处理废水物流的系统和方法

处理废水物流的系统和方法
1.相关申请的交叉引用
2.按35 u.s.c.
§
119，本技术要求2020年6月25日提交的美国临时专利申请no.62/705,416的优先权，其全部内容在这里通过参考引入。关于联邦资助研究与开发的声明
3.不适用


背景技术：

4.由于我们实现可持续未来的设想，废水(ww)被当成“废物”且只能处理而不能回收的说法需要改变。在这个设想中，ww可以是水、营养物和能量的来源。ww中估计每年有2.5kwh/m3的潜在化学结合能和35mt的氮(假定全球平均10克/人/天)，因此wwtp可成为净可再生能源生产商和回收营养物的完美介质。但现在仍在使用能量密集型的活性污泥法，其可能应用0.3-1.89kwh/m3的能量，并将潜在的可回收有机物降解为二氧化碳和水。
5.本领域仍需要开发能量有效的并且能够提高处理过程中水、营养和能量的回收的技术。


技术实现要素：

6.本发明的一些实施方案提供了废水处理系统。所述废水处理系统包括沉降池，所述沉降池包括设置用来接收入口废水物流的入口、设置在沉降池内部空间中的多个档板或管子、设置在沉降池底端附近的固体出口和设置在固体出口上方的上清液出口。所述废水处理系统还包括膜进料池。所述膜进料池包括设置用来接收来自沉降池的上清液的入口、设置在膜进料池底端附近的固体出口和设置在固体出口上方的流体出口。所述废水处理系统还包括过滤单元。所述过滤单元包括设置用来接收来自膜进料池的上清液的过滤入口和多孔过滤介质，所述多孔过滤介质将过滤单元分为滤过侧和滤余侧，其中滤过侧允许滤液通过滤液出口离开过滤单元，而滤余侧允许滤余物通过滤余物出口离开过滤单元。所述膜进料池还包括设置用来接收来自过滤单元的滤余物的第二流体入口。
7.在一些实施方案中，本发明提供一种方法。所述方法包括(i)进料废水至沉降池，沉降池将废水分离为浓缩物流和上清液物流，其中所述浓缩物流通过设置在沉降池底端附近的固体出口离开沉降池，而其中所述上清液物流通过设置在固体出口上方的上清液出口离开沉降池。所述方法还包括(ii)进料所述上清液物流至膜进料池，膜进料池将上清液物流分离为第二浓缩物流和第二上清液物流，其中所述第二浓缩物流通过设置在膜进料池底端附近的固体出口离开膜进料池，而其中所述上清液物流通过设置在固体出口上方的流体出口离开膜进料池。所述方法还包括(iii)将第二上清液物流进料至包含多孔过滤介质的过滤单元，过滤单元将第二上清液物流分离为滤液流和滤余物流，其中离开过滤单元的所述滤余物流循环回膜进料池。
8.当结合附图考虑时，本发明的这些和其它优点和特征将由以下本发明优选实施方案的详细描述而变得更明显。
附图说明
9.图1是按本发明一些方面的示例性废水处理系统的示意图。
10.图2是按本发明一些方面的沉降池的示意图的透视图。
11.图3是图2的沉降池中应用的同心档板的示意图的透视图。
12.图4是图2的沉降池中应用的基底的示意图的透视图。
13.图5是图2的沉降池的剖面示意图。
14.图6是按本发明一些方面的lamella沉降池的剖面示意图。
15.图7是按本发明一些方面的膜进料池的示意图的透视图。
16.图8(a-b)的图线描述了第一过滤单元中过滤介质在持续时间内的有效通量(lmh)(图8a)；和描述了第一过滤单元中过滤介质在持续时间内的跨膜压力(tmp)(图8b)。
具体实施方式
17.给出以下讨论以使本领域熟练技术人员能够制备和应用本发明的实施方案。基于本发明的益处，对本领域熟练技术人员来说，对所述实施方案的各种调整将变得很明显，并且在不偏离本发明实施方案的情况下，这里的通用原则可以用于其它实施方案和用途。因此，本发明的实施方案不限于所给出的实施方案，而是符合与这里所公开的原理和特征一致的最宽范围。如下详细描述将参照附图来解读，其中不同附图中的相同要素具有相同的附图标记。这些附图不一定按比例绘制，它们描述了选定的实施方案，和不用于限制本发明实施方案的范围。熟练技术人员将认识到这里提供的实施例具有许多可用的替代方案，并且均在本发明实施方案的范围内。
