啤酒厂的污水处理

第一章课程设计任务书及指导书
1．设计题目
啤酒厂废水处理站工艺设计
2．设计目的
本设计是水污染控制工程教学中一个重要的实践环节，要求综合运用所学的有关知识，在设计中掌握解决实际工程问题的能力，并进一步巩固和提高理论知识。

3. 设计数据
①地势平坦
②气象条件
最低气温 -12℃
最高气温 41℃
年平均气温 15℃
多年平均降雨量 560mm/y
主导风向 SE
③工程地质
土壤Ⅱ级失陷性黄土
地下水位 -8m
厂区平均海拔高程 453m
（1）进水条件
进水水头无压
进水管底标高 450m
（2）排水条件距离厂区围墙西侧300m有一条河流，河水最大流量33m3/s；最小流量1.7m3/s；最高水位44。

使用功能主要为一般工业用水和景观用水，属《地表水环境质量标准》GB-3838-2002中Ⅳ类水域。

原水水质及出水要求
污水流量总变化系数为1.4 最大日污水处理量Q=14000 m3/d
第二章污水处理工艺流程说明
2.1.厌氧—好氧联合处理技术
厌氧处理技术是一种有效去除有机污染物并使其碳化的技术，它将有机化合物转变为甲烷和二氧化碳。

对处理中高浓度的废水，厌氧比好氧处理不仅运转费用低，而且可回收沼气；所需反应器体积更小；能耗低，约为好氧处理工艺的10%～15%；产泥量少，约为好氧处理的10%～15%；对营养物需求低；既可应用于小规模，也可应用大规模。

厌氧法的缺点式不能去除氮、磷，出水往往不达标，因此常常需对厌氧处理后的废水进一步用好氧的方法进行处理，使出水达标。

常用的厌氧反应器有UASB、AF、FASB等，UASB反应器与其它反应器相比有以下优点：
①沉降性能良好，不设沉淀池，无需污泥回流
②不填载体，构造简单节省造价
③由于消化产气作用，污泥上浮造成一定的搅拌，因而不设搅拌设备
④污泥浓度和有机负荷高，停留时间短
同时，由于大幅度减少了进入好氧处理阶段的有机物量，因此降低了好氧处理阶段的曝气能耗和剩余污泥产量，从而使整个废水处理过程的费用大幅度减少。

可以看出厌氧—好氧联合处理在啤酒废水处理方面有较大优点，故啤酒废水厌氧—好氧处理技术是最好的选择。

2.2.处理工艺路线的确定
废水→格栅→集水井→配水井→UASB反应器→CASS反应池→出水
┃┃
↓┃泥外运←脱水间←污泥浓缩池←集泥池━━━━━
啤酒废水先经过中格栅去除大杂质后进入集水池，用污水泵将废水提升至配水井。

配水井中出来的水用泵连续送入UASB反应器进行厌氧消化，降低有机物浓度。

厌氧处理过程中产生的沼气被收集到沼气柜。

UASB反应器内的污水流入CASS池中进行好氧处理，而后达标出水。

来自UASB反应器、CASS反应池的剩余污泥先收集到集泥井，在由污泥提升泵提升到污泥浓缩池内被浓缩，浓缩后进入污泥脱水机房，进一步降低污泥的含水率，实现污泥的减量化。

污泥脱水后形成
泥饼，装车外运处置。

第三章 主要设备及处理构筑物设计计算
3.1 格栅
3.1.1 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。

栅条宽度S=10mm 栅条间隙d = 15mm 栅前水深h=0.4 m 格栅安装角度α= 60°，栅前流速0.7 m/s ,过栅流速0.8m/s ； 单位栅渣量W = 0.07m 3
/103 m 3
废水 。

3.1.3 设计计算
由于本设计水量较少，故格栅直接安置于排水管道中。

3.1.3.1栅条间隙数
n =
式中：
Q ———— 设计流量，m 3/s α ———— 格栅倾角，度 b ———— 栅条间隙，m h ———— 栅前水深，m v ———— 过栅流速，m/s
n=
8
.04.0015.060sin 162.0⨯⨯︒
⨯=31.40 , 取n =32条。

