分子结构和特性

　　三元乙丙是乙烯、丙烯和非共轭二烯烃的三元共聚物。二烯烃具有特殊的结构，只有两键之一的才能共聚，不饱和的双键主要是作为交链处。另一个不饱和的不会成为聚合物主链，只会成为边侧链。三元乙丙的主要聚合物链是完全饱和的。这个特性使得三元乙丙可以抵抗热，光，氧气，尤其是臭氧。三元乙丙本质上是无极性的，对极性溶液和化学物具有抗性，吸水率低，具有良好的绝缘特性。
　　在三元乙丙生产过程中，通过改变三单体的数量，乙烯丙烯比，分子量及其分布以及硫化的方法可以调整其特性。

EPDM第三单体的选择

　　第三二烯烃类型的单体是通过乙烯和丙烯的共聚，在聚合物中产生不饱和，以便实现硫化。第三单体的选择必须满足以下要求：
　　·最多两键：一个可聚合，一个可硫化
　　·反应类似于两种基本的单体
　　·主键随机聚合产生均匀分布
　　·足够的挥发性，便于从聚合物中除去
　　·最终聚合物硫化速度合适

二烯烃类型和含量对聚合物特性的影响

　　三元乙丙生产中主要是用ENB和DCPD。
　　三元乙丙中最广泛使用的是ENB，它比DCPD产品硫化要快得多。在相同的聚合条件下，第三单体的本质影响着长链支化，按以下顺序递增：EPM<EPDM(ENB)<EPDM(DCPD)
　　三元乙丙其他的受二烯烃第三单体影响的还有：
　　·ENB－快速硫化，高拉伸强度，低永久形变
　　·DCPD－防焦性，低永久应变，低成本
　　随着二烯烃第三单体的增加，将会有下列影响发生：更快硫化率，更低的压缩形变，高定伸，促进剂选择的多样性，减少的防焦性和延展，更高的聚合物成本。

乙烯丙烯比

　　乙烯丙烯比可以在硫化阶段进行改变，商业的三元乙丙聚合物乙烯丙烯比由80/20到50/50。当乙烯丙烯比由50/50变化到80/20时，正面的影响有：更高的压坯强度，更高的拉伸强度，更高的结晶化，更低的玻璃体转化温度，能将原材料聚合物转化成丸状，以及更好的挤出特性。不好的影响就是不好的压延混合性，较差的低温特性，以及不好的压缩形变。
　　当丙烯比例更高时，好处就是更好的加工性能，更好的低温特性以及更好的压缩形变等。

分子量和分子量分布

　　弹性体的分子量通常用门尼粘度表示。在三元乙丙的门尼粘度中，这些值是在高温下得到的，通常为125℃，这样做的主要原因是要消去由高乙烯含量所产生的任何影响（结晶化），由此会掩盖聚合物的真正分子量。三元乙丙的门尼粘度范围在20到100之间。也有更高分子量的商用三元乙丙也有生产，但一般都充油，以便混炼。
　　分子量以及在三元乙丙中的分布可以在聚合过程中通过以下途径聚合：
　　·催化剂以及共催化剂的类型和浓度
　　·温度
　　·改性剂，如氢的浓度
　　三元乙丙的分子量分布可以通过凝胶渗透色谱法使用二氯苯作为溶剂在高温下（150℃）测量而得。分子量分布通常被称为是重量平均分子量与数量平均分子量的比例。根据普通和高度支化的结构，这个值在2到5之间变化。由于有分键，含有DCPD的三元乙丙橡胶更宽的分子量分布。
　　通过增加三元乙丙的分子量，正面影响有：更高的拉伸和撕裂强度，在高温情况下更高的生坯强度，能够吸收更多的油和填料（低成本）。随着分子量分布的增加，正面的影响有：增加的混炼和碾磨加工性。但是，较窄的分子量分布可以改进硫化速度，硫化状态以及注塑行为。

硫化类型

　　三元乙丙可以利用有机过氧化物或者硫来进行硫化。但是，相比与硫磺硫化，过氧化物交链的三元乙丙用于电线电缆工业时具有更高的温度抗性，更低的压缩形变以及改进的硫化特性。过氧化物硫化的不好的地方就在于更高的成本。
　　正如前面所提到的，三元乙丙的交链速度和硫化时间随着硫化类型和含量而改变。当三元乙丙与丁基，天然橡胶，丁苯橡胶混合时，在选择合适的三元乙丙产品时，必须要考虑到下列因素：
　　·当与丁基进行混合时，由于丁基具有较低的不饱和度，为适应丁基的硫化速度，最好选择相对较低含量的DCPD和ENB含量的三元乙丙。
　　·当与天然橡胶和丁苯橡胶混合时，最好选择8％到10％ENB含量的三元乙丙，以满足其硫化速度。

注：

1、除了以上提供的配方，业主也可以根据实际情况，综合成本因素选择合适的处理方案。

2、鉴于光伏行业硅料酸洗的废气特点，无论选择何种配方，应严禁在药液中添加含Ca2+、Mg2+等可能造成沉淀和结垢的物质。

3、对于水泵和风机，应该按照常规维护保养措施进行养护，以保持良好的运转状况，尽可能延长使用寿命。

4、以上所述，是仅针对光伏行业硅料酸洗过程的废气处理所出现的问题而提出的，对于废气处理的通用问题，不再赘述。

　　处于钝态的金属仍有一定的反应能力，即钝化膜的溶解和修复（再钝化）处于动平衡状态。当介质中含有活性阴离子（常见的如氯离子）时，平衡便受到破坏，溶解占优势。氯离子能优先地有选择地吸附在钝化膜上，把氧原子排挤掉，然后和钝化膜中的阳离子结合成可溶性氯化物，结果在新露出的基底金属的特定点上生成小蚀坑（孔径多在20～30μm），这些小蚀坑称为孔蚀核，亦可理解为蚀孔生成的活性中心。

