IC反应器毕业设计.doc

工业大学学士学位论文
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第一章 绪 论
厌氧反应器的发展经过了一个比较漫长的过程。从第一批厌氧反应器应用于污水处理到现在已经有百余年的历史了。1896年英国建成了第一座用于处理生活污水的厌氧消化池,并且利用其产生的沼气进行照明。随后,20世纪初美国和澳大利亚也相继出现了连续搅拌式的厌氧消化池,这就是第一代厌氧生物反应器[1]。第一代厌氧生物废水处理反应器采用的是废水和污泥完全混合的运行方式,反应器内的污泥停留时间(SRT)与水力停留时间(HRT)几乎是完全相同的。因此,反应器内的固体停留时间不是很长,从而导致微生物浓度较低,污水的处理效果和耐冲击能力较差。随着人们对厌氧生物和厌氧消化机理的深入研究,人们逐渐认识到污水厌氧生物处理过程并不是一种较慢的生物处理过程。研究者们开始以提高反应器内生物浓度和缩短反应器的水力停留时间为基础的一系列研究。20世纪60年代出现了以AF(Anaerobic Filter简称AF)、厌氧流化床(Anaerobic Fluidized Bed简称AFB)、上流式厌氧污泥床(Upflow Anaerobic Sludge Bed简称UASB)为代表的第二代厌氧反应器[2]。第二代厌氧反应器广泛采用了生物固定化技术,反应器的生物量较第一代反应器更大。AF、AFB、UASB等各种工艺的有机负荷较第一代反应器有了几倍到十几倍的提高,与此同时反应器的水力停留时间却大大缩短。UASB工艺充分利用相与相之间的接触,把厌氧反应器处理效率提高到一个新的阶段。另外研究者在对UASB处理过程论述中还首次提出了生物固体颗粒化概念。自此污泥颗粒化技术成为研究厌氧反应器运行技术中的热点。UASB反应器内污泥颗粒化,使该反应器成为负荷高、无泥水回流、无搅拌设备的高效厌氧反应器。所以，UASB在厌氧发酵工艺中的应用越来越广泛。第二代厌氧反应器中AF、UASB等工艺在实际运行中也出现了一些问题,诸如反应器存在死容积、进水短流等问题。研究者们在前者基础上,进一步强化反应器内相与相之间的传质过程,研制开发出第三代厌氧反应器。EGSB(Expanded Granular Sludge Bed)IC(Internal Circulation React)ABR(Anaerobic Baffled Reactor)ASBR(Anaerobic Sequencing Batch Reactor)[3]等都属于第三代生物厌氧处理工艺。作为第三代厌氧反应器的内循环厌氧反应器(Internal Circulation Anaerobic Reactor),以下简称IC反应器)是荷兰PAQUEC公司于20世纪80年代中期在UASB反应器的基础上开发成功的第三代高效厌氧反应器[4], 反应器内高浓度的污泥和良好的泥水传质效果,使其在处理效率方面比UASB反应器更具优越性。PAQUES公司在1985年初建造了第一个IC中试反应器,1988年建立了第一个生产性规模的IC反应器[5]。我国于1996年开始引进IC反应器技术[6],该反应器以其启动周期短、处理量大,投资少,占地面积省,运行稳定等优点而深受瞩目,并已成功地应用于啤酒生产、造纸及食品加工等行业的生产污水处理中。目前,进一步研究开发IC反应器、推广其应用范围已成为废水厌氧生物处理的热点之一
1.1 IC反应器的工作原理
IC反应器可以看作是由两个UASB反应器串联而成的,具有很大的高径比,一般为 4～8,其高度可达16～25m。IC反应器由5个基本部分组成:混合区、污泥膨胀床区、内循环系统,精处理区和沉淀区。其中内循环系统是IC反应器工艺的核心构造,它由一级三相分离器、沼气提升管、气液分离器和泥水下降管组成(见图1—1)。

图1-1　IC反应器构造原理图
1—进水；2—一级三相分离器；3—沼气提升；4—气液分离器；5—沼气排出管；6—回流管；7—二级三相分离器；8—集气管；9—沉淀区；10—出水管；11—气封
