某淀粉厂污水处理设计说明书

该淀粉厂以玉米为原料生产淀粉，原料玉米经高温浸泡，然后破碎，再进行胚芽分离、细磨和离心分离，可以得到玉米皮浆、黄浆水和淀粉乳。黄浆水送至贮存沉淀池，未沉淀黄浆水作为废水排放，沉淀下来的黄浆水由泵打入板框压滤机中脱水，产生黄浆水（排放）和湿黄蛋粉（作精饲料）。玉米皮浆送入卧式离心分离机，滤出物生产上烘干得到粗渣（去做粗饲料），同时滤出液作为黄浆水排放。

这一系列淀粉及副产品生产过程中，在离心分离、沉淀、板框压滤等过程会产生大量高浓度的黄浆水，另在浸泡、破碎、细磨等过程亦生产出大量废水。黄浆水的CODCr浓度高达8000~10000mg/L，直接外排会严重污染环境。若采用厌氧发酵工艺处理，可生产出沼气，变废为宝。因排出口废水的

CODCr、BOD5、SS等指标大大超过国家的排放标准，为保护环境，该淀粉厂拟建废水处理站来处理包括黄浆水在内的生产废水。

2工艺设计2.1设计水量的确定

根据该厂的生产规模可确定污水水量为：日处理淀粉废水1500m3，最大时废水约为190m3/h。2.2污水水质及处理程度

据测定，该淀粉厂的污水水质如下：pH值：4.0~6.0水温：22~32℃

CODCr：6800~8000 mg/LBOD5：2700~3500 mg/LSS：1800~3000 mg/L

根据环保部门要求，废水处理站投入运行后，外排废水应达到国家标准《污水综合排放标准》GB78-1996中规定的二级标准，即：

CODCr≤150 mg/L

BOD5≤30 mg/LSS≤150 mg/LpH值：6.0~9.0

根据设计进、出水水质，确定本工程处理程度见下表

表1-1 污水处理程度表

水质

进水（mg/l）出水（mg/l）处理程度（%）

指标

BOD532003099

SS250015094

CODCr 800015098

pH4~66~9/

2.3污水处理工艺方案选择2.3.1 常规二级处理工艺

根据我国现行《室外排水设计规范》(GBJl4—87)，污水处理厂的处理效率见下表。

表1-2 污水处理厂的处理效率表

处理级别一级二级

处理方法沉淀法生物膜法活性污泥法

主要工艺

SS

沉淀

初次沉淀、生物膜法、二次沉淀初次沉淀、曝气、二次沉淀

40—5060—9070—95

处理效率(%)

BOD520—3065—9065—95

从上表可见，二级活性污泥法的处理效率最高。但活性污泥法有多种运行方式，现将各种运行方法做一比较，见下表。

表1-3 活性污泥法工艺比较

方法

优点

BOD去除率高达90-传统活性污泥法

95%工作稳定

缺点占地大投资高产泥多且稳定性差

适用对象出水要求高的大中型污水厂

构造简单维护方便构造简单维护方便

吸附再生活性污泥法

具有抗冲击负荷能力运行费用较低抗冲击负荷能力强

完全混合活性污泥法

运行费用较低占地不多投资省BOD去除率95%以上

氧化沟法

有较高脱氮效果系统简单管理方便产泥少且稳定性好无须设置调节池SVI值较低，污泥易于

间歇式活性污泥法

沉淀不产生污泥膨胀现

象

可以进行脱氮和除磷

抗冲击能力较差运行费用较高BOD去除率80-90%剩余污泥量大且稳定

性较差BOD去除率80-90%

构造较复杂污泥易膨胀设备维修工作量大

悬浮性BOD低有脱氮要求的中小型污水厂污水浓度高的中小型污水厂悬浮性有机物含量高的大中型污

水厂

曝气池占地多投资高

运行费用较高

运行操作比较烦琐曝气装置容易堵塞

高浓度可生化有机废水的污水厂

2.3.2 污水处理工艺选择

据分析，在淀粉生产中，来自于玉米浸泡、剥离、离心分离、黄浆水沉淀与压滤，玉米皮浆的离心分离过程的生产废水，会有淀粉、糖类、有机酸等溶解性有机物质，含有蛋黄粉、玉米芯、玉米皮等不溶性细小颗粒有机物，另外还含有泥砂等无机物。其中主要以有机物为主，并不含有害物质，具有较好的可生化性，属高浓度可生化有机废水。

由于进水水质和处理去除率均很高（表1-1），应采用厌氧-好氧的处理路线，废水首先通过厌氧处理装置，大大降低进水有机负荷，获得可利用的能源——沼气，并使出水达到好氧处理可接受的浓度，再进行好氧处理后达标排放。

（1）厌氧处理工艺选择

近年来，厌氧处理技术得到很快发展，常用的先进技术有厌氧接触工艺、上流式厌氧污泥床和厌氧过滤器。

厌氧接触法属于传统厌氧消化技术的发展，它采用完全混合式消化反应器，

适合于处理含悬浮固体很高的废水，预处理要求低，但需要设置池内完全混合搅拌设备，池外还要设消化液沉淀池，其处理效率比传统厌氧消化技术有提高，但中温消化时容积负荷只有1.0~3.0kgCOD/(m3·d)，其水力停留时间仍然较长要求的消化池容积大。本工程的处理对象为较好生化处理的废水，为提高处理效率、节省工程投资和占地，因此不宜采用厌氧接触法。

上流式厌氧污泥床（UASB）属采用滞留型厌氧生物处理技术，在底部有污泥床，依据进水与污泥的高效接触提供高的去除率，依靠顶部的三相分离器，进行气、液、固分离，能使污泥维持在污泥床内而很少流失。因而生物污泥停留时间长，处理效率高，适合于处理生化降解，CODCr和SS浓度均较高的废水（一般要求进水SS不大于4000mg/L）。常温条件下，对于较易生物降解的有机废水，容积负荷可达4~8kgCODCr/（m3·d）。

厌氧过滤器采用附着型厌氧生物处理技术，在反应器内充填一定填料，使生物污泥附着在填料上生长，不易随出水流失，且填料对于改善水流均匀性有益，并起到一定过滤截流作用。但反应器内填料易发生堵塞现象，因此不适合处理有机物浓度过高的废水，且要求进水SS浓度应较低，一般要求SS<200 mg/L。尽管厌氧过滤器抗冲击负荷能力大，处理效率亦高，但不适合本工程进水水质（SS浓度较高）。

综合以上分析，结合类似工程资料，本工程废水厌氧处理装置采用UASB。

（2）好氧处理工艺选择

有机废水经厌氧处理，出水的BOD5/CODCr会降低，出水可生化性较原污水差。采用一般好氧生物处理方法（表1-2），处理厌氧处理出水，其CODCr去除率约只有60%，而处理同等浓度的原有机废水，CODCr去除率可达80%。尽管采用生物膜法处理效果可能会稍好，但难以适应BOD5大于250mg/L的污水浓度，近年来开发了一些处理此类废水（进水浓度较高，可生化性较差，不易生化降解）的工艺技术，如A-B法活性污泥工艺、氧化沟活性污泥法、SBR法等。这些方法均能对不易生化降解有机废水或厌氧处理出水有较好的处理效果。

以上三种方法中，SBR法具有特别显著的特点：首先由于采用间歇运行，

运行周期每一阶段有适应基质特征的优势菌群存在；污泥不断内循环，排泥量少，生物固体平均停留时间长；沉淀和排水时水流处于静止状态，故处理效率高于一般的活性污泥法。其次由于进水、曝气、沉淀、排水等工序在一个池内进行，省去了沉淀池和污泥回流设施，故而其工程投资和占地面积均小于一般活性污泥法。

综合以上分析，本工程好氧处理采用SBR法工艺。2.3.3 污水处理工艺流程

该淀粉厂生产废水处理工艺流程如图1-1所示。对该处理工艺流程作以下说明。

①废水通过格栅截留大颗粒有机物和漂浮物，由于截污量较小，采用人工清渣方式。雨季或生产不正常时排出雨水或事故废水，通过分流格栅槽中溢流口闸板控制。

②一次污水提升泵，设置集水井，污水泵设置地面上露天放置（考虑环境气温不低于-3℃），污水泵配套引水筒。

③调节沉淀池在调节水量的同时，去除一部分格栅无法截留的悬浮颗粒有机物，如玉米碎粒、玉米皮、泥砂等。该池采用半地下式结构，便于沉淀物的排除。

④二次污水提升泵泵房为地下式泵房，自灌启动，直接从调节池吸水，泵房出水干管上设置流量计。为保证UASB运行所需水温，在污水泵吸水井中设置蒸汽管，直接加热污水，并在水泵出水总管上设置水温自控装置，冬季污水温度偏低时，通过加热维持在24~26℃左右。

