AB法污水处理工艺设计计算
A B法污水处理工艺设计
计算
Document serial number【NL89WT-NY98YT-NC8CB-NNUUT-NUT108】
目录
摘要 (1)
前言 (2)
1.设计原始资料 (2)
2.工艺比较及选择 (2)
污水特征 (2)
工艺比较 (3)
2.2.1 普通活性污泥工艺 (3)
2.2.2 氧化沟工艺 (5)
2.2.3 SBR工艺 (4)
2.2.4 AB法工艺 (4)
工艺选择 (5)
3.设计计算 (6)
污水处理程度的确定 (6)
污水处理工艺流程的选择 (6)
各处理单元设计计算 (7)
3.3.1 格栅 (7)
3.3.2 曝气沉砂池 (8)
3.3.3 AB工艺参数 (9)
3.3.4 A段曝气池 (11)
3.3.5 B段曝气池 (14)
3.3.6 A段中沉池 (17)
3.3.7 B段终沉池 (17)
3.3.8 污泥浓缩池 (18)
3.3.9 贮泥池 (19)
3.3.10 污泥消化池 (20)
3.3.11 污泥脱水机 (25)
附属建筑物 (27)
处理厂规划 (27)
3.5.1 平面布置 (27)
3.5.2 高程布置 (27)
污水提升泵选择 (29)
4.结论 (30)
参考文献 (31)
致谢 (32)
AB法污水处理工艺设计计算
摘要：通过分析污水特征和工艺比较，污水处理厂采用AB法污水处理工艺。AB属超高负荷活性污泥法，其设计特点一般为不设初沉池，A段和B段的回流系统分开。A 段和B段负荷在极为悬殊的情况下运行。A段污泥负荷高、污泥龄短、产泥量多，B
段污泥负荷低、污泥龄长、产泥量较少。两段的沉淀池表面负荷差异也较大。AB法产泥量较大，需设污泥消化工艺，解决污泥处理和出路问题。此外，AB法污水处理厂中的分期建设可缓解资金不足问题，同时使污水得到较大程度处理。本设计中选用的各参数数据参考现运行AB法污水厂的经验数据。
关键词 : AB法，负荷，设计，参数
The design and calculation
of AB wastewater treatment technology
Abstract：By means of analyzing the sewage characteristic and comparing treatment technologies, this wastewater treatment plant adopts the AB process. AB process belongs to the ultrahigh load activated sludge process. The design feature of AB process is that the primary sedimentation tank is generally unnecessary, and the refluence systems of section A and section B are separated. The load of Section A and section B are extremely different. Section A has high sludge load, short sludge age and more sludge production, while section B has low sludge load, long sludge age and less sludge production. Difference in the surface load of precipitating tanks in the two sections is noticeable. AB process’s sludge yield rate is relatively high, so it is necessary to set up sludge digest tanks to deal with excess sludge problem. In addition, Phased construction in AB process wastewater treatment plant can alleviate the fund deficiency problem, and make it possible for the sewage to be treated by a high degree. All parameter and data used in this design is selected from AB process wastewater treatment plants that having been operated successfully.