经过调节pH值和温度后的废水进入反应器底部混合区,与从反应器上部返回的厌氧污泥颗粒水均匀混合,由此对进水进行了稀释和均质作用,从而大大减轻了冲击负荷及有害物质的不利影响。废水和颗粒污泥混合物在进水与循环水的共同推动下,进入污泥膨胀床区,由于回流的影响,此部分产生较大的上升流速,最大可达10~20m/h[7],废水中的大部分有机物在这里被转化成沼气,沼气被一级三相分离器收集,沿着提升管并携带着混合液提升至气液分离器,分离出的沼气从气液分离器的顶部沼气排出管排出。分离出的泥水混合液将沿着泥水下降管返回到反应器底部的混合区,并与底部的颗粒污泥和进水充分混合,实现了混合液的内环。实现内循环的气提动力来自于上升的和返回的泥水混合物中气体含量的差别,因此,泥水混合物的内循环不需要外加动力。反应器内液体内循环促进了基质和颗粒污泥的接触,而且有很大的升流速度,故提高了传质效果,促进了产甲烷细菌的繁殖和增长,并使污泥膨胀床区去除有机物的能力增强。经污泥膨胀床区处理后的废水除一部分参与内循环外,其余污水通过一级三相分离器进入精处理区继续进行处理,可去除废水中的剩余有机物,使废水得到进一步的净化,提高了出水水质。由于大部分有机物已被降解,所以精处理区的COD负荷较低,产气量也较小。精处理区产生的沼气由二级三相分离器收集,通过集气管进入气液分离器并通过沼气排出管排出。经净化的水从沉淀区沉淀后由出水管排走,颗粒污泥则返回精处理区污泥床。
1.2 IC反应器的特点
IC反应器具有很多优点,主要优点叙述如下。
1.　具有很高的容积负荷率
IC反应器由于存在着内循环,传质效果好,生物量大,污泥龄长,其进水有机负荷率远比普通的UASB反应器高,一般可高出3倍左右。处理高浓度有机废水,如土豆加工废水,当COD为10 000~15 000 mg/L时,进水容积负荷率可达30~40 kgCOD/(m3.d)。处理低浓度有机废水,如啤酒废水,当COD2 000~3 000 mg/L时,进水容积负荷率可达20~25 kgCOD/(m3.d),HRT仅为2~3 h,COD去除率可达80%。
2.　节省基建投资和占地面积
由于IC反应器比普通UASB反应器有高出3倍左右的容积负荷率,则IC反应器的体积为普通UASB反应器的1/4~1/3左右,所以可降低反应器的基建投资。由于IC反应器不仅体积小,而且有很大的高径比,所以占地面积特别省,非常适用于占地面积紧张的厂矿企业采用。
3.　沼气提升实现内循环,不必外加动力
厌氧流化床载体的流化是通过出水回流由水泵加压实现,因此必须消耗一部分动力。而IC反应器是以自身产生的沼气作为提升的动力实现混合液的内循环,不必另设水泵实现强制循环,从而可节省能耗。
4.　抗冲击负荷能力强
由于IC反应器实现了内循环,处理低浓度废水(如啤酒废水)时,循环流量可达进水流量的2~3倍。处理高浓度废水(如土豆加工废水)时,循环流量可达进水流量的10~20倍。因为循环流量与进水在第一反应室充分混合,使原废水中的有害物质得到充分稀释,大大降低有害程度,从而提高了反应器的耐冲击负荷能力。
5.　具有缓冲pH的能力
内循环流量相当于第一级厌氧出水的回流,可利用COD转化的碱度,对pH起缓冲作用,使反应器内的pH保持稳定。可减少进水的投碱量。
6.　出水的稳定性好
因为IC反应器相当于上下两个UASB反应器的串联运行,下面一个UASB反应器具有很高的有机负荷率,起“粗”处理作用,上面一个UASB反应器的负荷较低,起“精”处理作用。IC反应器相当于两级UASB工艺处理。一般说,两级处理比单级处理的稳定性好,出水水质较为稳定。
1.3 IC反应器的研究发展
1. IC反映器水力学特性研究
根据Chisti等[8]研究的气升式反应器中的液体循环，Pereboom建立水力动力学模型描述IC反应器中液体循环。上升管中的气持率（可通过上升管中气体(Ugr)和液体(Ulr)表面上升流速间的经验关系表达式估算：
= (1—1)
当气体表面上升流速和液体表面上升流速分别在0.07 m/s一3.5 mls.0.3 m/s - 2.7 m/。的范围内时，这个关系式在IC反应器的提升管内得到很好的证实[9]。
Chisti等[9]根据能量守衡得出r升管中的液体表面上升流速(U lr) , Pereboom结合IC反应器实际情况对Ulr进行了修正，结果见下式：
IC反应器具有UASB反应器容积负荷的3倍-6倍，液体上升流速增大8倍一20倍。由于IC反应器的容积负荷大，使产气量增加，导致反应器中平均剪切速率增高，IC反应器中液体平均剪切速率(theaverage shear rate)约是UASB反应器的2倍[9]。
ulr= (1—2)
2. 生物量滞留
由于颗粒污泥的沉降速度远远大于液体上升流速，因此颗粒污泥的洗出在正常范围之内，可忽略。逐级测定(gradient measurements)表明污泥床混合的相当好，液体紊动不会将大颗粒污泥洗去[9-10].
