厌氧处理技术

第五章 厌氧处理技术目 录5.1全混合厌氧消化池15.1.1原理和特点15.1.2构造25.1.3设备与装置25.1.3.1消化池搅拌设备25.1.3.2加热保温设备35.1.4设计计算35.1.4.1消化池池体设计35.1.4.2沼气搅拌计算45.1.4.3加热设备计算55.2卧式推流厌氧消化器75.3升流式厌氧污泥床85.3.1升流式厌氧污泥床的特点85.3.2三相分离器912沼气工程常用的厌氧反应器按物料流态可分为完全混合厌氧消化器（CSTR）、卧式推流厌氧消化器（HCPF）、升流式厌氧污泥床（UASB）等。几种典型的厌氧反应器适用性能比较见表5-1。表5-1 厌氧反应器适用性能比较表反应器名称优 点缺 点适 用 范 围CSTR投资小、运行管理简单容积负荷率低，效率较低，出水水质较差适用于5S含量很高的污泥处理HCPF投资较小、运行管理简单，容积负荷率较低停留时间相对较长，出水水质相对较差适用于高浓度、高悬浮物的有机废水UASB污水处理效率较高，投资较小、容积负荷率较高对进水SS要求很高，三相分离器较复杂适用于SS含量很低的污水处理从表5-1可知，各种类型的厌氧工艺都有其优缺点和使用范围，选择具有局部搅拌功能的完全混合厌氧消化器处理工艺，使反应器的固体滞留期（SRT）和微生物滞留期（MRT）大于水力滞留期（HRT）有利于提高厌氧发酵的效率。沼气工程选择能源生态模式时，一般选用CSTR和HCPF工艺，当处理的废弃物为牛粪时，多选用HCPF工艺；沼气工程选择能源环保模式时，一般选择UASB工艺。5.1全混合厌氧消化池5.1.1原理和特点传统的完全混合厌氧消化器（CSTR）即普通厌氧消化池，借助于消化池内的厌氧活性污泥来净化有机污染物，其工作原理如图5-1所示，工程实例照片如图5-2所示。畜禽粪便废水从池子上部或顶部投入池内，经与池中原有的厌氧活性污泥混合和接触后，通过厌氧微生物的吸附、吸收和生物降解作用，废水中的有机物转化为沼气。CSTR体积大，负荷低，其根本原因是它的污泥停留时间等于水力停留时间。 图5-1 完全混合厌氧消化器原理图 图5-2 完全混合厌氧消化器工程实例照片完全混合厌氧消化器是在常规消化器内安装了搅拌装置，使发酵原料和微生物处于完全混合状态，与常规消化器相比使活性区遍布整个消化器，其效率比常规消化器有明显提高，故名高速消化器。该消化器常采用恒温连续投料或半连续投料运行，适用于高浓度及含有大量悬浮固体原料的处理，例如，污水处理厂好氧活性污泥的厌氧消化多采用该工艺。在该消化器内，新进入的原料由于搅拌作用很快与发酵器中的全部发酵液混合，使发酵底物浓度始终保持相对较低状态。而其排出的料液又与发酵液的底物浓度相等。在出料时微生物也一起被排出，所以出料浓度一般较高。该消化器是典型的HRT，SRT和MRT完全相等的消化器，为了使生长缓慢的产甲烷菌的增殖和冲出速度保持平衡，所以要求HRT较长，一般要1015天或更长的时间。中温发酵时负荷为34kgCOD/（m3d），高温发酵时负荷为56kg COD/（m3d）。由于人们认识了完全混合厌氧消化器的缺点，所以在应用过程中常加以改进，以延长SRT，从而达到提高产气率的目的。普通厌氧消化池是应用最早的水处理构筑物之一。在我国，普通厌氧消化池是推行较早的一种传统的处理工艺，在设计施工及运行管理方面都积累了较为丰富的资料。现将该消化器的优缺点加以总结。优点如下：工艺可以进入高悬浮固体含量的原料；消化器内物料分布均匀，避免了分层状态，增加了底物和微生物接触的机会；消化器内温度分布均匀；进入消化器内任何一点的抑制物质，能够迅速分散保持在最低浓度水平；避免了浮渣结壳、堵塞、气体逸出不畅和沟流现象；易于建立数学模型。