传统的生物脱氮过程需在硝化细菌的作用下将氨氮(NH₄⁺-N)氧化成亚硝盐氮(NO₂^--N)和硝酸盐氮(NO₃^--N), 再通过反硝化菌作用将NO₃^--N还原成N₂.硝化细菌大多为自养好氧型, 相比于反硝化菌等异养菌, 其世代时间长、增殖速率慢、容易流失, 且易受温度、溶解氧(DO)、pH、毒性物质等影响^{[1, 2]}.硝化细菌的这些特性导致污水处理厂生物处理系统的硝化功能启动慢、易崩溃且崩溃后恢复慢等问题.解决这些问题的主要方法为延长污泥龄、降低负荷或进行硝化强化.硝化强化主要是通过投加高活性的硝化污泥或硝化菌剂, 快速增加生物处理系统中硝化细菌的数量与活性, 从而快速提高生物处理系统的硝化功能, 该方法比延长污泥龄更为高效^[3].目前, 硝化菌剂主要通过发酵罐扩大培养^{[4, 5]}获得, 具有菌种纯度高、细菌数量高等特点, 但其在应用中存在投加量大、投加成本高的问题.硝化污泥中种群丰富, 具有制备成本低、生物相容性好等特点, 但其硝化菌含量低、富集速度慢制约了其工程应用.为此, 学者们着力研究硝化污泥快速富集的方法, 研究了不同生物反应器对硝化菌的富集效果的影响^[6~13], 发现膜生物反应器(membrane bioreactor, MBR)利用膜截留作用可有效延长污泥龄(sludge retention time, SRT)并减少富集过程中硝化菌的流失, 从而达到高效快速富集硝化污泥之目的^[14~17].

前期小试研究发现, 使用浸没式MBR和纯无机培养条件下, 可富集得到硝化活性为250 mg·(L·h)^-1的硝化污泥, 但污泥菌胶团很散, 容易引起严重的膜孔堵塞^[4].改用高氨氮低碳源的富集基质, 在温度为25℃、DO>2.0 mg·L^-1、不排泥条件下, 81 d后富集得到硝化活性为103.40 mg·(L·h)^-1的硝化污泥.有机碳源的加入虽在一定程度上降低了污泥中硝化细菌的含量, 但是大幅度改善了污泥絮体形状, 减缓了膜污染速度^[18].

本文在上述前期小试实验^[18]的基础上开展中试研究, 将MBR富集装置扩大, 优化运行参数以及装置结构, 考察硝化污泥的硝化活性及硝化菌产率, 同时采用序批式反应器(sequencing batch reactor, SBR)模拟好氧池进行硝化污泥强化实验, 考察所富集的硝化污泥进行工程化应用的可行性, 以期为将来的成果转化提供技术支持.

本实验共运行2个反应器, 一个是MBR(图 1), 用于富集硝化细菌; 另一个是SBR, 用于模拟城市污水处理厂好氧池, 开展高氨氮冲击下的硝化细菌强化实验. MBR为不锈钢箱体, 有效容积1 m³(L=120 cm, W=115 cm, H=120 cm), 内置膜面积为20 m²的箱式平板膜(北京坎普尔环保有限公司, CPFC2020-40), 膜下部安装穿孔曝气管和曝气盘, 在充氧的同时减缓膜污染. SBR为碳钢箱体, 有效容积为20 m³(L=500 cm, W=200 cm, H=220 cm), 箱体底部均匀分布40个曝气盘(Φ=20 cm).

图 1

Fig. 1

图 1 MBR装置示意 Fig. 1 Schematic diagram of the MBR

MBR进水由宜兴某城市污水处理厂预处理污水、氨氮储备液、碱度和有机碳源储备液组成, 体积比为8:1:1.氨氮储备液的主要成分为硫酸铵和磷酸二氢钾, 氮磷质量比为8:1.碱度和有机碳源调节液为碳酸氢钠和乙酸钠, 碳酸氢钠与氨氮的质量比为8~10. SBR进水为某城市污水污水处理厂预处理污水, 预处理污水为城市污水处理厂原水经粗格栅、曝气生物滤池和细格栅处理后出水, 其NH₄⁺-N浓度为10.1~34.3 mg·L^-1、总磷(TP)浓度范围为1.52~5.89 mg·L^-1、COD浓度为170~237 mg·L^-1、NO₃^--N浓度为1.0~3.3 mg·L^-1、NO₂^--N浓度为0.08~0.21 mg·L^-1、悬浮固体(SS)浓度为168~219 mg·L^-1、pH为7.35~7.62. MBR通过阶梯式提高储备液中氨氮浓度来提高MBR的氨氮容积负荷, SBR通过外加硫酸铵将进水氨氮质量浓度提高至(110.52±14.61)mg·L^-1来模拟高氨氮冲击.

