专利名称：改进的流化床方法及设备的制作方法
技术领域：
本发明涉及采用改进的流化床方法及设备进行的厌氧废水净化。早在70年代，工业废水的厌氧处理就显示出相当的重要性，并使具有高生物物质浓度的改进反应器得到了开发。与其它高速厌氧反应器(填料反应器，UASB反应器等易得到的主要反应器)相比较，流化床系统的一个主要的优点是有更高的净化能力，不会发生反应器阻塞(在填料反应器中易阻塞)不会发生淤渣存留(在UASB体系中，如未获得粒状淤渣，则产生存留问题)以及体积小占地面积小。较高的向上流动的液体速度防止了阻塞并保证了物流与附着在载体上的生物物质之间的良好接触。该流化床反应的立式结构及较小的尺寸使整个结构变得极为紧凑，从而防止了臭气的出现，根据情况可采用(贵重的)抗腐蚀材料。
但是，厌氧流化床反应器的缺点也是已知的，这就是微生物层的增长和对其控制的问题。在反应器的底部经常是出现裸载体颗粒，这就会造成部分反应器不具备净化活性。还有起动时间较长等操作问题，这是由于裸载体颗粒成长时间长而造成的，它一般需要2-4个月才能长成。
例如，在甲烷产生阶段，在工业规模条件下，当用合适的微生物接种后，成长阶段需要4-12周。在这种时间内，系统的稳定性对(例如)最大负荷非常敏感。如果负荷用kgCOD/kgVSS/天来表示的话，则该负荷对反应器中的很少数量的微生物来说是太大了。这会造成大量微生物的损失。一个很短时间的偶然事件就会造成几乎是完全的系统的新的起动。另外，对于所推荐的短停留时间(见例如EPA-28846)，起动过程的PH的控制是必要的。另一个缺点是当反应器停止动转时，沉降在反应器底部的载体材料会使液体分布器发生阻塞。
USP4253956描述了另一类厌氧方法，即UASB-系统(上流厌氧淤渣床)。该方法是已知的且常常被用于实际中。当在严格的规定条件下于起动阶段前加入足够的粒状淤渣时，在工业规模中可得到短且可重现的起动。该粒状淤渣可从其它UASB系统中得到。该类粒状淤渣由活性材料颗粒构成，它是在UASB系统中自然产生的。这些颗粒可保持其活性几年，并可由反应器中去除或存贮在其中，这就使这些颗粒非常适用于新设备或于突然停车后重新起动的现有设备的接种材料。该UASB系统也非常适用于季节性工厂(如甜菜等糖加工厂)，在这种工厂中，加工过程常会停顿几个月，因而快速重新起动是非常必要的。
但是，UASB反应器也有一些缺点，例如，液体的速度(1-2m/h)不足以防止反应器中惰性沉降物的(部分)沉降。在很多情况下要想防止这种现象，就必须在一个初分离器中先处理废水分出这种惰性沉积物。由于其结构特性，UASB系统对上部的气体进入非常敏感，从而引起腐蚀。有时由于上部泄漏，会发出臭气。顶部压力必须保持很低，这样会使腐蚀性生物气体的输送在不使用压缩机的情况下变得几乎不可能。另外，当需要初沉降器时，设备占面积很大，这么大的面积在废水源的近处并不是易于得到的。
对于低浓度的废水，设计了一种改进的UASB反应器，即所谓的EGSB(扩展粒状淤渣床)反应器(见G.LettingaandL.H.Pol，Wat，Sci.Fech.Vol.18，No.12(1986)pp.99-108)当低浓度废水被送入UASB反应器时，气体的产生太慢，由形成于反应器内的该气体而产生的混合变得非常不充分，反应器运转的也不好。
为了克服这一问题，在EGSB系统中采用显著较高的上升的液体速度，这会形成明显的淤渣床膨胀，并且随之而得到淤渣/水的良好接触，及生物物质的更好的应用。通常，这些高上升速度可通过流出物的循环而得到。
但是，EGSB系统仅适用于处理较冷和浓度非常低的废水。当高浓度的废水被送入EGSB系统时，反应器内将会形成大量的气体，从而会干扰净化过程。部分淤渣粒子则将会和物流中的悬浮固体一起被冲出反应器。在传统的沉降器设计中，这些淤渣粒子很难从悬浮固体中分离出来，从而造成活性生物物质的流失。因此，EGSB反应器无法处理高浓度废水，而以使用一般的UASB反应器为佳。在G，Lettinga和L.H.P的文章中未提及淤渣的生长。