18.在详细解释本发明任何实施方案之前，应理解本发明的应用不限于如下说明书或如下附图中所描述的元件的构造和排布的细节。本发明可以有其它实施方案，且可以以多种方式实施或执行。另外，应理解这里所应用的措辞和术语只是为描述目的，而不应视为限制。这里应用的“包括”、“包含”或“具有”以及它们的各种变体均指包括其后所列的等价项目以及附加项目。除非另有规定或限制，术语“固定”、“连接”、“支撑”和“耦合”以及它们的各种变体均以广义应用，且包括直接和间接的固定、连接、支撑和耦合。另外，“连接”和“耦合”不限于物理或机械连接或耦合。
19.图1描述了用于处理废水流体物流12的废水处理系统10。正如这里所应用，术语"废水"可以指来自家用、工业、商业或农业活动、地表径流、雨水或任何下水道流入或下水道渗透的任何组合的用过水或废弃水。在一些实施方案中，废水物流12包括已被人类应用所污染的水。在一些实施方案中，废水处理系统10包括与废水物流12流体连通的原料制备池14。在一些实施方案中，原料制备池14包括用于在原料制备池14中混合废水物流12的搅拌器16。在一些实施方案中，原料制备池14与沉降剂单元18流体连通，沉降剂单元18包括含有促进沉降的化学试剂(如絮凝剂、凝结剂、聚合电解质或它们的组合)的容器。
20.正如这里所应用，术语"絮凝剂"可指促进絮凝的化合物或实体。絮凝可诱导废水物流12中的胶体和其它悬浮颗粒聚集，形成的“絮凝物”沉淀并与废水物流12分离。示例性絮凝剂包括但不限于氯化铁(fecl3)、硫酸铝al2(so4)3和有机聚合电解质如多糖胶或合成的聚合电解质。
21.正如这里所应用，术语"聚合电解质"可以指其重复单元具有电解质基团如聚阴离
子和聚阳离子的聚合物。聚合电解质可促进废水物流12的凝结和絮凝。
22.正如这里所应用，术语"凝结剂"可以指与废水物流12中的带电杂质反应以中和杂质或颗粒的化合物或实体。通过凝结剂中和杂质或颗粒将促进颗粒的沉降和结块。示例性的凝结剂包括但不限于铁基或铝基离子，例如硫酸铝、氯化铝、聚氯化铝、铝酸钠、硫酸铁、硫酸亚铁和氯化铁或石灰(ca(oh)2或cao)。
23.在一些实施方案中，原料制备池14与清洗剂单元20流体连通，清洗剂单元包括含有清洗剂的容器。清洗剂可用于控制废水处理系统10内过滤介质上的污垢。清洗剂有助于分解系统10中过滤介质上夹带或结垢的动态膜和可溶性有机物。合适的清洗剂包括但不限于活性炭(ac)、粒状活性炭(gac)、粉状活性炭(pac)和磁性离子交换树脂(miex)。
24.虽然沉降剂单元18和清洗剂单元20均被描述为与原料制备池14流体连通，但应理解沉降剂单元18可以与废水处理系统10中的任何工艺单元流体连通，特别是沉降池22、膜进料池32、第一过滤单元40、第二过滤单元70或它们的组合。
25.在一些实施方案中，废水处理系统10包括沉降池22，所述沉降池具有设置用来接收入口废水物流12的入口23。泵24可将废水物流12从原料制备池14输送至沉降池22。在一些实施方案中，泵24将废水物流12直接输送至沉降池22，而不经过原料制备池14。
26.沉降池22设置用来将废水物流12分离为第一浓缩物流和上清液物流。所述浓缩物流包括相对于上清液物流浓度增加的固体和颗粒物质(如胶体)。浓缩物流通过位于沉降池底端22附近的固体出口26离开沉降池22。浓缩物流可以离开沉降池22，并且与浓缩物进料池27流体连通。泵25可以将浓缩物流从固体出口26输送至浓缩物进料池27。上清液物流通过固体出口26上方的上清液出口28离开沉降池22。替代地，泵25可以由一个或多个阀(如电磁阀)替代，这种阀响应来自控制系统的命令打开和关闭。当阀打开时，流体由于沉降池22中的静水压力从26流到27。
27.沉降池22可以包括各种特征，以有助于强化废水物流12中的固体和颗粒物质的沉降。例如，沉降池22可以包括位于沉降池22内部空间的档板或管子，和用于促进混合的搅拌器(如混合叶片、再循环泵等)。