⑤UASB为主要的生化处理装置，全钢结构，地上式，考虑保温。沼气部分，设计水封罐、气水分离器。

⑥预曝沉淀池，要改变厌氧出水的溶解氧含量，沉淀去除UASB出水带来的悬浮污泥。该池为地上式，钢筋混凝土结构。

⑦SBR池为半地下式，钢筋混凝土结构，运行中采用自动控制。处理出水排入市政污水管。

⑧淀粉废水各级处理效果如下表：

表1-4 淀粉废水各级处理效果表

进水浓度（mg/L）

调节沉淀池

CODCrBOD5SSCODCr

UASB

BOD5SS

预曝沉淀池

CODCrBOD5SSCODCr

SBR

BOD5SS

800032002500600028801500750450288600259.2270

出水浓度（mg/L）

600028801500750450288600259.227015038.8881

去除率（%）

25104087.590.070.020.010.040.075.085.070.0

原污水出水分流格栅槽SBR预曝沉淀池污水提升泵UASB调节沉淀池污水提升泵泥饼外运脱水机房浓缩池污泥提升泵集泥井图1-1 淀粉废水处理工艺图

3处理工艺构筑物设计3.1分流格栅槽的设计3.1.1 格栅的设计

（1）设计说明：格栅主要是拦截废水中的较大颗粒和漂浮物，以确保后续处理的顺利进行。

该厂处理站仅处理生产废水，尽管SS含量不低，但较大漂浮物及较大颗粒少，格栅拦截的污染物不多，故选用人工清渣方式。

栅条选圆钢，栅条宽度S=0.01m，栅条间隙e=0.02m。格栅安装倾角α=60°，便于除渣操作。

（2）设计计算

最大设计污水量Qmax=190m3/h=0.053m3/s

污水沟断面尺寸为300mm×450mm设栅前水深h=0.3m，过栅流速v=0.7m/s栅条间隙数

nQmaxsinx0.053sin6011.8，取12。

ehv0.020.30.7校核平均流量时过栅流速为0.23m/s，偏小。设计最大流量时过栅流速为0.95m/s，则栅条间隙数为n=8.66,取9。

栅槽宽度

β′=S(n-1)+en=0.01×(9-1)+0.02×9=0.26(m)

栅槽实取宽度B=0.3m，栅条10根。圆形栅条阻力系数 过栅水头损失

0.92h10.71sin60329.3mm，取30mm。

29.811.79se430.010.710.0243取h1=50mm=0.05m

栅前槽高H1=h+h2=0.3+0.15=0.45m （h2为超高）栅后槽总高度H=0.45+ h1=0.5m3.1.2 分馏格栅槽布置

在原污水沟上格栅入口下侧设闸板1＃（300mm×500mm），污水站正常运行时，污水由闸板截流进入污水站。污水站发生事故时，格栅前闸板（300mm×500mm）关闭，1＃闸板打开，污水分流。

格栅槽总长度=闸板段长度+栅条段长度+渣水分离器筛段长度 3.2调节池的设计3.2.1 设计说明

根据生产废水排放规律，后续处理构筑物对水质水量稳定性的要求，调节池停留时间取8.0h。调节池采用半地下式，便于利用一次提升的水头，并便于

=0.5+0.4+1.1=2.0m

污泥重力排入集泥井，并有一定的保温作用，由于调节池内不安装工艺设备或管道，考虑土建结构可靠性高时故障少，只设一个调节池。3.2.2 设计计算

调节池调节周期T=8.0h

调节池应有容积V=TQH=8×1500/24=8×62.5=500m3调节池有效水深h有效=3.5m

调节池规格12m×12m×4m，V有效=12×12×3.5= 504 m3

调节池设污泥斗四个，每个污泥斗的上口面积6m×6m，下口面积0.6m×0.6m，泥斗倾角45°，泥斗高2.7m。

每个泥斗容积

Vih2.72S1S2S1S260.62620.6235.9m333泥斗容积共V=4Vi=143.856m3

调节池每日沉淀污泥重为W=2500mg/L×40%×1500m3/d=1.5t/d

湿污泥体积约为V′=1.5/2.5%=60m3（设污泥密度为1t/m3，污泥含水率97.5%）

泥斗可存约两天半污泥。（图1-2）

调节池最高水位设置为+3.00m，超高为0.50m，顶标高为3.50m。最低水位-0.50m，池低标高-3.20m。调节池出水端设吸水段。3.3一次污水泵设计计算3.3.1 设计说明

一次污水泵从集水井中吸水压至调节池，污水泵设置于地面上，不能自灌，设置引水筒。3.3.2 集水井计算

污水泵总提升能力按Qmax考虑，即Qmax=190m3/h，选三台泵，则每台流量为Qb=Qmax/3=63.3 m3/h，取65 m3/h。

选80WGF污水泵三台，另备用一台，单泵提升能力70.0 16.5m，电动机功率5.5kw，占地尺寸1100mm×500mm。

集水井容积按最大一台泵5min出流量计算，则其容积为

m3/h，扬程

5655.4m360集水井最高水位（与格栅槽连接）-0.5m，最低水位-2.5m，井低-3.0m，平面尺寸5.0m×1.5m，安装三台80WGF污水泵于集水井一侧地面上，平均流量时相当于一用二备。3.3.3 污水泵计算

（1）污水泵流量

Qb=Qmax/3=63.3m3/h

取65 m3/h

（2）污水泵扬程

①污水泵吸水管水头损失（不记引水筒水头损失）管径DN150，v=0.93m/s，i=0.011，L=3.0m局部阻力系数：吸水管入口 ξ1=1.0

引水筒出口 ξ2=0.20

沿程阻力损失：hL1=iL=0.011×3=0.033m

v20.932局部阻力损失：hM1=121.00.200.053m

2g29.81②引水筒出水管水头损失

管径DN125，v=1.32m/s，i=0.026，L=1.0m局部阻力系数：引水筒出水管闸阀 ξ=0.10沿程阻力损失：hL2=iL=0.026×1=0.026m

v21.322局部阻力损失：hM2=0.100.009m

2g29.81③污水管出水管水头损失

管径DN100，Q=63.3m3/h，v=2.0m/s，i=0.081，L=5.0m局部阻力系数：异径管DV80mm×100mm ξ1=0.03

止回阀DN100 mm 闸阀DN100 mm

ξ2=7.5ξ3=0.2

ξ4=0.6

90°弯头DN100 mm

沿程阻力损失：hL3=iL=0.081×5=0.41m局部阻力损失：

v22.02hM3=12340.037.50.20.61.7m

2g29.81④污水泵管路总水头损失：

h1=ΣhL+ΣhM=(0.033+0.026+0.41)+(0.053+0.009+1.7)=2.23m

⑤污水泵的扬程

污水泵提升高度：h2=3.0-(-2.5)=5.5m出水管出水自由水头：h3=2.0m

则污水泵所需扬程H= h1+ h2+ h3=2.23+5.5+2.0=9.73m（3）一次污水泵的启动

集水井最高水位-0.5m，最低水位-2.5m，中间水位-2.0m和-1.0m，通过手动和电动两种方式控制，使水位为-2.0m和-1.0m时启动一台和两台污水泵，当水位为-2.5m时，泵全部停止工作。3.4 UASB设计计算3.4.1 设计说明

UASB反应器是有荷兰瓦赫宁根农业大学的G·Lettinga等人在20世纪70年代研制的。80年代以后，我国开始研究UASB在工业废水处理中的应用，90年代该工艺在处理工程中被广泛采用。

UASB一般包括进水配水区、反应区、三相分离区、气室等部分。UASB反应器的工艺基本出发点如下：

①为污泥絮凝提供有利的物理-化学条件，厌氧污泥即可获得并保持良好的沉淀性能；

②良好的污泥床常可形成一种相当稳定的生物相，能抵抗较强的冲击。较大的絮体具有良好的沉降性能，从而提高设备内的污泥浓度；

③通过在反应器内设置一个沉淀区，使污泥细颗粒在沉淀区的污泥层内进一步絮凝和沉淀，然后回流入反应器。

UASB处理有机工业废水具有以下特点：

①污泥床污泥浓度高，平均污泥浓度可达20~40gVSS/L；②有机负荷高，中温发酵时容积负荷可达8~12kgCOD/(m3·d)；③反应器内无混合搅拌设备，无填料，维护管理较简单；