缺点如下:由于该消化器无法做到使SRT和MRT在大于HRT的情况下运行，所以需要消化器体积较大；要有足够的搅拌，所以能量消耗较高；生产用大型消化器难以做到完全混合；底物流出该系统时未完全消化，微生物随出料而流失。5.1.2构造普通厌氧消化池的特点是在一个池内实现厌氧发酵反应和液体与污泥的分离。为了使进料和厌氧污泥密切接触，一般设有搅拌装置。一般情况下，每隔24 h搅拌一次，在排放消化液时停止搅拌，然后从消化池上部排出上清液。消化池由集气罩、池盖、池体、下锥体、进料管、排料管等部分组成，此外还有加温和搅拌设备。国内建造的厌氧消化池大多数呈圆筒形。池底安装排料（泥）管，池中部（中位）或顶部（高位）安装加料（泥）管，池顶安装沼气管。加热及搅拌设施根据采用的方法不同而异。液面附近安装溢流管。根据要求在不同部位装取样管及控制装置。池盖上还应设置人孔，供检修时用。普通厌氧消化池应采用水密性、气密性和耐腐蚀的材料建造，通常为钢筋混凝土结构。沼气中的H2S及消化液中的H2S、NH3和有机酸等均有一定的腐蚀性，故池内壁应涂一层环氧树脂或沥青。为了保温，池外均设有保温层。保温层的做法较多，在池周覆土也可以起到保温的作用。5.1.3设备与装置5.1.3.1消化池搅拌设备消化池的搅拌一般有以下3种方式。（1）水泵循环搅拌设备简单、维修方便，比较适合我国的情况。为了使消化液完全混合需要较大的流量。根据经验，1 m3有效池体积搅拌所需的功率为0.005kW。在一些消化池内设有射流器。由水泵压送的混合液经射流器喷射，在喉管处造成真空，吸进一部分池中的消化液，形成较为强烈的搅拌。泵搅拌设计包括循环管路的布置和确定管道直径以及选择水泵。为了防止堵塞，最小管径应不小于150mm。确定管径之后即可计算循环搅拌的阻力损失，根据阻力损失和循环流量选用搅拌泵，常采用污泥泵，泵数应不小于两台，其中一台备用。水射器搅拌设备的设计包括水射器构造尺寸的计算和配套水泵的选择及污泥循环管路的布置。水射器的配套水泵采用污水泵，扬程要求1520 m，引射流量与抽吸流量之比一般为1:31:5。水射器的工作半径在5m左右，当消化池直径超过10m时，应考虑设若干个水射器。此方法的缺点是电耗较大，一般为1.01.5kwh/（m3d）。（2）机械搅拌在池内设有叶轮进行搅拌，所需的功率为6.5W/m3 。螺旋桨搅拌设备的设计包括确定竖向导流管尺寸、螺旋桨直径和转速以及配套的电机的功率和选型。当螺旋桨直径计算值超过1m时，可考虑设若干个螺旋桨。机械搅拌的形式有立式搅拌、侧式搅拌和斜式搅拌。（3）沼气搅拌用压缩机循环沼气进行搅拌，所需的功率为58W/m3。这种搅拌方式可以提高沼气产量，国外一些大型沼气工程采用这种搅拌方式。此外，也有采用生物能搅拌装置的厌氧发酵设备，它克服了现有设备存在的易腐蚀、密封性差、搅拌不均匀、维修困难、带出厌氧菌群多、易堵塞、辅助设备多等缺点，利用生物能搅拌装置和挡板，既能使发酵液均匀搅拌，又增加了厌氧菌群的密度。该设备结构简单，不外加动力，运行稳定，搅拌连续，提高了发酵速度，己应用于南阳酒精总厂的污水厌氧消化处理。5.1.3.2加热保温设备消化池加热设备的设计内容主要包括加热方式的确定、加热管道系统的布置和管径的选择、消化池热耗计算以及确定加热的热源所需锅炉沼气或其他生产设备的余热等。耗热量计算提供给消化池的热量应包括使新投入的物料加热到要求达到的温度所耗的热量、补给消化池和管路的热消耗以及热源输送过程的热耗等。介质加热方法常用的介质加热方法有池外加热法和注入蒸汽加热法。池外加热法用热交换器进行热量补充。介质在内管流动，流速为1.52.0 m/s；热水在套管内反向流动，流速为1.01.5 m/s。由于采用强制循环流动，热交换效果较好。采用蒸汽加热法，蒸汽管道在伸入污泥前应设逆止阀，防止污泥倒流。