與傳統脫氮工藝相比, 厭氧氨氧化工藝具有脫氮途徑短、節省曝氣量、無需外加碳源、污泥產量少等優點[1], 已成為目前最具前景的污水脫氮工藝[2].

　　厭氧氨氧化以亞硝化工藝為基礎.亞硝化工藝難以控制, 出水中含有較高濃度的硝氮[3, 4].同時, 厭氧氨氧化工藝將污水中的氨氮和亞硝氮轉化為氮氣和少量硝氮, 極限脫氮效率為89%[5], 且無法去除進水中固有的硝氮, 因此在實際應用中整體工藝的出水氮素濃度偏高[6].隨著污水排放標準日益嚴格, 提高氮素去除率也迫在眉睫.有文獻指出, 采用厭氧氨氧化耦合反硝化的方法可以有效地提高反應器的總氮去除率[7~9], 但國內外對SAD工藝的研究停留在配水上[10~12], 實際應用極少.

　　亞硝化工藝出水中, 可降解有機物濃度較小, 后續的SAD工藝往往需要外加碳源.碳源對SAD工藝有重要的影響[13~15].污水處理廠通常投加的有機碳源為甲醇、丙酸鈉和葡萄糖等[16].甲醇會對厭氧氨氧化菌產生不可逆的抑制作用, 不適合作為SAD工藝的有機碳源[17].丙酸鈉和葡萄糖對厭氧氨氧化菌抑制作用較小[18], 理論上可以作為SAD工藝的碳源, 但在實際工程應用中尚未有人研究.

　　本試驗在污水處理廠進行, 利用A/O除磷和亞硝化工藝處理后的實際生活污水為基質, 分別投加葡萄糖和丙酸鈉啟動SAD工藝, 研究實際工程應用中有機碳源對SAD工藝的影響.

　　1 材料方法

　　1.1 試驗裝置

　　試驗采用2個完全相同的上向流生物濾柱(圖 1), 編號為1號和2號.反應器由有機玻璃制成, 內徑20 cm, 承托層高5 cm, 濾料高50 cm, 有效體積15 L.濾柱每隔10 cm設置取樣口, 承托層采用粒徑為4~8 mm的礫石, 內部裝填直徑5~10 mm的火山巖填料, 為了避免生物膜過量增殖導致濾柱堵塞的問題, 在底部設曝氣裝置以進行氣水反沖洗.整個反應器外部用黑色保溫棉纏繞以避光和保溫.　

　　1.2 接種污泥和試驗水質

　　反應器啟動時接種5 L厭氧氨氧化絮狀污泥, 污泥濃度為2 000 mg·L-1.厭氧氨氧化絮狀污泥來自于穩定運行的厭氧氨氧化SBR反應器, SBR反應器總氮去除率穩定在85%左右, 總氮去除負荷為0.5 kg·(m3·d)-1.

　　試驗采用的基質為A/O除磷和亞硝化工藝處理后的實際生活污水, 具體水質如表 1所示.

　　1.3 試驗方法

　　1號反應器進水中投加葡萄糖, 2號反應器進水中投加相同濃度的丙酸鈉.根據基質中投加碳源濃度的不同, 反應器運行分為4個階段, 各階段運行參數如表 2所示.

　　S1階段為厭氧氨氧化工藝啟動階段, 基質為A/O除磷和亞硝化工藝處理后的生活污水. S2~S4階段為SAD工藝運行階段, S2、S3和S4階段分別投加10、20、30 mg·L-1有機物.

　　1.4 檢測方法

　　水樣分析中NH4+-N測定采用納氏試劑光度法, NO2--N采用N-(1-萘基)乙二胺光度法, NO3--N采用紫外分光光度法, COD采用國標法測定(對水樣進行預處理排除亞硝酸鹽的影響), DO、pH和水溫通過WTW便攜測定儀測定, 其余水質指標的分析方法均采用國標方法.濾料表面生物膜厚度通過電子顯微鏡來精確測量[19].