Keyword: AB process, load, design, parameter
前言
在当今世界，城市的建设正在高速发展，随着城市规模的不断扩大和人口的增加，水环境污染成了一个重要问题。“环境保护”是我国的基本国策，是维持发展的必要组成部分。对次，各级政府给予了高度重视，加大了对城市污水处理厂工程的投资力度，引进了许多国内外先进的系统设计技术和设备；国内科技人员也研究出了许多城市污水处理厂的新工艺、新技术，新建造了300多座城市污水处理厂工程，并正以每年几十座的速度增加，为我国城市污水处理事业迅速发展起到了推动作用。
污水处理厂多以二级生物处理为主，其中城市污水处理厂大部分采用好氧生物处理方法，其中活性污泥法的应用较广，其作用机理是利用污水中所含的有机物作底物，通过污泥中的微生物对有机物的吸附降解达到处理污染的效果。活性污泥法经过几十年来的运用和改良，现在已取得较好的处理效果。从传统活性污泥法到现今的氧化沟工艺、AB法等都属于该范围内。
AB法即吸附生物氧化处理法，它是德国亚琛大学hnke教授于70年代中期开创，80年代初开始应用的工程实践。AB工艺是根据微生物生长繁殖及其基质代谢的关系而确定的，并充分考虑了污水收集、输送系统中高活性微生物的作用，通常维持A段在极高负荷下，使微生物处于快速增长期以发挥其对有机物的快速吸附作用；维持B 段在极高负荷下运行，利用长世代期微生物的作用，保证出水水质。AB法与传统生物处理方法比较，在处理效率、运行稳定性、工程的投资和运行费用等方面均有明显优势。
1 、设计原始资料
某城镇生活污水资料：平均水量Q=1×104m3/d，时变化系数为。水质如下：pH=—，COD=450 mg/L，BOD5=220 mg/L，SS=280 mg/L，N–NH3=50 mg/L，TN=60 mg/L。
2、工艺比较及选择
污水特征
本项目污水处理的特点：污水以有机污染为主，BOD5/COD=，可生化性较好。污水中主要污染物指标BOD5、COD和SS相对国内一般城市污水较高，同时有脱氮要求。污水处理厂投产时，多数重点污染源治理工程已投入运行。
针对以上特点以及出水要求，现有城市污水处理技术的特点，以采用生化处理最为经济。
工艺比较
根据国内外已运行污水处理厂的调查，要达到确定的治理目标，可采用的方法有：“普通活性污泥法”、“氧化沟法”、“SBR活性污泥法”和“AB法”。
2.2.1 普通活性污泥法工艺
普通活性污泥法，应用年限长，具有成熟的设计及运行经验，处理效果可靠。自20世纪70年代以来，随着污水处理技术的发展，本方法在工艺及设备等方面又有了
很大改进。在工艺方面，通过增加工艺构筑物可以成为“A/O”或“A2/O”工艺，从而实现脱N和P。在设备方面，开发了各种微孔曝气器，使氧转移效率提高到20%以上，从而节省了运行费。国内外以运行的中大型污水处理厂，如西安邓家村
（12m3/d）、天津纪庄子（26万m3/d）、北京高碑店（50万m3/d）、成都三瓦窑（20万m3/d）等污水处理厂都采用此方法。目前世界最大的污水处理厂—美国芝加哥市西南西污水处理厂也采用此工艺，该厂于1964年建成，设计流量为455万m3/d。
普通活性污泥法如设计合理、运行管理得当，出水BOD5可达到10—20mg/L。它的缺点是工艺路线长，工艺构筑物及设备多而复杂，运行管理困难，基建投资及运行费均较高。国内已建的此类污水处理厂，基建投资一般为1000—1300元/m3，运行费为—元/（m3/d）或更高。
2.2.2 氧化沟工艺
氧化沟污水处理技术，是20世纪50年代由荷兰人首创。60年以来，这项技术在欧洲、北美、南非、澳大利亚等国家以被广泛采用，工艺及构筑有了很大的发展和进步。据报道，1963—1974年英国共兴建了300多座氧化沟，美国已有500多座，丹麦已建成300多座。目前世界最大的氧化沟污水厂是德国路维希港的BASF污水处理厂，设计最大流量为万m3/d，1974年建成。