　　氯离子的存在对不锈钢的钝态起到直接的破环作用。对含不同浓度氯离子溶液中的不锈钢试样采取恒电位法测量的电位与电流关系曲线中可以看出阳极电位达到一定值，电流密度突然变小，表示开始形成稳定的钝化膜，其电阻比较高，并在一定的电位区域（钝化区）内保持。随着氯离子浓度的升高，其临界电流密度增加，初级钝化电位也升高，并缩小了钝化区范围。对这种特性的解释是在钝化电位区域内，氯离子与氧化性物质竞争，并且进入薄膜之中，从而产生晶格缺陷，降低了氧化物的电阻率。因此在有氯离子存在的环境下，既不容易产生钝化，也不容易维持钝化。

　　在局部钝化膜破坏的同时其余的保护膜保持完好，这使得点蚀的条件得以实现和加强。根据电化学产生机理，处于活化态的不锈钢较之钝化态的不锈钢其电极电位要高许多，电解质溶液就满足了电化学腐蚀的热力学条件，活化态不锈钢成为阳极，钝化态不锈钢作为阴极。腐蚀点只涉及到一小部分金属，其余的表面是一个大的阴极面积。在电化学反应中，阴极反应和阳极反应是以相同速度进行的，因此集中到阳极腐蚀点上的腐蚀速度非常显著，有明显的穿透作用，这样就形成了点腐蚀。

答：你所说的情况不能说是曝气不均，是正常现象。还有你说生物膜不多，不知是多少？
如生物膜把填料基本覆盖就很好了，至于说曝气区外的生物膜厚达3cm就是严重结球了，要采取措施，如用大气量冲刷和厌氧脱膜等措施。

2、问：请问有关接触氧化池的下例问题。
（1）接触氧化池在放空时，填料上污泥能存活多少时间？
（2）当接触氧化池处理能力下降时，要不要投加营养？
（3）对于泡沫，加煤油消泡你认为有效吗，若有效通常要加多少？

答：三个问题回答如下：
（1）接触氧化池放空后并不是生物膜污泥能存活多长的问题，而是要避免软性填料晒干而板结，板结后再浸放水中就很难再伸展开，要防止这样的情况出现；
（2）接触氧化池处理能力的下降应从多因素考虑，其中生物膜的厚度控制很重要，膜太厚会严重影响处理能力，还要注意池放空时只能缓缓放，否则挂有大量生物膜的软性填料架会倒塌或变形；
（3）化学性泡沫用水喷淋较有效（不能直接用水冲），我不赞同用煤油之类的方法消泡。

3、问：本厂近一周的进水、出水及生化池各数据平均如下：

采用的是改良型活性污泥法处理工艺，目前的进水大约只有2.5 万吨/天（设计是5 万吨），80%以上是工业废水，另有少量高浓度的垃圾渗滤液。工艺流程是曝气沉砂池-后生化池-后二沉池，没有设置接触池与水解池。生化池是鼓风机供气，深水转碟曝气，连续进水时溶解氧达不到1mg/L，停止进水后溶解氧缓慢上升至4-5mg/L左右。进水的严重超标及构筑物的缺陷，导致了生化池的负荷很高，且污泥浓缩池很小(180立方)，有相当部分剩余污泥重回到进水泵房去。现在碰到的问题是：
（1）二沉池在进水后经常发现有活性污泥悬浮颗粒，是静沉时间不足还是难以沉淀？
（2）三个二沉池均发现聚集的红虫（水蚤），水蚤好像是处理水质好的表现，是不是因为污泥浓度高导致大量繁殖？
（3）二沉池有时发现有薄薄的一层飘泥，是不是污泥的沉降性能很差，生化池曝气不足？还是污泥回流不及时？
（4）二沉池三角堰板上容易青苔或是藻类滋生，有什么方法克服？
（5）我认为污泥已老化严重，要将MLSS控低为3000-3500 之间或更低些，增加剩余污泥排放量，降低泥龄，这样生化池的耐冲击会不会下降？出水水质会不会上扬？

答：污泥是有些老化，但不算很严重，泥龄已达35天，按此推算，污泥负荷不到0.03。控制目前污泥浓度的2/3就足够了，应该逐渐减少污泥浓度，水蚤对出水没影响，分析取样时不要取到水蚤。还要注意沉淀池泥层控制，二沉池三角堰板上青苔和藻类只能人工清除。

4、问：我们是石油化工废水两级生化处理，一级是圆形完全混合式曝气池，二级是推流曝气池，一级DO0.2mg/L，二级DO5.0mg/L。这段时间一级生化进水PH8.0，出水6.5，二级生化后PH5.78，超出指标6-9的范围，这是怎么回事？

答：一级DO 低很正常，因为污泥负荷高，一级pH 下降的原因可能是负荷太高发生酸化，二级出水pH 下降可能是硝化反应消耗碱度造成的。因为你介绍得太简单，我也只能简单分析和推断。

5、问：氨氮的去除，除了要有充足的碳原和足够长的污泥龄和保证足够的回流，回流是回流好氧池出水还是二沉池底部回流？我现在调试氨纶废水，原来设计回流好氧池出水，可实际上是，若回流量达一倍时，就不能保证前边缺氧池的厌氧环境，我师傅说好氧池溶解氧控制在1mg/L 左右会好些，这样说是否对？