④系统较简单，不需另设沉淀池和污泥回流设施。

本工程所处理淀粉生产废水，属高浓度有机废水，生物降解性好，UASB反应器作为处理工艺的主题，拟按下列参数设计。

设计流量 1500m3/d，即62.5m3/h；进水浓度 CODCr=6000mg/L容积负荷：Nv=6.5kgCOD/(m3·d)产气率：r=0.4 m3/COD污泥产率：X=0.15kg/kgCOD3.4.2 UASB反应器工艺构造设计计算

（1）UASB总容积计算UASB总容积

VQSrNv式中 Q——设计处理流量，m3/d

Sr——去除的有机污染物浓度，kg/m3Nv——容积负荷，kgCOD/(m3·d)则 V15006.087.5%1211m3

6.5选用四个池子，每个池子的体积为 Vi′=V/4=1211/4=302.75 m3，取303 m3假定UASB体积有效系数90%，则每池的总容积为Vi =303/90%=337 m3若选用直径为φ7000mm的反应器4个则其水力负荷约为

Q4A62.562.5=0.4 m3/(m2·h)，基本符合要22D744求。

若反应器总高为H=9.7+0.3=10.0m

D272反应器容积为ViH10385m3

44有效反应容积约为Vi′=385×90%=346.5 m3（2）工艺构造设计

反应器内最重要的部件是三相分离器，用来进行气、液、固三相的分离

（如图1-1），因此对UASB的工艺构造设计主要就是设计三相分离器，它的设计直接影响气、液、固三相在反应器内的分离效果和反应器的处理效果。对污泥床的正常运行和获得良好的出水水质起十分重要的作用。

沼气出水三相分离器悬 浮 污 泥 层污 泥 床进水图1-3 UASB工艺示意图

根据已有的研究和工程经验，三相分离器应满足以下几点要求：①沉淀四壁倾斜应在45°~60°之间；

②沉淀区的表面水力负荷应在0.7m3/(m2·h)以下，进入沉淀区前，通过沉淀槽底缝隙的流速不大于2.0m/h；

③分离器（两个或多个）间的空隙表面积应是反应器截面积的15%~20%；

④气体收集高度当反应器为5~7m时，应在1.5~2.0m之间；⑤为使气体释放及便于去除浮渣，应保持足够液气接触面积；⑥在出水前应设挡板；

⑦分离气体的挡板与分离器壁重叠20cm以上，以免出流气泡进入沉淀区；

⑧出气管直径应足够大，使气室中气体较易排出。

三相分离器设计须确定三相分离区数量，大小斜板尺寸、斜角和相互关系。

A.小斜板（反射锥）临界长度计算

反射锥临界长度计算公式（该公式的推导便是依据以上三相分离器的设计要求得出的）为：

AO1q/LNUPrsin式中 q——通过缝隙的流量，m3/h；

L——回流缝隙长度，m；N——缝隙条数；

UP——气泡的上升速度，m/s；r——上斜板到器壁的距离，m；β——下斜板与器壁的夹角。且式中UP由斯拖克斯公式计算：

UPBglgdg218式中 UP——气泡的上升速度，m/s；

B——气泡碰撞系数；g——重力加速度，m/s2；ρl——液体密度，kg/m3ρg——气体密度，kg/m3

μ——液体动力粘度，kg/(m·s)dg——气泡直径，m。且 μ=γρ1

式中 γ——液体的动力粘滞系数，m2/s

设 水温T=25℃，

气泡直径 dg=2×10-4m，废水密度 ρl=1.02×103 kg/m3，

气体密度 ρg=1.15 kg/m3，净水动力粘度 γ=8.9×10-7 m2/s取 β=0.95则净水动力粘度为：

μ′=γρl=8.9×10-7×1.02×103=9.078×10-4 kg /(m·s)

因处理对象为废水，μ比净水的μ′大，取其值为净水的2.5倍，则废水动力粘度为：

μ=μ′×2.5=2.27×10-3 kg /(m·s)气泡在静止水中的上升速度为：

UPBglgdg20.959.831.021031.15210418182.27109.3×10-3

2m/s

单池处理水量为：

q=

62.514.3×10-3 m3/s43600设计 回流缝数量 n=1，

宽度 r=0.6m，

下斜板倾角 α=°，即β=36°

回流缝长度 L=(3.5-0.2-0.3) ×2×π=18.85m下斜板临界长度：

AO1q/LNUPr14.3103/18.8519.31030.6sinsin36=1.06m

取小斜板长度L小=1.5AO′=1.6m，其水平L小水平=0.94m，垂直L小垂直=1.29m三相分离器设计如图1-4所示。

图中D1=1.9m，D2=5.2m，D3=4.6m，α1=53.1°，α2=.3°大集气罩的收气面积占总面积的比例为

(72.4)2A3/A43% 符合要求

7211沉淀区面积 S(70.6)21.9229.3（m2）

44沉淀区负荷为0.53m/h，符合要求。回流缝的过水流速为：vUASB设计结果：D=7.0m

H=10.0m

其中超高H1=0.3m三相分离器高度H2=3.5m反应区高H3=5.5m

反应器底污泥区高H4=0.7m集气罩顶直径D1=1.9m大斜板长L大=2.83m倾角α2=.3°小斜板长L小=2.0m倾角α1=53.1°

（3）脱气条件校核

如果水是静止得，则沼气将以Up=0.9～1.0cm/s的流速上升，可以进入气室中。但由于在三相分离器中，水是变相流动，因此沼气气泡不仅获得了水的加速，而且运动发生了方向改变。气泡进入气室，必须保证满足以下公式要求：

Up/v＞L2/L1

式中 Up——气泡垂直上升速度；

v——气泡实际缝隙流速；L2——回流缝垂直长度；L1——小斜板与大斜板重叠长度；根据三分离器设计结果，得：

UP/v0.9311.43100360023.262.5/41.43（m/h） 符合要求

18.20.61L2/L10.6tg53.15.24.6tg53.12.02可见Up/v＞＞L2/L1，满足脱气条件要求。3.4.3 布水系统的设计计算

(1)设计说明

为了保证四个UASB反应器运行负荷的均匀，并减少污泥床内出现沟流短路等不利因素，设计良好的配水系统是很必要的，特别是在常温条件下运行或处理低浓度废水时，因有机物浓度低，产气量少，气体搅拌作用较差，此时对配水系统的设计要求高一些。

二次泵房出水，直接向四台UASB反应器供水，布水形式为两两分中。各台UASB反应器进水管上设置调节阀和流量计，以均衡流量。在UASB反应器内部采用适应圆池要求的环行布水器。

反应器布水点数量设置与处理流量、进水浓度、容积负荷等因素有关，本次设计拟每2～4m2设置一个布水点。

（2）设计计算

布水器设置16个布水点，每点负荷面积为

Si1164D22.4（m2）

布水器环管一根，支管4根，环管上（即外圈）设12个布水点，支管上设4个布水点，布水点共16个。

按均匀布置原则，环管（外圈）环径5.6m，支管内圈环径为2.5m。UASB反应器布水器中心管流量为

1qi62.5(m3/h)0.00436(m3/s)4 中心管流速为0.8m/s，则中心管管径为

d04qi83mm，取d0=80mm。v布水器支管均分流量为0.0011m3/s，支管内流速选为1.2 m/s，则管径计算为d1=27.7mm，取d1=30 mm。

环管均分流量为120.004360.00326 m3/s，环管流速假定为1.5 m/s，则16环管管径计算为0.053 mm，取环管管径d2=50 mm。

布水孔16个，流速选为1.5 mm。

布水器水头损失计算。尽管布水器为环状，但当运行稳定、不堵塞，且配水均匀条件下，可按枝状管网计算其水头损失。如图1-5所示。

图中q1=0.0011 m3/s

q2=0.000081 m3/s

m/s，孔径计算为0.0152m，取孔径d3=15

q3=0.000 m3/s

q4=0.00027 m3/s

相应管段的管径、流量、流速及水头损失如下

DN32 q=1.1L/s，v=1.16m/s，hL=300mm；

DN32 q=0.8L/s，v=0.84m/s，hL=200mm；DN50 q=0.8L/s，v=0.38m/s，hL=7.0mm；DN50 q=0.L/s，v=0.26m/s，hL=6.6mm；DN50 q=0.27L/s，v=0.21m/s，hL=4.6mm；