与UASB反应器相比，尽管IC反应器中颗粒污泥的洗出有所增加，但第二厌氧反应室可以将足够的生物量滞留在反应器中。
3. 颗粒污泥性质研究
通过对处理相同废水的大规模UASB和IC反应器内颗粒污泥性质的比较，Pereboom[9-10]考察了颗粒污泥的生长及影响颗粒污泥生长和生物量( biomass)滞留的因素。颗粒污泥的性质包括:粒径分布、强度、沉降速度、密度、灰分含量和产甲烷活性，其中物理特性主要取决于生物学因素。实验数据表明，IC反应器中的颗粒污泥比UASB反应器中颗粒污泥大，强度则相对低，这可能是由于IC反应器的有机负荷高[10-12]，见表1-1
表1-1 UASB和IC反应器颗粒污泥特性

同时，Pereboom[10]还对大型UASB反应器和IC反应器中产甲烷颗粒污泥的粒径分布分阶段进行了比较研究，根据这些数据并结合实验室规模反应器的研究，建立了粒径分布模型。实验结果表明，颗粒破碎并不严重影响粒径分布;剪切力对于颗粒粒径的分布没有影响。
如果进水中的悬浮颗粒多，则污泥颗粒的粒径分布范围小;相反，如果进水中的悬浮颗粒儿乎很少或没有，则颗粒的粒径分布范围大。建立的颗粒粒径分布模型能很好地描述IC反应器中较大颗粒的分布。产甲烷颗粒污泥的密度与灰分含量密切相关。反应器接种后的几个月中颗粒污泥的性质即得到优化(development) 。
此外，王林山等[12]对生产性IC反应器的启动和运行进行了研究，启动周期约65d。
1.4 IC反应器的应用
IC反应器可用于处理各种工业废水和低.中. 高浓度的农产品加工废水(如奶制工业、土豆加工工业等)。IC反应器在国外的应用情况见表1—2。自1985年第1个中等规模的IC反应器被用于处理土草加工废水以来[13],IC反应器业已被成功放大到大于1000m3[13]。
1996年我国引进第1套IC技术[12-14](华润雪花啤酒有限公司)，该套IC反应器高16m，有效容积70时，并已投产成功，每日能处理含COD浓度为4 300 mg/ L ,BOD浓度为2300 mg/l的啤酒废水400吨。该1C反应器的进水容积负荷率高达COD25kg/(m3.d)～30 kg/(m3.d),COD的去除率在80%。在解决生产废水处理问题的同时,经济上也得到较大收益,每年节省排污费75万元,沼气回收利用价值45万元,相比之下,反应器的年运行费用仅为62万元。可见, IC工艺达到了技术经济的优化。
实践表明[15],富含纤维、钙离子的造纸、柠檬酸等生产废水,在UASB等慢速反应器中易沉积,使得厌氧污泥逐渐被置换,导致反应器运行恶化乃至失效, IC反应器因为高的上升流速和特殊的布水器设计,使这一问题能迎刃而解,这无疑拓宽了IC反应器的应用领域。目前国外造纸生产废水的处理已成为IC反应器应用最成功的领域之一[15]。其它如菊粉(inuline)生产等高盐量废水也有成功应用的报道[16]。表1—3给出了IC反应器处理典型废水的运行数据;表1—4给出了同等条件下,采用IC工艺和采用UASB工艺处理相同废水时运行参数的比较,可以看出, IC反应器很大程度上解决了UASB反应器的不足,大大提高了单位反应器的处理容量。
表1—2 IC反应器在国外的运用

表1—3　IC反应器处理各类工业废水的参数[17]

表1—4　IC反应器与UASB反应器处理同类废水的参数比较[17]

1.5 IC反应器的缺陷
客观地认识和评价一个新的工艺是进一步开发研究的基础,尽管IC反应器有如前所述的诸多优点,但同时也有一些不足之处:
①进水需预处理。为适应较高的生化降解速率,许多厌氧反应器的进水需调节pH值和温度,为微生物的厌氧降解创造最佳条件, IC反应器也不例外;此外,由于IC反应器通常采用很短的水力停留时间(HRT),所以反应器进水往往需预酸化处理。这都会增加IC反应器以外的处理设施,增加工程造价。
②结构复杂,维护困难。由于采用内循环技术,反应器内部结构相对复杂,这无疑会增加施工安装和日常维护的难度;再加上反应器高径比大,对水泵的动力消耗也会产生负面影响。