答：根据你介绍的应该是前置反硝化，需回流好氧池的出水和二沉池污泥。你说若回流量达一倍时，就不能保证前边的缺氧池的厌氧环境的话不妥，缺氧区不等于厌氧，DO 小于0.5mg/L就可。你师傅说好氧池溶解氧控制在1mg/L 左右也是有道理的，这样可防止缺氧区DO 大于0.5mg/L。如果好氧区DO 在1 左右，出水回流量在一倍时，缺氧区DO 仍大于0.5mg/L时，不能再降低好氧区的溶解氧，也不要随意减少出水回流量（进入缺氧区的硝酸氮会少），此时可在不影响二沉池泥水分离效果的前提下，减少二沉池出泥量，将池内污泥层升高，使污泥在二沉池内的停留时间增加，使之处于缺陷氧或无氧状态，这样也有利于避免缺氧区DO 上升。二沉池出泥量减少不会影响回流至反应池的污泥量，因为在二沉池内泥层升高的情况下，污泥在泥层中的浓缩时间长了，这种情况下出泥量减少了但出泥的浓度提高了。如果是接触氧化工艺，出水要回流，污泥就不回流了。我不赞成用前置反硝化。因为出水回流的能耗大，回流量大要

6、问：（1）最近车间试车，造成进水很不正常。昨天COD 有6000，而设计只有600。应该采取那些措施，使出水尽快恢复正常？（2）最近空压机房的风压有8公斤，而又没装减压阀，他们解释曝气管的流量阀一样可控制压力。请问一下，是不是风压过高造成的曝气不均？

答：进水COD 大于设计值的十倍是无法达标的，应增加供氧量，减少排泥量或不排泥，目的就是控制好污泥负荷和供氧量。但要注意：减少排泥量或不排泥是暂时的，当经过一个反应时断后（至少半天）就应该加大排泥量。上述措施的目的是先让污泥与高浓度污水混合、吸附，经过一段时间后，部分有机物降解，但仍有大部分有机物吸附在污泥上，让其随污泥而排出系统，这样可使系统尽快恢复正常，因为这样高浓度的废水一般不会特续很长时间的。风压达8公斤是肯定不行的。

7、问：活性污泥法处理鱼类加工废水，生化部分分三个格池串联进行，现在第二、第三生化池出现了大量的泡沫，而第一生化池中没有泡沫；起初以为是洗涤剂泡沫，但是最近在洗涤剂高峰时，将水外排，已经有四五天了，依旧没有好转而且有增多的迹象，这是什么原因，怎么解决？

答：可能是若卡氏菌引起的生物泡沫，在进水含油脂、负荷低的后段易繁殖。这类泡沫很难用水喷淋消除，只能人工清除或让部分原水直接超越至后面生化池，可在一定程度上压抑若卡氏菌繁殖。

8、问：老装置改造用来处理氨氮废水。采用水解+厌氧+两级好氧（接触氧化工艺）。污水回流到水解池，污泥回流到厌氧池（缺氧池），如果加大回流，水解池污泥流失很快（水解池由黑变清），并且后面的厌氧池溶解氧可达0.7。为此尝试沉淀池底部回流（通过放空管回流），由于回流量限制，氨氮的去除率不理想。请问：前置反硝化工艺，通常是回流的是好氧池出水还是沉淀池出水？

答：应该是二级好氧池的出水回流至缺氧区，而不是回流至水解池和厌氧池。可能是你没完全介绍清楚，总感觉这工艺有问题，水解池就是酸化池，主要是通过水解酸化提高废水的可生化性，应该先了解一下硝化效果是否好，再考虑反硝化问题，还有你说的沉淀池是否是最后的沉淀池（沉淀好氧池脱落的生物膜用）？厌氧池后是否有沉淀池？我感觉除了设计问题，还有运行管理问题。

9、问：现在用SBR工艺处理医院污水，目前已经投放生活污水和回流污泥（经过带式污泥机出来的污泥1000斤），在鼓风的时候就在十分钟左右出现大量的白泡沫，水量大概有120 立方，是不是进水量大和浓度高呢？下步工作需要什么准备？微生物怎样培养得更好？如何去控制鼓风时间？出现这样的问题如何去解决？

答：如用脱水污泥作污泥培养接种用，投加量至少要有效池容的3%，还有营养方面的要求，接种污泥投加量太少了，至于出现泡沫很正常的，污泥形成后会大大减少或消失的。后面的问题是具体的运行控制问题，这里不展开介绍了。

10、问：我们厂采用厌氧-水解-一级好氧接触氧化-二级好氧接触氧化工艺。进水COD在1000mg/L 以下；进水氨氮50mg/L；BOD5/COD 在0.35 以上。出水氨氮无法达标，如何解决？

答：你们的工艺应改变，这样是无法达标的，进水氨氮50mg/L（总氮还要高），BOD5/COD在0.35 以上就不必水解酸化，COD 在1000mg/L以下也不必用厌氧，可将厌氧池和水解池都改成好氧池(接触氧化)，反硝化池不必另设，只要将目前的第一级好氧接触氧化池的溶解氧控制在0.5 以下就可（是假设水解池和厌氧池都改成好氧池的情况下），因为还不了解各方面的具体情况，只是初步的想法。

11、问：为什么你说”BOD5/COD在0.35以上就不必水解酸化”？

答：因为这样的B/C比的污水可生化性还可以，污水中不可生化物质在此比值下不算很高，大部分可以被活性污泥吸附而通过剩余污泥排放而去除并使出水达标。还要说明的是所谓不可生化的有机物，其中一部分还是可以降解的，只是生化过程需较长。我说不必酸化并不是酸化效果不好，而是从投资、占地等经济角度考虑。