合计水头损失为518.2 mm，加上局部损失，总水头损失约为770 mm。（3）布水器配水压力计算

布水器配水压力H4按下列公式计算。

H4h1h2h3式中 h1——布水器配水时最大淹没水深，m；

h2——UASB反应器水头损失，m；

h3——布水器布水所需自由水头，m；

其中 h1=9.5mH2O

h2=0.8mH2O

h3=2.5mH2O

则

h4=12.8mH2O

3.4.4 出水渠设计计算

每个UASB反应器沿周边设一条环行出水渠，渠内侧设溢流堰，出水渠保持水平，出水由一个出水口排出。

（1）出水渠设计计算

环行出水渠在运行稳定，溢流堰出水均匀时，可假设为两侧支渠计算。单个反应器流量4.34L/s，侧支渠流量为2.17 L/s。根据均匀流计算公式 qKi

KWCR C116Rn式中 q——渠中水流量，m3/s；

i——水力坡度，定为i=0.005；K——流量模段，m3/s；C——谢才系数；

W——过水断面面积，m2；R——水力半径，m；

n——粗糙度系数，钢取n =0.012。计算得 Kqi2.171030.0050.031（m3/s）

假定渠宽b=0.15m,则有

W=0.15hX=2h+0.15

R=W/X=0.15h/(2h+0.15)

式中 h——渠中水深，m；

X——渠湿周，m。

1代入 KWR16R12n1即 KWR23n10.15h则有 0.0310.15h0.0120.152h解方程得：h=0.03(m)

可见渠宽b=0.15(m)，水深h=0.03(m)则渠中水流流速约为

23q2.17103v0.48(m/s)＞0.40m/sW0.150.03符合明渠均匀流要求。（2）溢流堰设计计算

每个UASB反应器处理水量4.34 L/s，溢流负荷为1～2 L/(m·s)。设计溢流负荷取f=1.0 L/(m·s)，则堰上水面总长为

Lq4.344.34mf1设计90°三角堰，堰高H=40mm，堰口宽B=80mm，堰上水头h=20mm，则堰口水面宽b=40mm。

三角堰数量nL4.34108.5(个)设计取n=100(个)b40103出水渠总长为3.14(7-0.3)=21.05(m)

设计堰板长(80+130)×10=210(mm)，共10块，每块堰10个80mm堰口，10个间隙。

堰上水头校核：

4.34103每个堰出流率为q4.34105(m3/s)100按90°三角堰计算公式q1.43h52则堰上水头为

h(q/1.43)0.4(4.34105)0.40.016(m)1.433.4.5 UASB排水管设计计算

单个UASB反应器排水量4.34 L/s，选用DN125钢管排水，v约为0.75 m/s,充满度为0.5，设计坡度0.01。

四台UASB反应器排水量17.36

L/s，选用DN200钢管排水，v约为0.90

m/s,充满度(设计值)为0.6，设计坡度0.006。

UASB反应器溢流出水渠由短立管排入DN125排水支管，再汇入设于UASB走道下的DN200排水总管。3.4.6 排泥管的设计计算

（1）产泥量的计算r=0.15kg干泥/(kgCOD·d)设计流量 Q=62.5m3/h进水COD浓度 S0=6000mg/LCODCr去除率 E=87.5%则UASB反应器总产泥量为

XrQSrRQS0E0.15150060.8751181.25[kg(干)/d]49.2kg(干)/h每池产泥

XiX/4295.3kg(干)/d设污泥含水量为98%，因含水率P＞95%，取ρ=1000kg/m3，则污泥产量为

QS1181.25159.06(m3/d)1000(198%)每池排泥量

Qsi59.06/414.8(m3/d)（2）排泥系统设计

因处理站设置调节沉淀池，故进入UASB中砂的量较少，UASB产生的外排污泥主要是有机污泥，故UASB只设底部排泥管，排空时由污泥泵从排泥管强排。

UASB每天排泥一次，各池污泥同时排入集泥井，再由污泥泵抽入污泥浓缩池中。各池排泥管选钢管，DN150，四池合用排泥管选用钢管DN200，该管按每天一次排泥时间1.0h计，q为16.9 L/s，设计充满度0.6，v为0.90 m/s。3.4.7 沼气管路系统设计计算

（1）产气量计算设计流量 Q=62.5m3/h进水 CODCr =6000mg/LCOD去除率 E=87.5%产气率 E=0.4 m3气/kgCOD则总产量为

GeQSreQS0E62.56.00.8750.4131.25(m3/h)每个USAB反应器产气量

GiG/432.8(m3/h)（2）沼气集气系统布置

由于有机负荷较高，产气量大，每两台反应器设置一个水封罐，水封罐出来的沼气分别进入气水分离器，气水分离器设置一套两级，共两个，从分离器出来去沼气贮柜。

集气室沼气出气管最小直径为DN100，且尽量设置不短于300mm的立管出气，若采用横管出气，其长度不宜小于150mm。每个集气室设置出气管至水封罐。

（3）沼气管道计算①产气量计算

每池产气量为32.8 m3/h，

则大集气罩的出气量为 Gi1Gi43%14.1(m3/h)小集气罩的出气量为Gi2Gi57%18.7(m3/h)该沼气容重为r=1.2kg/m3，换算为计算容重r′=0.6 kg/m3的出气量分别为

Gi1Gi1rr14.1219.9(m3/h)Gi2Gi2226.4(m3/h)②沼气管道压力损失计算沼气出气管的流速分别为

v1Gi119.94v24Gi2d226.40.1236000.70(m/s)440.1236000.93(m/s)v1及v2远小于5m/s，符合规范对流速的要求。

沼气收集管道压力一般较低，约为200～300mmH2O，其管道内气体压力损失可按下式计算。hiG2rL/K2D5式中 L——管道长度，m；

G——气体容重为0.6 kg/m3时的流量，m3/h；r——气体容重，kg/m3；K——摩擦系数；D——管径，cm。

计算公式中K2d5查《给水排水设计册》得K2d5=35000。

对大集气罩出气管，DN100，G19.9 m3/h，L15m，v0.70 m/s，则计算出hi=0.100 mmH2O，局部损失为hj=22%×hi=0.022 mmH2O，总压力损失为

hhihj0.102(mmH2O)对小集气罩出气管，DN100，G26.4

m3/h，L10m，v0.93m/s，则计算出

hi=0.102 mmH2O，局部损失为hj=34%×hi=0.036 mmH2O，总压力损失为

hhihj0.106(mmH2O)可见沼气管道压力损失均很小。因此，对于沼气贮柜之前的低压沼气管道，可以认为管路压力损失为0，这种水封罐的水封取与集气槽里面的压力减去沼气柜的压力的值即可，这样计算偏于安全。

（4）水封罐的设计计算见图1-6

水封罐一般设于消化反应器和沼气柜或压缩机房之间，起到调整和稳定压

力，兼作隔绝和排除冷凝水之用。

UASB反应中大集气罩中出气气体压力为p1=1.0mH2O(1mH2O=9800Pa)，小集气罩中出气气体压力为p2=2.5mH2O(1mH2O=9800Pa)，则两者气压差为

PP2P11.5(mH2O)故水封罐中该两收气管的水封深度差为1.5mH2O。

沼气柜压力p≤400 mmH2O,取为0.4 mH2O，则在忽略沼气管路压力损失时（这种计算所得结果最为安全），水封罐所需最大水封为

H0p2p2.50.42.1(mH2O)取水封罐总高度H=2.5m

水封罐直径1800mm，设进气管DN100钢四根，出气管DN150钢一根，进水管DN52钢一根，放空管DN50钢一根，并设液面计。

（5）气水分离器

气水分离器起到对沼气干燥作用，选用Ф500mm×H1800mm，钢制气水分离器两个，串联使用。气水分离器中预装钢丝填料，在各级气水分离器前设置过滤器以净化沼气，在分离器出气管上装设流量计、压力表及温度计。

（6）沼气柜容积确定

由上述计算可知该处理站日产沼气3150m3,则沼气柜容积应为平均时产气量的3h体积来确定，

即

315033393.8(m)24设计选用500 m3钢板水槽内导轨湿式贮气柜（C-1416A）。3.4.8 UASB的其他设计

（1）取样管设计

为掌握UASB运行情况，在每个UASB上设置取样管。在距反应器底1.1～1.2m位置，污泥床内分别设置取样4根，各管相距1.0m左右，取样管选用DN50钢管，取样口设于距地坪1.0m处，配球阀取样。