③出水需后处理。污泥分析表明,与UASB反应器相比, IC反应器内含有较高浓度的细微颗粒污泥(形成大颗粒污泥的前体),加上水力停留时间相对短和较大的高径比,其出水中就含有更多的细微颗粒污泥,这使得后续沉淀设备成为必要,加重了后续设备的负担。
1.6 IC反应器的发展前景
随着对第三代厌氧反应器研究的不断深人，新的工艺设计概念和综合生物法处理工艺(产酸、产乙酸、产甲烷、硫酸盐还原)及综合生物一物理一化学法处理工艺FPRP概念的发展[18]，包括IC反应器在内的新型超高效厌氧反应器在工业上处理有机污染物所具有的广阔前景，将越来越多地代替UASR反应器。同时，在IC反应器的应用中发现，由于IC反应器自身存在某些缺点，主要是单位反应器容积的有效利用率还没有发挥到最佳值，在反应器启动初期产气量少不能形成液体循环，因此，IC反应器还有待进一步改进和完善。
在我国第二代厌氧反应器还不能很好应用于实践中，第三代IC反应器的研究几乎是空白。因此，结合中国的实际情况，在厌氧反应器的开发应用方面，应越过第二代厌氧反应器，在重点开发第三代反应器的同时，应对厌氧反应器进一步创新，加强反应器的构型创新和创制具有新材料及生物技术两者特点的反应器的研究以及水处理技术理论研究。就IC厌氧反应器技术而言,现阶段的研究重点应为:
①颗粒污泥培养技术。颗粒污泥是IC反应器得以正常运转的物质基础。研究表明[19-20],相对于UASB反应器,由于不同的水力条件和反应器结构, IC反应器培养的颗粒污泥颗粒大、结构松散、强度低,对IC反应器中颗粒污泥的研究可能会成为现有颗粒污泥理论的有力证据或有益补充,具有较大的学术价值。此外,国内运行的IC反应器中的颗粒污泥均从荷兰进口,为降低工程造价,需进一步掌
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握在IC反应器水力条件下,培养活性和沉降性能俱佳颗粒污泥的关键技术。
②IC反应器水力模型的研究[21]。现常采用的IC氧反应器的水力模型是pereboom等[22]人于1994年在气升式反应器水力模型的基础上提出的,还存在简化不尽合理、计算参数难确定、计算复杂等问题,其合理性和实用性还有待进一步研究。对切合IC厌氧反应器实际、运算简便的水力模型的研究开发是当前IC反应器技术亟待解决的问题之一。
③IC反应器的结构优化。研究表明[23],厌氧反应器结构对厌氧消化过程有很大的影响,国内外在IC反应器的工艺和设备等方面作了很多研究,但在反应器结构设计和优化方面还缺乏理论指导,许多投入生产运行的反应器都是凭经验设计的,反应器内空间利用率低。在结构优化,提高整个反应器的效率方面,还存在较大的挖潜空间。
④应用领域的进一步拓展。IC反应器因为回流的稀释作用,应该比UASB更能处理难降解甚至有毒的有机物,这一点已在普通EGSG反应器中得到较为普遍的证实。目前,有关IC反应器的应用报道多在易降解废水的啤酒、柠檬酸等领域,其它行业仅有如造纸及其它含高盐量废水的报道[24-27],应用领域有待进一步拓展。
总之, IC反应器具有容积负荷高、处理容量大、投资少、占地面积小、运行稳定等特点,代表现阶段厌氧反应器的最高研究水平,值得进一步研究开发和推广应用。
1.7 本设计的目的和手段
IC作为新型高效厌氧消化器，在国内外的研究时间并不算很长，尤其是国内在IC方面的研究还落后国外10年左右。IC的设计基于颗粒化污泥的理论和原理，规范或标准上还没有一套完整的方案，所以造成IC的设计、使用比较混乱，效果难以达到预期目的。本设计采用的手段为通过对IC的基本原理和技术、基本构造、设计方法、应用情况进行收集、整理、归纳、分析、集成，建立一套IC主体结构及其它各部分计算、设计相匹配的方法。

第二章 内循环厌氧消化器（IC）方案设计与计算
前言
内循环厌氧反应器(Internal Circulation,IC),是荷兰PAQUES于80年代中期在UASB反应器的基础上开发成功的第三代超高效厌氧反应器[1]。由于是一项重大的发明创造,技术拥有者作了严格的保密,直到1994年,才有相关研究的报道[2]。与以UASB为代表的第二代高效厌氧反应器相比,IC反应器在容积负荷,能耗,工程造价,占地面积等诸多方面,代表着当今世界上厌氧生物反应器的最高
