某制藥產業園污水處理廠提標擴容設計

梁 郡

(同濟大學建筑設計研究院<集團>有限公司，上海 200092)

浙江某制藥產業園的廢水主要來自于醫藥化工企業、PU合成革等，其中來自醫藥化工企業的制藥廢水水量占70%以上。一方面，該園區原有污水處理廠處理規模為1.0萬m3/d，采用CASS工藝，2007年開始運行至今，出水可達到原有設計標準，但水量已達到飽和。另一方面，原排放標準為《污水綜合排放標準》中的二級標準，僅要求CODCr≤150 mg/L，但近年來環保對工業污水處理廠的出水水質提出了更嚴格的要求。兩方面的因素要求污水廠進行擴容，同時整體提高出水水質。

制藥生產廢水中含有大量化學藥品和制藥原料的殘留物，是一種成分復雜、污染物種類多、濃度高、毒性大、可生化性差、難生物降解的有機廢水[1-2]。產業園區的廢水往往已經過廠內污水處理設施處理，使得進入污水廠的污水可生化性進一步降低。目前，工程上對于制藥廢水的處理多采用物化+生物的組合工藝，關鍵在于找到可明顯提高生化性的預處理方法，為后續生化處理系統創造良好條件[3]。羅曉通等[4]采用水解-ABR-前置缺氧-兩級AO-混凝處理重慶某藥廠的生產廢水，達到園區納管標準；袁建梅等[5]采用芬頓氧化+水解酸化+接觸氧化+臭氧-曝氣生物濾池聯合處理制藥廢水，達到《化學合成類制藥工業水污染物排放標準》 (GB 21904—2008)。

1 設計規模及水質

根據工程要求和水質特點，本工程設計采用物化預處理→可生化性提高→生物處理→組合深度處理的的技術工藝路線。

原有設計進水水質COD執行《污水綜合排放標準》(GB 8978—1996)中的三級標準，B/C較低，因此，設計進水BOD低于三級標準，取300 mg/L。SS考慮排水已經過各企業的預處理，取200 mg/L。外運污泥含水率指標由低于80%提高到低于60%。

出水水質執行《污水綜合排放標準》(GB 8978—1996)表4中的二級標準，CODCr≤150 mg/L、NH3-N≤25 mg/L、TP≤1.0 mg/L、SS≤30 mg/L。提標后CODCr指標提高至≤100 mg/L，NH3-N指標提高至≤15 mg/L。設計進出水水質指標如表 1所示。

表 1 設計進出水水質Tab.1 Design Specifications of Influent and Effluent Quality

2 工藝流程

本工程需擴容及提標，處理水量從1.0萬m3/d 擴大至2.5萬m3/d，同時出水水質整體提升。由于可用地面積受限，考慮充分利用現有的構筑物。制藥廢水中的有機物成分復雜，存在相當程度難以被生物降解的復雜有機物。原有的污水處理工藝僅含有預處理和二級生物處理，為保證出水有機物達標，針對二級生物處理未能去除的有機物增加物化類的深度處理工藝，選擇氧化能力強的芬頓工藝。污水廠現有的反應沉淀+水解酸化前處理工藝運行良好，因此，保留其土建部分并改造設備，同時新建1組平行的1.5萬m3/d構筑物完成前處理段的擴容。合流后的2.5萬m3/d污水進入二級生物處理，對現有二級處理構筑物進行改造，同時新建。最后新建2.5萬m3/d的Fenton流化床+高效澄清池+曝氣生物濾池，完成深度處理。

污泥處理因外運含水率要求從80%提高至60%，原有脫水機房保留土建改為鼓風機房，新建板框污泥脫水系統，工藝流程如圖1所示。

3 工藝設計

工藝設計分為保留、改造與新建3個部分。現有的一級反應沉淀池、出水泵房、污泥濃縮池以及綜合樓保留使用。充分利用現有1萬m3/d前處理段的處理構筑物的土建及設備，合理改造，調整工藝管線走向。新建的構筑物一部分為與現有前處理工藝段平行的1.5萬m3/d的前處理段，另一部分為合流后后續工段的2.5萬m3/d的處理構筑物。

3.1 改造部分

3.1.1 調節池改造

直接利用現有的調節池池體，擴容后在2.5萬m3/d規模下，pH調節段水力停留時間為1.8 h，調節部分水力停留時間為6.9 h。出水泵按照1.0萬m3/d和1.5萬m3/d改造為2組。