28.在一些实施方案中，沉降池22包括通过电解氧化产生凝结剂的电凝单元(图中未示出)。
29.参考图2-6，按本发明的各个方面，其中描述了示例性的沉降池122、222。特别参考图2-5，其中描述了按照本发明各个方面的带有同心档板的沉降池122。如图所示，带有同心档板的沉降池122包括容器或壳体130。在沉降池122的壳体130内有位于沉降池122的中心档板区134内的同心档板132。档板132可以具有各种几何形状(例如方形、矩形、圆柱形等)。档板132在档板132之间的空间形成沉降区136。沉降区136有助于促进沉降和流体混合。每个档板132可以具有至少一个开口133，使相邻沉降区136彼此流体连通。位于档板132下方的是下部隔室138，而位于档板132上方的是上部隔室或顶部空间140。在顶部空间140中设置电机142，其驱动轴144。在轴144的远端安装叶轮146。叶轮146可在操作期间旋转，以促进沉降池122中的混合与搅拌。
30.在沉降池122操作期间，将废水物流12进料至入口23，其将废水物流12输送至顶部空间140。档板区134的顶部148包括使顶部空间140与沉降区136流体连通的通道150。当沉降发生时，固体在沉降区136内落向档板区134的基底152。基底152的设计可以是锥形的，使
得档板132的高度从沉降池122的中心到周边逐渐减小。可以在基底152中设置通道154，以使沉降区136与下部隔室138流体连通。固体在下部隔室138中累积，并可通过固体出口26离开沉降池122。上清液出口28可位于档板区134内且可与一个或多个沉降区136流体连通。
31.在一些实施方案中，基底152还包括从基底152延伸以部分覆盖通道154的悬架156。例如，悬架156可以从基底152以一定角度延伸，以阻碍或防止在下部隔室138内累积的固体返回沉降区136。虽然按上-下取向描述操作，但也可以操作沉降池122，使得废水物流12进料至下部隔室138。
32.参考图6，其中描述了按本发明一些实施方案的lamella沉降池222。lamella沉降池包括壳体230，在壳体内设置了一系列倾斜档板232。所述倾斜档板232将lamella沉降池222的内部空间分隔为入口区224、下部隔室238和上部隔室240。在一些实施方案中，所述倾斜档板232是一组倾斜管子。操作期间，废水物流12在沉降池222的顶端进入入口23，并从入口区224被输送至下部隔室238。然后流体从下部隔室238通过由倾斜档板232之间的空间形成的沉降区236向上行进至上部隔室240。在沉降区236中发生沉降，和固体落入下部隔室238并通过固体出口26离开沉降池22。上清液被输送至上部隔室240并通过上清液出口28离开沉降池22。
33.返回参考图1，使离开沉降池22的上清液与膜进料池32的入口30流体连通。在一些实施方案中，膜进料池32包括在其底端附近的固体出口34和固体出口34上方的流体出口36。设置膜进料池32来将离开沉降池22的上清液物流分离为第二上清液物流，所述第二上清液物流通过流体出口36离开膜进料池32。膜进料池32还将离开沉降池22的上清液物流分离为第二浓缩物流，所述第二浓缩物流通过固体出口34离开膜进料池32。在被送入浓缩物进料池27之前，离开膜进料池32的第二浓缩物流可以任选地与离开沉降池22的第一浓缩物流合并。一个或多个泵25或阀可以将第一和第二浓缩物流输送至浓缩物进料池27。
34.在一些实施方案中，膜进料池32包括电凝单元(图中未示出)，其通过电解氧化产生凝结剂，以进一步促进通过固体出口34除去固体。
35.参考图7，其中描述了按本发明各个方面的示例性膜进料池332。膜进料池332包括壳体338。壳体338包括设置用来接收离开沉降池22的上清液物流的入口330、位于膜进料池332底端附近的固体出口334、位于固体出口334上方设置用来使第二上清液物流离开膜进料池332的流体出口336和设置用来接收离开过滤单元40的滤余物流的第二流体入口352。