水平。进一步研究和开发IC反应器,推广其应用范围已成为当前厌氧废水处理的热点之一[3-5]。
IC反应器把4个重要的工艺过程集合在同一个反应器内，这4个工艺过程是：1，进液和混合布水系统；2,流化床反应室；3,内循环系统；4,深度净化反应室。
IC反应器的工艺设计
设计任务：某奶牛养殖场，奶牛存栏量5000头，平均每头奶牛日产废水0.2m3，废水COD为20000mg/L，采用中温发酵（35℃），厌氧消化器数量为两座，试设计该反应器的结构尺寸。
2.1 IC反应器容积
2.1.1 有效容积
已知：Q＝5000×0.2 m3/d＝1000m3/d，进水COD=20000mg/l=20kg/m3, pH6.5－7.5，有效容积的计算可参照一下两个公式，即：
V= （2－1）
（2－2）
式中V----反应器有效容积，m3；
----废水流量，m3/d；
S0----进水COD或BOD5浓度，kg/m3；
----COD或BOD5容积负荷，kg/(m3.d)；
A----反应器横截面积，m2；
H----反应器有效高度，m；
t----允许的最大水利停留时间，h或d.
一般讲，废水浓度较低时，反应器容积计算主要取决于水力停留时间，而在较高浓度情况下，反应器容积取决于其容积负荷的大小与进液浓度。而容积负荷值与反应器的温度、废水的性质和浓度有关，同时与反应器内是否形成颗粒污泥也有很大关系。对特定的废水，反应器的容积负荷一般通过实验确定，IC反应器在处理中低浓度废水时反应器的进水容积负荷可达（20－24kgCOD/m3.d）[1]本设计取20kgCOD/（m3.d）。
厌氧消化器的数量为两座，采用并联的方式，故每座消化器的废水进流量为：
Q1=Q2===500m3/d
所以 V有效=＝＝1000m3 （2－3）
因为厌氧反应器的数量为两座，所以平均每座反应器的有效容积为
V1=V2=＝500m3
2.1.2 实际容积
设消化器的装填系数为85%，则每个消化器的实际容积为：
V1’=V2’===588.2m3,
IC反应器的特点是具有很大的高经比，一般可达4～8，本设计取4。
设消化器的直径为D（m），高度为H(m),容积为V总（m3）则：
V总＝D2H/4=D24D/4=D3 (2-4)
D===5.72m
H=4D=45.72=22.88m
对数据取整得23m
IC反应器的构造图标注如下图2—1所示：

图2—1 IC反应器的构造图
2.2 配水系统的设计
配水系统的形式主要有以下几种。
（1）.树枝管式配水系统
树枝管式分配系统如图2—2（a）所示，这种配水系统比较简单，为了配水均匀一般采用对称布置，位于所服务面积的中心点。一般每个出水口服务面积为2～4m2，出水口直径约20mm。这种形式的配水系统的特点是比较简单，只要施工安装正确，配水基本达到均匀分布的要求。
(2)穿孔管式：穿孔管式分配系统如图2—2(b)所示。为了配水均匀，配水管中心距可采用1.0～2.0m，出水孔也可采用1.0～3.0m，孔径一般为10～20mm，常采用15mm，空口向下与垂线成45o方向，每个出水孔服务面积一般为2～4m2，配水管中心距池底一般为20～25cm，配水管的直径最好不要小于100mm。为了使穿孔管各管出水均匀，要求出水口流速不小于2m/s，是出水孔阻力损失大于穿孔管沿程的阻力损失，也可采用脉冲间接进水来增大出水孔的流速。

图2—2 树枝管式分配系统和孔管式分配系统
(3)多点多管式：多点多管式分配系统如图3所示。此种配水系统的特点是一根配水管只服务一个配水点，即配水管根数与配水点数相同。只要保证每根配水管流量相同，即可达到每个配水点流量相等的要求。图3(a)中所示为德国设计专利，配水管设置在污泥床不用位置和不同高度上，废水通过一个专门设计的脉冲配水器[如图2—3(b)(c)]，废水定时地分配给不同位置和高度的配水管，对整个反应器进水是连续的，这种配水系统效果是最好的。

图2—3 多点多管配水系统（德国专利布水袋）
(4)上给式：如图2—4所示，上给式进水分配系统是在反应器的池顶进行分配布设，这种系统的特点是，配水采用明渠，对每个配水点设一个三角堰，并设一根配水管。这种配水系统可确保布水均匀，并易于发现某根管的堵塞情况，也易于及时清通。