锅炉供热设备的选择根据锅炉的加热面积或锅炉的容量，即可选择所需要的锅炉。保温措施为了减少消化池、热交换器及热力管道外表面的热量散发，必须采取保温措施。常用的保温材料有泡沫混凝土、膨胀珍珠岩等，近来己大量采用聚苯乙烯泡沫塑料和聚氨酷泡沫塑料等保温材料。热交换器及热力管道的保温方法，国内已有通用的标准图。5.1.4设计计算5.1.4.1消化池池体设计对于处理污泥的厌氧消化池，采用平均细胞停留时间c来确定容积。对于连续带搅拌的消化池可采用表5-2中的c值。表5-2 污泥消化池设计时建议采用的c值温度（）设计时采用c值（d）温度（）设计时采用c值（d）18283510242040103014消化池容积（m3）：V=cQ式中：Q污泥量，m3/d;V每日有机物量/有机物负荷率。以容积负荷与有机负荷作为消化池容积设计的主要参数。容积负荷为1m3消化池容积每日投入的有机物（挥发性固体VS）质量，即kg/（m3d），有机负荷指每日投入池内的挥发性固体的质量与消化池内挥发性固体之比，即kg/（kgd）。表5-3列出了不同消化温度时单位容积消化池的有机负荷。表5-3 不同消化温度时消化池的有机负荷消化温度（）810152027303337有机物负荷率kg/（m3d）最大0.250.330.500.651.001.301.602.50最小0.350.470.700.951.401.802.303.50按消化池投配率来确定容积。首先确定每日投入消化池的污水或污泥投配量，然后按下列公式计算消化池污泥区的容积。V=Vn/P式中：V消化池污泥区容积，m3；Vn日需处理的污泥或废液体积，m3/d；P设计投配率，%/d，通常采用（47）%/d。消化池的数目以不少于两座为好，以便检修时至少仍有一个池子能工作。当设置两座消化池时，总有效容积应比计算值大10%。确定了消化池的单池有效容积后，就可以计算消化池的构造尺寸。圆柱形池体的直径一般为635 m，柱体高与直径之比为1:2，池总高与直径之比为0.8 1.0，池底坡度一般为0.08，池顶部集气罩高度和直径相同。池顶至少应设两个直径为0.7m的人孔。消化池内液面的高度应充分考虑以下因素后正确决定。有效池容应尽量大。表面积应尽量小（面积小浮渣层易破碎）。液面升高时不进入沼气管。用沼气循环搅拌时产生的飞沫不会进入沼气引出管。一般设计中，液面定在淹没2/3的顶盖处较妥。此外，消化池必须附设各种工艺管道，以确保其正常运行。工艺管道包括进料管、循环管、排水管、排泥管、溢流管、沼气管和取样管等。在工程设计时，也可以用每天要处理的废弃物的量乘上停留时间（一般为1525天）得出消化池的有效容积。5.1.4.2沼气搅拌计算采用沼气循环搅拌方法的设计内容包括确定搅拌所需的循环沼气量、沼气管道系统的布置及管径的确定和气体压缩机的选择。沼气搅拌的优点是搅拌比较充分，可促进厌氧分解，缩短消化时间。经空压机压缩后的沼气通过消化池顶盖上面的配气环管通入每根立管，立管数量根据搅拌气量及立管内的气流速度决定。搅拌气量按每1 000m3池容57m3/min计，气流速度按715m/s计。立管末端在同一平面上，距池底12 m，或在池壁与池底连接面上。空气压缩机的功率：N= VW式中：N空气压缩机功率，W；V消化池有效容积， m3；W单位池容所需功率，一般用58W计。5.1.4.3加热设备计算消化池的加温目的在于维持消化池的消化温度（中温或高温），使消化能有效地进行。加温的方法有两种，一种为用热水或蒸汽直接通入消化池或通入设在消化池内的盘管进行间接加温。这种方法存在一定的缺陷，如使污泥的含水率增加，局部污泥受热过高及在盘管外壁结壳等，故目前很少采用。另一种为池外间接加温，即把生污泥加温到足以达到消化温度、补偿消化池壳体及管道的热损失。