36.在壳体338内，膜进料池332包括形成沉降区342的档板340。壳体338可以包括由档板340之间的空间形成的任何数量的沉降区342(例如至少2个、至少3个、至少4个、至少5个、至少10个、小于20个、小于100个等)。在一些实施方案中，档板340在壳体338的顶端朝底端垂直延伸。在一些实施方案中，档板340的顶端与壳体338的顶部内表面相连。在一些实施方案中，档板340的顶端与壳体338的顶部内表面直接接触。虽然档板340被描述为垂直延伸，但档板在壳体338内可以以一定角度延伸(例如可以倾斜而不是平行于壳体338的直壁)。
37.每个档板340包括至少一个开口344，所述开口344使相邻沉降区342彼此流体连通。每个档板340的开口344的位置可以从位于第一档板340的顶端切换至位于相邻的第二档板340的底端。以这种方式，流体将在第一沉降区342中被向上引导，且随后在相邻沉降区342中被向下引导，从而强化膜进料池332内的混合和沉降。
38.位于档板340下方的是下部隔室346，其通过沿壳体332宽度延伸的基底348与沉降
区342隔开。在一些实施方案中，档板340从基底348的上表面延伸至壳体332的顶部内表面。在一些实施方案中，基底348沿壳体宽度延伸，并且与壳体332的内部侧壁表面耦合。在一些实施方案中，基底348与壳体332的内部侧壁表面直接接触。基底348包括通道350，所述通道350使沉降区342与下部隔室346流体连通。在一些实施方案中，基底348的上表面具有锥形或截锥形形状，以有助于向下沉降入下部隔室346。固体出口334可以与下部隔室346流体连通。流体出口336可以相对于入口330在壳体332的相对侧与沉降区342流体连通。在一些实施方案中，流体出口336与固体出口334位于壳体332的同一侧。在一些实施方案中，第二流体入口352和流体出口336与同一沉降区流体连通。但第二流体入口352可以与任何的沉降区342流体连通。在一些实施方案中，壳体332还包括沉降区内的水平档板(未示出)。例如，当第二流体入口352与流体出口336位于同一沉降区342内时，在流体出口336和第二流体入口352之间可以放置水平档板。
39.在一些实施方案中，废水系统10包括过滤单元40，所述过滤单元包括设置用来接收来自膜进料池32的上清液物流的过滤入口42。泵38可以将上清液物流从膜进料池32输送至过滤入口42。所述过滤单元40包括设置在过滤单元内的多孔介质，其将过滤单元分隔为滤过侧44和滤余侧48，其中滤过侧44允许滤液通过滤液出口46离开过滤单元40，而滤余侧48允许滤余物通过滤余物出口50离开过滤单元40。滤液可以在滤液进料池54内收集。
40.在一些实施方案中，多孔过滤介质为膜过滤器。正如这里所应用，术语"膜"可以指一种选择性屏障，其允许特定实体(如分子和/或离子)通过，但截留其它实体。膜区分实体的能力(例如基于它们的尺寸和/或电荷和/或其它特性)可以称为“选择性”。在一些实施方案中，这里描述的膜可以由具有适合于超滤或微滤的孔的合成或聚合材料形成。
41.正如这里所应用，术语"超滤"或"uf"可以指用于分离流体中的小颗粒和溶解分子的膜分离技术。分离的主要基础可以是分子大小，虽然例如但不限于分子形状和电荷等其它因素也可以是分离的基础。大于膜孔的分子通常保留在膜表面，并在超滤过程中浓缩。超滤膜的截留性能可以表示为“分子量截止值”(mwco)。该值可以指分子、化合物和/或材料(例如聚合物、蛋白质、胶体、多糖、悬浮固体和/或溶质)的近似分子量(mw)，膜截留了约90％或更多。但分子形状可能对膜的截留有直接影响。例如，像dna分子这样的直链分子可能会通过截留相同分子量的球状物质的孔。
42.超滤膜可能适合于让小分子(如水、低分子量的有机溶质和盐)通过，但截留高分子量的分子(如聚合物、蛋白质、胶体、多糖和/或悬浮固体和分子量大于1000的溶质)。超滤(uf)也可以涉及应用孔径为约5-100纳米(nm)的膜的技术。