本发明的目的是提供一种方法，在该方法中，是将流化床方法和UASB一方法的优点结合起来，从而形成了一种改进的流化床方法。
本发明的另一目的是提供这样一种改进的流化床方法，该方法可以在非常适合于该类方法的改进的设备中进行。不仅本发明的方法可以在该设备中进行，其它采用载体材料的流化床方法也可以在其中进行。
图1示意出了EP-A-90450中公开的三相分离器。
图2至图4表示了本发明的实施方案及其水平横截面图，说明了在反应器中产生的生物气体的部分收集。
图5表示了在三相分离器中使用了两个平行板。
图6表示了在三相分离器中使用了很多平行板。
图7表示了液体分布装置的结构的两个实施方案及它的水平截面衅。
图8表示了一个实验室流化床反应器，其中的淤渣颗粒可以测定。
图9表示了带有几个平行隔板的三相分离器。该分离器以中试规模进行测试。
UASB反应器一般具有4-20小时的液体停留时间。UASB反应器中的淤渣颗粒处在1-2米/小时液体空塔速度和1-2米/小时的气体空塔速度(在反应器的上部)中。令人吃惊的是发现这类粒状淤渣极其适宜于作为其中的液体停留时间为0.5-4小时，空塔液体速度平均为4-25米/小时(最好为6-20米/小时)以及空塔气体速平均为4-15米/小时的流化床中的活性物质，并且不会发生破坏。
在进一步研究和实验之后，我们吃惊地发现，粒状淤渣在其被导入流化床反应器后不仅保持了其粒状结构及其生物活性，而且也适应于极为湍动流化床条件。甚至在该反应器中颗粒状淤渣的数量随时间而增加。该现象在酸化和甲烷形成反应器中被发现。该改进的流化床方法具有流化床方法和UASB方法的优点，但没有上述方法的缺点。从实验室规模，中试规模及工业规模的装置中得到的该改进方法的结果清楚地表明了本发明不仅仅在起始阶段，而且也在稳态条件下表现出的优越性。
对EGSB方法来说，本发明的优越性可通过将本发明的与EGSB方法比较而发现。EGSB方法，A.W.A.deManetal.在(Proc.22-26May，1988，P.197ff)上有描述，该方法是在本发明的优先权日之后公开的。
如前所述，EGSB不适于高浓度的废水。反应器中的高空塔速度可以通过流出物的大量循环来得到，但会导至反应器的生产能力降低。低浓度的废水会使气体的生成量减少，从而就会出现和湍动有关的较温和的条件。
防止具有高气体和液体速度的方法中的活性淤渣颗粒的损失不是通过在(EGSB)反应器中选择温和的条件来达到的，而是通过淤渣颗粒向反应器的的效的，选择性的回流而达到的。这种观点构成了本发明的基础。
淤渣的这种回流可通过使用不同的分离技术来实现，例如使用放置在反应器顶部或其它地方的沉降器。通过在该分离器中选择合适的条件，可以将淤渣颗粒从含有悬浮固体的物流中分离出来。用这种方法，可以净化完全不适于EGSB方法的废水。
为了表明本方法的优点，在表1中比较了EGSB和本方法(UFB)的一些典型特点。
表1EGSBUFB反应器高度(m)5-1010-25由于转化的COD而产生的气体(m3气体/m2反应器横截面积.天) ＜1 1.5-15COD载荷(kg COD/m3反应器体积.天) 1-5 10-80回流比＊5-100-4空塔液体速度(m/h)6-85-20＊回流比＝循环的物流与反应器进料的比例。
通过将导入来自例如UASB反应器或另一个本发明的方法在其中进行的反应器的淤渣可加速本发明的方法的起动。在没有实质性数量的淤渣接种的情况下起动也是可能的。但是，这在足够数量的颗粒淤渣出现前会需要很长时间。通过选择正确的操作条件可以将使用载体物质的已运转流化床方法转变为本方法。用这种方式可以将传统的方法逐渐转变成本发明的方法。在本发明的一个实施方案中，可存在颗粒淤渣及在载体上的淤渣。该实施方案很适宜于现存的装置。