3.1.3.2 栅槽宽度
B=S （n-1）+bn=0.01×（32-1）+0.015×32=0.79 栅槽宽度一般比格栅宽0.2～0.3m ，取0.3 m 。

即栅槽宽为0.79+0.3=1.09 m ，取1.1 m 。

3.1.3.3 进水渠道渐宽部分的长度
设进水渠道宽B 1=0.5 m ，其渐宽部分展开角度α1= 60° L 1=
︒20tg 2B -B 1=︒
20tg 25
.0-1.1=0.84m
3.1.3.4 栅槽与出水渠道连接处的渐宽部分长度 L 2=L 1/2=0.42m 3.1.3.5 通过格栅水头损失
取k = 3 ,β = 1.79(栅条断面为圆形)，v = 0.8m/s ，则
h 1 = 2
4/3()
sin 2s v k d g
b a 式中：
k -------- 系数，水头损失增大倍数 β-------- 系数，与断面形状有关 S -------- 格条宽度，m d -------- 栅条净隙，mm v -------- 过栅流速，m/s α-------- 格栅倾角，度
h 1 = 2
4/30.010.83 1.79()sin 600.01529.81
︒⨯⨯⨯⨯⨯= 0.088 m
3.1.3.6 栅后槽总高度 设栅前渠道超高h 2=0.3m
H=h+h 1+h 2=0.4+0.088+0.3=0.788≈0.8m 3.1.3.7 栅后槽总长度
1120.5 1.0H L tg l l α
=++++=0.84+0.42+0.5+1.0+（0.4+0.3）/tg60°=3.16m
3.1.3.8 每日栅渣量
栅渣量(m 3/103m 3污水)，取0.1～0.01,粗格栅用小值，细格栅用大值，中格栅用中值取W 1 = 0.07m 3/103m 3 K 2 = 1.5 ，则：
W =
1286400
1000
Q W K ⨯⨯⨯
式中：
Q ----------- 设计流量，m 3/s
W 1 ---------- 栅渣量(m 3/103m 3污水)，取0.07m 3/103m 3 W =
10005.186400
07.0162.0⨯⨯⨯
= 0.64m 3/d ＞ 0.2 m 3/d (采用机械清渣)
3.2 集水池
3.2.1 设计说明
集水池是汇集准备输送到其他构筑物去的一种小型贮水设备，设置集水池作为水量调节之用，贮存盈余，补充短缺，使生物处理设施在一日内能得到均和的进水量，保证正常运行。

3.2.2 设计参数
设计最大日流量Q = 0.162m 3
/s ； 3.2.3 设计计算
集水池的容量为大于一台泵五分钟的流量，设三台水泵（两用一备），每台
泵的流量为Q=0.081m 3/s ≈0.080 m 3
/s 。

集水池容积采用相当于一台泵30min 的容量 W=QT/1000=80×60×30/1000=144 m
3
有效水深采用3m ，则集水池面积为F=48 m 2
，其尺寸为 7m*7m 。

集水池构造 集水池内保证水流平稳，流态良好，不产生涡流和滞留，必要时可设置导流墙，水泵吸水管按集水池的中轴线对称布置，每台水泵在吸水时应不干扰其他水泵的工作，为保证水流平稳，其流速为0.3-0.8m/h 为宜。

3.3 调节池
3.3.1 设计说明
调节池是用来均衡调节污水水量、水质、水温的变化，降低对生物处理设施的冲击，为使调节池出水水质均匀，防止污染物沉淀，调节池内宜设置搅拌、混合装置。

3.3.2 设计参数
设计流量Q = 14000m3/d = 583m3/h =0.162m3/s ；
调节池停留时间T=5.0h 。

1.5.3 设计计算
1.5.3.1 调节池有效容积
V = QT = 583×5 =2915 m3
1.5.3.2 调节池水面面积
调节池有效水深取5.5米，超高0.5米，则
A=V/H=2915/5.5=530m2
1.5.3.3 调节池的长度
取调节池宽度为18 m，长为30 m，池的实际尺寸为：长×宽×高=30m ×18m ×6m = 3240 m3。

1.5.3.4 调节池的搅拌器
使废水混合均匀，调节池下设潜水搅拌机，选型QJB7.5/6－640/3-303/c/s1台
3.4 泵房
3.4.1 设计说明
泵房采用下圆上方形泵房，集水池与泵房合建，集水池在泵房下面，采用全地下式。

考虑三台水泵，其中一台备用。

3.4.2 设计参数
设计流量Q = 14000m3/d = 0.162m3/s = 583 m3/h
取Q=160L/s，则一台泵的流量为80L/s。

3.4.3 设计计算
3.4.3.1 选泵前总扬程估算
经过格栅水头损失为0.2m，集水池最低水位与所需提升经常高水位之间的高差为：
460.5-450.5=10 m
3.4.3.2 出水管水头损失
总出水管Q=160L/s，选用管径DN250，查表的v=1.23m/s,1000i=9.91,一根
出水管，Q=80L/s ，选用管径DN200，v=0.97m/s,1000i=8.6，设管总长为40m ，局部损失占沿程的30%，则总损失为：
()9.91
4010.30.51000m ⨯⨯+= 3.4.3.3 水泵扬程
泵站内管线水头损失假设为1.5m ，考虑自由水头为1.0m,则水泵总扬程为： H=10+0.5+1.5+1.0=13m 3.4.3.4 选泵
选择MT-CZ150-250B 型污水泵三台，两用一备，其性能见表2-3
3.5 配水井
在市政给水中，作用是分配原水。