由于该工艺在水流流态和曝气装置上的特殊性，其处理流程简单、构筑物少，一般情况下可不建初沉池和污泥消化系统，某些情况下还可不建二沉池和污泥回流系统，对于中小型污水处理厂，为节省投资或降低维护管理难度时，会得到首选。其处理效果好且运行稳定可靠，不仅可满足BOD5和SS的排放标准，在运行方式合适时还能实现脱氮和除磷的效果，而不像传统活性污泥法（要脱氮除磷时）要做大量改造工作。同时该工艺还具有较强冲击负荷承受能力、剩余污泥少污泥稳定程度好、机械设备少等优点。
当有脱氮的处理要求时，氧化沟工艺在基建投资方面比传统活性污泥法节省很多；但是当仅要求去除BOD5而在脱氮方面不作要求时，对于污水厂采用氧化沟工艺运行费用比传统活性污泥法略低或相当，不占优势。但是该工艺因存在污泥中的有机物质最终是在氧化沟中部分好氧代谢去除的，所以氧化沟工艺在节约能耗、降低运行费用方面不具有优势。
2.2.3 SBR活性污泥法工艺
SBR全称为间歇式活性污泥法，间歇式活性污泥法作为一项新技术，不论在工业企业还是城市污水处理工程中得到了更广泛的应用。目前国内一些运行此工艺的城市有云南昆明市第三污水处理厂，处理流量为15万m3/d；浙江金华市污水处理厂，处理流量为8万m3/d；贵州遵义市污水处理厂，处理流量为8万m3/d。这主要是该工艺具有特殊的运行和净化机制，比传统活性污泥法具有更高的污染物净化效果，尤其对高浓度难生物降解污水，SBR工艺可省去二沉池、污泥回流设施，某些情况下还可省去调节池和初沉池，因而使整个工程占地减少、投资降低。另外，该工艺还具有较强的冲击负荷调节能力，污泥不易膨胀、易于沉淀、脱水性能好，可实现脱氮除磷功能等优点。
但该工艺要求配备专用排水装置和自动控制系统，在目前环保资金还比较紧张的条件下，限制了SBR工艺的高效稳定运行。由于是间歇运行，该工艺空气扩散器堵塞的可能性大于传统活性污泥法，若采用大气泡空气扩散器（为降低投资），则其节能效果不如传统活性污泥法。
2.2.4 AB法工艺
AB法即吸附生物氧化处理法，德国亚琛大学hnke教授于70年代中期开创，80年代初开始应用于工程实践。该工艺对进水负荷变化适应性强、运行稳定、污泥不易膨胀、较好的脱氮除磷效果等优点。由于其具有抗冲击负荷能力强、对pH值变化和有毒物质具有明显缓冲作用的特点，故主要应用于污水浓度高、水质水量变化较大，特别是工业污水所占比例较高的城市污水处理厂。目前全世界已有60多座AB法污水处理厂在运行和设计、规划之中。德国有34座污水处理厂采用AB法工艺。国内一些运行此工艺的城市有山东青岛市海泊河污水处理厂，工程规模为8万m3/d；山东淄博市污水处理厂，工程规模为14万m3/d；广东深圳市罗芳污水处理厂，工程规模为10万m3/d；广东广州猎德污水处理厂工程规模为22万m3/d。
实践证明AB工艺可以比传统活性污泥法节省工程投资15%—25%，节省占地10%—15%，降低运转费15%—25%，已成为近10年来发展最快的城市污水处理工艺。根据系统工程的理论，AB法工艺省去了初沉池；从生物反应动力学的角度出发，采用了经济合理的二段处理工艺流程；根据微生物的生长、繁殖规律及其对有机质的代谢关系，使二段的污泥回流系统分开而保证处理过程中生物相的稳定性。这些使得AB法工艺比传统活性污泥法具有更高和更稳定的处理效果，大大的节省了基建和运转费用。
在AB法污水处理厂的分期建设中，可以先建AB工艺的A段，既能缓解建设资金的不足，又能使大量的污水得到较大程度的处理。待资金充足时，再建B段，这样既容易实施，也可带来巨大的环境经济效应，比较符合我国的国情。另外，我国已建的2级污水处理厂普遍存在着超负荷的问题。如果把它们改造成用AB法，则可较大幅度的提高其处理能力。其做法是将原污水厂的沉砂池改为A段曝气池，将原初沉池改为中沉池，再另建一套污泥回流系统即可。该办法经国外有关污水处理厂实践证明是行之有效的，而且具有投资小、经济效益高的优点。
AB法需增加一些构筑物和设施如曝气池、回流设施等，在这方面的工程投资要增加。此外，AB法污泥产量较高，如用于污泥消化可产更高的沼气量，否则给污泥处理和出路增加了难度。