本流化方法的颗粒可以承受反应器中高度湍动条件。它们还表现出了其它优良的性能，其活性可保持几年，并可用于其它流化床方法的起动。另外它们还适宜于季节性工厂的废水处理。
淤渣颗粒的极限降落速度(沉降性能的标志)高于或至少等于UASB反应器中的淤渣的极限降落速度。淤渣的活性至少与UASB反应器中的淤渣的活性相同或经常是比其更高。令人吃惊的是，我们发现淤渣的质量取决于反应器和三相分离器的结构，这将在下面进行更详细的说明。
该改进的流化床方法可以在未改良的设计用于通过使用附着在载体上的生物物质的净化方法的流化床反应器中进行。但本发明的方法最好在改进的流化床反应器中进行，这将在后面详细描述。工业规模的实验表明，用未改良有流化床反应器可得到不甚理想的结果，这和液体分布装置及装在反应器顶部的三相分离器的结构有关。
由于液体离开分布装置(5-10m/s)而造成的能量耗散是很大的，以至于颗粒淤渣都可能由于液体的喷射而崩解。EPA-90450中描述的三相分离器在较低液体和气体载荷条件下作用良好，但在高载荷下，气体(馏分)会常常进入沉降室。这将会干扰沉降过程并造成长成的或裸载体颗粒，或天然颗粒的损失。
另外，本发明对液体分布装置的结构进行了改进，从而使流化床方法更适宜于颗粒淤渣。
另外，三相分离器的结构也进行了改进从而减少了长成的或裸载体颗粒的损失。并且在本发明的一个推荐的实施方案中，这种损失减少了很多。通过这样，可在反应器中维持更高的活性生物物质的浓度，甚至在高的液体和气体速度下也是如此。该改进可以以图1所示的已知循环流化床反应器(1)为基础来说明。设想在反应器的横截面上。上升气泡的分布是均匀的，则约60%的在喉部(2)下面的室中形成的气泡将集中形成园筒形气泡帘(3)。由于向上流入沉降器(4)的液体流在喉部的偏转而造成的向壁运动使该气泡帘不稳定。在气体收集帽(57)和喉部(2)之间的经向重叠板难以在任何时刻将气泡通过收集帽带走。气泡进入沉降器(4)会干扰沉降过程。在仅在顶部有较低气流的反应器中，这个问题不太明显。
在USP4609460号中，公开了一种装置，在该装置中，当在UASB反应器中发酵产生的气体到达反应器的上部以前，就被大部分收集。其结构相当复杂，并且在整个反应器中有很多通过一个以上竖管结合起来的重叠的收集系统。在这样的系统中，液体物流的控制是很困难的或几乎是不可能的，甚至对于UASB方法也是如此。在流化床系统中，它们完全不能用。
在USP4622147号中，公开了一种用于UASB方法的装置，它具有3层气体收集室。象USP4609460那样，这个设计是用于低气体液体速度的UASB反应器的。该装置不仅不能解决上述的当用于流化床反应器时而产生的有关气泡帘的问题，而且该相分离结构与反应器的容积相比，占据了反应器的相当部分。
解决这一问题的显而易见的方法是加大喉部和气体收集帽之间的重叠板。但是，我们发现液体的速度在喉部加大，从而使处在沉降器之外的沉降的颗粒的返回更加困难。另外，大的直径会使收集帽变大，从而其建造就更加困难。
发现在反应器的喉部聚集而成的气泡帘可以与流动液体分开。当收集的气泡被直接送往气体收集区时，则沉档男Ч缓玫奈侍庖簿徒饩隽耍踔炼杂诜从ζ髦屑叩钠搴 或液体速度的情况也如此。这种特殊的生物气体收集装置不仅可装在新流化床反应器中，而且本发明的装置也可以补装在现存流化床反应器中。