　　反應速率的測定：從反應器取出濾料, 刮下生物膜解離并在燒杯中測定反應速率.燒杯設置機械攪拌, 測定厭氧氨氧化反應速率和反硝化反應速率.測定厭氧氨氧化反應速率時, 基質氨氮和亞硝氮濃度為50 mg·L-1, 調節堿度使堿度與氨氮之比為10, 溫度控制在24~26℃, pH穩定在7.0~8.0, DO維持0.3 mg·L-1以下.測定反硝化反應速率時, 以150 mg·L-1甲醇作為碳源, 硝氮濃度為50 mg·L-1, 溫度控制在24~26℃, pH穩定在7.0~7.8, DO維持0.3 mg·L-1以下.

　　2 結果與討論 2.1 反應器的啟動

　　污水處理廠厭氧氨氧化工藝在春季末期進行啟動, 水溫為15~19℃.啟動時1號和2號反應器各接種5 L污泥濃度為2 000 mg·L-1的厭氧氨氧化絮狀污泥.為了減少厭氧氨氧化污泥的流失, 啟動初期對出水進行收集并循環進水.運行3 d后, 出水中SS濃度均小于20 mg·L-1, 絮狀污泥已穩定截留在反應器中.此時將反應器改為連續流運行, 進入S1階段.

　　反應器啟動時采用較低的水力負荷以減小厭氧氨氧化菌的流失, 濾速定為0.15 m·h-1, HRT約為5 h.進出水氮素濃度如圖 2、3所示.從中可知, 隨著反應器的運行, 出水氨氮和亞硝氮濃度逐步降低. 1號和2號反應器分別用19 d和25 d時, 使氨氮亞硝氮去除率大于90%, 完成了反應器的初步啟動. 1號和2號反應器均在較短的時間內完成了厭氧氨氧化工藝的啟動, 相較于其他研究成果[20, 21], 本試驗反應器啟動較快是由于接種了大量的厭氧氨氧化菌.第25~34 d時, 反應器氨氮、亞硝氮去除率大于95%, 1號反應器出水總氮濃度為9.6~13.4 mg·L-1, 2號反應器出水總氮濃度為9.8~12.6 mg·L-1, 均超過了北京市地方標準的A類排放標準.出水中氮素濃度主要以硝氮的形式存在, 一方面, 由于亞硝化工藝難以控制, 進水中硝氮濃度為4~7 mg·L-1; 另一方面, 厭氧氨氧化工藝會有少量硝氮產生, 因此導致出水含有大量硝氮.

厭氧氨氧化反應方程式如式(1)所示[5].從中可知, 厭氧氨氧化菌按1.32:1的比例消耗亞硝氮和氨氮基質.總氮去除量和出水硝氮增量之比為8, 該值稱為特征比.亞硝氮氨氮消耗比和特征比的大小受反硝化作用的影響, 反硝化作用增強, 亞硝氮氨氮消耗比和特征比均會上升.反應器亞硝氮氨氮消耗比如圖 4所示.

　　S1階段末期, 1號反應器平均亞硝氮氨氮消耗比為1.19, 平均特征比為8.18, 2號反應器平均亞硝氮氨氮消耗比為1.22, 平均特征比為8.76, 表明反硝化作用較弱. Kumar等指出[8], 高C/N比會使反硝化細菌取代厭氧氨氧化菌, 成為反應器的優勢菌種.而在本試驗中, S1階段進水中COD濃度為25~50 mg·L-1, COD/NH4+為1.2~2, 處于較高水平, 但未觀察到明顯的反硝化作用. 1號和2號反應器出水COD維持在20~45 mg·L-1, COD去除率僅為10%~25%.原因是A/O工藝和亞硝化工藝出水中COD大多數為難降解的有機物[22], 反硝化菌缺少碳源, 活性處于較低水平.而難降解的有機物對厭氧氨氧化菌影響較小[23], 因此在厭氧氨氧化菌和反硝化菌的競爭中占據優勢, 維持了厭氧氨氧化工藝的穩定.