在污水处理中，作用是收集污水，减少流量变化给处理系统带来冲击。

污水首先流到配水井，达到一定容量再下一步处理啊。

混合器井作用差不多，收集不同的污水或者加药使污水的成分、浓度相对稳定。

配水井设为圆柱形，水力停留时间设为 T=10min ，则其容积为：
V=QT=583×（10÷60）=97.17m ³
取配水井总高为：H=5.5m ，超高为0.5m ，有效高度为5m 。

其截面积为：
A=V/5=19.43m ²
直径为D:==
π
A
D 4 4.97m
3.6 UASB 反应池
3.6.1 设计说明
UASB 反应池由进水分配系统、反应区、三相分离器、出水系统、排泥系统及沼气收集系统组成。

UASB 反应池有以下优点：
⏹ 沉降性能良好，不设沉淀池，无需污泥回流 ⏹ 不填载体，构造简单节省造价
⏹ 由于消化产气作用，污泥上浮造成一定的搅拌，因而不设搅拌设备 ⏹ 污泥浓度和有机负荷高，停留时间短 3.6.2 设计参数
设计流量Q = 14000m 3/d = 583.33 m 3/h =0.162m 3
/s ； 进水COD=1800mg/L 去除率为80% ； 容积负荷（Nv ）为：4.5kgCOD/(m 3·d)； 污泥产率为：0.07kgMLSS/kgCOD ； 产气率为：0.4m 3
/kgCOD 。

3.6.3 设计计算
3.6.3.1 UASB 反应器结构尺寸计算
1.反应器容积计算 (包括沉淀区和反应区) UASB 有效容积为：
V 有效 =
v
Q S N ´ 式中：
V 有效 ------------- 反应器有效容积，m 3
Q ------------- 设计流量，m 3/d
S 0 ------------- 进水有机物浓量,kgCOD/m 3 N v ------------- 容积负荷,kgCOD/(m 3·d)
V 有效 = 5
.48
.114000
= 5600m 3
2. UASB 反应器的形状和尺寸 工程设计反应器2座，横截面为矩形 ①反应器有效高度为5m ，则 横截面积 S=V 有效/h=5600/5=1120m 2 单池面积 S i =S/2=1120/2=560m 2
②单池从布水均匀性和经济性考虑，矩形池长宽比在2：1以下较为合适
设池长L=30m ，B= S i /L=560/30=18.6m ，取20m
单池截面积：S i =L ×B=30×20=600m 2
③设计反应池总高H=6.5m ，其中超高0.5 m （一般应用时反应池装液量为70%-90%）
单池总容积 V i =S i H=600（6.5-0.5）=3600m 3 单池有效反应容积 V i 有效= S i h=600×5=3000 m 3
单个反应器实际尺寸 30 m ×20m ×6.5m
反应器数量 2座
总池面积 S 总=S i ×n=600×2=1200m 2 反应器总容积 V=V i n=3600×2=7200m 3
总有效反应容积 V 有效=V i 有效n=3000×2=6000 m 3＞5600 m 3，符合要求 UASB 体积有效系数6000/7200×100%=83.3%，在70%-90%之间，符合要求 ④ 水力停留时间（HRT ）及水力负荷率(V r ) t HRT =V 有效 /Q=6000/583.33=10.29h
V r =Q/S i =583.33/600=0.97[m 3/(m 2.h)]＜1.0 符合设计要求。