在图2，3，4和5中表示了不同生物气体出口的几个实施方案。分配器6将气泡收集起来(如无该分配器，则形成气泡帘)。通过管(7)或室(7)，收集的气体被直接送往气体收集区(9)或与气体收集区连结的收集管(8)(见图4)。在工业规模的循环反应器中，分配器(6)的直径可是为0.5-10米，该分配器的高度在例如反应器的直径为3米的情况下为30-80厘米。最好是所有管子的尺寸均能保证气体进入气体收集区且足以高于液面以免沉降器内产生气升循环流。
分配器(6)可收集30-80%，较好是50-80%的离开反应器的气体。虽然园形反应器是推荐的，但是正方形的，长方开的或其它型式的反应器也包括在本发明的范围内。该流化床反应器适宜高度至少为6米，最好至少10米。H/D宜为2-40，最好为2-10(H为反应器高，D为直径或平均直径)。
进一步，本发明在三相分离器中使用了平行板，这就使小固体颗粒更好地凝结或增长为大颗粒。在图5和6中，给出了这种结构的两个实施方案。在USP4253956中，公开了一种UASB装置，沉降器的倾斜壁是断开的，以形成进口。这样形成的壁在进口处是交错的，以隔断上升气流，从而使该气流不能进入沉降器。处在斜置的壁的底端的沉降器出口使颗粒的返回变为可能。由于液体和气体速度高，所以这种原理可以用于流化床反应器是十分令人吃惊的。通过使大部分的在反应区形成的气体旁路通过，可以使该原理用于流化床方法中(与气体收集装置结合)。
图5表示了一个安在沉降器中的分配器(10)。围绕着该分配器，进行液体循环，这就使沉降的颗粒更好地从沉降器进入反应器，并改进了在该分配器(10)上部的气/液的分离。当使用园形三相分离器时，该分配器的型状为锥形。
另外，向上流动并达到该分配器下方的生物气体气流将被收集起来，并向上流动。这样就会造成围绕该分配器的升气循环。这是因为该分配器两边的密度不一样。
在图6中，也装了分配器10A和10B，这会使三相分离器发挥更好的作用。分配器的数目取决于需处理的液体的数量和技术设计尺寸的大小。但是，从经济上重最好安装一个分配器(10)。
令人吃惊地发现，上升气体的循环对反应器的良好稳定操作有作用。该循环的结果是所有的液体在其离开沉降器之前，都要循环5-20次，并进行上下运动。颗粒在该区域的平均停留时间增加，从而碰撞的机会也就增加了。
小颗粒可通过碰撞或凝聚而增长成为大颗粒。这样，就可以减少活性物物质的损失，并大幅度增加颗粒粒状。易于沉降的淤渣的形成速度。所以就可以将增长的活性颗粒与在净化过程中无活性的悬浮固体分开来。
由于三相分离器的这种设计，改善了较小的淤渣粒子向球形淤渣的转变。
与流化床系统相比较，本系统使反应器快速起动，甚至在只有中等数量的接种淤渣存在下这也是可能的。
当三相分离器为环形时，分配器(5)和(10)最好为截锥体。
按照设计要求，欧洲专利A-90450所述的液体分布装置须使得进入裸载体颗粒(例如砂子)床层的液体得到均匀分布。由于固体质量大，并且为了避免其粘结(从而形成静止区域)，液体须以高流速(5-10m/s)通过喷嘴，以便粉碎粒状淤渣。
本发明对液体分布装置的构造进行了改进，使得流化应反应器更适用于粒状淤渣(见图7)。
当(呈滞止状的)液流被中断时，天然颗粒几乎不具备粘结的倾向。令人惊异的是，即使是很厚(厚度达数米)的粒状淤渣层，通过在床层下部几个部位输送液体可很容易地使其开始流化。当(向上流动)空塔速度为6-10m/hr时，发生混合、流化和均化。具有反应活性的粒状淤渣直接于反应器最底部产生气体，这样又促进了混合过程的进行。
本发明的某些实例示于图7之中，作为本发明的一个方面，其中有一些以多个可能的方向连接反应器的进液管。无需使用能够形成局部高流速的特殊的出口喷嘴。正常情况下的出口流速为0.5-4m/s，以1-2m/s为佳，通过多个相互被隔开的进口并采用根据需要周期地中断或改变废液通过每个进口的流动这一方式将废液注入发酵区。例如，依次将废液输送通过每个进口一定的时间。矩形和园形反应器的底部均为平面形或园锥形。