（2）UASB的排空 由UASB池底排泥临时接上排泥泵强制排空。（3）检修①人孔

为便于检修，各UASB反应器在距地坪1.0m处设Ф800mm人孔一个。②通风

为防止部分容重过大的沼气在UASB反应器内聚集，影响检修和发生危险，检修时可向UASB反应器中通入压缩空气，因此在UASB反应器一侧预埋压缩空气管（由鼓风机房引来）。

③采光

为保证检修的采光，除采用临时灯光处，还可移走UASB反应器的活动顶盖，或不设UASB顶盖。

（4）给排水

在UASB反应器布置区设置一根DN32供水管供补水、冲洗及排空中使用。

（5）通行

在距UASB反应器顶面之下1.1m处设置钢架、钢板行走平台，并连接上台钢梯。

（6）安全要求

①UASB反应器的所有电器设施，包括泵、阀、灯等一律采用防爆设备；②禁止明火火种进入该布置区域，动火操作应远离该区及沼气柜；③保持该区域良好通风。3.5 二次污水提升泵设计计算3.5.1 设计说明

该泵设置于调节池之后，紧贴调节池出水段，直接于调节池中吸水。泵房采用半地下式形式，污水泵轴线标高-0.85m。污水泵提升流量按平均时流量设计，污水泵自灌运行，自动启动，并于总出水管上设置流量计。3.5.2 污水泵设计计算

（1）水泵扬程计算 设污水泵扬程为H6，则

H6=H1+H2+H3+H4

式中 H1——污水泵吸水管水头损失，m；

H2——污水泵出水管水头损失，m；

H3——调节池最低水位与布水器水位之差，m；H4——布水器所需压力，m。①H1的计算

取吸水管DN100，管长3.0m

查水力计算表得：v=1.01m/s，q=8.68L/s，i=0.0208

20.8则吸水管沿程水头损失hL13.0× 0.06(m)

1000汲水管局部阻力系数：进口ξ1=0.45，

闸阀ξ2=0.2，渐缩管ξ3=0.16

v21.012则 hM10.450.20.160.04(m)

2g2g故 H1=hL1+hM1=0.10(m)②H2的计算

总出水管DN100，管长10.0m。

查水力计算表：DN100，q=17.4L/s，v=2.02m/s，i=0.082，

82.0则出水管沿程水头损失为hL210× 0.82(m)

1000出水管局部阻力系数：渐放管ξ1=0.03，

弯头五个ξ2=0.63，闸阀ξ3=0.2，止回阀ξ4=7.0，丁字管ξ5=1.5，闸阀ξ6=0.2，蝶阀ξ7=0.2，

流量计ξ8=0.3（参考蝶阀），

合计局部阻力系数为12.6，则局部阻力损失为

v22.022hM212.62.57(m)

2g2g故 出水管水头损失为 H2=hL+hM=3.4m③H3的计算

调节池最低水位-0.50m，布水器设计高程为0.0m，则两者水位差H3=0.5m④ H4布水器所需配水压力为H4=12.8m则 H6=H1+H2+H3+H4=16.8(m)

（2）污水泵的选用污水泵扬程H10=16.8MH2O流量为Q6=62.5m3/h×1/2=31.3 m3/h可选用80WG污水泵三台，二用一备。污水泵性能：Q=25~70 m3/h，H=16.5~19.0m；

N=5.5kW，n=1850r/min，W=70kg。

（3）污水泵房

污水泵单台占地L1297mm×B596mm，高H530mm。

污水泵房底下一层，深1.4m，平面面积（4.5×6.8）m2，设积水坑300mm×500mm×500mm一个，地面排水由污水泵汲水管预留管排出。

污水泵房地上一层，高3.6m，平面面积为（8.4×9.0）m2，设手动葫芦及单轨小车。

污水泵设就地控制柜一组，设流量计于控制柜，就地显示，并远程传至中控室。

3.6 预曝气沉淀池设计计算3.6.1 设计说明

污水经UASB反应器厌氧处理后，污水中含一部分且有厌氧活性的絮状颗粒，在UASB反应器中难以沉淀去除，故而使其在此曝气沉淀池中去除，由于经曝气作用，厌氧活性丧失，沉淀效果增强，同时在该沉淀池中没有沼气气流影响，故而沉淀效果亦增强。另外，UASB出水中溶解氧含量几乎为零，若直接进入好氧处理构筑物，会使曝气池中好氧污泥难以适应，影响好氧处理效果，通过预曝气亦可以吹脱去除一部分UASB反应器出水中所含带的气体。

预曝气沉淀池参考曝气沉砂池和竖流沉淀池设计。曝气利用穿孔管进行，压缩空气引自鼓风机房。曝气后污水从挡墙下直接进入沉淀池，沉淀后污水经池周出水。所产生污泥由重力自排入集泥井，每天排泥一次。3.6.2 曝气沉淀池工艺构造计算

进水水质CODCr=750mg/L，BOD5=288mg/L，SS=450mg/L。出水水质CODCr=600mg/L，BOD5=260mg/L，SS=270mg/L。预曝气沉淀池，曝气时间20~30min，沉淀时间2h，沉淀池表面负荷0.7~1.0m3/(m2·h)。曝气量为0.2m3/m3污水。

（1）有效容积计算曝气区

1500V10.531.3 (m3)

241500V22.0125.0 (m3)

24沉淀区

（2）工艺构造设计计算

预曝气沉淀池工艺构造图见图1-7。

曝气区平面尺寸2m×6.5m×2.0m，池高3.5m，其中超高0.5m，水深3.0m，总容积为78m3。曝气区设进水配槽，尺寸为2m×6.5m×0.3m×0.8m，其深度0.8m(含超高)。

沉淀区平面尺寸2m×6.5m×6.5m，池总高6.0m，其中沉淀有效水深2.0m，沉淀区总容积169.0m3，沉淀池负荷为0.74m3/(m2·h)，满足要求。

沉淀池总深度H为

H=H1+H2+H3+H4+H5

式中 H1——超高，取H1=0.4m；

H2——沉淀区高度，H2=2.0m；H3——隙高度，取H3=0.2m；H4——缓冲层高度，取H3=0.4m；H5——污泥区高度，H5=3.0m。

即沉淀池总深H= H1+H2+H3+H4+H5=0.4+2.0+0.2+0.4+3.0=6.0m

沉淀池污泥斗容积为

Vi122H5(a12a2a12a2) 313.0(6.520.726.520.72)47.3（m3）3总容积V=2Vi=94.6m3（3）沉淀污泥量计算

预曝气沉淀污泥主要因悬浮物沉淀产生，不考虑微生物代谢造成的污泥增

量。

进水SS=450mg/L，出水SS=270mg/L，

则所产生污泥量为：Qs=1500×(450-270)×10-3=270[kg(干)/d]污泥容重为1000kg/m3，含水率为98%，其污泥体积为

V27013.5(m)3102%3.6.3 曝气装置设计计算

（1）曝气量计算

设计流量为62.5m3/d，曝气量为0.2m3/m3污水。则供气量为0.21m3/min，单池曝气量取为0.12m3/min，供气压力为 4.0~5.0mH2O(1mH2O=9800Pa)。（2）曝气装置

利用穿孔管曝气，曝气管设在进水一侧。

供气管供气量0.24m3/min，则管径DN50时，供气流速约为2m/s。曝气管供气量为0.12m3/min，供气流速为2.0m/s时，管径为DN32。

曝气管长6.0m，共两根，每池一根。在曝气管中垂线两下侧开Φ4mm孔，间距280mm，开孔20个，两侧共40个，孔眼气流速度为4m/s。3.6.4 沉淀池出水渠计算

（1）溢流堰计算

设计流量单池为31.25m3/h，即8.68L/s。设计溢流负荷2.0~3.0L/(m·s)。

设计堰板长1300mm，共5块，总长6500mm。

堰板上共设90◦三角堰13个，每个堰口宽度为100mm，堰高50mm。

堰板高150mm。

每池共有65个堰，每堰出流率为q/n=8.68/65=0.13(L/s)则堰上水头为：

qh1.400.40.131031.400.40.025(m)