3.1.2 水解酸化池改造

直接利用現有1.0萬m3/d的完全混合氧化溝跑道式水解酸化池池體，1.0萬m3/d設計水力停留時間為16.6 h，改造僅增加軟性組合填料，以增加池體內的生物量。

3.1.3 中沉池改造

現有1.0萬m3/d中間進水、周邊出水的中間沉淀池改造為周邊進水、周邊出水，增設進水槽，以進一步提高沉淀效果，表面負荷為0.85 m3/(m2·h)。

3.1.4 污泥脫水機房改造

現有污泥脫水機房1座，尺寸為30 m×21 m×5.5 m，其中脫水機房為12 m×18 m×5.5 m，加藥間為24 m×9 m×5.5 m，其余為污泥堆場、值班室、機修間等。脫水機房內安裝1臺帶式污泥脫水機及附屬設備，加藥間內布置PAM、NaOH、聚合氯化鐵及粉末活性炭加藥設備，目前運行狀況良好。提標后污泥外運含水率指標由低于80%提高到低于60%，目前的脫水系統無法滿足要求。利用現有脫水機房的土建部分改造為鼓風機房，放置生化曝氣風機及膜擦洗風機。污泥脫水系統另外新建脫水機房。

3.2 新建部分

3.2.1 一沉池、水解酸化池、中沉池

按照1.5萬m3/d規模新建一沉池、水解酸化池、中沉池，主要設計參數取值與現有保留及改造的1.0萬m3/d的3座構筑物相同，即一沉池表面負荷為1.09 m3/(m2·h)，水解酸化池水力停留時間為16.6 h，中沉池表面負荷為0.85 m3/(m2·h)。一沉池配套半橋式周邊傳動刮泥機及反應攪拌機等；水解酸化池配套潛水推流器及軟性組合填料；中沉池配套半橋式周邊傳動刮泥機及污泥回流泵等。

3.2.2 膜格柵池

新建2.5萬m3/d的膜格柵池1座，用于對MBR膜設備的保護，1.0萬m3/d與1.5萬m3/d兩路進水在此匯合。膜格柵池尺寸為15.8 m×4.2 m×1.5 m，分2格并聯運行，過濾空隙為1 mm，安裝2臺板式膜格柵。

3.2.3 生化池

2.5萬m3/d的生化池由現有CASS池的改造與新建部分合并而成，新建厭氧、缺氧、后缺氧，充分利用現有CASS池改造為好氧池和一小部分后缺氧池，合并為完整的厭氧+缺氧+好氧+后缺氧的模式。現有CASS池生物選擇區尺寸為6 m×60 m×6 m，改造為后缺氧區；主反應區尺寸為47.5 m×60 m×6 m，改造為好氧區。污水經膜格柵后，先后進入新建生化池中的厭氧池和缺氧池。在缺氧池末端的出水區內，缺氧池出水與膜池回流的高濃度混合液混合后，一起進入原CASS池出水端。將原CASS池的進出水方向倒轉，污水從原CASS池出水端進入原CASS池的主反應區，即新系統的好氧區，然后進入原CASS池始端的生物選擇區，即新系統后缺氧池的一部分，污水經此匯合后，流回新建生化池的后缺氧段，之后經配水渠流入膜池。生化池工藝流程如圖 2所示。

圖2 MBR生化池工藝流程Fig.2 Process Flow Diagram of MBR

生化池設計總水力停留時間為14.9 h(厭氧區1.0 h、缺氧區4.5 h、好氧區6.4 h、后缺氧區3 h)。COD負荷為0.14 kg COD/(kg MLSS)；BOD負荷為0.05 kg BOD/(kg MLSS)；反硝化速率為0.02 kg NO-N/(kg MLSS·d)；硝化速率為0.05 kg NH3-N/(kg MLSS·d)；污泥產率為0.7 kg MLSS/(kg BOD)；厭氧MLSS為3 g/L；缺氧MLSS為5 g/L；好氧MLSS為7.5 g/L。安裝微孔曝氣管、潛水攪拌機、穿墻回流泵、潛水推流器、剩余污泥泵等。

3.2.4 MBR池及膜設備間

2.5萬m3/d的MBR系統中的膜池的尺寸為50.2 m×18.1 m×5 m，含8格膜池和1格膜清洗池。膜車間為框架結構建筑。膜組件采用PVDF浸沒式中空纖維膜，設計膜通量為15 L/(m2·h)，膜表面平均過濾孔徑為0.1 μm。膜設備間內配套抽吸泵，清洗污泥回流系統、反洗系統、加藥系統等。