MBR装置通过自控系统实现连续曝气、连续进水和间歇出水(抽吸8 min, 停止2 min)的运行模式.接种污泥取自宜兴某城市污水处理厂好氧池, 污泥浓度(MLSS)为3 473 mg·L^-1, SV₃₀为15%~23%.反应器共运行246 d, 运行期间, DO为0.5~4.0 mg·L^-1, 温度为7~35℃, pH为7~8.运行共分为4个阶段, 运行前15 d为启动阶段; 16~37 d为阶段一, 水力停留时间(hydraulic retention time, HRT)为48 h, 不排泥, 氨氮容积负荷为0.4~1.0 kg·(m³·d)^-1; 38~152 d为阶段二, HRT为24 h, SRT为20 d, 氨氮负荷提高至1.2 kg·(m³·d)^-1, 考察SRT对硝化菌富集的影响; 153~246 d为阶段三, HRT为12 h, 氨氮负荷提高至2.4 kg·(m³·d)^-1.受冬季降温影响, 183 d后温度降低至16.9℃, 氨氮去除率下降, 为减小低温对硝化菌的冲击, 在209 d降低氨氮负荷至0.5 kg·(m³·d)^-1, 具体运行参数见表 1.

表 1 (Table 1)

表 1 MBR运行条件 Table 1 Experimental operational conditions of the MBR 项目 阶段一 阶段二 阶段三 运行天数/d 16~37 38~152 153~246 氨氮容积负荷/kg·(m3·d)-1 0.4~1.0 1.0~1.2 0.5~2.4 HRT/h 48 24 12 SRT/d ∞ 20/∞ ∞/20 COD容积负荷/kg·(m3·d)-1 0.82±0.35 1.56±0.42 2.09±0.37 NH4+-N/mg·L-1 800~2 200 800~1 200 450~2 200

表 1 MBR运行条件 Table 1 Experimental operational conditions of the MBR

SBR强化实验共运行72 d, 每天运行4个周期, 每个周期的运行模式为进水曝气40 min→曝气200 min→静置沉淀60 min→排水60 min.接种污泥取自宜兴某城市污水处理厂好氧池, MLSS为4214 mg·L^-1, SV₃₀为19%.运行期间, DO为2.0~4.0 mg·L^-1, 温度12~24℃, pH 6.5~8.0. 1~44 d为启动期, 进水氨氮质量浓度(24.3±7.3) mg·L^-1; 45~62 d为高氨氮冲击期, 进水氨氮浓度为(110.5±14.6)mg·L^-1; 63~72 d为低温期, 进水恢复至(24.±6.9) mg·L^-1; 温度降至(13.3±1.6)℃.

COD、NH₄⁺-N、NO₃^--N、NO₂^--N、MLSS测试方法均参照文献[19], 温度、pH和DO采用便携式监测仪(DKK-TOACORPORATION, HM-30P、HM-31P)测定.氨氧化速率测定方法参照文献[18]; 游离氨(FA)以及游离亚硝酸(FNA)、亚硝氮积累率(NAR)参照文献[20]; 生物相(54~196 d)检测应用荧光定量PCR分析方法测定, 特异性引物及扩增条件参考文献[21]送上海生工进行分析测定; 硝化菌产量(W)的计算在文献[22, 23]基础上推算得到式(1)：

(1)

式中, W为硝化菌总产量, mg·(L·d)^-1; Q为每日排泥量, L·d^-1; V为反应器有效容积, L; Y_obs为硝化菌产率系数, g·g^-1; b为硝化菌衰减系数, d^-1; θ_X、θ为污泥龄、水力停留时间, d; N₀为进水总凯氮, mg·L^-1; N_h为异养菌消耗氨氮, mg·L^-1; N₁为出水总凯氮, mg·L^-1.

硝化污泥的硝化活性、氨氮容积负荷和氨氮去除率如图 2所示, 经过15 d的培养后, 接种污泥对氨氮的去除率稳定在90.0%以上, 表明硝化菌已经适应新的生长环境.阶段一在不排泥的条件下通过阶梯式提高进水氨氮至2 200 mg·L^-1, 接种污泥的硝化活性从4.51 mg·(L·h)^-1升高至41.20 mg·(L·h)^-1, 与小试实验相比富集速度较慢, 主要原因可能是：曝气不足使DO仅为0.5~1.0 mg·L^-1, 导致亚硝氮积累对氨氮氧化菌(AOB)和亚硝酸氮氧化菌(NOB)抑制^[24]; 另外, 中试实验进水主要为污水处理厂的预处理水, 含有有毒有害物质也可能对硝化菌具有一定的抑制作用^[25].