实施例1在一容积为4升、直径为5.0cm的实验室型流化应反应器(1)的顶部安装一个容积为2升的三相分离器(见图8)。
用由UABB反应器产生的2升生物颗粒接种该流化床反应器，其中含有150gss(悬浮固体)或120gvss(挥发性悬浮固体)。
实验期间，塔内液体的空塔速度保持在8.8m/h。
流经管线(11)离开反应器的一部分液休经管线(13)被循环(17.0l/h)，其余部分经管线(14)被排放。未净化污水(15)(2.1l/h)与流出物的循环部分汇合在一起。
所产生的气体被收集于室(9)内并经管线(12)被排放。
典型的废水中含有2000mg/l乙酸和480mg/l乙醇，该废水于流化床中被提纯。于其中加入的营养物以促进生物物质的生长。
在包括开始的一段时间在内的3个月期间，每天的平均处理量为36.6kgCOD/m3反应体积，转化效率为CODt＝92.4%。平均产生生物气体45.7升/天(CODt＝化学需氧总量)。反应器上部的空塔气速计算值为0.97m/h。
反应器内的平均液体停留时间为2h，流化床反应区内的接触时间为6分钟。实验结束时存在有156gss，相当于135gVSS，相当于2.11升的膨胀体积。
实验证明，即使在这些条件下呈现生物物质净增长(15gvss)，但是粒状淤渣仍保持完整。该方法可以高效率地、稳定地进行操作。
实施例2在一中间生产规模过程中提纯来自Gist-brocades、Delft化工及发酵装置的工业废水。在一连续流动的搅拌釜反应器内酸化废水，液体停留时间为8-12小时。将该反应器的出料送往中间生产规模的流化床反应器。流化床反应器的流入液中含180-4500mg/l CODt，350-500mg/l硫酸盐和0.5-1.0g/l惰性-SS。平均说来，流入物被酸化至50%-80%，该数值是以溶解COD中的脂肪酸的量为基准计算的。图1所示为园柱流化床反应器，反应器高度(不包括三相分离器在内)为19.45m，直径为0.495m，其有效体积为3.7m3。喉部(2)近处的最小截面积为0.081m2，位于最底部的气体收集帽的相应截面积为0.108m2，其与垂直线的交角为55°。
向反应器中加入150kg粒状厌氧淤渣干燥固体(DS)。这种淤渣来自用于提纯糖厂废水的厌氧UASB-反应器。淤渣中有机物含量为82%，开始时，反应器中有120kgvss。粒状淤渣的平均粒径为2-3mm。试验开始时，反应器中膨胀粒状淤渣应层高度为7.7m。
经过酸化的废水与流出物的循环部分一起于反应器的底部被导入反应器。酸化废水的PH值为6.0-6.7，循环液的PH值为7.2-7.5。
将1.40m/h液体导入反应器，其空塔流速为7.4m/h。逐步增大导入液体中酸化废水的百分数;导入反应器中的酸化废水第一天为300l/h，第五天为1000l/h。在第五天，液体导入总量增至1.80m3/h，空塔流速为9.5m/h。处理量的逐步增大是在将流出物中脂肪酸含量保持在100mg/l以下这一基础上进行的。
表2中给出的酸化废水量、废水总量及空塔流速。
表2日期导入的酸循环废导入液体空塔液体停留化废水(m3/h) 水(m3/h) 总量(m3/h) 流速(m/h) 时间(h)10.31.11.47.412.351.00.81.89.53.781.30.51.89.52.9261.50.652.1511.42.5341.70.752.4512.92.2392.10.352.4512.91.75432.50.42.915.31.48试验期间，反应器温度保持在30-34℃达50天。
在此期间，反应器的效力稳定，脱除脂肪酸的效率均大于或等于90%。
试验期间，须经常测定膨胀粒状淤渣床层的高度。试验结束时，粒状淤渣床层的高度为4.6m。颗粒能够很好地被固定，其平均粒径为2-3mm。生物气体生成速度平均为40m/天，转化率为20kgCOD/m.天，反应器顶部的空塔气速为8.5m/h。最大处理量时，气体流速约为14.5m/h。