3.6.3.2 三相分离器构造设计
1. 设计说明
三相分离器要具有气、液、固三相分离的功能。

三相分离器的设计主要包括沉淀区、回流缝、气液分离器的设计。

2. 沉淀区的设计
三相分离器的沉淀区的设计同二次沉淀池的设计相同，主要是考虑沉淀区的面积和水深，面积根据废水量和表面负荷率决定。

本工程设计中，与短边平行，沿长边每池布置10气罩，构成6个分离单元，则每池设置6个三相分离器。

三相分离器长度B=20m 每个单元宽度b=30/10=3m 。

沉淀区的沉淀面积即为反应器的水平面积，即600m 2
沉淀区的表面负荷率 Q i /S=292/600=0.487[m 3/(m 2.h)]＜1.0-2.0
3. 回流缝设计如图是三相分离器的结构示意图
三相分离器结构示意图
设上下三角形集气罩斜面水平夹角α= 55°，取h
3 = 1.1m；
b1 = h3/tgθ
式中：
b1————下三角集气罩底水平宽度，m;
α————下三角集气罩斜面的水平夹角； h3————下三角集气罩的垂直高度，m;
b
1 =
1.1
55
tg
= 0.77 m
则相邻两个下三角形集气罩之间的水平距离：
b
2
= b - 2 b1 = 3 – 2 × 0.77 = 1.46 m 则下三角形回流缝面积为：
S
1
= b2·l·n= 1.46 × 20 ×10= 292 m2
下三角集气罩之间的污泥回流逢中混合液的上升流速(V
1
)可用下式计算：
V
1 = Q
1
/S
1
式中：
Q
1
————反应器中废水流量，m3/h；
S
1
————下三角形集气罩回流逢面积，m2；
V
1
=292/292=1.0m/h< 2.0 m/s,符合设计要求
设上三角形集气罩下端与下三角斜面之间水平距离的回流缝的宽度b
3
=CD=
0.45 m ,则上三角形回流缝面积为：
S
2
= b3·l·2n= 0.45 × 20 × 2 × 10=180 m2
上下三角形集气罩之间回流逢中流速(V
2
)可用下式计算：
V
2 = Q
1
/S
2
，
式中：
Q
2
————反应器中废水流量，m3/h；
S
2
————上三角形集气罩回流逢之间面积，m2；
V
2
= 292/180=1.62m/h
V 1 < V
2
< 2.0 m/s,符合设计要求。

确定上下三角形集气罩相对位置及尺寸，由图可知： BC = b3/tan35°=0.45/0.700＝ 0.643 m
4. 气液分离设计由图可知：
CE = CDSin55°= 0.45×Sin55°=0.37m
CB =
0.37
0.64
5555
CE
m Sin Sin
==
设AB=0.4m ，则
h4 = (AB·cos55°+ b2/2)·55
tg°
= (0.4 × 0.5736 + 0.72/2) × 1.4281 = 0.824 m
校核气液分离。

假定气泡上升流速和水流流速不变
沿AB方向水流速度：
V a =Q
i
/CE×B×2×N=292/0.37×20×2×10=1.97m/h
式中：
B————三相分离器长度
N————每池三相分离器数量
气泡上升速度： V
b = 2
1
()
18g
g
d r
r r
m
´
-
式中：
d————气泡直径，cm；
ρ1————液体密度，g/cm3；
ρg————沼气密度，g/cm3；
ρ———— 碰撞系数，取0.95；
μ———— 废水的动力粘滞系数，0.02g/cm ·s ； V ———— 液体的运动粘滞系数，cm 2/s 取d = 0.01cm(气泡)，常温下，ρ
1
= 1.03g/cm 3, ρg = 1.2×10-3g/cm 3 ，
V = 0.0101cm 2/s , ρ = 0.95 ，μ= V ρ 1
= 0.0101×1.03 = 0.0104g/cm ·s 。

一般废水的μ>净水的μ,故取μ= 0.02g/cm ·s 。

由斯托克斯工式可得气体上升
速度为：
()320.95981
1.03 1.25100.010.266(/)9.58(/)180.02
b cm s m h V -⨯=
⨯-⨯⨯==⨯
0.64
1.60.4
BC AB == ；V b /V a =9.58/1.97=4.86 ； b a V BC V AB 〉
； 可脱去d ≧0.01cm 的气泡 5. 三相分离器与UASB 高度设计 三相分离区总高度 h= h 2 + h 3 + h 4–h 5
h 2为集气罩以上的覆盖水深，取0.5m 。

523451.350.40.70.22550.22550.180.5 1.1 1.150.18 2.57DF AF AD m
h DFSin Sin m
h h h h h m
=-=--===⨯==++-=++-=
UASB 总高H = 6.5m ，沉淀区高2.5m ，污泥区高1.5m ，悬浮区高2.0m ，超
高0.5m 。

3.6.3.3 布水系统设计计算
1. 配水系统采用穿孔配管，进水管总管径取400㎜，流速约为0.65 m/s 。

每个反应器设置10根DN150㎜支管，每根管之间的中心距离为
2.0 m ，配水孔径采用16㎜，孔距2.0 m ，每孔服务面积为2.0×2.0=4.0 ㎡，孔径向下，穿孔管距离反应池底0.2 m ，每个反应器有200出水孔，采用连续进水。

2. 布水孔孔径
共设置布水孔200，出水流速u 选为2.2m/s ，则孔径为
d=
πhu Q 36004=2
.214.32003600292
4⨯⨯⨯⨯=0.015m
3. 验证
常温下，容积负荷（Nv ）为：4.5kgCOD/(m 3·d)；产气率为：0.4m 3/kgCOD ；需满足空塔水流速度u k ≤1.0 m/h,空塔沼气上升流速u g ≤1.0 m/h 。