图 2

Fig. 2

图 2 硝化污泥中试富集过程中活性及运行参数 Fig. 2 Variations in the nitrification activity of enriched nitrifying activated sludge and operating parameters in the pilot-scale experiment

阶段二, 为减少亚硝氮产物积累对硝化菌活性的抑制^{[26, 27]}, 将进水氨氮浓度降低至800~1 000 mg·L^-1, 同时为维持相同的氨氮容积负荷, 将HRT缩短至24 h.此外, 在反应器底部均匀增设曝气盘和曝气管, DO上升至1.9 mg·L^-1, 出水亚硝氮浓度快速降低至76.6 mg·L^-1, 氨氮去除率由79.2%提高至95.0%, 硝化活性也进一步提高至56.12 mg·(L·h)^-1.亚硝氮的积累及其对硝化菌活性的抑制作用显著降低, 这与文献[27]的研究结果相似.

阶段三, 运行至182 d时活性污泥的硝化活性达到最高为98.41 mg·(L·h)^-1, 接近小试富集时的最高硝化活性103.40 mg·(L·h)^-1. 183 d后随着入冬气温降低的影响, 硝化活性随之显著下降, 氨氮去除率出现较大波动, 200 d时氨氮去除率最低达到47.8%, 硝化活性降至33.82 mg·(L·h)^-1, 仅为182 d最高硝化活性的三分之一.以往的研究表明, 硝化菌最适宜的温度为20.0~35.0℃^{[28, 29]}, 而当温度低于5℃时硝化菌的生命活动几乎停止^[30].为防止反应器崩溃, 209 d将氨氮负荷降至0.5 kg·(m³·d)^-1, 氨氮去除率逐渐回升至90%.因此, 在MBR富集过程中, 水温低于15℃时, 可通过适时降低氨氮容积负荷的方式, 来减少低温对硝化菌的冲击.

阶段二和阶段三的工况下, 通过周期性排泥获得的硝化污泥产量分别为14.96 mg·(L·d)^-1和12.35 mg·(L·d)^-1, 高于文献报道利用传统工艺富集硝化菌的10.37 mg·(L·d)^{-1[22, 23]}.上述结果表明, 硝化污泥中试富集实验虽然硝化菌的富集速度较小试减缓, 但仍可以获得高活性的硝化污泥.

据报道FA和FNA的质量浓度对硝化菌的生长具有重要影响^{[31, 32]}. MBR运行过程中FA浓度、FNA浓度、氨氮平均去除率、亚硝氮平均积累率和DO如表 2所示.阶段一, FA和FNA平均质量浓度分别为(5.48±4.84) mg·L^-1和(0.44±0.31) mg·L^-1, 在此质量浓度下氨氮去除率为(86.7±6.9)%, 亚硝氮积累率为(68.9±22.2)%, FA和FNA对AOB和NOB均产生一定的抑制, 但对NOB的抑制更显著.阶段二提高DO后, FA和FNA的浓度大幅降低, 氨氮去除率显著升高, 亚硝氮积累率显著降低.阶段三, 受温度影响, FA上升明显, 氨氮去除率下降, 亚硝氮积累率升高至(40.4±21.2)%, 亚硝酸的积累量达(254.3±133.5)mg·L^-1.上述结果表明, DO和温度对FA和FNA的影响较大, FA和FNA对NOB的抑制作用更明显, 这与文献[29~31]的报道一致.因此, 在中试富集过程中减少亚硝氮的积累以及控制FA、FNA浓度是保证富集效果的关键.为此, 需要把DO控制在1.0~4.4 mg·L^-1以上, 温度控制在21.7~38.2℃.

表 2 (Table 2)

表 2 MBR中FA和FNA的质量浓度 Table 2 Mass concentrations of FA and FNA in the MBR 阶段 FA/mg·L-1 FNA/mg·L-1 氨氮去除率/% 亚硝氮积累率/% DO/mg·L-1 阶段一 5.48±4.84 0.44±0.31 86.7±6.9 68.9±22.2 0.4~3.6 阶段二 0.32±0.12 0.10±0.004 94.7±4.5 10.3±6.2 1.0~4.4 阶段三 4.89±1.28 0.13±0.006 73.6±26.4 40.4±21.1 1.1~7.6