12、问：CAST 工艺处理城市污水，BOD 在80 左右，MLSS 在4000mg/L 左右，目前DO 在反应时控制在1.0~3.0，有时DO 会超过3.0。现在污泥灰份较高，在恢复时应具体注意那些方面，大致控制参数是多少？以上的参数有什么不妥？

答：根据所介绍的情况，可能是污泥负荷过低引起污泥老化，应该增加排泥量，减少至选择池的回流量，减少曝气时间。

13、问：废水硫化物高若用湿式氧化法，要是生成硫酸怎么办？这样对管壁有腐蚀作用，可能造成管壁塌陷，是否让硫化物沉淀较好？

答：不存在你说的问题。用湿式氧化法硫化物被氧化成硫酸盐，当然也会有一部分未完全氧化的硫代硫酸盐。

14、问：所加的干污泥量与什么有直接的关系，初次培养应该加多少？

答：接种培养法要多少泥只能是大概的范围，关键还是要经验，否则接种的泥最多也没用。

15、问：我们采用A2O工艺，现在总磷去除还可以，但是氨氮一直没降低，调试已经有三个月了，我曾经看到过一篇文章说不用内回流也可以降氨氮，而我们的内回流不好控制，几乎没有，不知道要怎么做才能降低氨氮？

答：根据你说的情况出水氨氮高于进水与没有回流无关的，主要还是反应时间不够，估计这类废水有机氮较高，由于硝化时间不够，有机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，还要确认硝化的基本条件是否控制好。

16、问：接触氧化装置生物膜培养过程中发现生物膜形成后又会脱落，如何解决和避免呢？

答：生物膜形成而大部分又脱落是很正常的现象，一般脱落后第二次或第三次重新形成后才算是挂膜成功，也就是说第一次生物膜形成不能算挂膜成功，如果第一次挂膜后不大量脱落是偶然的，经一、二次脱落后才形成才是必然的，大多数情况下是这样的。

17、问：腈纶废水较难处理，用什么处理工艺合适？

答：腈纶废水的可生化性较差，含有大量低聚物和SCN 等无机性COD，所以先要预处理，如中和，混凝，然后用生化处理，生化处理建议用生物膜法，前面要有酸化工序。

18、问：接触氧化池是否用按填料空隙率计算水力停留时间？如何计算？答：按填料空隙率计算水力停留时间是没意义的，也算不准，应该是容积负荷和污水在生化池的停留时间。

19、问：水解酸化阶段会不会出现COD 升高现象呢？我的意思是，大分子水解为小分子，原来水中有些大分子无法被重铬酸钾氧化，而水解后却可以。我做的是垃圾渗滤液。

答：确实有可能原来不能被重铬酸钾氧化的大分子有机物通过水解酸化后能被氧化了，但水解酸化池出水COD 还是不会升高的，理由是：（1）重铬酸钾法测定COD 时，有硫酸银作催化剂，可氧化95%以上的有机物；（2）水解酸化过程中COD 也会去除一部分的，去除率肯定高于前面说的不能被重铬酸钾氧化的那些物质。

20、问：（1）我们用蒸馏滴定法测氨氮时，馏出液呈现黄色，影响滴定终点，不知道是为什么，怎么避免或者排除干扰。（2）好氧污泥浓度的测定时，是取10ml 沉淀了半小时的污泥，还是取10ml 水和污泥的混合物沉淀后测定。好氧污泥浓度一般控制在多少是正常的。（3）水解酸化池的污泥浓度一般是多少为正常的。

答：浓度高要稀释后用比色法测定。如果加入显色剂后仍有黄色，说明氨氮浓度很低（只是猜测）。污泥浓度测定要用100ml 混合液在量筒沉降后的污泥来测定，污泥浓度控制的范围要根据装置的实际污泥负荷来定，不能一概而论的。

21、问：在春节期间，卡鲁塞尔2000怎么运行（春节一些人回家，没有倒班）？

答：只要污水不断人就不能休息，所谓的周末运行模式靠不住的。

22、问：
我厂的UNITANK 系统其主体为三格池结构（三个池可分为左边池、中池、右边池），三池之间为连通形式，每池设有曝气系统，采用机械表面曝气，并配有搅拌，外侧两边池设出水堰以及污泥排放装置，两池交替作为曝气和沉淀池，污水可进人三池中的任何一个。现工艺运行分两个主体运行阶段，第一主体阶段运行步骤如下：（1）污水先进入左边池，同时左边池进行厌氧搅拌，搅拌时间为1 小时。中池好氧曝气，右边池做沉淀池出水。（2）污水继续进入左边池，左边池停止搅拌，进行好氧曝气，曝气时间为3.5 小时。中池始终好氧曝气，右边池还做沉淀池出水。（3）左边池停止曝气，静沉，静沉时间为1 小时。污水由进左边池改进中间池。中池始终好氧曝气，右边池还出水。第一个主体运行阶段（共6 小时）结束后，通过一个短暂的过渡段（0.5 小时反冲洗），即进入第二个主体运行阶段。第二个主体运行阶段过程改为污水从右边池进入系统，混合液通过中间池再进入作为沉淀池的左边池，水流方向相反，操作过程相同。以上工艺在我厂已运行两年，我认为该工艺在脱磷除氮方面存在着一些漏洞，即在各个主体阶段沉淀池排出的水没有经过一个完整的厌氧-好氧过程，排出的水其实以好氧水为主。另一方面我觉的现工艺在厌氧-好氧段时间分配不合理，好氧段时间过长。对此，我提出了一些建议，以第一主体阶段为例：污水先进入左边池进行厌氧搅拌，厌氧搅拌一段时间后污水改进入中间池，左边池停止厌氧搅拌改好氧曝气，这样左边池就好象被”锁定”一样，能尽可能完成硝化反应。其后左侧池停止曝气，作为沉淀池。然后进入第二个主体运行阶段，污水流动方向由右向左，运行过程相同。建议提出以后我们也实践了一段时间，在实践过程中我们碰到了这样一个问题，就是其中一边池被”锁定”曝气、而中池改进水以后，中池的污泥就始终推流到另一做沉淀池的边池，结果中池的污泥浓度极低，而沉淀池的边池污泥浓度很高，造成”泛泥”和磷的二次释放。对于上述描述的一些情况，想请教下面问题：
（1）我的建议对我厂现行的工艺合理吗？
（2）建议中能解决中池大量推泥的弊端吗？
（3）我厂现行的工艺厌氧-好氧段时间分配合理吗？