则每池堰口水面总长为0.025×2×65=3.25(m)校该堰上负荷为8.68/3.25=2.60[L/(m·s)]，符合要求。（2）出水渠计算

每池设计处理流量31.25m3/h，即8.68×10-3m3/s。每池设出水渠一条，长6.5m。

出水渠宽度b为

b=0.9(1.2q)0.4=0.9×(1.2×8.68×10-3)0.4=0.145(m)=0.15m渠内起端水深为 h1=0.75b=0.11m末端渠内深为

h2=1.25b=0.18m

假设平均水深为 h=0.15m则渠内平均流速为

q8.68103V0.390.40(m/s)

bh0.150.15设计出水渠断面尺寸为

b×h=(0.2×0.3)m2

出水渠过水断面面积为

A=0.20×0.14=0.028(m2)

过水断面湿周为 x=2h+b=0.48(m)水力半径为 流量因素 水力坡降

R=A/x=0.028/0.48=0.058(m)

c11161R0.0586=47.8n0.013V20.42=1.2×10-3 i22CR4.780.058渠中水头损失为 hL=i·L=1.2×10-3×6.5=0.008(m)3.6.5 排泥

预曝气沉淀池内污泥贮存在1~2d后，每天排泥一次，采用重力排泥，流入集泥井，排泥管管径DN200mm。3.6.5 进水配水

为使预曝气沉淀池曝气区进水均匀，设置配水槽。配水槽长6.5m，宽0.3m，深0.8m。槽底设10个配水孔，每池5个，孔径Φ100mm。3.7 SBR反应池设计计算3.7.1 设计计算说明

根据工艺流程论证，SBR法具有比其他好氧处理法处理效果好、占地面积

小、投资省的特点，因而选用SBR法。SBR法的处理效果为：进水CODCr=600mg/L，BOD5=260mg/L，SS=270m3/h。

由于SBR法处理对象为经过厌氧处理后的淀粉废水，其可生化性亦不如原污水，但BOD5/CODCr仍为0.43。而且该废水中不含特别难降解的污染物和有害物质，SBR运行周期中反应时间，根据类似工程经验确定为4~5h，且运行周期中不设闲置阶段。

SBR运行每一周期时间为8.0h，其中进水2.0h，反应（曝气）4.0~5.0h，沉淀1.0h，排水0.5h~1.0h。

SBR处理污泥负荷设为N3=0.15kgBOD5/(kgVSS·d)3.7.2 SBR反应池容积计算

根据运行周期时间安排和自动控制特点，SBR反应池设置4个。（1）污泥量计算 SBR反应池所需污泥量为

MLVSSQSr150026052103=2773.3[kg（干）]=28tMLSS0.750.75Ns0.750.15设计沉淀后污泥的SVI=150ml/g则污泥体积为

Vs=1.2VI·MLSS=1.2×150×10-3×2773.3=499.2(m3)

（2）SBR反应容积

SBR反应池容积 V=Vsi+VF+Vb

式中 Vsi——代谢反应所需污泥容积，m3；

VF——反应池换水容积，m3；Vb——保护容积，m3；VF为SBR反应池的进水容积，即

VF=（1500/24）×2.0=125(m3)Vs=499.2m3

单池污泥容量为Vsi=Vs/=124.8 m3则V=125+124.8+Vb=250+Vb

（3）SBR反应池构造尺寸

SBR反应池为满足运行灵活及设备安装需要，设计为长方形，一端为进水区，另一端为出水区。

SBR反应池单池平面（净）尺寸为（12.0×6.0）m2，水深为5.0m，池深为5.5m。

单池容积为V=12×6×5=360（m3）则保护容积为Vb=110 m3四池总容积∑V=4V=1440 m3

SBR反应池尺寸（外形）（25.5×12.6×5.5）m33.7.3 SBR反应池运行时间与水位控制

SBR反应池总水深为5.0 m。按平均流量考虑，则进水前水深为3.2 m，进水结束后5.0m。排水时水深为5.0m，排水结束后3.2m。

5.0m水深中，换水水深为1.8m，存泥水深为2.0m，保护水深1.2m。保护水深的设置是为避免排水时对沉淀及排泥的影响。见图8-15。

进水开始与结束由水位控制，曝气开始由水位和时间控制，曝气结束由时间控制，沉淀开始与结束由时间控制，排水开始由时间控制，排水结束由水位控制。

3.7.4 排水口高度和排水管管径

（1）排水口高度

为保证每次换水V=125 m3的水量及时快速排出，以及排水装置运行的需要，排水口应在反应池最低水位之下约0.5~0.7m，设计排水口在最高水位之下2.5m，设计池内底埋深1.5m，则排水口相对地坪标高为1.0m，最低水位相对地

面标高为1.7m。见图1-8。

（2）排水管管径

每池设浮动排装置一套，出水口两个，排水管一根；固定设于SBR墙上。浮动排水装置规格DN200mm，排水管管径DN300mm。

设排水管排水平均流速为1.1m/s，则排水量为

q4d2v40.321.10.078（m3/s）

则每周期（平均流量时）所需排水时间为

V1250.45（h）q2803.7.5 排泥量及排泥系统

（1）SBR产泥量

SBR的剩余污泥主要来微生代谢的增殖污泥，还有很少部分由进水悬浮物沉淀形成。

SBR生物代谢产泥量为

XaQSrbXrVaQSrbQSrab/NsQSrNs式中 a——微生物代谢系数，kgVSS/kgBOD；

b——微生物自身氧化率，1/d。

根据淀粉废水性质，参考类似经验数据，设计a=0.83，b=0.05，则有

0.05X0.8315000.208156（kg/d）

0.15假定排泥含水率为98%，则排泥量为

QsX1567.8（m3/d）33101P10198%或 Qs0.156/(199%)15.6（m3/d）(P=99%)考虑一定安全系数，则每天排泥量为18 m3/d。（2）排泥系统

每池池底坡向排泥坑坡度i=0.01，池出水端池底设（1.0×1.0×0.5）m3排泥坑一个，每池排泥坑中接出泥管DN200一根，排泥管安装高程相对地面为

0.4m，相对于最低水位为1.3m。剩余污泥在重力作用下排入集泥井。3.7.6 需氧量及曝气系统设计计算

（1）需氧量计算

SBR反应池需氧量O2计算式为

O2aQSrbXVaQSrbQSr/Ns式中 a′——微生物代谢有机物需氧率，kg/kg；

b′——微生物自氧需氧率，1/d。

根据类似工程经验数据，取a′=0.55，b′=0.15，需氧量为

O2=0.55×1500×0.208+0.15×（1/0.15）×1500×0.208=483.6（kgO2/d）=20（kgO2/d）

（2）供氧量计算

设计采用塑料SX-1型空气扩散器，敷设SBR反应池池底，淹没深度4.5m。SX-1型空气扩散器的氧转移效率为EA=8

查表知20℃、30℃时溶解氧饱和度分别为Cs(20)=9.17mg/L、Cs(30)=7.63mg/L空气扩散器出口的绝对压力pb为

pb=1.013×105+9.8×103×H=1.013×105+9.8×103×9.8=1.4×105（Pa）空气离开曝气池时，氧的百分比为

211EA2118%=19.6%79211EA792118%曝气池中溶解氧平均饱和度为（按最不利温度条件计算）

Csb(30)1.410519.6PbOtCS7.635542422.066102.06610水温20℃时曝气池中溶解氧平均饱和度为

Csb(20)1.17Cs(20)1.179.1710.73(mg/L)20℃时脱氧清水充氧量为

RoPCsbTCj1.024T20RCS(20)计算时取值α=0.82，β=0.95，Cj=2.0，P=1.0，则计算得

RoO210.731.6O231.8(kgO2/h)

0.820.951.08.932.01.0243020SBR反应池供气量Gs为

GsRo31.81325(m3/h)=22.08(m3/min)0.3EA0.30.08每立方污水供气量为

1325m3/h3321.2m空气/m污水362.5m/h去除每千克BOD5的供气量为

1325m3/h3102m空气/kgBOD53362.5m/h0.208kg/m去除每千克BOD5的供氧量为

318kgO2/h2.45kgO2/kgBOD53362.5m/h0.208kg/m（3）空气管计算

空气管的平面布置如图1-9所示。鼓风机房出来的空气供气干管，在相邻两SBR池的隔墙上设两根供气支管，为两SBR池供气。在每根支管上设6条配气竖管，为SBR池配气，四池共四根供气管，24条配气管。每条配气管安装SX-1扩散器3个，每池共18个扩散器，全池共72个扩散器。每个扩散器的服务面积为72m2/18个=4m2/个。扩散器布置如图1-10。