表 2 MBR中FA和FNA的质量浓度 Table 2 Mass concentrations of FA and FNA in the MBR

MBR(54~96 d)运行期间硝化菌种类和含量变化的结果如图 3所示.硝化细菌中包含2种AOB(Nitrosomonas、Nitrosospira)、3种NOB(Nitrobacter、Nitrolancea和Nitrospira)和1种固氮螺菌, 样品中AOB的含量显著高于NOB, Nitrosomonas和Nitrobacter分别为两个菌属的优势菌.富集过程中, 硝化菌的含量由6.0%快速升高至17.4%, 但又迅速降低至2.2%并缓慢增长至5.0%.进一步分析COD污泥负荷对硝化菌含量的影响发现, 硝化菌含量与COD污泥负荷呈现负相关的现象, 这是因为COD污泥负荷升高后异养菌大量增殖, 从而使硝化菌含量降低, 另外异养菌也会因争夺DO等抑制硝化菌的生长. COD污泥负荷(以COD/MLSS计)为0.17 kg·(kg·d)^-1时, 污泥絮体性状良好, 且硝化菌含量高, 表明在此COD污泥负荷下可得到硝化菌含量高且污泥絮体性状好的硝化污泥.

图 3

Fig. 3

图 3 硝化菌种类、含量及COD污泥负荷变化 Fig. 3 Variations in the species of nitrifying bacteria, content, and COD sludge loading

在SBR中试反应器中开展了高氨氮冲击与硝化细菌强化实验, 结果如图 4所示.高氨氮冲击强化实验共运行72 d, 启动期1~44 d, 进水NH₄⁺-N质量浓度为(24.3±7.3)mg·L^-1, 出水NH₄⁺-N质量浓度为(0.2±0.1) mg·L^-1, 氨氮去除率为(98.0±1.3)%, 出水氨氮达到一级A排放标准. 45~62 d开始高氨氮冲击, 冲击12 h后, 系统氨氮去除率下降至29.4%.冲击24 h时向SBR中投加1%体积比(V_硝化污泥/V_SBR)的硝化污泥[硝化活性为46.67 mg·(L·h)^-1], 出水氨氮先降低后升高; 因此又再次投加1%的硝化污泥, 出水氨氮浓度快速降低至16.2 mg·L^-1, 氨氮稳定维持在(85.4±3.2)%. 63~72 d, 高氨氮冲击结束后进水氨氮质量浓度恢复至(24.3±7.3) mg·L^-1, 同时受冬季降温影响, 温度降为(13.3±1.6)℃, 但SBR对氨氮的去除率仍高达99.0%以上, 表明强化后的SBR由于硝化菌数量增多, 硝化功能抗低温冲击的能力也有所提高, 比文献[33]报道的低温硝化强化取得了更好的效果.中试强化实验的硝化污泥累计投加量为反应器容积的2%, 比尹子华^[18]小试实验的14%要低, 进一步显示了硝化污泥用于强化废水生物处理系统硝化性能的可行性.

图 4

Fig. 4

图 4 高氨氮冲击实验中NH4+-N去除效果 Fig. 4 Profiles of NH4+-N concentrations during the shock load period

运行成本是衡量硝化污泥富集技术可否进行工程应用的重要标准.运行成本主要包括鼓风机、蠕动泵、自控系统等所消耗的电费, 药剂费用、设备损耗维修及人工维护费.

(1) 电费MBR中试的设备总功率为0.55 kW, 按电费1元·(kW·h)^-1计, 则每日电费为13.2元.

(2) 设备损耗和维修费用MBR中试装置的初始投资为30 000元, 按照十年折旧; 运行246 d设备修理费用共计665元.则粗略估算平均每天费用为12.14元.

(3) 人工维护费以每天100元计.

(4) 药剂费用MBR中试过程中所用硫酸铵、乙酸钠等药剂共12 490元, 平均每天费用为50.75元.

以每天排出50 L、MLSS为5 g·L^-1、硝化活性为72.39 mg·(L·h)^-1的硝化污泥计, 其生产成本为3.52元·kg^-1.一般市售硝化菌剂至少80元·kg^-1.因此, 富集的硝化污泥相对硝化菌剂的价格上有较大的优势.

(1) 采用MBR中试装置富集硝化污泥, 182 d后获得硝化污泥的活性为98.41 mg·(L·h)^-1, 在SRT=20 d时硝化菌产量为14.96 mg·(L·d)^-1.将该硝化污泥用于强化废水生物系统抗氨氮冲击能力的中试研究, 发现投加2%硝化污泥后硝化功能快速恢复, 氨氮去除效率提高至(85.4±3.2)%.结合成本分析, 富集的硝化污泥比市售硝化菌剂具有明显的价格优势.

(2) MBR富集硝化污泥过程中易受温度、氨氮容积负荷和DO等影响, 所以需依据环境变化对反应器工况进行相应调整.此外, 由于MBR中试反应器中曝气系统设计存在的不足, 导致DO低、膜污染问题, 需进一步考察与改进.