图2—4 上给式进水分配系统
根据2.1.2知反应器的底面积为：
S＝=3.14/4=25.68m2 (2-5)
进水流量Q=uS进水管=ud2/4假设进水的流速为1m/s 则进水管的直径为:
d===85.9mm
为使进水分配均匀，在IC反应器的底部安装布水器，采用结构较简单的第一种布水方式，即树枝管式，一般每个出水口的服务面积为2～4m2，本设计中设布水点服务面积为3m2/个则布水点的个数为：
n=S/3=25.68/3=8.56个 取整数为9个
则每支配水管的管径为：d2＝＝28.6mm
进水管的分布模型如图2—5所示
则d1=＝49.6mm

图2—5 IC反应器的配水分布示意图
2.3 沼气出气管管径的计算
一般1gCOD理论上在厌氧条件下完全降解可以生成0.25gCH4，相当于在标准状态下沼气体积0.35L。由于一部分产生的沼气将溶于水中，一部分有机物要用于微生物的合成，实际产量要比理论值小。正常运行的反应器产生的沼气中甲烷约占50％～70％，二氧化碳约占20％～30％，其余是氢、氮和硫化氢等气体。
在实际废水处理中，常采用BOD或COD来表示有机物的含量，而不去测定具体有机物。用COD指标代表废水中有机物含量更加方便。1kgCOD厌氧发酵产生的甲烷量，如不考虑微生物合成，则可按1kg葡萄糖完全氧化所含的COD进行计算。
（2－6）
180 192 264 108
由式（2.6－1）可计算出氧化1kg葡萄糖需要192/180＝1.067kg氧，即1kg葡萄糖的COD为1.067kg。
（2－7）
180 48 132
根据式（2.3－1）和式（2.3－2），则可计算1kgCOD厌氧发酵产生的质量为：
（2—8）
即1kgCOD去除可产生0.25kg，在标准状况下（，101.33kPa）其体积为：
，
同样，1kgCOD完全厌氧发酵可产生350L。
通过上述理论计算，1kgCOD完全厌氧消化在标准状况下可得到沼气（和）0.70m3[24]。而实际上消耗每千克COD只有0.45～0.5米3沼气产生[27],本设计中取0.5米3。
据研究表明，IC反应器处理高浓度废水时COD去除率约为80％。
则每升废液去除的COD为20000mg/L80％＝16000mg/L
每座反应器每天处理废水500m3，则每天去除COD为:
500L16000mg/L=8.0mg,
确定沼气管直径时管内的气流速度最大为8m/s,平均为5m/s【2】.那么反应器内每日所产沼气的量为：
Q沼气==500m3×20kgCOD/m3×0.8×0.5m3=4000m3 (2-9)
式中 S0----进水COD或BOD5浓度，kgCOD/m3；
----废水流量，m3；
P----厌氧条件下完全降解1gCOD产生的沼气量，m3/kgCOD；
沼气----消化器中每天产生的沼气的量，m3；
Q=US沼气管 (2-10)
则沼气管的直径d===108.6mm
取整为110mm。
2.4 排泥系统的设计
由于厌氧消化过程微生物的不断增长，或进水不可降解悬浮固体的积累，必须在污泥床区定期排除剩余污泥，所以IC反应器的设计包括剩余污泥的排除设施。设置在污泥床区池底的排泥设备，由于污泥的流动性差，必须考虑排泥均匀。所以在反应器的底部应均匀的设置几个排泥点。每个点服务面积多大合适，尚缺乏具体资料，根据经验，建议每10m2设一个排泥点。IC反应器的底面积为25.68m2。所以在反应器的底部设计3个排泥点即可。
在没有相关的动力学常数时，可根据经验数据确定，一般情况下，每去除1kgCOD，可产生0.05～0.1kgVSS计算[25]，本设计中取0.1kgVSS。
在上面的计算中已经知道每座反应器每天去除COD为8.0×109mg
则每天产生VSS量为：
QVSS＝0.1kgVSS/kgCOD8000kgCOD/d=800kgVSS/d＝33.3kgVSS/h (2—11)
颗粒污泥的干重( TSS) 是挥发性悬浮物(VSS)与灰分(ASH) 之和。VSS 主要由细胞和胞外有机物组成,通常情况下VSS 占污泥总量的比例是70 %－90%[11]，本设计中设为80%,则产生的污泥量为：