43.正如这里所应用，术语"微滤"或"mf"是指过滤介质，其尺寸可分离分子量大于100,000g/mol的化合物或材料。在一些实施方案中，mf膜可以过滤沉积物、藻类、原生动物和大型细菌。在一些实施方案中，mf也可以涉及应用孔为约0.1-10μm的膜的技术。
44.在一些实施方案中，离开过滤单元40的滤余物流循环回膜进料池32的第二流体入口52。膜进料池32在本发明中提供多种优点。具体地，申请人发现当离开过滤单元40的滤余物流直接进料入沉降池22时，滤余物流引起的湍动会导致上清液流体中夹带的固体浓度增加。因此，当不存在膜进料池32时，会将增加浓度的固体输送至过滤单元40的入口物流。这导致过滤单元40中过滤介质的结垢速率增加，造成更高的跨膜压力(tmp)、降低膜通量和增加的清洗频率来保持稳定操作。不受任何特定理论的约束，设想的是增设膜进料池32减少
了沉降池22内的固体湍动，并产生了其中夹带更少固体的上清液流体。这减少了下游过滤单元40的过滤负担，并造成结垢减轻、清洗前操作时间延长以及由于降低的跨膜压力而增加的稳定性。另外，膜进料池32提供额外的固体分离。例如，离开沉降单元的上清液物流中夹带的固体和颗粒物质(例如胶体)可以在膜进料池32中进一步沉降，进一步减小了下游过滤单元40的过滤负担。
45.图8(a-b)提供了如上所述的膜进料池32的功效的实验证据。方案1在图8(a-b)中以空心圆表示，其中不存在膜进料池32(意味着来自沉降池22的上清液物流直接进入过滤单元40，和滤余物流返回沉降池22)。在通量迅速下降和tmp迅速增加之前，过滤单元40只能操作较短的时间(28hr)。方案2在图8(a-b)中以空心方块表示，在其中存在膜进料池32，但固体出口34关闭。在通量更快下降和tmp更快增加方面，方案2相对方案1有所改进。但固体和颗粒物质(如胶体)的累积阻止了稳定操作，如通量下降和tmp增加所示。在方案3中，存在膜进料池32，且固体出口34打开，来自膜进料池32的第二浓缩物流流入浓缩物进料池27。在这个方案中，实现了稳定操作，即使经过118hr，通量和tmp仍保持稳定(分别为约46l/m2/hr和约0.1bar)。
46.在一些实施方案中，废水处理系统10包括厌氧膜生物反应器(anmbr)系统56。anmbr系统56包括厌氧生物反应器58，所述厌氧生物反应器58具有设置用来接收来自浓缩物进料池27的浓缩物流的入口60。泵62可以将浓缩物流从浓缩物进料池27输送至厌氧生物反应器58。在一些实施方案中，系统10不包括浓缩物进料池27，且来自沉降池22和/或膜进料池32的浓缩进料物流通过一个或多个泵62与厌氧生物反应器58流体连通。
47.在一些实施方案中，厌氧生物反应器58包括在不存在氧的情况下分解固体内可生物降解材料以产生沼气的一种或多种微生物。示例性的微生物包括但不限于pelotomaculumsp.、杆菌属(syntrophobactersp.)、互营单孢菌属(syntrophomonas sp.)、甲烷丝菌属(methanothrix sp.)、甲烷丝菌属(methanosaeta sp.)和甲烷八叠球菌属(methanosarcina sp.)。厌氧生物反应器58包括设置用来使沼气离开厌氧生物反应器58的气体出口64。沼气(即甲烷)可以收集、弃置或用作燃料为废水处理系统10提供动力(例如为系统中的热交换器提供动力的燃料)。
48.厌氧生物反应器58包括设置用来使流体离开厌氧生物反应器58的流体出口66。在一些实施方案中，anmbr 56包括第二过滤单元68，其具有设置用来接收来自厌氧生物反应器58的流体的过滤入口70。泵72可以将流体从厌氧生物反应器58输送至过滤入口70。第二过滤单元68包括设置在其中的多孔介质，所述多孔介质将过滤单元68分隔为滤过侧74和滤余侧78，其中滤过侧74允许滤液通过滤液出口76离开过滤单元68，而滤余侧78允许滤余物通过滤余物出口80离开过滤单元68。可以在第二滤液进料池82中收集滤液。