空塔水流速度 u k =Q/S=583/1200=0.49m/h ＜1.0 m/h 符合要求。

空塔气流速度 u g =QC 0r η/S=583×1.8×0.4×0.8/1200=0.28＜ 1m/h 符合要求。

3.6.3.4 排泥系统设计计算
1. UASB 反应器中污泥总量计算
一般UASB 污泥床主要由沉降性能良好的厌氧污泥组成，平均浓度为15gVSS/L,则两座UASB 反应器中污泥总量：G=VG ss =5600×15=84000kgss/d
2. 产泥量计算 厌氧生物处理污泥产量取：0.07kgMLSS/kgCOD ① UASB 反应器总产泥量
△X=rQC 0E=0.07×14000×1.8×0.8=1411kgVSS/d 式中：
△X ———— UASB 反应器产泥量，kgVSS/d ； r ———— 厌氧生物处理污泥产量，kgVSS/kgCOD ； C o ———— 进水COD 浓度kg/m 3； E ———— 去除率，本设计中取80%。

② 据VSS/SS = 0.8，△X=1400/0.8=1750kgSS/d 单池产泥 △X i = △X/2 =1750/2 =875 kgSS/d
③污泥含水率为98%，当含水率＞95%，取31000/s kg m ρ=，则 污泥产量 W s =△X/ρs （1-P ）=875/1000×（1-98%）=43.75m 3/h 单池排泥量 W si =43.75/2=21.88 m 3/h
324.5
12.25/2
si W m h =
= ④污泥龄
θc =G/△X=84000/1750=48（d ）
3. 排泥系统设计
在UASB 三相分离器下0.5m 和底部400㎜高处，各设置一个排泥口，共两个排泥口。

每天排泥一次。

3.5.3.5 出水系统设计计算
出水系统的作用是把沉淀区液面的澄清水均匀的收集并排出。

出水是否均匀对处理效果有很大的影响。

1. 出水槽设计 对于每个反应池，有10个单元三相分离器，出水槽共有
10条，槽宽0.3m 。

① 单个反应器流量 q i =Q i /3600=292/3600=0.081m 3/s ② 设出水槽口附近水流速度为0.2 m/s ，则
槽口附近水深 q i /10ua=0.081/10×0.2×0.3=0.135m
取槽口附近水深为0.25 m ，出水槽坡度为0.01；出水槽尺寸20m ×0.2 m ×0.25 m ；出水槽数量为10座。

2. 溢流堰设计
① 出水槽溢流堰共有20条（10×2），每条长20 m ，设计900三角堰，堰高50㎜，堰口水面宽b=50㎜。

每个UASB 反应器处理水量81L/s,查知溢流负荷为1-2 L/（m ·s ），设计溢流负荷f = 1.117 L/（m ·s ），则堰上水面总长为：L=q i /f=81/1.117=72.52m 。

三角堰数量：n=L/b=72.52/50×10-3=1450个；每条溢流堰三角堰数量：1450/20=73个。

一条溢流堰上共有73个100㎜的堰口，73个140㎜的间隙。

②堰上水头校核
每个堰出流率：q=q i /n=81/1450×1000=5.59×10-5m -3/s 按900三角堰计算公式， 2.51.43q h =
堰上水头：h=（q/1.43）0.4=（5.59×10-5 /1.43）0.4=0.0172m ③出水渠设计计算
反应器沿长边设一条矩形出水渠，10条出水槽的出水流至此出水渠。

设出水渠宽0.8m ，坡度0.001，出水渠渠口附近水流速度为0.3m/s 。

渠口附近水深 q i /ua=0.081/0.8×0.3=0.338m
0.028
0.1160.80.3
i q m uxa ==⨯ 以出水槽槽口为基准计算，出水渠渠深：0.25+0.338=0.59m ，离出水渠渠口最远的出水槽到渠口的距离为14.67米，出水渠长为 14.67+0.1=14.77m ，出水渠尺寸为 14.77m ×0.8m ×0.59m ，向渠口坡度0.001。

④ UASB 排水管设计计算
选用DN250钢管排水，充满度为0.6，管内水流速度为 V=4×81/π×0.6×0.252×1000=2.75m/s
3.6.3.6 沼气收集系统设计计算
1. 沼气产量计算 沼气主要产生厌氧阶段，设计产气率取0.43/m kgCOD 。

①总产气量G=rQC 0E=0.4×14000×1.8×0.8=8064m 3/h
每个UASB 反应器的产气量 G i =G/2=8064/2=4032 m 3/h
②集气管 每个集气罩的沼气用一根集气管收集，单个池子共有10根集气管。

每根集气管内最大气流量=4032/24×3600×10=0.005 m 3/s 据资料，集气室沼气出气管最小直径d=100mm,取100㎜.
③沼气主管 每池13根集气管先通到一根单池主管，然后再汇入两池沼气主管。