这种方法的优点在于可有效地杀灭生污泥中的寄生虫卵。池外间接加温用套管式泥水热交换器完成，计算如下。（1）所需总耗热量计算提高生污泥温度所需热量。为把生污泥全日连续加热到需要温度，每小时耗热量为式中：Q1生污泥的温度升高到消化温度的耗热量，kJ/h；V每日投入消化池的生污泥量，m3/d；TD消化温度，；Ts生污泥原温度，当用全年平均污水温度时，计算所得Q1为全年平均耗热池体耗热量。式中：Q2池内外界散发的热量，即池体耗热量，kJ/h；F池盖、池壁及池底散热面积，m 2;TA池外介质（空气或土壤），当池外介质为大气时，计算全年平均耗热量，须按全年平均气温计算；K池盖、池壁、池底的传热系数，kJ/（m2h）。式中：a1消化池内壁热转移系数，污泥传到钢筋混凝土池壁为1 256 kJ/（m2h）；a2消化池内壁热转移系数，即池壁至介质的热转移系数。如果介质为大气，则为12.633.5 kJ/（m2h）；如果介质为土壤，则取2.16.3 kJ/（m2h）；池体各部结构层、保温层厚度，m；池体各部结构层、保温层导热系数。混凝土或钢筋混凝土壁为5.6 kJ/（m2h），其他保温层的值可查给水排水设计手册第5册。式中：Q3管道、热交换器的散热量，kJ/h；K管道、热交换器的传热系数，kJ/（m2h）；F管道、热交换器的表面积，m2；Tm锅炉出口和入口的热水温度平均值，或锅炉出口和池子入口蒸汽温度的平均值，。总耗热量：（2）热交换器的设计热交换器的设计包括热交换管的长度、所需热水量、熟污泥循环量等。套管式热交器如图5-3所示。热交换管总长度：式中：L管道总长度，m；D内管的外径（m），一般采用防锈钢管，流速采用1.52.0 m/s，外管采用铸铁管，流速采用1.01.5m/s；K传热系数，约2 512.1 kJ/（m2h）；Tm平均温差的对数，；Qmax消化池最大耗热量，kJ/h。图5-3 套管式热交换器1-污泥入口；2-污泥出口；3-热媒进口；4-热媒出口式中：a1加热体至管壁的热转移系数，可选用12 141.7 kJ/（m2h）；a2管壁至被加热体的热转移系数，可选用19 678 KJ/ Tw；1管壁厚度，m；2水垢厚度，m；1管子的导热系数，kJ/（m2h），钢管为163209，一般用平均值；2水垢的导热系数，kJ/（m2h），一般选用8.412.6 。对于新热交换器，可不计，而采用计算结果乘以0.6。 式中：T1热交换器入口的污泥温度（Ta）和出口的热水温度（Tw）之差，；T2热交换器出口的污泥温度（Ts）和入口的热水温度（Tw）之差，。如果污泥循环量为Qs （m3/h），热水循环量为Qw（m3/h），则Ts与Tw可按下式计算。式中：Tw采用6090。所需热水量当为全日供热时：式中：Qw所需热水量，m3/h。（3）热水锅炉选择锅炉的加热面积为式中：F锅炉的加热面积，m2；E锅炉加热面的发热强度，kJ/（m3/h），根据锅炉样本采用；1.11.2热水供应系统的热损失系数。根据F值选择锅炉。5.2卧式推流厌氧消化器卧式推流厌氧消化器（HCPF）是一种长方形的非完全混合式反应器，如图5-4所示。高浓度悬浮固体发酵原料从一端进入，从另一端排出。原料在消化器内的流动呈活塞式推移状态。在进料端呈现较强的水解酸化作用，甲烷的产生随着向出料方向的流动而增强。由于进料端缺乏接种物，所以要进行污泥回流。在消化器内应设置挡板，有利于运行的稳定。卧式推流厌氧消化器示意图如图5-5所示。图5-4卧式推流厌氧消化器 图5-5卧式推流厌氧消化器示意图卧式推流厌氧消化器的优点如下。 不需要搅拌，池形结构简单，能耗低。 适用于高SS废水的处理，尤其适用于牛粪的厌氧消化，用于有较好经济效益的农场。 运行方便，故障少，稳定性高。 保温效果好。卧式推流厌氧消化器的缺点如下。 