空气支管供气量为

GSI22.081.250.2516.9( m3/min)=0.12 m3/s

由于SBR反应池交替运行，四根空气支管不同时供气，故空气干管供气量亦为13.8m3/min。

空气管道的最不利管线计算，如图1-11所示。

7863211109空气管路计算结果见表1-5。

表1-5 空气管路计算表

管段编号

管段长度/mL

10/119/108/97/86/75//53/42/3

2.02.06.02.02.02.02.02.01.5

空气流量/(m3/min)Gs0.380.761.151.152.33.4.65.756.9

空气流速/(m/s)v3.26.69.62.05.07.29.812.114.3

管径/mD505050100100100100100100

弯头一个三通一个三通一个，弯头两个，闸阀一个

弯头一个三通一个三通一个三通一个三通一个三通、闸阀各一

个三通三个，闸阀

一个弯头、闸阀、止回阀各一个计配件

当量长度/ml00.760.501.4.662.102.102.102.102.98

计算长度/mL+ l02.762.507.6.6.104.104.104.104.48

压力损失9.8/(Pa/m)i0.421.703.460.100.400.801.452.153.15

9.8/Pah1.1.2527.80.671.3.285.958.8214.11

1/240.013.87.220025.165.100.3321.48

0/13.06.914.310012.515.503.18.83138.0

合

由计算表可得：空气管路总水头损失为

Σh=138.0mmH2O=1352.4Pa

假设管路富余压头为0.10m，即100mmH2O，SX-1型空气扩散器压力损失为200 mmH2O，则曝气系统总压力损失为

h=0.138+0.10+0.20=0.438mH2O

3.8 鼓风机房设计3.8.1 供风量

本处理站需提供压缩空气的处理构筑物及其供风量为预曝气沉淀池0.21m3/min，4.0mH2O；SBR反应池13.8 m3/min，4.5 m3/min3.8.2 供风风压

预曝气沉淀池供风风压为3.5~4.0

mH2O，SBR反应池需供风风压为

4.51m3/min，鼓风机供风以SBR反应池为准。

根据计算，SBR反应池曝气系统风压损失为0.3381m3/min，则鼓风机所需出风压力为ps=H1+H2+H3

式中 H1——SBR反应池所需风压；

H2——空气管路系统风压损失；H3——曝气系统富余风量；

即 ps=H1+H2+H3=4.5+0.338+0.1=4.938mH2O3.8.3 鼓风机的选择

综合以上计算，鼓风机总供风量即风压为

拟选用TSC-100鼓风机三台，二用一备。该鼓风机技术性能如下：转速n1450r/min，口径DN100mm，出风量8.0m3/min，出风升压ps49.0kPa，电机功率N15kw，机组重量W330kg。机组占地（安装尺寸）面积L1010mm×M500mm，机组高H1150mm。3.8.4 鼓风机房布置

鼓风机房平面尺寸（10.8×5.4）m2，鼓风机房净高4.8m。鼓风机房含机房两间7.8 m2，值班（控制）室一间3.0 m2。鼓风机机组间距不小于1.5m。

鼓风机不专设风道，新鲜空气直接从建筑窗上部的进风百叶窗进入，由鼓风机进风过滤器除尘。鼓风机在出风支管上装设压力表及安全阀，鼓风机由值班室和中控室均可控制。3.9 污泥处理系统

3.9.1 产泥量

根据前面计算知，有以下构筑物排泥。调节沉淀池UASB预曝气沉淀池SBR反应池

60m3/d59 m3/d13.5 m3/d15.6 m3/d

P=97.5%P=98.0%P=98.0%P=99.0%

则污水处理系统每日总排泥量为184.1 m33.9.2 污泥处理方式

污水处理系统各构筑物所产生污泥每日排泥一次（除SBR外），集中到污泥集泥井，然后再有污泥打至污泥浓缩池，经浓缩后送至贮存柜暂放，再由污泥泵送至脱水机房脱水，形成的泥饼外运作农肥（因为污泥中无有害污染物，而有机质含量较高）。

污泥浓缩池为间歇运行，运行周期为24.0h。其中各构筑物排泥，污泥泵抽送污泥时间1.0~1.5h（除SBR外）。污泥浓缩时间20.0h浓缩排水与排泥时间2.0h，闲置时间0.5~1.0h。3.9.3 集泥井容积计算

考虑各构筑物间歇排泥，每日总排泥量为148.1m3，需再1.5h内抽送完毕，集泥井容积确定为污泥泵提升流量（148.1 m3）的10min的体积，即16.5 m3。

此外，为保证SBR排泥能按其运行方式进行，集泥井容积应外加15.6 m3。则集泥井总容积为16.5+15.6=32.1（m3）。

集泥井有效泥深为3.0m，则平面面积应为

AV32.110.7m2H3.0设计集泥井平面尺寸为（3.0×3.6）m2

集泥井为地下式，池顶加盖，由潜污泵抽送污泥。

集泥井最高泥位-0.1m，最低泥位-4.0m,池底标高为-4.5m。集泥井总容积为48.6 m3。

3.9.4 集泥井排泥泵

集泥井中安装潜污泵两台，购三台，使用两台，备用一台。选用AS75-2CB潜污泵，配双泵双导轨自藕底座100GAK。该泵技术性能为

Qb=850m3/h，Hb=13.0m，电动机功率N=7.5kw，转速n=2900r/min，质量W=185kg。

安装所占平面尺寸2200mm×1250mm，集泥井顶盖最小开口尺寸1500mm×700mm。集泥井最低泥位-4.0m，浓缩池最高泥位3.0m，则排泥泵抽升的所需净扬程7.0m。排泥富余水头2.0m，污泥泵吸水管和出水管压力损失为3.0m,则污泥泵所需扬程为Hh=7.0+2.0+3.0=12.0 (m)。3.10 污泥浓缩池设计计算3.10.1 设计说明

污泥浓缩池采用间歇式重力浓缩池，运行周期为24.0h，其中进泥1.0～1.5h，浓缩20.0h，排水和排泥2.0h，闲置0.5～1.0h。

浓缩前污泥量为148.1m3，含水率P=98%。3.10.2 容积计算

浓缩20.0h后，污泥含水率为95.5%，则浓缩后污泥体积为

CVV0198%/195.5%65.8(m3)0C148.1则污泥浓缩池所需容积应不小于148.1+65.8=213.92=214.0(m3)3.10.3 工艺构造尺寸

设计污泥浓缩池两个，单池容积不应小于107

m3。设计平面尺寸为

2×（5.5×5.5）m2，则净面积为60.5 m2。设计浓缩池上部柱体高度为3.5m，其中泥深3.0 m，柱体部分污泥容积为181.5 m3。

浓缩池下部为锥斗，上口尺寸（5.5×5.5）m2，下口尺寸为（0.5×0.5）m2，锥斗高为3.0 m，则污泥斗容积为

123.05.520.525.520.5266.5(m3)3污泥浓缩池总容积为181.5+66.5=248.0（m3）＞214.0 m3，满足要求。浓缩池保护容积为34.0 m3。锥体斜面倾角为50.2°浓缩池池顶标高为3.5 m，池内底标高为-3.0m。污泥浓缩池构造和尺寸见图1-12。3.10.4 排水和排泥

（1）排水

浓缩后池内上清液利用重力排放，由站区溢流管道排入调节池。浓缩池设

四根排水管于池壁，管径DN150mm。于浓缩池最高水位处置一根，向下每隔1.0m、0.6m、0.4m处设置一根排水管，下面三根安置蝶阀。

（2）排泥

浓缩后污泥泵抽送入污泥贮柜。污泥泵抽升流量66.0 m3/h。浓缩池最低泥位-0.5m，污泥贮柜最高泥位为5.5m，则污泥泵所顶静扬程为6.0m。

选用2PN污泥泵一台，该泵Qb60 m3/h，Hb17.5MH2O，转速n1450r/min，电动机功率N10kw，质量W150kg，占地尺寸L1250mm×B500mm。3.11 污泥脱水系统设计3.11.1 污泥贮柜