工艺选择
通过以上对设计任务书中原始数据进行的工艺分析和对四种处理工艺的比较，决定采用AB法工艺处理。分析如下：
工艺选择应该结合技术指标和经济指标两方面综合评估选出最优方案。在上述各处理过程工艺中从处理效率、运行能耗和管理等方面比较，普通活性污泥法比其它三种新工艺明显不具优势。本设计任务中有机物浓度较大，对于氧化沟在运行时的能耗、运行费用较高，不选用此工艺。而SBR工艺对于排水装置和自动控制系统要求较高，设备投资和运行费用较高，考虑到城镇污水厂经济负担问题，不选此工艺方法。因此，结合实际情况和技术经济等因素，本次设计决定采用AB法工艺处理。AB工艺除了能保证污水处理要求的同时也能缓解污水厂可能出现的资金不足问题。此外，污泥消化过程产生的沼气也能带来一部分经济效益。
3、设计计算
污水处理程度的确定
本设计采用AB法处理上述废水，处理出水水质要求达到《污水综合排放标准》一级标准（GB8978—1996）。
查《污水综合排放标准》一级标准中排放水质指标规定值为
pH=6—9，COD=60 mg/L，BOD5=20 mg/L，SS=20 mg/L，N–NH3=50 mg/L，TN=60 mg/L。
该城镇生活污水每天平均流量为
Q=1×104 m3/d=115.74 L/s
Q设=KZ·Q=×104 m3/d=150.46L/s
污水中SS的处理程度
根据一级标准可求出SS的处理程度为
ESS=（280–20）/280=%
污水中BOD5的处理程度
根据一级标准，BOD的处理程度为
EBOD=（220–20）/220=%
污水处理工艺流程的选择
该污水处理工程主要以去除有机污染为主，去除目标为SS和BOD5 及部分含氮污染物。本设计采用AB法处理，在两段曝气池降解有机物的同时，B段曝气池也能发挥出去除含氮污染物的作用。AB法污水及污泥的处理工艺流程如图1所示：
生活格提升曝气 A 段中 B 段终出
污水栅泵站沉池水井
段
污泥泵房
污泥污泥污泥
外运脱水机消化池
图1 AB法污水及污泥处理工艺流程
各处理单元设计计算
3.3.1 格栅
格栅设在处理构筑物之前，用于拦截水中较大悬浮物和漂浮物，保证后续设施的正常运行。本设计中，污水通过格栅去除部分悬浮物和漂浮物后经提升泵房提升直接进入曝气沉砂池。
①栅槽宽度
设明渠数N1=1，明渠有效水深h1=0.5 m，水流速度v1=0.6 m/s，则明渠宽度B1为
B1=Q设/（N1·v1·h1）=（1××）=0.5 m
取栅前水深h=0.5 m，过栅流速v=0.8 m/s，栅条间隙宽度b=0.015 m，格栅倾角a=90°，格栅数N=1，则栅条间隙数n为
n=Q设（Sin a）1/2/N·b·h·v
n=×1/（1×××）=26 个
设栅条宽度S=0.01 m，则栅槽宽度B为
B=S（n–1）+b·n=×（26–1）+×26=0.64 m
②水流通过格栅的水头损失
水头损失为∑h=kβ（S/b）4/3 Sin a v2/2g
其中：k—格栅受污堵塞后水头损失增大倍数，取 k=3；
β—形状系数，本设计中，栅条采用迎水面为半圆的矩形断面，β=； S—栅条宽度，S=0.01 m；
b—栅条间隙宽度，b=0.015 m；
a—格栅倾角，a=90°；
v—过栅流速，v=0.8 m/s；
则∑h=3××（）4/3×1×（2×）=0.1 m
③栅槽总高度
栅槽总高度H=h+h2+∑h
h—栅前水深，h=0.5 m；
h2—栅前渠道超高，取h2=0.3 m；
则栅槽总高度 H=++=0.9 m
④栅槽总长度
栅槽总长度L=l1+l2+++H1/tg a
其中：l1—进水渠道渐宽部分长度，l1=（B–B1）/2tg a1；
l2—栅槽与出水渠道渐缩部分长度，l2=l1/2；
H1—栅前槽高，H1=h+h2=+=0.8 m；
a1—进水渠展开角，取a1=20°；
将各参数代入上式，则
L=（–）/2tg20°+（–）/4tg20°+=1.8 m
⑤每日栅渣量
每日栅渣量W=Q·W1/103
W1—栅渣量，本设计取为0.1 m3栅渣/103 m3污水；