固体物容易沉淀于池底，影响反应器的有效体积，使HRT和SRT降低，效率较低。 需要固体和微生物的回流作为接种物。 因该反应器面积/体积比较大，反应器内难以保持一致的温度。 易产生厚的结壳。卧式推流厌氧消化器最早用子酒精废醪的厌氧消化，河南省南阳酒精厂于20世纪60年后初期修建了隧道式卧式推流厌氧消化器，用来高温处理酒精废醪。发酵池温度为55左右，投配率为12.5%，滞留期为8d，产气率为2.252.75 m3/（m3d），负荷为45kgCOD/（m3d），每立方米酒醪可产沼气2325 m3（见表5-4）表5-4 酒精废醪厌氧消化结果卧式推流厌氧消化器在牛粪厌氧消化上也广泛应用，因牛粪质轻、浓度高，长草多，本身含有较多产甲烷菌，不易酸化，所以用卧式推流厌氧消化器处理牛粪较为适宜（见表5-5）。该消化器要求进料粗放，不用去除长草，不用泵或管道输送，使用绞龙或斗车直接将牛粪投入池内即可。采用TS为12%的浓度使原料无法沉淀和分层。生产试验表明，卧式推流厌氧池不适用于鸡粪的发酵处理，因鸡粪沉渣多，易生成沉淀而大量形成死区，严重影响消化器效率。表5-5 卧式推流厌氧消化器与常规沼气池对牛粪厌氧消化的比较5.3升流式厌氧污泥床5.3.1升流式厌氧污泥床的特点升流式厌氧污泥床是目前发展最快的消化器，其特征是自下而上流动的污水流过膨胀的颗粒状的污泥床。消化器分为三个区，即污泥床、污泥层和气/固分离器，分离器将气体分流并阻止固体漂浮和冲出，使MRT比HRT大大增长，产甲烷效率明显提高，污泥床区平均只占消化器体积的30%，但80%90%的有机物在这里被降解。该工艺将污泥的沉降和回流置于一个装置内，降低了造价。在国内外己被大量用于低SS废水的处理，如废酒醪滤液、啤酒废水、豆制品废水等。结构示意图及工程实例分别如图5-6及图5-7所示。 图5-6 UASB消化器结构示意图 图5-7升流式厌氧污泥床该工艺的优点如下。除气/固分离器外消化器结构简单，没有搅拌装置及填料。长的SRT及MRT，使其实现了很高的负荷率。颗粒污泥的形成使微生物天然固定化，增加了工艺的稳定性。出水SS含量低。适用于低SS含量废水的处理。该工艺的缺点如下。需要安装三相（气液固）分离器。需要有效的布水器，使进料能均布于消化器底部。进水要求低SS含量。在高水力负荷或高SS负荷时易流失固体和微生物，运行技术要求较高。5.3.2三相分离器三相分离器是UASB反应器最有特点和最重要的装置，其功能是对反应区上升的气、固、液混合液进行分离，气、固、液分离效果的好坏直接影响反应器的处理效果，是反应器运行成败的关键。（1）三相分离器设计要点集气室缝隙部分的面积应该占反应器全部面积的15%20%。在反应器高度为57 m时，集气室的高度在1.52m。在集气室内应保持气液界面以释放和收集气体，防止浮渣或泡沫层的形成。在集气室的上部应该设置消泡喷嘴，当处理污水有严重泡沫问题时消泡。反射板与缝隙之间的遮盖应该在100200 mm，以避免上升的气体进入沉淀室。（2）三相分离器的设计原则间隙和出水面的截面积比这一面积比影响到进入沉淀区和保持在污泥相中的絮体的沉淀速度。分离器相对于出水液面的位置这个位置确定反应区（下部）和沉淀区（上部）的比例，在多数UASB反应器中，内部沉淀区是总体积的15%20%；集气室缝隙部分的面积应该占反应器全部面积的15%20%。三相分离器的倾角角度要保证固体可滑回到反应器的反应区，实际是在4560之间，这个角度也确定了三相分离器的高度和所需材料。分离器下气液界面的面积它决定了沼气单位界面面积的释放速率。适当的气体释放速率为13 m3/（m2h）（低浓度污水不能达到这个速率）。低速率将有形成浮渣层的趋势，而高产气率将在界面形成气沫层，两者都可能导致堵塞气体的释放管。