采用钢管，单池沼气主管管道坡度为0.5%.
单池沼气主管内最大气流量 q i =4032/24×3600=0.047 m 3/s 取D=150㎜，充满度为0.8，则流速为 V=0.047×4/0.8×0.15×π=0.50m/s ⑤ 两池沼气最大气流量为 q=8064/24×3600=0.093 m 3/s
取DN=250㎜，充满度为0.6；流速为 v=0.093×4/π×0.252×0.6=3.16m/s 2. 水封灌设计
水封灌主要是用来控制三相分离气的集气室中气液两相界面高度的，因为当液面太高或波动时，浮渣或浮沫可能会引起出气管的堵塞或使气体部分进入沉降室，同时兼有有排泥和排除冷凝水作用。

① 水封高度
10H H H =- 式中：
H 0———— 反应器至贮气罐的压头损失和贮气罐内的压头
为保证安全取贮气罐内压头，集气罩中出气气压最大H 1取2m H 2O ，贮气罐内压强H 0为400㎜H 2O 。

②水封灌 水封高度取1.5 m ，水封灌面积一般为进气管面积的4倍，则
22211
40.2540.19644
S d m ππ=⨯=⨯⨯= 水封灌直径取0.5m 。

3. 气水分离器
气水分离器起到对沼气干燥的作用，选用φ500㎜×H1800㎜钢制气水分离器一个，气水分离器中预装钢丝填料，在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及压力表。

4. 沼气柜容积确定
由上述计算可知该处理站日产沼气22403
m，则沼气柜容积应为3h产气量的体积确定，即V=qt=8064/24×3=1008m3
设计选用300钢板水槽内导轨湿式储气柜，尺寸为φ7000㎜×H6000㎜。

3.7 CASS反应池
3.7.1 设计说明
CASS工艺是SBR工艺的发展，其前身是ICEAS，由预反应区和主反应区组成。

预反应区控制在缺氧状态，因此提高了对难降解有机物的去除效果，与传统的活性污泥法相比，有以下优点：
⏹建设费用低，省去了初沉池、二沉池及污泥回流设备。

⏹运行费用低，节能效果显著。

⏹有机物去除率高，出水水质好，具有良好的脱氮除磷功能。

⏹管理简单，运行可靠，不易发生污泥膨胀。

⏹污泥产量低，性质稳定，便于进一步处理与处置。

3.7.2 设计参数
设计流量Q = 14000m3/d = 583.33 m3/h =0.162m3/s ；
进水COD=360mg/L ，去除率为85% ；
BOD污泥负荷（Ns）为：0.1kgBOD/㎏MLSS；
混合液污泥浓度为：X=4000mg/L ；
充水比为： 0.32 ；
进水BOD= 190 mg/L，去除率为90%。

3.7.3 设计计算
3.7.3.1 运行周期及时间的确定
1. 曝气时间
T a =24λS
/N
s
X=24×0.32×190/0.1×3500=4.16h≈ 4.5h
式中：
————充水比
S————进水BOD值，mg/l；
s N ———— BOD 污泥负荷，kgBOD/㎏MLSS ； X ———— 混合液污泥浓度，mg/L 。

2. 沉淀时间
t s =H λ+ε/u
4 1.264 1.264.610 4.6103500 1.57/u X m s --=⨯⨯=⨯⨯=
设曝气池水深H = 5m ，缓冲层高度ε =0.5 m ，沉淀时间为
0.3250.5
1.33 1.51.57
s H t h h u λε+⨯+=
==≈ 3. 运行周期T 设排水时间td=0.5h,运行周期为
T=t a +t s +t d =4.5+1.5+0.5=6.5h
每日周期数： N= 24/6.5≈4h 3.7.3.2 反应池的容积及构造
1. 反应池容积
单池容积为 V i =Q/nN λ=7000/0.32×2×4=2734.375m 3 反应池总容积为 V=2V i =2×2734.375=5468.75 m 3 式中：
N ———— 周期数；
i V ———— 单池容积； V ———— 总容积；
n ———— 池数，本设计中采用2个CASS 池；
λ———— 充水比。

2. CASS 反应池的构造尺寸
CASS 反应池为满足运行灵活和设备安装需要，设计为长方形，一端为进水区，另一端为出水区。

如图1-4所示为CASS 池构造。

图1-4 CASS 池结构示意图
据资料，B ：H=1～2，L ：B=4～6，取B=10m,L=60 m 。

所以i V =60×10×5=3000 m
3
单池面积 S i = V i /H=3000/5=600m 2
CASS 池沿长度方向设一道隔墙，将池体分为预反应区和主反应区两部分，
靠近进水端为CASS 池容积的10%左右的预反应区，作为兼氧吸附区和生物选择区，另一部分为主反应区。