=41.67kg/h
颗粒污泥的密度约在1030～1080kg/m3之间[27]，所以本设计中设污泥密度为1050kg/m3,则污泥的流量为：
Q污泥＝＝0.0397m3/h=0.952m3/d (2-12)
设5天排一次污泥，排泥时间为1小时，则需要污泥泵的排泥流量为5m3/h,据此污泥流量，我们选择型号为ZW50－10－20的自吸式无堵塞污泥泵，　该泵集自吸和无堵塞排污于一身，既可像一般清水自吸泵那样不需安底阀，不需引灌水，又可抽吸含有大颗粒固体块、长纤维的污物、沉淀物、废矿杂质、粪便处理及一切工程污水物，完全减轻工人的劳动强度，而且使用、移动、安装方便、极少维修、性能稳定。其性能参数见下表2—1。
表2—1 ZW50－10－20自吸式无堵塞污泥泵技术指标

2.5 内循环系统的设计
内循环装置的结构主要由沼气提升管、回流管、集气罩和气液分离器4个部分构成。如图2—6所示
2.5.1 沼气提升管的计算
(1) 提升管的直径
反应器中提升管的直径可以根据“沼气产量”和“气提比”计算出提升液的“流量”（m3.s-1）,在根据“流量”和“上升流速”（m.s-1）计算出提升管的管径。
由于沼气产量，提升管的浸没深度和提升高度都会对循环液的流量，流速产生影响,因此,提升管的直径应当在一定的沼气产量，一定的浸没深度和一定的提升高度这样具体的条件下,根据循环液的流量和流速来加以确定。
IC反应器的混合液上升流速为2.5-10m/h【3】.在一定程度上改善了基质与微生物间的传质过程。实验发现，在2.65-4.35m/h的上升流速下1室的沼气产量明显增加，造成气体管中的液体通量明显增大和中间回流管的流量加速，这说明通过增加进水量的方式可明显提高反应器中的循环比例（一方面可改善反应器底部对进水COD负荷的承受能力，提高反应器的抗冲击负荷能力；另一方面可提高流速而强化传质过程，避免了反应中可能出现的局部基质浓度过高现象确保了反应器能正常稳定的进行）.据此本设计取上升流速为4m/h.
假设在第一反应室内的COD去除率为60%。在理论情况下，完全厌氧消化状况下1㎏COD可得沼气0.70m3，实际只有0.45-0.5m3。本设计取0.5m3。
则1室内的沼气产量为：
V=500m3×20㎏/m3×0.6×0.5m3=3000m3 (2-13)
每m3沼气可提升发酵液的数量为0.071m3.即沼气的气提比为0.71。即提升管内的流量为0.71m3/s.
则升流管的直径为：
d==0.15m
(2) 提升管的提升高度
在这里所定义的“提升高度”是指：提升管上端溢流口至IC反应器发酵液液面的距离，即提升管与回流管之间的液位差（h2）如图2—6所示。
h2=(Dw/Dm-1)h1 (2- 14)
Dw---水的容重（kg/m-3）；
Dm---提升管内气水混合液得容重（kg/m-3）；
h1---提升管在水内的浸没深度（m）；
h2---水的提升高度（m）；
从(2-14)式可以了解到,提升高度(h2)与提升管内发酵液的容重(Dm)和提

图2—6 内循环结构示意图
1.气体出口；2.气液分离器；3.溢流口；4滞留液位；5.发酵液液面；6.提升管；7.回流管；8.气咀；9.集气罩；10.沼气导向板
升管的浸没深度(h1)有关。Dm越小(进入提升管内的沼气量越多),或者提升管的浸没深度(h1)越大,提升高度(h2)也越大。但在设计中,不能根据(1)式确定提升管的提升高度,这是因为在内循环装置的设计中希望得到最大的循环量,而不是为了要将发酵液提升得很高。如果将提升管溢流口至发酵液液面的距离(h2)拉得很大,会增加发酵液在提升管内上升时的沿程阻力,从而会减少循环量。而适当地降低提升高度(h2)却可以增加发酵液的循环量。
因此只要能保证提升液在气液分离器内的“滞留液位”不会淹没提升管的溢流口，这一提升高度就是适宜的。如果“滞留液位”超过溢流口，也会增加提升的阻力，减少循环量。
(3 )提升管的浸没深度
