，而流量变小。从而达到了等压力变流量调节的目的。这种调节方法比较简单，但效率会有所降低，较适合在投资较低的污水处理厂中使用。
　　使用进口节流调节要注意保持阀门后的气流均匀流畅，以避免影响到后面压缩机的工作，降低工作效率。
　　3）进口导叶片调节:进口导向控制组件装配在鼓风机上，导向叶在鼓风机叶轮入口处呈辐射状均匀分布，在气体进入叶轮产生一定程度的预旋，在同一流量下改变鼓风机产生的能头，从而改变鼓风机的性能曲线。
　　进口导叶片的功能就是使流经导叶片的气体产生不同程度的旋转，当产生正旋转时，鼓风机性能曲线下移，能头减少，压比降低，流量下降；当产生负旋转时，鼓风机性能曲线上移，能头增加，压比增大，流量增加。这样，在鼓风机转速不变的情况下，通过调节导叶片可以改变鼓风机的性能曲线。

　　图3-5中曲线1是离心鼓风机无预旋(α=90°)时的性能曲线，调节进口导叶片，使进口气流产生正旋转时，得到性能曲线2、3，正预旋越大，机器的性能曲线越往下移，压力和流量降低。如果进口导叶片反向转动，进口气流为负旋转，则鼓风机产生的能头增大，对应的曲线为2‘，位于无预旋曲线1的上方，压力和流量都有一定的增加。
　　正预旋调节与进口节流调节相比有明显的节能效果，经验证明，进口气流导叶片调节和进口节流调节相比，当流量减少 60%时比功率节省达16%到20%。使用正预旋调节时能在相当大的调节范围内使鼓风机的效率无明显的下降，并且能使鼓风机的喘振工况区流量变小，可以使压缩机在较小的气量下正常工作，而不会发生喘振。
　　4）扩压器叶片调节：可调式出口扩压器控制装置安装在鼓风机叶轮出气口上，呈辐射状分布。调节带有扩压器叶片的鼓风机的叶片的角度，可以改变扩压器 的进口冲角气流从而改变鼓风机的性能。
　　带有叶片扩压器的鼓风机与没有叶片扩压器的鼓风机相比，在设计工况点有较高的效率。由于扩压器叶片对气体的流动有较大影响，当气流冲角小于扩压器叶片的角度时，气流与扩压器叶片发生脱离，扩压器内的压力不能达到应有的提高。由于气流冲角会随气体流量的减小而减小，容易造成喘振现象的过早发生。此时，减小扩压器叶片的角度，可以使鼓风机的喘振点向小流量方向移动，避免喘振。

　　如图3-6所示，当改变鼓风机扩压器叶片角度时，相应的改变了叶片扩压器的进口冲角从而使鼓风机的性能曲线左右移动，可以适应管网特性曲线的变化。从图中可以看出当叶片扩压器的角度减小时，鼓风机的性能曲线明显的向小流量的方向移动，能量头和效率值略有降低，附加的功率消耗很少，性能曲线类似于平移。因此，改变扩压器叶片的角度，适应了鼓风机对流量变化的要求，并且由于气体冲角变化不大，从而使气体进入叶片扩压器后基本上不产生气体的脱离，可以扩大离心鼓风机的稳定工况范围，而且效率的变化较小。这种控制方法适用于流量变化范围大、压力要求稳定的系统的调。
　　当需要单独或同时调节鼓风机出口压力时，扩压器叶片调节就很有局限性了。而在需要稳定压力，调节流量的污水处理厂的工况条件下，这种方式是比较适合的。由于技术水平的限制，我国目前还不能生产这种鼓风机。
　　海泊河测试数据表明，随着扩压器叶片开度的增加，鼓风机的电流和功率与鼓风机的总风量相对应呈线性上升。这说明鼓风机的效率基本是稳定的。虽然实验数据中流量从26000Nm³/h减少到4400Nm³/h，为最大值的17%，而轴功率由100%减少到53.7%，功耗的下降小于流量的下降，但是很明显这种调节方法的总效率与其他节流调节流量的方法相比要高的多。
　　国外大功率鼓风机有采用导叶片和扩压器联合控制的调节方式，具有以上两种调节方式的优点，与两个独立的调节系统相比，能在更宽的流量调节范围内保持较高的效率。

3、处理厂鼓风机的配置方式

　　大型城市污水处理厂需氧量大，往往需要几台鼓风机并联运行，以提高送风量。这就需要研究鼓风机并联时其性能曲线的变化。图3-7为两台并联运行的鼓风机工作曲线，其中中曲线3、4是并联工作的第一台和第二台鼓风机，曲线5是并联后的总性能曲线。曲线1是压力容器的特性线，曲线2是普通管网的特性线。点a、b、c和点a‘、b‘、c‘是鼓风机在两种条件下并联后的工况点。从图中可以看出：
　　1）并联后鼓风机的工况点参数中，流量为在此种工况下两台鼓风机流量之和：Qc=Qa+Qb，Pc=Pa=Pb 和Qc‘=Qa‘+Qb‘，Pc‘=Pa‘=Pb‘。
　　2）鼓风机并联工作时，每台鼓风机的工况点与单独工作时的工况点是不同的。由于流量增加，管网阻力也同时增加，每台鼓风机在相同压力下的流量要比并联前小，所以并联工作的总流量比每台鼓风机单独工作时的流量之和要小。
　　3）鼓风机并联工作时，如果管网阻力增加，管网性能曲线上移，鼓风机曲线4达到喘振点，这说明，为了使并联工作时鼓风机有较宽的稳定工况范围，鼓风机Ⅱ的稳定工况范围要尽可能大些。
　　4）当需要较大流量，一台鼓风机不能满足工艺要求时，或者流程中用气量经常变动，可以把一台作为主要鼓风机，另外一台作为辅助鼓风机（在需气量大时工作，在需气量小的时候停机），这种情况适合鼓风机并联工作。其控制原则是，只允许最少数量的鼓风机运转来满足风量的需求。在运行的几台鼓风机中平均分配负荷，以达到每台鼓风机长时间高负荷运转，保持最高的效率的目的。

　　通过对鼓风机各种控制方式的现场测试，取得的实验数据与上述理论分析基本吻合。在投资情况许可的条件下，带有叶片扩压器和导叶片的鼓风机是较好的选择，有良好的节约电耗和提高效率的效果。缺点是投资大，需引进外国设备。投资较少时，可以考虑采用进口节流或调节进口导叶片的方法，目前国内已能够生产这种鼓风机。如果工艺要求不同的池段溶氧值的控制目标不同，再辅以调节出口阀门以满足气量的分配。