由于加入了来自厌氧UASB-反应器的接种淤渣，因而在实验开始时，淤渣部分为小颗粒，其至少部分被冲洗掉。这样就会在实验初期产生了粒状淤渣的流失。此后，粒状淤渣的数量保持稳定。
试验后，产生约84g(全部为干燥固体)颗粒淤渣，相当于约有71kgvss，其中有机物含量为85%。试验表明，即使是在高生物气体和液体流速下大多数颗粒仍保持整体状，并能够迅速地适应质量可变的流入液。试验期间，颗粒的形状变得更为紧密;生物物质的比活性平均值约为0.8kgCOD/kgvss.天(处理量峰值为1.6)实施例3在实施例2的园形流化应反应器(高度为19.45m，直径为0.495m)顶部安装有图9所示的三相分离器。该三相分离器由矩形室(16)组成，该室的一侧呈半园形(17)，室的下面有一适配器(18)，该适配器连接着一个直径为0.495的园柱体(21)，该园柱体与反应器连接。隔板(6)可用来收集约一半于反应器中生成的生物气体，它起图2，3，4和5中装置(6)的作用。收集到的生物气体直接经管线(7)被导向气体收集室(9)。在气体收集帽(5)的下面安装有4个隔板(10)。
三相分离的总体积约为0.75m3。气升循环流通过后，液体进入沉降室(4)。流出物通过堰(19)(溢流)经出口(20)离开反应器。收集得到的气体经出口(21)被排出。图9中有两个液体出口(20)。
来自Gist-brocades，Delft(见实施例2)的废水于流化应反应器中被提纯。与实施例2相同，须先将废水酸化。试验开始时，反应器中装填84kg于实施例2所述实施结束时产生的粒状厌氧淤渣(＝71kgvss)。在实施例2和3的试验之间的12天期间，将淤渣保存在反应器内。这样停车并不影响淤渣的性能或活性。
第一天，将500l/h酸化废水与2.2m3/h循环液导入反应器，其空塔流速为14m/h。此后，增大酸化废水量，同时保持导入液体总量恒定。因此，于第2天1000l/h，第3天1500l/h，第4天2000l/h，缘 天开始酸化废水的导入量为2500l/h。在此期间，生物气体的生成量由大约8m3/天增至最大值75m3/天(最大处理量)。纯化废水中脂肪酸-COD含量总是低于150mg/l。这明确地表明提纯基本上是彻底的。以反应器有效体积为基准计，总处理量在30-95kg COD/m.天之间变化(对应的转化率为12-40kg COD/m.天)连续操作70天后停止实验。脱气后，状粒厌氧淤渣量为103kg，而粒状生物物质估计为88kgvss。
试验表明，三相分离器对厌氧(产甲烷)生物物质形成颗粒起着促进作用，即使是在高液体和生物气体流速下(液体Vsup约为14m/h，反应器顶部生物气体最大流速为约16m/h)，也是如此。
实施例4使用实施例3中的园形流化应反应器(配置有图9所示的三相分离器(进行淤渣生长和造粒实验。
在流化应反应器中提纯来自Gist-brocadesDelft(见实施例2)的废水。与实施例2相同，该废水须先被酸化(液体停留时间为3-4小时)。
与其它实施例相反，开始时中间生产规模设备中仅有很少量的粒状淤渣。在淤渣床层增高的同时测定生物物质(TS，VSS)及淤渣颗粒数量可确定淤渣的净生长及新淤渣颗粒的形成(造粒)。此外，淤渣活性试验可证明活性生物物质的存在。开始时，反应器内淤渣应层高1.5m(14kg vss，70%vss，20kg TS)。循环物流(进料+循环流出物)在整个实验期间为14.4m3/天，其向上的空塔流速为5m/h。开始时的原污水流量为200l/h，2星期后增至600l/h。这样，COD的处理速率为60-80kg COD/天(＝16-22kg CODm3/天)。生物气体生成量在8-14m/天之间变化，其空塔气速约为2-3m/h。COD提纯效率为55-60%。