3.2.5 Fenton處理單元

Fenton處理單元由pH調節池、Fenton流化床及高效澄清池組成，設置于MBR系統之后，功能為對生化系統的出水進行高級氧化深度處理，去除殘留的難生物降解的有機物。MBR系統出水，先調節pH為酸性，然后進入流化床進行Fenton氧化反應，再進入高效澄清池進行泥水分離。新建規模2.5萬m3/d的pH調節池、Fenton流化床及高效澄清池各1座。pH調節池尺寸為11.7 m×8.6 m×4.5 m，設計調節時間為16 min，配套耐酸液下泵。Fenton流化床為成套不銹鋼塔體設備，共3座并聯運行，單座尺寸為Φ3.6 m×12.9 m。高效澄清池分2格并聯運行，設計沉淀表面負荷為6.6 m3/(m2·h)，在高效澄清池進水端加PAM進行絮凝，配套絮凝攪拌器、刮泥機、污泥循環泵及污泥排放泵。

3.2.6 曝氣生物濾池

于出水泵房之前設置曝氣生物濾池，利用活性炭的吸附能力為出水水質進行最后的保證。新建曝氣生物濾池1座，分8格并聯運行，總平面尺寸為49.4 m×23.4 m，單格尺寸為10 m×7 m×6.3 m，設計濾速為1.86 m3/(m2·h)。反沖水洗強度為4.3 L/(m2·s)，氣洗強度為12.9 L/(m2·s)。采用Φ4～6 mm燒結陶粒濾料，濾層厚度為2 m。配套曝氣風機、反沖洗風機及反沖洗干式泵等。

3.2.7 污泥濃縮池

增設污泥濃縮池2座(合建)，單座尺寸為7.00 m×4.50 m×6.8 m。該池與一期項目污泥濃縮池規格相同。

3.2.8 輔助建筑物

輔助建筑物為Fenton加藥間、脫水機房、出水監測房。Fenton加藥間總尺寸為27 m×20 m×8 m，放置雙氧水、硫酸亞鐵、濃硫酸及氫氧化鈉的儲罐和加藥裝置。

3.2.9 污泥脫水機房

本項目新建污泥脫水機房1座，總尺寸為18.0 m×16.0 m×13.0 m + 28.4 m×9.0 m×5.0 m。一次反應沉淀池污泥量為3 700 kg/d；AAO系統剩余污泥量為1 700 kg/d；MBR系統剩余污泥量為2 550 kg/d；反應沉淀池污泥量為5 000 kg/d。其中，一次反應沉淀池污泥屬危險廢物，共3.7 t/d；其他普通污泥共9.25 t/d。兩部分污泥分2路分別調理、壓濾、存儲外運，配置板框壓濾機、進泥螺桿泵、壓榨螺桿泵、污泥料倉及螺旋輸送機等。污泥添加石灰、PAM和FeCl3進行調理，配置石灰料倉、絮凝劑自動泡藥機、加藥計量泵、藥劑儲罐等。

3.3 高程設計

原有構筑物為一路自流入出水泵房排放，出水泵房的土建已按照2.5萬m3/d建成，因此，保留原有出水泵房。新建構筑物的高程設計則從出水泵房的現設計水面高程倒推得出，按照自流設計。保留的構筑物與出水泵房之間增設的深度處理構筑物帶來的額外水頭損失則通過增加中間提升來補償。提升設置于膜格柵前端，即來自1.0萬m3/d原有前處理段的出水在此提升后，與1.5萬m3/d新建前處理段的出水在高程上匯合，設計提升高度為0.6 m。

4 實際運行情況

工程完成調試后于2017年投入生產運行。2019年各月的平均進出水主要污染物濃度及去除率如圖3所示。

圖3 2019年月平均進出水主要污染物濃度及去除率Fig.3 Monthly Average Effluent and Influent Concentrations of Contaminants and Removal Rates in 2019

由圖3可知，在一年的運行中，CODCr、NH3-N、TP、TN這4項指標的進水濃度波動均較大，出水濃度均穩定達到設計出水水質標準。進水CODCr質量濃度為200～500 mg/L，出水CODCr質量濃度為69～85 mg/L，去除率為67.9%。NH3-N進水質量濃度為6～16 mg/L，出水NH3-N質量濃度為0.36～1.54 mg/L，去除率為92.4%；進水TP質量濃度為0.7～1.2 mg/L，出水TP質量濃度為0.07～0.18 mg/L，去除率為86.0%；進水TN質量濃度為18～30 mg/L，出水TN質量濃度為9.3～18.3 mg/L，去除率為45.6%。MBR工藝對NH3-N的去除效果較好，較長的泥齡促進了完全的硝化作用，出水NH3-N可穩定低于2 mg/L。深度處理的加藥保證了TP的去除。