浓缩后需排出污泥66m3，污泥贮柜容积应为V≥660 Φ4.0m×H6.0m，则贮泥有效容积为

Vm3。设污泥贮柜为

44.025.771.6(m3)＞66.0 m3

可满足污泥贮存要求。

污泥贮柜除进出泥管外，需设置泥位计、通风孔、人孔。3.11.2 污泥脱水机房

（1）污泥产量干污泥产量为

调节沉淀池 UASB 预曝气沉淀池 SBR反应池 合计干污泥含量为

1.5t/d1.2t/d0.28 t/d0.16 t/d3.14 t/d

经浓缩池浓缩后为含水P=95.5%的污泥共66.0m3/d。（2）污泥脱水机

根据所需处理污泥量，选用DYQ—2000型脱水机一台。该脱水机处理能力为430kg（干）/h，则工作时间7.3h。

脱水机技术指标：干泥生产量400～460kg/h，泥饼含水率70%～80%，主机调速范围0.97～4.2r/min，主机功率1.1kw，系统总功率25.2kw，滤带有效宽度2000mm，滤带运行速度1.04～4.5r/min。外型尺寸

4800mm×3000mm×2500mm，机组质量6120kg。

（3）投药装置

投药量。根据对城市污水污泥、啤酒厂污水站污泥絮凝剂脱水实验知，常用絮凝剂的投药量分别为：FeCl35.0%～8.0%,硫酸铝8.0%～12.0%，聚合氯化铝3.0%～10.0%，聚丙烯酰胺1.5%～2.5%。

投药系统按投加聚丙烯酰胺考虑。设计投药量为2.0%，则每日需药剂为3140kg×2.0/1000=6.28kg

需用纯度为90%的固体聚丙烯酰胺为6.28/0.90=7.0kg

调配的絮凝剂溶液的浓度为0.2%～0.4%，则溶解所需溶药罐最小容积为2000L。选用BJQ-14-0.75溶药搅拌机一台，药液罐规格1.8m×Φ1.5m，有效容积为2625L，搅拌电动机功率为0.75kw。

药液投加选用JZ-450/8计量泵，投药量为450L/h，投药压力为8.0kgf/cm2(1kgf/ 880mm（含基础）。

（4）其他配套设备①污泥进料泵

单螺杆一台GFN65×2A，该泵输送流量0.5～15.0m3/h，输送压力为4.0kgf/cm2(1kgf/cm2=98kPa)，电动机功率为7.5kw，占地尺寸2100mm×1200mm。

②滤带清洗水泵

DA1-80×5清水泵一台，该泵流量25.2～39.6m3/h，扬程44～mm，电动机功率为7.5kw，占地尺寸为1400mm×700mm。

③空压机

Z-0.3/7移动式空压机一台，输送空气流量为0.3m3/min,压力为7.0kgf/cm2(1kgf/cm2=98kPa)。

④机房面积

脱水机房建筑尺寸为（12.0×9.0）m2，必要时可设置（2.0×6.0）m2的污泥栅。

4 污水处理站平面布置和高程布置

cm2=98kPa),计量泵外型占地尺寸为825mm×0mm，高为

4.1 构筑物和建筑物主要设计参数

该淀粉厂废水处理工艺构筑物和建筑物及其技术参数详见表，表中包括部分露天设置的设备。综合楼的功能包括办公与值班、化验、配电、控制机房。

表1-6 构（建）筑物一览表

序号12

名称分流格栅槽集水井一次污水泵

房调节沉淀池二次污水泵

房

技术参数e=0.01mT=0.25h80WGF三台Qb70m3/hHb16.5mT=8.0h80WGF三台Qb632m3/hHb16.5m四台

UASB

6

水封罐

78

预曝沉淀池SBR反应池

ΣT=8.0hTR=4.0hQ=14.0m3/minp=5.0mH2OQ=148.1m3/dP=95.5%

11

污泥浓缩池

Q=65.8m3/dT=24.0h2PN一台

12

污泥泵

Q=60m3/hH=17.5m

1314

污泥贮柜污泥脱水机

房

V66.0m3DYQ-2000

4.012.0×9.0

6.05.4

钢砖混

1.25×0.511.9×6.1

6.5

钢筋混凝土

φ7.0m×H10.0mNv=6.0kgCOD/m3·d

两个

13.9×9.422.5×12.6

6.05.5

钢筋混凝土钢筋混凝土

18.0×20.0

10.02.5

钢

9.0×7.8

5.0

钢

12.9×12.6

6.7

砖混

5.0×2.0

钢筋混凝土

平面尺寸/m22.5×0.85.5×2.0

高度/m0.703.20

备注砖混砖混

3

4

5

φ1.8

钢

910

鼓风机房集泥井

10.8×5.44.2×3.6

4.84.5

砖混砖混

151617

污泥棚沼气柜综合楼

V500m3二层

2.0×6.010.315.0×5.4

3.97.07.2

砖混钢砖混

4.2 污水处理站平面布置

该淀粉厂污水处理站位于淀粉厂东南角，处理站东西宽39.0m，南北长77.0 m，总占地面积3003.0m2。其中构(建)筑物占地面积为1322.0 m2，所占比例为44.0%.污水从处理站西北进水，从处理站东侧出水。4.2.1 布置原则

（1）处理站构(建)筑物的布置应紧凑，节约用地和便于管理。①池形的选择应考虑减少占地，利于构（建）筑物之间的协调；②构(建)筑物单体数量除按计算要求确定外，亦应利用相互间的协调和总图的协调；

③构(建)筑物的布置除按工艺流程和进出水方向顺捷布置外,还应考虑与外界交通、气象、人居环境和发展规划的协调，做好功能划分和局部利用。

（2）构（建）筑物之间的间距应按交通、管道敷设、基础施工和运行管理需要考虑。

（3）管线布置尽量沿道路与构（建）筑物平行布置，便于施工与检修。（4）做好建筑、道路、绿地与工艺构筑物的协调，做到即使生产运行安全方便，又使站区环境美观，向外界展现优美的形象。

（5）具体做好以下布置。

①污水调节池和污泥浓缩池应与办公区或厂前区分离；②配电应靠近引入点或耗电量大的构（建）筑物，并便于管理；③沼气系统的安全要求较高，应远离明火或人流、物流繁忙区域；④重力流管线应尽量避免迂回曲折。4.2.2 管线设计

（1）污水管

①进水管 原污水沟上截流闸板的设置和进站控制闸板的设置由淀粉厂完成。

②出水管 DN200铸铁管或陶瓷管，q17.4L/s，v0.90m/s，i0.006。③超越管

考虑运行故障或进水严重超过设计水量水质时废水的出路，在

UASB之前及预曝气沉淀池之前设置超越管，规格DN200铸铁管或陶瓷管，i0.006。

④溢流管 浓缩池上清液及脱水机压滤水含微生物有机质0.5%~1.0%，需进一步处理，排入调节池。设置溢流管，DN200铸铁管，i0.004。

（2）污泥管

调节池沉淀池、UASB、预曝气沉淀池、SBR反应池均为零力排入集泥井，站区排泥管均选用 DN200铸铁管，i0.02。

集泥井至浓缩池，浓缩池排泥泵储泥柜，储泥柜至脱水机间均为压力输送污泥管。集泥井排泥管DN250，钢管，v0.90m/s。浓缩池排泥管，储泥柜排泥管，DN150，钢管，v1.0m/s。

（3）沼气管

沼气从UASB至水封罐为DN100，钢管。从水封罐向气水分离器及沼气柜为DN150，钢管。沼气管逆坡向走管，i0.005。

（4）给水管

沿主干道设置供水干管DN50，镀锌钢管。引入办公综合楼、泵房及各池均为DN32，镀锌钢管。

（5）雨水外排

依靠道路边坡排向厂区主干道雨水管。（6）管道埋深

①压力管道：在车行道之下，埋深0.7~0.9m，不得不小于0.7m；在其他位置0.5~0.7m，不宜大于0.7m。

②重力流管道：由设计计算决定，但不宜小于0.7 0.5m（一般区域）。4.2.3 平面布置特点

平面布置特点有：布置紧凑，构（建）筑物占地面积比例大于35.0%。重点突出，运行及安全重点区域UASB放置站前部，引起注意，但未靠近厂区主干道。美化环境，集水井、调节池、污泥浓缩池位于站后部。4.3 污水处理站高程布置布置原则：

m（车行道下）和

（1）尽可能利用地形坡度，使污水按处理流程在构筑物之间能自流，尽量减少提升次数和水泵所需扬程。

（2）协调好站区平面布置与各单体埋深，以免工程投资增大，施工困难和污水多次提升。

（3）注意污水流程和污泥流程的配合，尽量减少提升高度。

（4）协调好单体构造设计与各构筑物埋深，便于正常排放，又利检修排空。