答：三个问题回答如下：
（1）你的建议比现在的运行模式合理。但要作些调整，即在锁定左池的前提下，延长左池进水的时间，相应减少中间池进水的时间，这样更合理，理由从下条可知。
（2）左池进水的时间增加后，左池更多的污泥推至中池，使中池的泥比调整前的多，可以使中池进水时间结束时的污泥浓度比现在的运行模式多。
（3）至于厌氧好氧的时间是要根据脱氮除磷效果要通过试凑来定的。无论左池和中池进水时间如何调节，二池总的进水时间是不变的，中池进水时间增加而左池进水时间减少，推到右池的流量是一样的，但流过去的污泥绝对量会减少。当然各池的污泥浓度不可能平衡，这是交替式曝气池的特点。至于要缩短周期的时间是不对的，对于设有厌氧段的工艺，如果缩短周期时间，由于边池出水前的预沉淀时间不能缩短，所以每周期中的好氧和厌氧时间就不够了，即使不考虑除磷，要缩短周期，也要在污泥的沉降性能好的情况下，这样才能减少预沉淀的时间，而保证生化应该阶段的时间。还要说明的是UNITANK 工艺对脱氮除磷有一定的局限性，除磷会制约脱氮效果。

23、问：微生物镜检时怎样计数？我用的是10×的物镜，16×的目镜，即总放大倍数为160倍，在总放大倍数160倍下的一个视野看到3个钟虫，那在1 平方厘米中有多少钟虫？

答：应该用100 倍，即目镜和物镜都是10 倍，来观察原生动物和后生动物，并计数，丝状菌的丰度100 倍也可大致看清，污泥结构和游离细菌的密度观察400 倍较合适。计数方法是：先确定每毫升曝气池混合液共有几滴（假定每毫升有20 滴），取一滴混合液于载玻片上，小心盖上盖玻片，然后在100 倍下将所有泥样都看一边，记好各类原生动物和后生动物的数量，然后再观察其它内容。

24、问：处理的是造纸废水（麦草制浆），采用卡鲁塞尔氧化沟，但现在氧化沟的污泥沉淀性很不好，SV30很差，这是何原因造成的？

答：造成原因可能是因为为了满足供氧量，不得不使曝气机高速运行，把污泥打碎而使沉降性能更差。这类废水适宜鼓风曝气法，采用推流式，目前的办法是尽可能避免曝气机长时间高速运行，控制污泥浓度，回流比尽可能小，以避免沉淀池上升流速过快。

25、问：我认为三槽式氧化沟侧沟排泥有它的优点，但同时又由它的致命缺点，即像SBR 工艺一样会形成排泥漏斗，造成初期排泥的浓度高而后期排泥的浓度非常低。从而造成对后续的污泥处理工艺的不利，而且造成控制系统复杂，要借助不可靠的仪表或增加工人的劳动强度来完成。

答：这是完全可避免的，边沟排泥并不是任何时间都可排的，如果在A 阶段从曝气边沟排泥也不可能出现这情况。污泥沉降性能好的也不一定要则沟排泥，应该根据各装置的具体情况来定，至于运行管理要方便，当然要有可靠的控制系统，目前的控制系统应该算是简单、成熟的，当然自控系统出问题，用人工控制是很不方便，这也是三槽式氧化沟的弱点之一。

26、问：三槽式氧化沟是如何交替排泥的？是实测曝气池污泥浓度进行切换还是根据进水浓度预测切换？

答：可在A、D 的起始阶段从曝气侧沟排泥，此时曝气沟内的污泥浓度也较高，在排泥过程中，一部分被污泥吸附的物质可随污泥一起排出，也可减轻此后反应该阶段的处理负荷，总之，排泥方式和排泥时间需根据运行周期的时间、污泥沉降性能等综合考虑，不能一成不变，交替排泥模式需由单独的控制系统来控制，现有三槽式氧化沟的控制程序无法满足这方面要求的。

27、问：三槽式氧化沟运行模式如何编程？如何确定各阶段的运行时间？

答：由于一个运行周期内的前3 个运行阶段与后3 个运行阶段的运行状态相同，设定时仅考虑前三个阶段就可。如：A、B、C三阶段的总时间为4 小时，应先确定C阶段的时间，这个阶段以沉淀为主，假如停止曝气后将作沉淀用的侧沟的混合液在1 小时内能使泥水分离完全，则C阶段的时间就定为1 小时；A阶段是生化反应的主要时段，其运行时间应大大长于B阶段，经A阶段运行后，大部分生化作用已大部分完成；B阶段是A阶段向C阶段的过渡阶段，此时，废水进入中沟，经生化处理后流向另一沉淀沟，曝气侧沟在不进废水的情况下继续曝气，使沟内尚未降解的物质进一步转化，所以B 阶段的时间较短。要根据不同的情况来采用相应的运行模式，如当污泥沉降性能差时，应该适当增加C 阶段的时间，相应减少A、B 阶段的时间，必要时可在C和D 之间设一个过渡阶段。