3个月后，淤渣床层高度由1.5m增至4.8m，淤渣总量由20kgTS增至49kgTS，有机淤渣量由14kgvss增至40kgvss。实验开始时，淤渣活性为0.9kgCOD/kgvss.天，在实验进行3个月后，活性为1.2kgCOD/kgvss.天。对单个淤渣颗粒进行测定，结果表明，颗粒数量增加190%。
实验结果清楚地表明，借助于本发明的沉降装置，可完成造粒及淤渣的净生长。另外，淤渣中活性生物物质含量高，这表明反应器中不存在无价值的悬浮固体。
实施例5该实验例描述的是对来自酵母生产厂的废水进行工业二步厌氧处理的方法。
流入物中平均含有2500-4000mg/l COD300-600mg/l SO-24和300-600mg/l悬浮固体。
在两个连接在一起的、体积各为100m3的罐中，使这三种组分被缓冲和混合。缓冲罐的温度为约37℃。在5-7小时的液体停留时间内，将废水部分酸化，约60-90%可被生物降解的COD被酸化。连接在一起的两个反应器彼此相同，其三相分离器结构如图1所示。
该反应器也示于欧洲专利申请0090450(见图2，7和8)。反应器高达12.3m(不包括三相分离器在内)，反应器的直径为3.0m，三相分离器直径为4.0m。反应器的有效体积为80m3，三相分离器中各部分之间的体积比与实施例1中相应各部分之间的体积比大体相同。
有待提纯的废水经5条水平分布管导入，管上装有方向向下的液体入口喷嘴。
试验开始时，第一反应器(R-1)中有5000kg砂子，而在第二反应器(R-2)中有13500kg砂子作为载体。这些载体的平均粒径为0.2-0.4mm，堆积密度为2700kg/m3。这些砂子随着用于提纯废水的生物物质长大。在第一反应器主要是进行酸化，而在第二反应器则主要是进行甲烷发酵。然而，由于上述操作过程中所产生的问题，在数月之久的试验中有大量长成的砂子被冲洗掉，这使得大量生物物质流失。因此该系统的操作不稳定。两个反应器的最初载荷量为40000kg砂子。
第1天，可通过变换操作条件刺激本发明粒状淤渣的生成，从而使砂子不再用作载体。这通过逐渐取走残余砂子并将导入液体总量由100m3/h减至65-70m3/h来实现，此时空塔液体流速由14m/h减至9m/h。实验开始时导入的酸化废水量为20m3/h，于第76天增至40m3/h。导入反应器的液体总量通过减少循环液体量始终保持恒定。虽然第一天的处理量为中等，但是脂肪酸的转化不完全R-1流出物中含有1900mg/l，而R-2流出物中含有600mg/l(R-2中的脂肪酸转化效率为67%)。在历时7个月的试验期间，两个反应器内的粒状淤渣量逐渐增大，转化效率增至最大脂肪酸转化率，流入物料量可增至全部废水均被处理时为止。该方法操作稳定，采用本发明方法可消除使用砂子作为载体所遇到的各种问题。
表3所示为试验结果。
表3日期流入物反应器1反应器2R-2处理量R-2效率(m)砂子生物颗粒砂子生物颗粒(kgCOD/m)COD脂肪(kg)(kgvss)(kg)(kgvss)(%)酸%1245000130135007016.55067413040001901300016014.57478764036083018.56280127401000137080007301762791824120015004000150020658220041200200040002000206582＊kgvss＝kg挥发性悬浮固体。
上述生物物质通过以4个取自园柱形反应器不同高度的样品为基准进行计算得到。
表4所示为于饱和基底条件下测定的粒状淤渣的活性。