49.虽然在图1中未示出，但可以进一步处理在滤液收集池54、82中产生的滤液。例如，系统10可以还包括藻类光生物反应器、精制系统和消毒系统。藻类光生物反应器移除和回收滤液内的营养物，如氮和磷；精制系统可以应用许多过程如反渗透、离子交换或活性炭中的任一种以除去残余的碳、盐和浊度。消毒系统可以应用许多消毒过程如电氯化、氯化、紫外线照射、催化和其它高级氧化过程中的任一种以杀死滤液内的病原体。注意的是在其它实施方案中，可以省去藻类光生物反应器，营养物可以留在滤液中，从而滤液可以用于灌溉目的，在这种情况下，这些营养物是有用的。在这种情况下，灌溉用途将移除或捕集营养物。
滤液也可以应用精制和消毒过程进行处理，以产生可再利用的净化水(例如可饮用水)。
50.在一些实施方案中，浓缩物进料池27中的浓缩物流未经anmbr系统56处理。虽然在图1中未示出，但浓缩物进料池27中的浓缩物流可以用厌氧生物反应器(无第二过滤单元68)、好氧生物反应器、热解过程(例如热水解和超临界氧化)、或脱水过程(例如离心机、带式压机、螺旋压机、干燥床、造粒)和它们的组合进行处理。
51.方法：
52.在一些实施方案中，本发明提供处理废水的方法。所述方法包括将废水物流12进料至沉降池22，沉降池将废水分离为浓缩物流和上清液物流。浓缩物流通过设置在沉降池底端附近的固体出口26离开沉降池22，而上清液物流通过设置在固体出口上方的上清液出口28离开沉降池22。
53.在一些实施方案中，所述方法包括将上清液物流进料至膜进料池32，膜进料池32将上清液分离为第二浓缩物流和第二上清液物流。第二浓缩物流通过设置在膜进料池32底端附近的固体出口34离开膜进料池，而第二上清液物流通过设置在固体出口上方的流体出口离开膜进料池。
54.在一些实施方案中，所述方法包括将第二上清液物流进料至包含多孔过滤介质的过滤单元40，过滤单元40将第二上清液物流分离为滤液流和滤余物流。所述方法还包括使滤余物流循环回膜进料池32中的第二流体入口52。
55.在一些实施方案中，所述方法包括使离开沉降单22或膜进料池32的浓缩物流进料至厌氧生物反应器58，所述至厌氧生物反应器58含有将固体中可生物降解材料分解以产生沼气的微生物。在一些实施方案中，所述方法还包括将在厌氧生物反应器58中处理过的流体进料至包含多孔过滤介质的第二过滤单元70，第二过滤单元70将流体分离为滤液流和滤余物流，其中离开第二过滤单元的滤余物流循环回厌氧生物反应器58。
56.在一些实施方案中，所述方法包括以间歇模式操作系统10。在以间歇模式操作期间，系统10中的一个或多个处理单元可以操作一段时间，而系统10中的一个或多个其它处理单元离线(例如通过关阀与其它处理系统隔开)。例如，可以向沉降池22进料废水物流12，和可以允许废水物流12在沉降池22内沉降和混合，但没有上清液或浓缩物流离开沉降池22(例如沉降池22上的出口阀关闭)。在一些实施方案中，间歇模式操作可以包括在恢复期内停止过滤单元40、68，进行反洗以清洗过滤介质，或应用化学试剂(如酸或碱以除去污垢)进行清洗。
57.在一些实施方案中，间歇模式操作可以包括向anmbr系统56进料浓缩物流，和使anmbr系统56操作一段时间而不向系统56中进料附加的浓缩物。
58.在一些实施方案中，所述方法包括在连续操作下操作系统10。在连续操作中，系统10中的一个或多个处理单元连续操作而没有隔离(例如关闭入口和出口阀)。例如，沉降池22从不完全排出其内容物。在一些实施方案中，在连续操作中，串联或并联使用多个过滤单元40和68，以允许对用过的过滤单元进行清洗和再生。也可以应用半连续操作，其包括间歇和连续模式的组合。
59.在一些实施方案中，浓缩因子(cf)定义为进料至沉降池22的废水的体积流率除以离开沉降池22的第一浓缩物流与离开膜进料池32的第二浓缩物流的总体积流率。因此，当cf为2时，相比于流入的废水流体物流12，浓缩物流的总量在体积上减少了1/2，和固体含量