28、问：我单位采用卡鲁塞尔氧化沟2000型工艺的城市污水处理厂，规模8万吨/天。运行中NH3-N 去除不理想，2 月份进水NH3-N 平均为32.35mg/L，出水为25.99mg/L，是否提高好氧区的DO值，就能降低NH3-N值？

答：可提高好氧区的溶解氧，同时将内回流闸门开大，这样使反硝化区的缺氧部分容积减少，可在一定程度上提高硝化效果，此外还要考虑碱度是否够等因素。

29、问：卡鲁塞尔氧化沟的水力设计目前在国内还是一个尚未充分探讨的课题。我想主要原因是其中涉及到方方面面的因素：如机械设备（特别是表曝机）的机械和水力性能（如曝气叶轮形状、转速、浸没深度等）及其运转中输入水中的能量（该能量在充氧、推动和搅拌上还存在着一个分配关系)；还有氧化沟具体的布置形式和沟体设计如渠长、宽和水深、导流墙的位置、形状、是否偏心设置等。将所有这些因素（可能还有上面没有提到的）综合起来，才能得出卡鲁塞尔氧化沟中的具体水流形态和有关参数（如流线、湍流程度、断面流速分布及平均流速等）。由于此问题非常复杂，不知对卡鲁塞尔水力设计方面有何建议？

答：其实也没这么复杂，氧化沟内的流速与水力停留时间或是氧化沟的容积没有什么定性关系，氧化沟内的流速是控制沟内不沉淀为准，不宜过大，流速太小会使污泥下沉，是通过水下推进器或表曝机来完成的，只是完成流速的设备要根据与池深、池长等来定，不同厂家的设备选型也不尽相同。

30、问：能否告知三沟式氧化沟运行管理中的注意事项以及他的局限性。

答：需注意的事项很多，首先要根据实际情况确定好运行周期的时间，然后确定周期内各运行阶段的时间。运行阶段应先确定C阶段段时间，因为C阶段是泥水分离时间。还要调整好转刷的浸没深度，使其具有很好的充氧能力和混合推动力，池内的所有转刷的浸没深度要一致。转刷的浸没深度应在静止状态下通过出水堰门来调节，即在氧化沟进水而不曝气的状态下用出水堰门的升降来调节，当转刷处于合适的浸没深度时，出水堰门的开度即为转刷运行时的开启限位。二条侧沟的所有出水堰门开启状态下的限位应该基本相同。应该根据废水的特性和本装置的实际情况，通过试运行来确定日常运行的最佳模式并输入可控编程器，进行运行控制。当出现异常情况时应该及时调整运行模式，如：因污泥沉降性能差而造成沉淀沟泥水分离困难使出水带泥时，应该增加C 阶段的时间，相应减少其它阶段的时间。二条侧沟出水堰的开闭状态是根据设定的工艺要求自控的，半个周期二条侧沟的切换中，在预设定时，原出水沟的堰门应在另一预沉沟的出水堰门全部都开启后再关闭，以防原预沉沟在出水的初始时间漂泥。自控系统出现问题时，可通过手动控制来运行。手动控制时，各设备的开闭时间和顺序应该严格按运行模式进行，并与自动控制程序相同。污泥负荷和泥龄的计算中的生化部分容积可将氧化沟总容积*总生化时间与总水力停留时间之比。

31、问：我公司污水处理站已经运行了近六年，近两个月发生的污泥膨胀一直无法有效的控制，工艺为ICEAS，沉降比为60到90 多，但是丝状菌一般，曝气时间一般根据水中溶解氧量来控制，达到5.0到5.6 停止曝气；我公司的主要污染物为乙醇，时常会造成瞬时冲击，请给予意见？

答：这类水很容易引起膨胀，因为可溶解有机物高，N、P不足要投加。

32、问：我厂有两条卡鲁塞尔氧化沟，设计日处理量8万吨，现在只运行了一组系统，日处理量4 万吨，年后将启用第二组系统，用一号系统的污泥对二号系统进行污泥培养，请说说具体如何操作？

答：现在已有一组在运行就不用培养了，可在另一组投运前多积累一些污泥引入就可

33、问：请从实用性角度谈谈对污水处理行业的自控技术的看法，比如说是卡鲁塞尔工艺呢？

答：生化处理工艺方式很多的，要看什么工艺，如果是传统鼓风曝气活性污泥法，就没必要自控，只要有液位保护控制和泵等设备的手动遥控控制就可。卡鲁塞尔氧化沟用自控制当然好，如果有水下推进器，用保护控制就可，如果没有水下推进器，最好用运行控制。我这里说的保护控制就是控制系统（如PLC）根据设定的溶解氧范围，通过曝气机的开停和转速使溶解氧控制在要求的范围内。运行控制就不同，除了前面的要求外，还要考虑在曝气机慢速运行或只有个别曝气机运行时，防止污泥下沉，即在曝气机的总体运行状态只满足DO 的控制，而不能满足泥水混和时能自动调控。

厌氧消化的生化阶段

　　第Ⅰ阶段–水解产酸阶段
　　污水中不溶性大分子有机物，如多糖、淀粉、纤维素、烃类（烷、烯、炔等）水解，主要产物为甲、乙、丙、丁酸、乳酸；紧接着氨基酸、蛋白质、脂肪水解生成氨和胺，多肽等（所以有的书又把水解产酸分为二个阶段）。

