某淀粉厂污水处理设计说明书.doc

1. 概述
1.1淀粉厂概况
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/L
BOD5：2700~3500 mg/L
SS：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》GB8978-1996中规定的二级标准，即：
CODCr≤150 mg/L
BOD5≤30 mg/L
SS≤150 mg/L
pH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
指标
水质
BOD5
SS
CODCr
pH
进水（mg/l）
3200
2500
8000
4~6
出水（mg/l）
30
150
150
6~9
处理程度（%）
99
94
98
/

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
处理方法
主要工艺
处理效率(%)
SS
BOD5
一级
沉淀法
沉淀
40—50
20—30
二级
生物膜法
初次沉淀、生物膜法、二次沉淀
60—90
65—90
活性污泥法
初次沉淀、曝气、二次沉淀
70—95
65—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
缺点
适用对象
传统活性污泥法
BOD去除率高达90-95%
工作稳定
构造简单
维护方便
占地大投资高
产泥多且稳定性差
抗冲击能力较差
运行费用较高
出水要求高的大中型污水厂
吸附再生活性污泥法
构造简单维护方便
具有抗冲击负荷能力
运行费用较低
BOD去除率80-90%
剩余污泥量大且稳定性较差
悬浮性有机物含量高的大中型污水厂
完全混合活性污泥法
抗冲击负荷能力强
运行费用较低
占地不多投资省
BOD去除率80-90%
构造较复杂
污泥易膨胀
设备维修工作量大
污水浓度高的中小型污水厂
氧化沟法
BOD去除率95%以上
有较高脱氮效果
系统简单管理方便
产泥少且稳定性好
曝气池占地多投资高
运行费用较高
悬浮性BOD低有脱氮要求的中小型污水厂
间歇式活性污泥法
无须设置调节池
SVI值较低，污泥易于沉淀不产生污泥膨胀现象
可以进行脱氮和除磷
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）
出水浓度（mg/L）
去除率（%）
调节沉淀池
CODCr
8000
6000
25
BOD5
3200
2880
10
SS
2500
1500
40
UASB
CODCr
6000
750
87.5
BOD5
2880
450
90.0
SS
1500
288
70.0
预曝沉淀池
CODCr
750
600
20.0
BOD5
450
259.2
10.0
SS
288
270
40.0
SBR
CODCr
600
150
75.0
BOD5
259.2
38.88
85.0
SS
270
81
70.0

原污水
分流格栅槽
污水提升泵
调节沉淀池
污水提升泵
UASB
预曝沉淀池
SBR
出水
集泥井
污泥提升泵
浓缩池
脱水机房
泥饼外运
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
，取12。
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
，取30mm。
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=0.5m
3.1.2 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
=0.5+0.4+1.1=2.0m
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

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 m3/h，扬程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

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
局部阻力损失：hM1=0.053m
②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
局部阻力损失：hM2=0.009m
③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 ξ2=7.5
闸阀DN100 mm ξ3=0.2
90°弯头DN100 mm ξ4=0.6
沿程阻力损失：hL3=iL=0.081×5=0.41m
局部阻力损失：
hM3=1.7m
④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/kgCOD
3.4.2 UASB反应器工艺构造设计计算
（1）UASB总容积计算
UASB总容积
式中 Q——设计处理流量，m3/d
Sr——去除的有机污染物浓度，kg/m3
Nv——容积负荷，kgCOD/(m3·d)
则 1211m3
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=0.4 m3/(m2·h)，基本符合要求。
若反应器总高为H=9.7+0.3=10.0m
反应器容积为385m3
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。
污 泥 床
三相分离器
出水
沼气
进水
悬 浮 污 泥 层
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：

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：

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/m3
ρg——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：
9.3×10-3 m/s
单池处理水量为：
q=4.3×10-3 m3/s
设计 回流缝数量 n=1，
宽度 r=0.6m，
下斜板倾角 α=54°，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：
=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=54.3°
大集气罩的收气面积占总面积的比例为
符合要求
沉淀区面积 （m2）
沉淀区负荷为0.53m/h，符合要求。
回流缝的过水流速为：（m/h） 符合要求
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=54.3°
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：

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
（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

中心管流速为0.8m/s，则中心管管径为
，取d0=80mm。
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=27.7mm，取=30 mm。
环管均分流量为 m3/s，环管流速假定为1.5 m/s，则环管管径计算为0.053 mm，取环管管径=50 mm。
布水孔16个，流速选为1.5 m/s，孔径计算为0.0152m，取孔径=15 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=0.0011 m3/s
=0.000081 m3/s
=0.00054 m3/s
=0.00027 m3/s
相应管段的管径、流量、流速及水头损失如下
DN32 =1.1L/s，=1.16m/s，=300mm；
DN32 =0.8L/s，=0.84m/s，=200mm；
DN50 =0.8L/s，=0.38m/s，=7.0mm；
DN50 =0.54L/s，=0.26m/s，=6.6mm；
DN50 =0.27L/s，=0.21m/s，=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。

式中 ——布水器配水时最大淹没水深，m；
——UASB反应器水头损失，m；
——布水器布水所需自由水头，m；
其中 =9.5mH2O
=0.8mH2O
=2.5mH2O
则 =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

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 （m3/s）
假定渠宽b=0.15m,则有
W=0.15h
X=2h+0.15
R=W/X=0.15h/(2h+0.15)
式中 h——渠中水深，m；
X——渠湿周，m。
代入
即
则有
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
＞0.40m/s
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=1.0 L/(m·s)，则堰上水面总长为

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(个)设计取n=100(个)
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：
每个堰出流率为
按90°三角堰计算公式
则堰上水头为

3.4.5 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/L
CODCr去除率 E=87.5%
则UASB反应器总产泥量为

每池产泥

设污泥含水量为98%，因含水率P＞95%，取ρ=1000kg/m3，则污泥产量为

每池排泥量

（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/L
COD去除率 E=87.5%
产气率 E=0.4 m3气/kgCOD
则总产量为

每个USAB反应器产气量

（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。每个集气室设置独立出气管至水封罐。
（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
小集气罩的出气量为
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

②沼气管道压力损失计算
沼气出气管的流速分别为

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。
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

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

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

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

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
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。
① H1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
则吸水管沿程水头损失hL13.0× 0.06(m)
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
则 hM1(m)
故 H1=hL1+hM1=0.10(m)
② H2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，
则出水管沿程水头损失为hL210× 0.82(m)
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
hM2(m)
故 出水管水头损失为 H2=hL+hM=3.4m
③ H3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=0.5m
④ 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Q