则 W=1×104××/103=1 m3/d，采用机械除污设备。
3.3.2 曝气沉砂池
本设计中选用曝气沉砂池，它主要是使颗粒碰撞摩擦，将无机颗粒与有机物分开，排除的沉砂有机物含量较低，方便后续工艺处理。
①总有效容积
设污水在沉砂池中的水力停留时间t为2 min；则沉砂池的总有效容积V为
V=60·Q设·t=60××2=18 m3
②水流截面积
设污水在池中的水平速度v 为0.08 m/s，则水流截面积A为
A=Q设/v==1.9 m2，取为2.25 m
③池总宽度
设有效水深h=1.5 m，则沉砂池总宽度B 为
B=A/h==1.5 m
设沉砂池共1座，则每座沉砂池的池宽b 为
b=B=，宽深比 b ：h=1 ：1，符合要求。
④沉砂池池长
沉砂池的池长L为
L=V/A=18/=8 m
⑤沉砂池总高
设超高为0.3 m，则总高H=+=1.8 m
⑥曝气量
曝气沉砂池所需曝气量q=3600·D·Q设
D—1 m3污水所需曝气量，取0.2 m3/m3；
则 q=3600××=108.4 m3/h
曝气沉砂池底部的沉砂通过吸砂泵送至砂水分离器，脱水后的清洁砂粒外运，分离出来的水回流至提升泵房吸水井。
曝气沉砂池的出水通过管道直接送往A段曝气池，输水管道的管径为500 mm，管内最大流速为0.76 m/s。
3.3.3 AB工艺参数
①设计参数的确定
A段污泥负荷：NSA=4.5 kg BOD5/（kg·MLSS·d）；
混合液污泥浓度：XA=2000 mg/L；污泥回流比 RA=。
B段污泥负荷：NSB=0.125 kg BOD5/（kg·MLSS·d）；
混合液污泥浓度：XB=3450 mg/L；污泥回流比 RA=。
②计算处理效率
BOD5总去除率 EBOD=（220–20）/220=%
A段BOD5去除率EA取60%，则A段出水BOD5浓度LtA为
LtA=220×（1–60%）=88 mg/L
已知B段出水BOD5浓度LtB=20 mg/L，B段BOD5去除率EB为
EB=（LtA–LtB）/LtA=（88–20）/88=%
③曝气池容积计算
进水BOD5浓度La=220 mg/L，A段BOD5去除量 LrA为
LrA=La–LtA=220–88=132 mg/L=0.132 kg/m3
A段混合液挥发性污泥浓度XVA为
XVA=f·XA=×2=1.5 kg/m3
则A段曝气池容积VA=24·Q设·LrA/（NSA· XVA）为
VA=24××104×（24××）=255 m3
B段BOD5去除量 LrB为
LrB=（LtA–LtB）=88–20=68 mg/L=0.068 kg/m3
B段混合液挥发性污泥浓度XVB为
XVB=f·XB=×=2.59 kg/m3
则B段曝气池容积VB=24·Q设·LrB/（NSB·XVB）为
VB=24××104×（24××）=2731 m3
④水力停留时间计算
水力停留时间T=V/Q
则A段水力停留时间TA=VA/Q设=255×24/（×104）= h
B段水力停留时间TB=VB/Q设=2731×24/（×104）= h
⑤最大需氧量
A段最大需氧量 OA=a/·Q设·LrA
其中：a/—需氧量系数，—0.6 kg O2/kg BOD5 则 OA=××104×24=42.9 kg O2/h
B段最大需氧量 OB=a/·Q设·LrB +b/·Q设·Nr
其中：a/—需氧量系数，1.23 kg O2/kg BOD5
b/—NH3–N 硝化需氧量系数，4.57 kg O2/kg NH3–N
OB=××104×24+××104×（50–15）
×103/24=132 kg O2/h
二段总需氧量O2=OA+OB=+132=174.9 kg O2/h
⑥剩余污泥量
A段剩余污泥量
设A段SS去除率为75%，SS去除量Sr=280×75%=210 mg/L=0.21 kg/m3，干污泥量为 WA=Q·Sr+a·Q·LrA
其中： a—污泥增殖系数，—0.5 kg/kg BOD5，取0.4 kg/kg BOD5