　　第Ⅱ阶段–厌氧发酵产气阶段
　　第Ⅰ阶段产物甲酸、乙酸、甲胺、甲醇和CO2+H2等小分子有机物在产甲烷菌的作用下，通过甲烷菌的发酵过程将这些小分子有机物转化为甲烷。所以在水解酸化阶段COD、BOD值变化不很大，仅在产气阶段由于构成COD或BOD的有机物多以CO2和H2的形式逸出，才使废水中COD、BOD明显下降。
　　在酸化阶段，发酵细菌将有机物水解转化为能被甲烷菌直接利用的第1类小分子有机物，如乙酸、甲酸、甲醇和甲胺等；第2类为不能被甲烷菌直接利用的有机物，如丙酸、丁酸、乳酸、乙醇等，不完全厌氧消化或发酵到此结束。如果继续全厌氧过程，则产氢、产乙酸菌将第2类有机物进一步转化为氢气和乙酸。
　　第Ⅱ阶段生化过程是产甲烷细菌把甲酸、乙酸、甲胺、甲醇等基质通过不同途径转化为甲烷，其中最主要的基质为乙酸。

发酵条件控制

（1）营养与环境条件

　　厌氧要求有机物浓度较高，一般大于1000mg/L以上。所以厌氧适于处理高浓度有机废水和污泥处理。和好氧生物处理一样，厌氧处理也要求供给全面的营养，但好氧细菌增殖快，有机物有50～60%用于细菌增殖，故对N、P要求高；而厌氧增殖慢，BOD仅有5～10%用于合成菌体，对N、P要求低。
　　 COD∶N∶P＝200∶5∶1或C∶N＝12～16
　　（好氧COD∶N∶P＝100∶5∶1）

　　厌氧过程对环境条件要求比较严格：

　　Ⅰ、氧化还原电位（φE）与温度
　　氧的溶入和氧化态、氧化剂的存在：Fe3+、Cr2O72-、NO3-、SO42-、PO43-、H+会使体系中电位升高，对厌氧消化不利。
　　高温消化–500～600mv，50～55℃
　　中温消化–300～380mv，30～38℃
　　产酸菌对氧还-还电位要求不甚严格＋100～－100mv
　　产甲烷菌对氧还-还电位要求严格＜－350mv

　　Ⅱ、pH及碱度
　　 pH主要取决于三个生化阶段的平衡状态，原液本身的pH和发酵系统中产生的CO2分压（20.3～40.5kpa），正常发酵pH＝7.2～7.4，有机负荷太大，水解和酸化过程的生化速率大大超过产气速率。将导致水解产物有机酸的积累使pH下降，抑制甲烷菌的生理机能，使气化速率锐减，所以原液pH＝6～8，发酵过程有机酸浓度不超过3000mg/L为佳（以乙酸计）。
　　HCO3-及NH3是形成厌氧处理系统碱度的主要原因，高的碱度具有较强的缓冲能力，一般要求碱度2000mg/L以上，NH3浓度50～200mg/L为佳。

　　 Ⅲ、毒物–凡对厌氧处理过程起抑制和毒害作用的物质都可称为毒物，无机酸浓度不应使消化液pH＜6.8；氨氮浓度不宜高于1500mg/L，其它化学物质的抑制浓度见下表。一般来说，多数毒物对甲烷细菌的毒性比对其它细菌的毒性要大。

（2）工艺操作条件

　　Ⅰ、生物量–大小以污泥浓度表示，一般介于10～30gvss/L之间，为防止反应器中污泥流失，可采用装入填料介质使细菌附着挂膜，调节水流速度或污泥回流量。

　　Ⅱ、负荷率–表示消化装置处理能力的一个参数，负荷率有三种表示方法：
　　 ①容积负荷率–反应器单位有效容积在单位时间内接纳的有机物量kg/m3·d。
　　 ②污泥负荷率–反应器内单位重的污泥在单位时间内接纳的有机物量kg/kg·d。
　　③投配率–每天向单位有效容积投加的材料的体积m3/m3·d。
　　投配率的倒数为平均停留时间或消化时间，单位为d（天），投配率池可用百分率表示。
　　负荷率的影响：
　　①当有机物负荷率很高时，营养充分，代谢产物有机酸产量很大，超过甲烷菌的吸收利用能力，有机酸积累pH下降，是低效不稳定状态。
　　②负荷率适中，产酸细菌代谢产物中的有机物（有机酸）基本上能被甲烷菌及时利用，并转化为沼气，残存有机酸量仅为几百毫克/升。pH＝7～7.5，呈弱碱性，是高效稳定发酵状态。
　　③当有机负荷率小，供给养料不足，产酸量偏少，pH＞7.5是碱性发酵状态，是低效发酵状态。

　　Ⅲ、温度控制–发酵要求较高的温度，每去除8000mg/L的COD所产沼气，能使水温升高10℃，一般工艺设计中温消化30～35℃。

　　Ⅳ、pH的控制–当液料pH＜6.5或高于8.0，则要调整液料pH。
　　　　pH＜6.8～7，应减少有机负荷率，
　　　　pH＜6.5，应停止加料，必要时加入石灰中和

　　水解（酸化）-好氧处理系统中的水解（酸化）段的目的，对于城市污水是将原水中的非溶解态有机物截留并逐步转变为溶解态有机物；对于工业废水处理，主要是将其中难生物降解物质转变为易生物降解物质，提高废水的可生化性，以利于后续的好氧生物处理。水解工艺的开发过程是从低浓度城市污水开始的，与高浓度废水的厌氧消化中的水解、酸化过程是不同的。在连续厌氧过程中水解、酸化的目的是为混合厌氧消化过程中的甲烷化阶段提供基质。而两相厌氧消化中的产酸段（产酸相）是将混合厌氧消化中的产酸段和产甲烷段分开，以便形成各自的最佳环境。因此，尽管水解（酸化）-好氧处理工艺中的水解（酸化）段、两相法厌氧发酵工艺中的产酸相和混合厌氧消化工艺中的产酸过程均产生有机酸，但是由于三者的处理目的的不同，各自的运行环境和条件有着明显的差异，主要表现在以下几个方面。