根据资料，预反应区长L 1=（0.16～0.25）L ，取L 1=10 m 。

3. 连通口尺寸 隔墙底部设连通孔，连通两区水流，设连通孔的个数'
n 为3个。

连通孔孔口面积A 1为：
111'
1
24Q A B L H n n U U ⎛⎫=+⨯⨯⨯ ⎪⨯⨯⨯⎝⎭ 1Q
H nNA =
式中：
Q ———— 每天处理水量，d m /3
；
n ———— CASS 池子个数 ；
U ———— 设计流水速度，本设计中U = 50 m/h ；
N ———— 一日内运行周期数 ；
A ———— CASS 池子的面积，2
m ；
1A ———— 连通孔孔口面积，㎡ ； 1L ———— 预反应区池长，m ；
1H ———— 池内设计最高水位至滗水机排放最低水位之间的高度，m ；
B ———— 反应池宽，m 。

1H = 14000/ 2×4×600= 2.9 m
A=（14000/2×50×3×24+10×10×1.6）/50=3.24m 2
孔口沿隔墙均匀布置，孔口宽度不宜高于1.0m ，故取0.9m ，则宽为2.8m 。

3.7.3.3污泥COD 负荷计算
由预计COD 去除率得其COD 去除量为：
360 ×85%=306mg/L
则每日去除的COD 值为：
14000×306/1000= 4284 kg/d
s N =
U
QS nXV
式中：
Q ———— 每天处理水量，d m /3
S U ———— 进水COD 浓度与出水浓度之差，mg/L n ———— CASS 池子个数 X ———— 设计污泥浓度，mg/L V ———— 主反应区池体积，3m
s N =14000×306/2×3500×2500= 0.25 /(.)kgCOD kgMLSS d
3.7.3.4 产泥量及排泥系统
1. CASS 池产泥量
CASS 池的剩余污泥主要来自微生物代谢的增值污泥，还有很少部分由进水悬浮物沉淀形成。

CASS 池生物代谢产泥量为：
r s
s r r r r QS N b
a N QS b
S Q a V X b S Q a X ）（-=-⋅⋅=⋅⋅-⋅⋅=∆ 式中：
a ———— 微生物代谢增系数，kgVSS/kgCOD
b ———— 微生物自身氧化率，1/d
根据啤酒废水性质，参考类似经验数据，设计a=0.83，b=0.05，则有：
△X=（0.83-0.05/0.25）×14000×0.306=2698.92（kg/d ）
假定排泥含水率为98%，则排泥量为：
Q s =△X/1000（1-P ）=2698.92/1000（1-98%）=134.95（m 3/d ）
2.排泥系统
每池池底坡向排泥坡度i = 0.01 ，池出水端池底设（1.0×1.0×0.5）m 3排泥坑一个，每池排泥坑中接出泥管DN200一根。

3.7.3.5 需氧量及曝气系统设计计算 1.需氧量计算
根据实际运行经验，微生物氧化1kgCOD 的参数1a 取0.53，微生物自身耗氧参数1b 取0.18，则一个池子需氧量为：
112()O a Q So Se b XV =-+
=0.53×14000/2×306×10-3
+ 0.18×3500×10-3
×2734
= 13846kg/d
则每小时耗氧量为：
13846/24=577kg/h
2. 供气量计算
温度为20度和30度的水中溶解氧饱和度分别为：
L mg Cs /17.9)20(=，L mg Cs /63.7)30(=
微孔曝气器出口处的绝对压力为：
531.013109.810b P H =⨯+⨯
= 531.013109.810 4.5⨯+⨯⨯ = 51.47410Pa ⨯
式中：
H ———— 最大水深，m
空气离开主反应区池时的氧百分比为：
0021(1)
1007921(1)
A A E Qt E -=
⨯+-
()
()
002110.1518.43792110.15-=
=+-
式中：
A E ———— 空气扩散器的氧转移率，取15%值
暴气池中混合液平均溶解氧饱和度按最不利温度为：
(30)5()2.0661042
Pb Qt
Csb Cs =+⨯
551.4741018.43
7.63()2.0661042
⨯=⨯+⨯
8.79/mg L =
温度为20℃时，暴气池中混合液平均溶解氧饱和度为：
(20)5
(
)2.0661042
Pb Qt
Csb Cs =+⨯ 55
1.4741018.43
9.17()2.0661042
⨯=⨯+⨯ 10.56/mg L =
温度为20℃时，脱氧清水的充氧量为：
(20)
(20)
()() 1.024T T RCs Ro a Csb C βρ-=
-⨯
=577×10.56/0.82（0.95×1.0×8.79-2.0）×1.024（30-20）
=897kg/h
式中：
a ———— 氧转移折算系数，一般取0.8～0.85，本设计取0.82；
β———— 氧溶解折算系数，一般取0.9～0.97，本设计取0.95；
ρ———— 密度，㎏/L ，本设计取1.0㎏/L ；
C ———— 废水中实际溶解氧浓度，mg/L ； R ———— 需氧量，㎏/L ，为66.68㎏/L 。