Q—污水平均流量，×104 m3/d
WA=×104×+×104×=2628 kg/d
湿污泥量（设污泥含水率PA为%）为 QSA=WA/[（1–PA）×1000]
QSA=2628/[（1–%）×1000]=175.2 m3/d
B段剩余污泥量
干污泥量为 WB=a·Q·LrB
其中：a—污泥增殖系数，—0.65 kg/kg BOD5，取0.6 kg/kg BOD5
Q—污水平均流量，×104 m3/d
WB=×104×=408 kg/d
湿污泥量（设污泥含水率PB为%）QSB=WB/[（1–PB）×1000]
QSB=408/[（1–%）×1000]=81.6 m3/d
总泥量 QS=QSA+QSB=+=256.8 m3/d
⑦污泥龄计算θC
A段污泥龄θCA=1/（aA×NSA）
其中：aA—A段污泥增殖系数，取0.4 kg/kg BOD5
NSA—A段污泥负荷[kg BOD5/（kg·MLSS·d）]，取
kg BOD5/（kg·MLSS·d）
则θCA=1/（×）= d
B段污泥龄θCB=1/（aB×NSB）
其中：aB—B段污泥增殖系数，取0.6 kg/kg BOD5
NSB—B段污泥负荷[kg BOD5/（kg·MLSS·d）]，取0.125 kg BOD5/
（kg·MLSS·d）
则θCB=1/（×）= d
⑧回流污泥浓度浓度 Xr=X·（1+R）/R
其中：X—混合液污泥浓度
R—污泥回流比
A段回流污泥浓度 XrA=2000×（1+）/=5333 mg/L
B段回流污泥浓度 XrB=3450×（1+）/=6900 mg/L
3.3.4 A段曝气池
①曝气池的计算和各部位尺寸的确定
1）确定曝气池容积
A段曝气池共设2个，每个曝气池容积为255/2=128 m3。
2）确定曝气池各部位尺寸
设池深h为2 m，则每组曝气池的面积F为F=128/2=64 m2，池宽B取3 m，宽深比B/h=3/2=介于1—2 之间，符合规定。
池长L=F/B=64/3=21.3 m，长宽比 L/B=2=﹥10 ，符合规定。
每个曝气池设计为单廊道曝气池，廊道长取22 m。
曝气池超高取0.5 m，则曝气池池高为 H=2+=2.5 m
②Ａ段曝气池曝气系统设计与计算
1）最大需氧量为OA=42.9 kg/h
2）平均时需氧量为O2=a/·Q·LrA=×104×=33.0 kg/h
3）每日去除的BOD5值为BODrA=1×104×24=55 kg/h
③ A段供气量计算
采用网状模型微孔空气扩散器，铺设距池底0.2 m 处，淹没水深1.8 m，计算温度30℃。
查表得 20℃和30℃时水中饱和溶解氧值分别为
CS（20℃）= mg/L，CS（30℃）= mg/L
1）空气扩散出口处的绝对压力Pb=×105+9800 H为
Pb=×105+9800×=×105 Pa
空气离开曝气池池面时，氧的百分比为
O t=21×（1–EA）×100/[79+21×（1–EA）]
其中：EA—空气扩散器的氧转移率，此处取值12%，则
O t=21×（1–）×100/[79+21×（1–）]=%
2）曝气池混合液中平均氧饱和浓度（按最不利的温度条件考虑）为CSb（T）=CS（T）·[Pb/（×10 5）+O t/42 ]
最不利的温度条件按30℃计算，则
CSb（30℃）=×[（×10 5）/（×10 5）+42 ]
= mg/L
换算为在20℃条件下，脱氧清水的充氧量
R0=R·CS（20℃）/{α[β·ρ·CSb（T）–c ] ·–20}
其中：R0—单位时间由于曝气向清水传递的氧量
R—单位时间向混合液传递的氧量，相当于平均需氧量
α—因混合液含污泥颗粒而降低传递系数的修正值（< 1），取α=
β—废水饱和溶解氧的修正值（< 1），取β=
ρ—气压修正系数，ρ=当地实际大气压/×105，取ρ=
c—废水实际溶解氧的浓度，取c= mg/L
T—混合液设计温度，T=30℃
R0=×{×[××–]×–20}= mg/h
相应的最大时需氧量为