（1）氧化还原电位（Eh）不同
　　在混合厌氧消化系统中，由于完成水解、酸化的微生物和产甲烷微生物共处于同一个反应器中，整个反应器的氧化还原电位（Eh）的控制必须首先满足对Eh要求严格的甲烷菌，一般为300mV以下，因此，系统中的水解（酸化）微生物也是在这一电位值下工作的。而两相厌氧消化系统中，产酸相的氧化还原电位一般控制在-300–100mV之间。水解（酸化）-好氧处理工艺中的水解（酸化）段为一典型的兼性过程，只要Eh控制在0mV左右，该过程即可孙里进行。

（2）pH值不同
　　在厌氧消化系统中，消化液的pH值控制在甲烷菌生长的最佳pH值范围，一般为6.8-7.2。在两相厌氧消化系统中，产酸相的pH值一般控制在6.0-6.5之间，在酸化反应器pH值降低时，丙酸的相对含量增大，而丙酸对后续的甲烷相中的产甲烷菌将产生强烈的抑制作用。对于水解（酸化）-好氧处理系统来说，由于浓度低不存在酸的抑制问题，因此，可以不控制pH值的范围，一般pH在6.5-7.5之间。

（3）温度不同
　　三种工艺对温度的控制也不同，通常厌氧消化系统以及两相厌氧消化系统的温度均严格控制，要么中温消化（30-35℃），要么高温消化（50-55℃）。而水解处理工艺对温度无特殊要求，通常在常温下运行，也可获得较为满意的水解（酸化效果）。
　　由于反应条件不同，三种工艺系统种优势菌群也不相同。在厌氧消化系统种，由于严格地控制在厌氧条件下，系统中的优势菌群为专性厌氧菌，因此完成水解（酸化）的微生物主要为厌氧微生物。水解（酸化）工艺控制在兼性条件下，系统中的优势菌群也是厌氧微生物，但以兼性微生物为主，完成水解（酸化）过程的微生物相应也主要为厌氧（兼性）菌。对于两相厌氧消化系统中的产酸相，微生物的优势菌群随控制的氧化还原电位不同而变化。当控制的电位较低时，完成水解、产酸的微生物主要为厌氧菌；当控制的电位较高时，则完成水解、产酸的微生物主要为兼性菌。

　　需要说明的是，水解-好氧工艺中的水解（酸化）过程与好氧AO（HO）、A2O和AB等工艺A段中发生的水解过程也是有较大区别的。这表现在以下两个方面：

　　首先是菌种不同，如上所述在水解工艺中的优势菌群是厌氧微生物，以兼性微生物为主，而在好氧AO（HO）、A2O和AB等工艺A段中的优势菌是以好氧菌为主，仅仅部分兼性菌参加反应；

　　其次，在反应器内的污泥浓度不同，水解工艺采用的是升流式反应器，其中污泥浓度可以达到15-25g/L，而好氧AO（HO）、A2O和AB等工艺中从二沉池回流的污泥浓度一般最高为5g/L，并且以好氧菌为主。以上的差别造成了水解工艺是完全水解，而好氧AO（HO）、A2O和AB等工艺中A段仅仅发生部分水解。

　　H：滤池的滤料厚度，即滤池的有效深度，对于生活污水可取2m。
　　S₀：滤池进水的有机物浓度，mg/L
　　Q：流入滤池的污水设计流量，m³/d，一般采用平均流量，若流量小或变化大时，采用最高流量。水力负荷一般在1-3m³/m²·d。

（二）高负荷生物滤池设计负荷：
　　处理城市污水时，在正常气温下，表面水力负荷以滤池面积计，宜为10~30m³/m²·d；五日生化需氧量容积负荷以填料体积计，不宜大于1.2kg/m³·d。滤层高度2m。进水的BOD5应小于200mg/L，否则需要采用回流处理水的措施。

（三）塔式生物滤池设计负荷：
　　滤层总厚度一般宜为8-12m；每层高度不宜超过2.5m；水力负荷80-200m³/m²·d，BOD容积负荷1.0-2.0kg/m³·d。 进水的BOD5宜控制在500mg/L以下，否则应采用处理水回流措施。当进水BOD5在250mg/L时，填料总高度为8m，进水BOD5每增加50mg/L直至500mg/L时，填料高度增加2m。

（四）接触氧化工艺
　　池体总高度一般为4.5-5.0m，其中填料高度为2.0-3.5m，底部布气层高度为0.6-0.7m，顶部稳定水层为0.5-0.6m。

　　BOD5容积负荷：
　　　　国内：当处理生活污水（或以生活污水为主的城市污水）或处理印染废水时，Nw=3.0-4.0kg/m³·d和1.0-2.0kg/m³·d； 城市污水处理排放标准要求BOD5分别为30mg/L和10mg/L时，的取值分别为5.0 kg/m3·d和2.0kg/m³·d；
　　　　国外：当城市污水二级处理时，Nw=1.2-2.0kg/m³·d，当处理水BOD5要求达到30mg/L以下时,=0.8kg/m³·d；当进行三级处理时，=0.12-0.18kg/m³·d；当要求处理水BOD5要求达到10mg/L以下时，=0.2kg/m ³·d。接触氧化池内溶解氧量一般维持在2.5-3.5mg/L，气水比为15:1-20:1。采用穿孔管曝气时，曝气风管干管风速10-15m/s，支管4-5m/s。在使用生物填料时，填料的充填率根据接触氧化工艺的不同，充填率一般为30~60%。