　　2.2 SAD工藝的運行

　　S2階段1號和2號反應器進水中分別有10 mg·L-1葡萄糖和丙酸鈉, 啟動SAD工藝. 1號反應器投加葡萄糖后, 氨氮和亞硝氮去除率從95%降低到60%左右, 運行6 d后, 氨氮和亞硝氮去除率恢復至90%以上. 2號反應器投加丙酸鈉后, 氨氮和亞硝氮去除率從95%降低到80%, 運行2 d后, 氨氮和亞硝氮去除率恢復至95%以上, 丙酸鈉對厭氧氨氧化菌的影響較小.第41~80 d, 1號反應器平均出水總氮濃度為9.16 mg·L-1, 2號反應器平均出水總氮濃度為9.33 mg·L-1. S2階段1號反應器的亞硝氮氨氮消耗比為1.31, 平均特征比為12.60. 2號反應器的亞硝氮氨氮消耗比為1.29, 平均特征比為12.16. S2階段末期, 1號和2號反應器處理效果幾乎相同, 表明常溫條件下, 低濃度葡萄糖和丙酸鈉對于穩定運行的SAD工藝宏觀作用效果相似.

　　S3階段基質中有機物濃度提高到20 mg·L-1, 其他參數保持不變.在S3階段初期, 1號反應器氨氮去除率由97%降低至78%, 厭氧氨氧化菌活性受到了暫時的抑制, 運行3 d后, 氨氮和亞硝氮去除率大于98%. 2號反應器氨氮去除率幾乎沒有變化.相比于S2階段, 反應器用較短的時間恢復了高效的氨氮和亞硝氮去除效果, 抗有機物沖擊負荷得到了明顯的提升.第85~117 d, 1號反應器出水總氮濃度為6.5~9.8 mg·L-1, 平均出水總氮濃度為8.10 mg·L-1. 2號反應器出水總氮濃度為7.0~9.5 mg·L-1, 平均出水總氮濃度為7.98 mg·L-1.相較于厭氧氨氧化工藝, 此時SAD工藝將出水總氮濃度降低了26%.

　　S3階段1號反應器亞硝氮氨氮消耗比上升至1.34, 特征比上升至21.92. 2號反應器亞硝氮氨氮消耗比為1.35, 平均特征比為25.51.亞硝氮氨氮消耗比及特征比的升高, 表明硝化細菌作用進一步得到提高.反應器保持著高效厭氧氨氧化活性的同時, 提高了反硝化菌的活性.根據厭氧氨氧化方程式計算[5], 厭氧氨氧化途徑的氮損約為90%, 反硝化氮損約占10%.

　　S4階段, 進水中的有機物濃度提高到30 mg·L-1.該階段進水溫度、氨氮亞硝氮去除率如圖 5所示.第123~170d, 水溫為12.3~15.2℃, 1號出水總氮濃度為4.8~7.3 mg·L-1, 平均值為6.41 mg·L-1.與厭氧氨氧化工藝相比, SAD工藝出水總氮濃度降低了42%, 達到了北京市地方標準的A類排放標準.厭氧氨氧化和反硝化途徑的氮損分別為83%和17%, 在常溫條件下, 進水中投加30 mg·L-1葡萄糖, 厭氧氨氧化菌和反硝化菌耦合效果良好.第171d, 運行進入冬季, 進水溫度降低至12℃以下. 1號反應器亞硝氮的去除幾乎不受影響, 氨氮去除率明顯下降, 且隨溫度變化而變化.進水溫度為10~12℃時, 出水氨氮濃度為1.7~6.2 mg·L-1, 出水總氮濃度為7.0~10.2 mg·L-1, 超過了排放標準.研究表明, 厭氧氨氧化菌活性受溫度影響大而反硝化菌活性受溫度影響小[24].在本試驗中, 基質中投加30 mg·L-1葡萄糖, 溫度為10~12℃時, 反硝化途徑的氮損提高到30%左右, SAD工藝的平衡受到破壞并向反硝化工藝轉變.

　　S4階段, 2號反應器出水總氮濃度為4.6~8.0 mg·L-1, 平均值為6.54 mg·L-1, 滿足了北京市地方標準的A類排放標準.即使在10~12℃的低溫條件下, 氨氮去除率仍保持在90%, 厭氧氨氧化途徑的氮損約占85%, SAD工藝運行穩定.以丙酸鈉作為碳源時, 低溫對SAD工藝的沖擊較小.研究表明, 厭氧氨氧化菌可以利用丙酸鈉等揮發性脂肪酸, 將硝酸鹽還原為氨氮, 且利用揮發性脂肪酸速率大于反硝化細菌[25~27].丙酸鈉為基質有利于厭氧氨氧化菌同反硝化菌競爭, 即使在低溫條件下, SAD工藝仍能保持高效穩定運行.