R0max=×{×[××–]×–20}= mg/h
3）曝气池的平均时供氧量GS=R0×100/（·EA）则
GS=×100/（×12）=1561 m3/h
曝气池最大供气量GSmax= R0max×100/（·EA）则
GSmax=×100/（×12）=2028 m3/h
去除1kg BOD5的供气量（m3空气/kg BOD）为
△空气=1561/55=28.4 m3空气/kg BOD
1 m3 污水的供气量（m3空气/m3污水）为
△空气=1561×24/104=3.75 m3空气/m3污水
4）A段曝气池曝气系统的空气总用量
除采用鼓风曝气外，系统还采用空气在回流污泥井中提升污泥，空气量按回流污泥量的8倍考虑，污泥回流比R值为60%，则提升回流污泥所需空气量为8××
104/24=2000 m3/h
5）空气管路计算
在两个曝气池相邻的隔墙上铺设1根空气干管。在干管上设5对曝气管，共10条配气竖管。则两个曝气池中共有10条配气竖管，每根竖管的供气量为
2028/10=202.8 m3/h
曝气池平面面积为2×3×22=132 m2
每个空气扩散器的服务面积按0.49 m2计算，则所需空气扩散器的总数为
132/=270 个
每个竖管上安装的空气扩散器的数目为270/10=27 个
每个空气扩散器的配气量为2028/（10×27）=7.51 m3/h
6）空压机的选定
一般希望管道及扩散设备的总压力损失不大于15 kPa，其中管道损失控制在5 kPa内，其余为扩散设备的压力损失。风压损失P（Pa）可按下式估算：P=H/×+15 其中：H/—空气扩散器淹没水深，m
空气扩散装置安装在距离曝气池底0.2 m 处，因此，空压机所需压力为P=（2–）×+15= kPa
供压机供气量最大量估计值（m3/min）为
2028+2000=4028 m3/h=67.13 m3/min
平均时供气量估计量为1561+2000=3561 m3/h=59.35 m3/min
根据所需压力和空气量，采用LG60型空压机3台，该型空压机风压50 kPa，风量60 m3/min。
正常条件下，1台工作，2台备用；高负荷时，2台工作，1台备用。
曝气池的出水通过管道送往中沉池集配水井，输水管道内的流量按最大时流量加上回流的污泥量进行设计，回流比为60%，则输水管的管径为600 mm，管内最大流速为0.85 m/s。
集配水井为内外套筒结构，由A段曝气池过来的输水管道直接进入内层套筒，进行流量分配，通过两根450 mm 的管道送往2个中沉池，管道内最大水流速度为
0.75m/s。
3.3.5 B段曝气池
①曝气池的计算和各部位尺寸的确定
1）确定曝气池容积
B段曝气池共设2组，每组容积为2731/2=1366 m3。
2）确定曝气池各部位尺寸
设池深h为3.5 m，则每组曝气池的面积F为
F=1366/=390.28 m2
池宽B取4 m，宽深比B/h=4/=介于1—2 之间，符合规定。
池长L=F/B=4=97.57 m，长宽比 L/B=4=﹥10 ，符合规定。
每组曝气池设计为3廊道曝气池，每个廊道长L1为L1=3=32.5 m，取为33 m。
曝气池超高取0.5 m，则曝气池总池高为H=+=4.0 m
② B段曝气池曝气系统设计与计算
1）最大需氧量为OB=132 kg/h
2）平均时需氧量为O2=a/·Q·LrB +b/·Q·Nr 为
O2=×104×24+×104×（50–15）×103/24=102
/h
kg O
2
3）每日去除的BOD5值为BODrB=1×104×24=28.33 kg/h
③ B段供气量计算
采用网状模型微孔空气扩散器，铺设距池底0.2 m 处，淹没水深3.3 m，计算温度30℃。
查表得 20℃和30℃时水中饱和溶解氧值分别为
CS（20℃）= mg/L，CS（30℃）= mg/L
1）空气扩散出口处的绝对压力Pb=×105+9800 H为
Pb=×105+9800×=×105 Pa
空气离开曝气池池面时，氧的百分比为