提升管下端沼气入口处(气咀)至IC反应器发酵液液面的距离称为提升管的“浸没深度”(h1)。实验观察到,在气量相同的情况下,随着提升管浸没深度的增加,发酵液的循环量增加。如果采用“气提比”这样一个参数,即每1m3沼气可提升的发酵液数量,单位为m3(发酵液).m-3(沼气),那么,随着提升管浸没深度的增加,气提比增加。也就是说,随着提升管浸没深度的增加,同样多的沼气能提升更多的发酵液。
根据Chisti等[8]研究的气升式反应器中的液体循环，Pereboom建立水力动力学模型描述IC反应器中液体循环。上升管中的气持率（可通过上升管中气体(Ugr)和液体(Ulr)表面上升流速间的经验关系表达式估算:
= (2—15)
当气体表面上升流速和液体表面上升流速分别在0.07 m/s一3.5 m/s、0.3m/s - 2.7m/s。的范围内时，这个关系式在IC反应器的提升管内得到很好的证实[9]。
Chisti等[9]根据能量守衡得出r升管中的液体表面上升流速(U lr) , Pereboom结合IC反应器实际情况对Ulr进行了修正，结果见下式
ulr= (2—16)
式中：hD---气液扩散高度，m;
h---提升管和下降管中的液体高度差,m:
KB/T---底部和顶部阻力损失系数；
Ar/d---上升管和下降管的横截面积，m2;
g---重力加速度；
根据有关文献可以得知（27），底部和顶部的阻力损失系数分别为0.0205λ0、0.0256λ0。
根据（1）和2.5.2可以计算出上升管和下降管的横截面积Ar=R上升管2/4＝0.018m3;Ad=R下降管2/4=0.0314m3如（2）图所示提升管和下降管中的液体高度差h和气液扩散高度hD相等。
假设升流管中的气体表面上升流速和液体表面上升流速分别为3m/s、2m/s.则由(2—15)可求出gr=＝0.47
假设下降管中的气体表面上升流速和液体表面上升流速分别为1.5m/s、1m/s.则由(2—15)可求出＝＝0.44
把已知条件代入(2.5-4)得：
Ulr= (2—17)
由(2—17)可求出hD():
hD=2.5m
由公式(2- 17)整理可得：＝Dw/Dm-1 (2—18)
在升流管中气体所占得比重和液体差不多，假设Dm为600kg/m3,已知水得容重（Dw）为1000kg/m3代入(2-18)可得：
＝
式(2-18)中得提升管的浸没深度（h2）由上式可知h1=3h2/2=7.5m
要所以提升管的高度H为：
H=h1+h2=7.5+2.5=10m
(4)提升管的气咀
沼气从集气罩进入提升管的入口处称为“气咀”。通过实验〔4〕观察到:1.气咀不宜设在提升管的最下端;2.气咀最好是由多个小孔眼所组成。气咀的设计应该合理,否则会给内循环造成一定的影响。所以本设计中的气咀也应该遵循上述的要求，设计在略高于提升管的最下端由多个小孔组成。采用的材料为塑料物质制品。
气咀的直径应该与提升管的直径相同为0.15m。这样才能气咀与提升关紧密结合使提升管内不会进入污泥。从而保障了内循环的持续运行。
2.5.2 回流管的设计
回流管的直径不应小于提升管的直径,以保证回流的畅通。回流管直径过小,会提高气液分离器中的滞留液位,滞留液位淹没提升管的溢流口时,会给提升造成一定的阻力。
根据上述所述本设计的回流管的直径也应该大于0.15m。本设计取0.2m。
回流的长度应该比提升管大的多，如图所示，在设计回流管长度时考虑到为了使回流发酵液达到反应器的底部，回流管的底部应该距离反应器的底部由一小短距离，这段距离不应该很大2-3m即可。过低可能会引起回流管的堵塞，过高则起不到搅拌反应器底部污泥的作用。所以本设计根据上述因素取回流管的长度为15m。
2.6 IC反应器内部结构的设计
2.6.1 第一反应室的设计
第一反应室是废水处理的主要区间，进去的废水能够在第一反应室中得到很高程度的处理，没有处理的颗粒已经很少。
(1) 第一反应室的高度计算
由论文要求可以知道每天进入反应器的废水量为500m3,由此可以求出废水在反应器中的高度H
V废水=R2H （2-19）
H===17m
由2.5.1（3）可知第一反应室的高度H一室为:
H一室=H－h1=17－7.5=9.5m
(2) 第一反应室中气封的设计
第一反应室中的气封应该设计在一个合理的位置，我们应该考虑到要与集气罩联系起来设计气封。设置气封的目的就是为了