表4日期R-1中粒状R-2粒状被流出物冲洗掉淤渣的活性淤渣的活性的粒状淤渣活性(kgCOD/kgvss.天)(kgCOD/kgvss.天(kgCOD/kgvss.天730.81.982.251850.851.631.42来自反应器1的颗粒活性低于来自反应器2的颗粒，这是由于反应器1中存在酸化和制造甲烷的细菌。反应器2中粒状淤渣的活性高于厌氧系统(如UASB-反应器)中的一般取值范围0.4-0.8kgCOD/kgvss.天。由于三相分离器的不完善，致使部分淤渣被流出物冲洗掉。被冲洗掉的淤渣活性仍很高。
于第155天，自反应器1取样口(高于液体分布系统)处采出的淤渣颗粒的极限沉降速度为39m/h，在高于液体分离系统3.9m处的取样口，为30m/h，在高于液体分离系统7.3m处的取样口为27m/h。
对于反应器2来说，在高于液体分布系统1.0m和3.9m处，颗粒的极限沉降速度分别为32m/h和29m/h。
如上所述，在其中没有载体(如砂子)的流化床反应器中不进行类似淤渣材料的接种也可获得粒状淤渣。
液体的向上空塔流速为8-10m/h，反应器上部的生物气体空塔流速分别为2-5m/h(R-1)和3-8m/h(R-2)。虽然未对反应器进行上述改进，即配置气体收集隔板(6)或隔板(10)或简易进料管，但仍能够形成可纯化废水的粒状淤渣。
基于工厂的生产条件其结果是引入注目，因为在工厂内，液体和COD-处理量不断变化，例如，在周末，几乎没有废水供给该系统。
实施例6将图4所示的特殊气体收集器安装在两个直径为5m，顶盖直径为6.5m的工业反应器上，反应器总体积为380m3，容积为240m3。两个反应器串联操作，即先将进料液导入主要进行酸化和硫酸盐还原过程的反应器1中，然后将酸化液导入主要进行甲烷生成过程的反应器2之中。该特殊气体收集器可收集约70%生成的气体，该气体不进入三相分离器。
上述两反应器之外，同时还有另两个采用同样的进料组合物。同样的生物方法、同样尺寸和在同样的条件下进行操作的反应器。不过，在第二组反应器中，并未配置特殊气体收集器。所有(共计4个)反应器均采用砂子(0.2-0.4mm)作为载体，根据生物物质/载体的原理进行操作。在500天的时间内，两组反应器的操作中无大停顿，这清楚地表明了气体收集器的作用。没有气体收集器，极限沉降速度为60m/h的长成的颗粒就在10m/h的液体空塔流速时发生流失，则流失量会上升至约50kg/天。若空塔流速为16m/h，则流失量会增至200kg/天甚至更多。当采用了特殊气体收集器时，即使是在空塔流速为16m/h时，该颗粒的流失也几乎为零。
权利要求
1.废水的厌氧提纯方法，该方法包括采用粒状淤渣的流化床法。
2.废水的厌氧提纯方法，其中粒状淤渣与连续液体物流接触，液体的向上空塔流速为4-25m/h。
3.按照权利要求2所述的方法，其中液体的向上空塔流速为6-20m/h。
4.按照权利要求2或3所述的方法，其中所生成的生物气体于反应器顶部的空塔流速为4-15m/h。
5.按照权利要求1-4所述的方法，其中在三相分离器中将分离气体、液体和淤渣分开，并在其中产生气升循环。
6.加速权利要求1-5中所述提纯方法启动的方法，其中采用来自淤渣床过程或来自权利要求1-5所述过程的淤渣对反应器进行接种。
7.废水的提纯设备，其中包括高度为H、平均截面积为D襀/D之比为2-40(以2-10为佳)的反应器，位于反应器顶部的三相分离器，由一个以上分隔开的进口管形成的液体导入装置，这些管子以0.5-4m/s(以1-2m/s为佳)的出口速度从靠近反应器底部的部位输入液体。
全文摘要
本发明涉及废水的厌氧提纯方法，其中包括使用粒状淤渣的流化床法。
文档编号B01J8/00GK1033040SQ8810910
公开日1989年5月24日 申请日期1988年10月7日 优先权日1987年10月8日
发明者洛伦斯·皮特·艾德里安, 罗伯特·简·佐特迈耶 申请人:吉斯特·布罗卡德斯股份有限公司