　　2.3 生物學特性研究

　　為了宏觀對比1號和2號反應器中微生物的活性, 定期取濾料進行分析.每次取等量距底部10、30和50 cm的濾料, 測定濾料表面平均生物膜厚度以及污泥反應速率, 結果如圖 6所示.

　　S1階段1號和2號反應器污泥厭氧氨氧化速率(以MLSS計)分別為7.6 kg·(kg·d)-1和7.0 kg·(kg·d)-1, 兩者厭氧氨氧化速率大致相同, 均處于較高水平. S1由于A/O除磷出水中可降解有機物較少, 不利于異養菌的生長, 污泥厭氧氨氧化速率較高, 反硝化速率較低. S2~S4階段, 基質中投加有機碳源, 有利于反硝化菌的生長, 污泥反硝化速率有所提高.反硝化菌大量增殖, 厭氧氨氧化菌在生物膜中的相對比例有所下降, 因此厭氧氨氧化速率逐步降低.投加有機物的濃度對污泥反應速率影響較大, 隨著有機物濃度的升高, 污泥厭氧氨氧化速率逐步下降, 反硝化速率逐漸升高. 1號反應器污泥厭氧氨氧化速率明顯下降, 反硝化速率顯著增高, 2號反應器污泥反硝化速率增幅較小, 表明碳源種類對污泥反應速率有較大影響.

　　在反應器運行過程中, 生物膜厚度不斷增加. 1號反應器生物膜厚度增長較快, 污泥厭氧氨氧化速率下降明顯, 反硝化速率顯著升高, 生物膜厚度的增長主要來源于反硝化菌的大量繁殖. 2號反應器生物膜厚度增長較慢, 厭氧氨氧化反應速率和反硝化速率變化幅度較小, 表明適量投加丙酸鈉不會導致反硝化菌大量增殖, 2號反應器總氮去除率的提高主要來自厭氧氨氧化菌等微生物的異養代謝.

　　宏觀上, S2~S3階段, 1號和2號反應器出水總氮濃度, 特征比及亞硝氮氨氮消耗比相差不大, 但污泥反應速率存在較大差距. 1號反應器投加葡萄糖后, 反硝化作用大大增強.反硝化菌將硝氮和亞硝氮轉化成氮氣, 因此導致亞硝氮氨氮消耗比和特征比的升高.而2號反應器投加丙酸鈉, 厭氧氨氧化菌利用丙酸鈉將硝氮還原為氨氮, 去除硝氮的同時減少了氨氮消耗, 亞硝氮氨氮消耗比和特征比得以提升.

　　在市政污水處理廠SAD工藝運行過程中, 應根據溫度選擇投加碳源的種類和濃度.水溫在12℃以上時, 可以投加30 mg·L-1葡萄糖以降低出水總氮濃度; 當水溫降低至12℃以下時, 應酌量減少葡萄糖的投加量, 避免SAD工藝向反硝化工藝轉變.投加丙酸鈉, SAD工藝在10~22℃的環境中均能高效穩定運行.

　　3 結論

　　(1) 常溫條件(13℃以上)下, 進水投加30 mg·L-1葡萄糖, SAD工藝耦合效果良好, 平均出水總氮濃度為6.41 mg·L-1.相較于厭氧氨氧化工藝, SAD工藝出水總氮濃度降低了42%.低溫環境(10~13℃)中, 投加30 mg·L-1葡萄糖, SAD工藝穩定性受到破壞并向反硝化工藝轉變.

　　(2) 常低溫環境(10~22℃)中, 基質中投加30 mg·L-1丙酸鈉, SAD工藝均有良好的處理效果, 平均出水總氮濃度為6.54 mg·L-1, 丙酸鈉對低溫SAD工藝影響較小.具體聯系污水寶或參見http://www.dongaorq.cn更多相關技術文檔。

　　(3) 投加葡萄糖后, 污泥反硝化速率大大提高.投加丙酸鈉后, 污泥反硝化速率增幅較小, 總氮去除率的提高主要來自污泥中細菌異養代謝.建議污水處理廠實際應用中采用丙酸鈉作為碳源, 以維持SAD工藝冬季高效穩定運行.