O t=21×（1–EA）×100/[79+21×（1–EA）]
其中：EA—空气扩散器的氧转移率，此处取值12%，则
O t=21×（1–）×100/[79+21×（1–）]=%
2）曝气池混合液中平均氧饱和浓度（按最不利的温度条件考虑）为
CSb（T）=CS（T）·[Pb/（×10 5）+O t/42 ]
最不利的温度条件按30℃计算，则
CSb（30℃）=×[（×10 5）/（×10 5）+42 ]= mg/L
换算为在20℃条件下，脱氧清水的充氧量
R0=R·CS（20℃）/{α[β·ρ·CSb（T）–c ] ·–20}
其中：R0—单位时间由于曝气向清水传递的氧量
R—单位时间向混合液传递的氧量，相当于平均需氧量
α—因混合液含污泥颗粒而降低传递系数的修正值（< 1），取α=
β—废水饱和溶解氧的修正值（< 1），取β=
ρ—气压修正系数，ρ=当地实际大气压/×105，取ρ=
c—废水实际溶解氧的浓度，取c= mg/L
T—混合液设计温度，T=30℃
R0=102×{×[××–]×–20}= mg/h
相应的最大时需氧量为
R0max=132×{×[××–×–20}= mg/h
3）曝气池的平均时供氧量GS=R0×100/（·EA）则
GS=×100/（×12）=4404 m3/h
曝气池最大供气量GSmax= R0max×100/（·EA）则
GSmax=×100/（×12）=5725 m3/h
去除1kg BOD5的供气量（m3空气/kg BOD）为
△空气=4404/=28.4 m3空气/kg BOD
1 m3 污水的供气量（m3空气/m3污水）为
△空气=4404×24/104=10.57 m3空气/m3污水
4）B段曝气池曝气系统的空气总用量
除采用鼓风曝气外，系统还采用空气在回流污泥井中提升污泥，空气量按回流污泥量的8倍考虑，污泥回流比R值为100%，则提升回流污泥所需空气量为8××
104/24=3333 m3/h
5）空气管路计算
在每组三廊道曝气池中每两个相邻廊道的隔墙处铺设一根干管，共3根干管。每根干管上设7对曝气管，共14条配气竖管。曝气池中共有42条配气竖管，则每根竖管的供气量为5725/42=136.3 m3/h
曝气池平面面积为4×6×33=792 m2
每个空气扩散器的服务面积按0.49 m2计算，则所需空气扩散器的总数为
792/=1617 个
每个竖管上安装的空气扩散器的数目为1617/42=39 个，取40个每个空气扩散器的配气量为5725/（42×40）=3.41 m3/h
6）空压机的选定
风压损失P（Pa）可按下式估算：P=H/×+15
其中：H/—空气扩散器淹没水深，m
空气扩散装置安装在距离曝气池底0.2 m 处，因此，空压机所需压力为P=（–）×+15= k Pa
供压机供气量最大量估计值（m3/min）为
5725+3333=9058 m3/h=150.97 m3/min
平均时供气量估计量为4404+3333=7737 m3/h=128.95 m3/min
根据所需压力和空气量，采用LG60型空压机4台，该型空压机风压50 kPa，风量60 m3/min。运行时3台工作，1台备用。曝气池出水送往终沉池集配水井。
曝气池的出水通过管道送往终沉池集配水井，输水管道内的流量按最大时流量加上回流的污泥量进行设计，回流比为100%，则输水管的管径为700 mm，管内最大流速为0.78 m/s。
集配水井为内外套筒结构，由B段曝气池过来的输水管道直接进入内层套筒，进行流量分配，通过两根500 mm 的管道送往2个终沉池，管道内最大水流速度为0.76 m/s。
3.3.6 A段中沉池
中沉池采用普通幅流式沉淀池座数N=2，表面负荷q取1.0 m3/m2h。
①单池表面积A=Q设/（N·q）为
A=×104/（2××24）=270.83 m2
②池子直径D为
D=（4A/π）1/2=（4×）1/2=18.6 m，取18 m
③沉淀部分有效水深h2=qt，取沉淀时间t为 h，则
h2=×=2.0 m
④沉淀部分有效容积