在出水堰之间应该设置浮渣挡板。出气管的直管应该充足，以保证从集气室引出沼气，特别是有泡沫的情况；对于低浓度污水处理，当水力负荷是限制性设计参数时，在三相分离器缝隙处保持大的过流面积，使得最大的上升流速在这一过水断面上尽可能低。原则上只有出水截面的面积（而不是缝隙面积）才是决定保持在反应器中最小沉速絮体的关键。采用多于两层的箱式三相分离器可能是较好的选择。首先多层结构的三相分离器可以做成箱式结构，可以在现场以外加工成形。其次从图5-8可知，缝隙间的面积与反应器截面积比值（如果不计重叠的部分）由（N-I）/N给出，其中N是分离器的层次。在层数较多时，这一比值增加，从一方面降低了缝隙处的上升流速，提高了分离效率；另一方面，多层分离使得第一层之后液体中气体量减少，这不仅降低了由气体引起的上升流速，也有利于提高分离效率。采用该三相分离器的优点是除了高效的气、固、液分离外，还使得UASB反应器的设计得到了最大程度的简化，并使UASB的设计标准化、规范化和简单化，使运转人员和设计人员将精力放在反应器的运行上，而不是设备等其他问题上。图5-8三相分离器结构示意图（3）三相分离器的设计方法三相分离器作为UASB的关键设备，不论其形式多么不同，一定有三个主要功能和三个组成部分：气液分离、固液分离和污泥回流三个功能，气封、沉淀区和回流缝三个组成部分。三相分离器的设计可分为三个内容：沉淀区设计、回流缝设计和气液分离设计。沉淀区设计三相分离器沉淀区固液分离是靠重力沉淀达到的，其设计方法与普通二次沉淀池相似，主要考虑两个因素，即沉淀面积和水深。沉淀面积可根据废水流量和沉淀区的表面负荷率确定，一般表面负荷率的数值等于水流向上流速vL，该值的大小与需要去除的污泥颗粒重力沉降速度vg相等，但方向相反。对于已形成颗粒污泥的反应器，为了防止和减少悬浮层絮体污泥流失，沉淀区设计日平均表面负荷率一般可采用12 m3/（m2h）。对于未实现颗粒化的絮体污泥，日平均表面负荷率可采用0.40.8 m3/（m2h）。应使沉淀区的水深大于1.0m，沉淀区的水力停留时间以1.01.5h为宜。一般沉淀区与反应区面积相同，只有在某些条件下（如污泥沉降性能不高），不得不增加沉淀区面积使其大于反应区面积，这会使反应器构造复杂。此外，由于沉淀区的厌氧污泥与出水中剩余的有机物发生生化反应，仍有少量的沼气产生，这种情况在处理高浓度有机废水时更为明显，对沉淀区的固液分离有较大影响。处理低浓度废水时，这种影响可以忽略。回流缝设计三相分离器由上下两组重叠的三角形集气罩组成，根据几何关系可得b1=h3/tan式中：b1下三角形集气罩底的宽度，m；下三角形集气罩斜面水平夹角，一般可采用5560；h3下三角形集气罩的垂直高度，m，当反应器总高为57 m时，h3可采用1.01.5 m。b2=b-2b1式中：b2相邻两个下三角形集气罩之间的水平距离，m，即污泥回流缝之一；b单元三相分离器的宽度，m。下三角形集气罩之间污泥回流缝中混合液的上升流速v1(m/h)可用下式计算。式中：Q反应器的设计废水量，m3/h；a1下三角形集气罩回流缝的总面积，m2。为了使回流缝的水流稳定，固液分离效果良好，污泥能顺利地回流，建议v12m/h。在上三角形集气罩下端与下三角形集气罩斜面之间水平距离的回流缝，水流的上升流速v2（m/h）可用下式计算。式中：a上三角形集气罩回流缝的总面积，m2。a2的计算公式： a2=2b3ln式中：b3上三角形集气罩回流缝的宽度，m。假定a2为控制断面，一般其面积不能低于反应器面积的20%，即v2就是vmax。为了确保良好的固液分离效果和污泥顺利回流，要求满足：对于颗粒污泥，v1v2 (vmax) 2.0m/h；对于絮体污泥，v1v2 (vmax)1.0m/h。气液分离设计三相分离器欲达