為進一步了解CODCr、NH3-N、TP在不同工段的去除情況，分析評估各工段的運行性能，檢測了各構筑物出水中的污染物濃度，并與進水濃度進行對比，結果如圖4所示。

由圖4可知，CODCr濃度從缺氧段出水至MBR出水后大幅降低，CODCr的去除主要發生在MBR系統好氧段，去除率約70%。高效澄清池的出水經過Fenton單元，進一步去除了經生化系統后水中殘留的難降解有機物，去除率為20%～30%。曝氣生物濾池最后對CODCr的去除作用有限，作為流程末端的構筑物，在進水負荷低于設計值的系統運行中難以發揮正常效果是常見現象。經過水解酸化和厭氧段后，CODCr的濃度反而上升約40%，這是由于水解酸化和厭氧的過程中，水解細菌、酸化菌、厭氧菌將廢水中的不溶性有機物水解為溶解性有機物，將制藥廢水中成分復雜的難降解的大分子物質轉化為易降解的小分子物質，將長鏈有機物轉化為短鏈有機物，為后續好氧處理創造了條件[6]。這一過程同時使一些無法被CODCr的檢測試劑氧化的有機物轉化為能與之反應，從而造成表觀上CODCr的濃度較進水反而升高。在設置前置水解酸化的生化工藝中，這種現象的出現并非孤例[7]。

圖4 各構筑物出水CODCr、NH3-N、TP濃度變化Fig.4 Variation of CODCr、NH3-N and TP Concentrations of Effluents in Each Treatment Unit

水中的NH3-N濃度在經過水解酸化后也出現了約58%的上升，原因可能類似于CODCr，水解過程將水中的難降解有機氮轉化為能檢測到的NH3-N形式并釋放出來。后續經過好氧段及膜分離后，水中平均NH3-N質量濃度從14.2 mg/L降至1.4 mg/L，去除率為89.6%，MBR系統對NH3-N去除性能良好，是主要的去除工段。

前處理段的一次反應沉淀池對TP的初步去除率約29%。在經過厭氧段后TP濃度顯著上升，應為厭氧釋磷的結果。MBR系統出水中的平均TP質量濃度從厭氧段出水的1.76 mg/L降低至0.38 mg/L，去除率為78.4%。高效沉淀池和曝氣生物濾池的出水中TP濃度繼續降低，平均去除率分別為57.8%和31.25%。可見本工程中TP的去除為生化工段和深度處理工段共同作用。

各工藝單體對CODCr、NH3-N、TP的去除率如表2所示。

表 2 各工藝單體的CODCr、NH3-N、TP出水濃度及去除率Tab.2 Effluent Concentrations and Removal Rates of CODCr、NH3-N and TP in Each Treatment Unit

由表2可知，一級反應沉淀池對CODCr無去除率，對NH3-N有一定預處理去除效果，加藥反應沉淀對TP進行了28.9%的初步去除。水解酸化中沉池對CODCr、NH3-N及TP的去除率均呈現負值，說明水解酸化的主要作用表現為改性，將難以降解甚至難以檢測的CODCr、NH3-N、TP轉化為了易降解形態。MBR生化系統對CODCr、NH3-N及TP的去除率分別達到69.5%、79.0%及78.8%，說明MBR生化系統是核心的污染物去除單體，起到關鍵所用。經過Fenton反應及高效澄清池沉淀后，CODCr去除率為19%，保證了出水達標；NH3-N為10.6%；而TP得到了進一步較明顯的去除，去除率為56.3%，說明后置加藥沉淀對TP的去除起到重要作用。曝氣生物濾池位于工藝流程的最后，對濃度接近達標的CODCr、NH3-N及TP有一定程度的去除。

綜合來看，本工程設置工藝中的各工段構筑物運行良好，前處理段有效發揮了對制藥廢水中的復雜有機物、難降解有機氮等進行改性的功能，提高了廢水的可生化性，為后續生化工藝的運行創造了有利條件。由于水解及釋磷作用，在前處理段及生化系統厭氧段的CODCr、NH3-N、TP的表觀濃度出現了上升。生化系統后段的MBR系統對于改性后的CODCr、NH3-N、TP具有良好的去除效果，出水濃度明顯下降，生化系統對于改性后的廢水中主要污染物的去除發揮了主要作用。深度處理段的Fenton進一步徹底氧化未被生化系統降低的有機物，對最后出水的CODCr達標排放起到把關和穩定作用。

5 投資及成本

本工程總投資為14 285.66萬元，單位處理成本為5.27元/m3。

6 結論

采用水解酸化+MBR+Fenton流化床工藝處理工業園區制藥廢水，平均出水CODCr濃度低于100 mg/L，NH3-N濃度低于2 mg/L，TP濃度低于0.2 mg/L，平均CODCr總去除率為67.9%，NH3-N總去除率為92.4%，TP總去除率為86.0%。水解酸化主要發揮污染物改性的功能，MBR為污染物去除的主要核心工段，Fenton流化床對難降解CODCr的去除率在20%～30%，保證出水達標。