暴气池平均供气量为：
G=R 0/0.3E △=897/0.3×0.15=19933 kg/h=15452 m 3/h
(空气密度为1.29㎏/3m )。

每立方米废水供空气量为：
15452×2/583.33=52.98m 3
每去除1kgCOD 的耗空气量为：
15452×2/583.33×0.306=173.13 m 3空气/kgCOD
3. 布气系统计算
单个反应池平面面积为60×10，设2000个曝气器，则每个曝气器的曝气量=G/600=15452/2000=7.733m /h 。

选择QMZM-300盘式膜片式曝气器。

其技术参数见表1-5。

表1-5 QMZM-300盘式膜片式曝气器技术参数
从鼓风机房出来一根空气干管，在两个CASS 池设两根空气支管，每根空气支管上设46根小支管。

两池共两根空气支管，92根空气小支管。

气干管流速1v 为15m/s ，支管流速2v 为10 m/s ，小支管流速3v 为5 m/s ，则
空气干管管径：
=⨯⨯⨯⨯=⨯=
15
14.336002
154524v 3600G 41π干管D 0.85m, 取DN850㎜钢管
空气支管管径：
m 29.09
714.3360015452
4v 360092G 42=⨯⨯⨯⨯=⨯⨯⨯=
π横支管D ，取DN300㎜钢管，
空气小支管管径：
m v 15.05
14.336004615452
4360046G
4D 3
=⨯⨯⨯⨯=
⨯⨯=
π小支管，取DN150㎜钢管。

4.鼓风机供气压力计算
曝气器的淹没深度H=4.5m ，空气压力可按下式进行估算： ()()1.59.8 1.5 4.59.858.8P H KPa =+⨯=+⨯= 校核估算的空气压力值 管道沿程阻力损失可由下式估算：
2
2
L v h d λ=⨯
式中：
λ---------- 阻力损失系数，取4.4.
取空气干管长为30m ，则
其沿程阻力损失 22L v h d λ=⨯=4.4×10-5
×2
1585.0302=0.18Kpa ，h 1=0.18Kpa
取空气支管长为40m ，则
其沿程阻力损失 22L v h d λ=⨯=4.4×10-5
×2
1029.0402=0.3Kpa ，h 2=0.3Kpa
取空气小支管长为16m,则
其沿程阻力损失 22L v h d λ=⨯=4.4×10-5
×2
515.0162=0.08Kpa ，h 3=0.08Kpa
空气管道沿程阻力损失为Kpa h h h h 56.008.03.018.0321=++=++=∑ 设空气管道的局部阻力损失为i h =0.5KPa ，则空气管路的压力总损失为：
∑=+=Kpa h 06.156.05.0
取膜片式微孔曝气器的最大压力损失为f h =2.9KPa ，则鼓风机的供气压力为：
Kpa h h H P f 06.489.206.15.48.98.9=++⨯=++=∑＜58.8KPa 。

故鼓风机的供气压力可采用58.8KPa ，选择一台风机曝气，则风机能力为G=50m 3/min.
5. 鼓风机房布置
选用两台DG 超小型离心鼓风机，，供气量大时，两台一起工作，供气量小时，一用一备。

DG 超小型离心鼓风机规格如表1-6。

表1-6 DG 超小型离心鼓风机
其占地尺寸为2016㎜×1008㎜，高为965㎜（含基础）。

3.7.3.6 CASS 反应池液位控制
CASS 反应池有效水深为5米。

排水结束是最低水位 11
1
1/0.321
5.0 5.0
3.40.32
h m λ
λ
--=⨯==
基准水位2h 为5m,超高c h 为0.5m,保护水深ε为0.5m, 污泥层高度 1 3.40.5 3.1s h h m ε=-=-=
保护水深的设置是为了避免排水时对沉淀及排泥的影响。

进水开始与结束由水位控制，曝气开始由水位和时间控制，曝气结束由时间控制，沉淀开始与结束由时间控制，排水开始由时间控制、排水结束由水位控制。

3.7.3.7排出装置的选择
每池排出负荷 =⨯⨯=
⨯=
5
.1245832d
f h d T T Q Q 777m 3/h=13 m 3
/min
选择XBS-1400型旋转式滗水器，其技术参数如表1-7。

第四章构筑物高程计算
4.1 污水构筑物高程计算
4.1.1 污水流经各处理构筑物水头损失
构筑物名称
4.1.2 高程确定
进水管的标高是450m，其余各建筑物的标高如下表
各处理构筑物的水面标高及池底标高见表。

表各处理构筑物的水面标高及池底标高
4.1.3污水管渠水头损失计算表
表污水管渠水头损失计算表。