粗略增加了2倍。在一些实施方案中，所述方法包括在cf至少为2下操作系统10。在一些实施方案中，所述方法包括在cf为2-100下操作系统10。在一些实施方案中，所述方法包括在cf为至少2、至少5、至少10、至少15至小于20、小于30、小于40、小于50或小于100下操作系统10。
60.在一些实施方案中，所述方法包括向沉降池22或膜过滤池32进料絮凝剂、凝结剂、聚合电解质或它们的组合。在一些实施方案中，所述方法包括向沉降池或膜过滤池进料清洗剂。
61.在一些实施方案中，所提供的系统和方法相对于在没有膜进料池32下操作的系统和方法表现出改进的稳定操作(例如图(8a-b))。在一些实施方案中，第一过滤单元40中过滤介质的跨膜压力(tmp)经过至少30小时的操作后可以小于0.6bar，或经过至少30小时的操作(或经过至少40小时的操作、或50小时的操作、或60小时的操作、或70小时的操作至小于80小时的操作、或小于90小时的操作、或小于100小时的操作、或小于110小时的操作、或小于120小时的操作)后可以小于0.5bar、或小于0.4bar、或小于0.3bar、或小于0.2bar、或小于0.1bar。在一些实施方案中，过滤介质的tmp经过上述小时的操作后保持为0.6-0.1bar、或0.5-0.1bar、或0.4-0.1bar、或0.3-0.1bar。在一些实施方案中，应用所提供的系统和方法用0.5-10l/min的进料流率用合成废水流体(例如浓度为200-1000mg/l的复合有机颗粒人工污水(copas))可以实现上述tmp。copas原料可以由如下组成：(i)40％的蛋白质、43％的碳水化合物和17％脂肪，(ii)有机部分的元素组成为48.1％的c、6.35％的n和1.57％的p，(iii)tcod/wt和cod/toc分别为1.5和2.6，或(iv)它们的组合。
62.实施例
63.以下实施例作为示例提供，不以任何方式进行限制。
64.已应用多种不同的测试工具、方法和程序来评价水质参数、反应器条件和膜性能。本实施例部分将重点说明已经实施用来具体化本发明实施方案的全部测试和程序。
65.测试方法和定义：
66.水质参数：
67.为了确定反应器性能和观察变化，对液体样品实施了几次分析。这些测试包括：氨(nh
3-n)、总化学需氧量(tcod)、可溶性化学需氧量(scod)、总氮(tn)、总磷(tp)、总固体(ts)、挥发性固体(vs)、总悬浮固体(tss)、挥发性悬浮固体(vss)、总有机碳(toc)、各种挥发性有机酸(ivfas)、沼气组成、ph、温度和浊度。反应器样品每周分析一次。应用聚丙烯瓶进行样品收集。除非另有说明，大多数样品都是在样品采集的同一天进行分析，随后将其贮存在4℃的冰箱中。
68.氨氮(nh3-n)：
69.用比色法和离子选择电极(ise)探针法测量氨氮含量。对于比色法，应用hach宽范围test
′n′
tube
tm
法10031(0.4-50mg nh
3-n/l)，也称为水杨酸盐法(hach,loveland,co,usa)。这种方法仅允许可溶性样品的测量。将悬浮样品在3000rpm下离心20分钟。然后将上清液用于可溶性样品。对于每次测试，应用去离子水(di)制备一个空白小瓶以及样品。这种方法需要0.1ml体积的样品，并向每个样品中加入两种不同的制备粉末。首先，向样品瓶中加入一个水杨酸氨粉枕(水杨酸钠和硝基铁氰化钠)的内容物。然后加入一个氨氰脲酸盐粉枕(二氯异氰脲酸钠、氢氧化锂、柠檬酸钠和酒石酸钠)的内容物。混合小瓶直到所有粉末内
容物溶解，并放置反应至少20分钟。取决于样品中的氨浓度，观察到不同强度的颜色变化。反应期之后，将小瓶擦拭干净，应用分光光度计(hach dr/4000,loveland,co,us)以mg nh
3-n/l测量浓度。
70.将orion 95-12型氨探针(thermo-scientific,waltham,ma)用于离子选择电极(ise)探针法，该法改编自标准方法4500d。制备了浓度涵盖100、10和1mg nh
3-n/l的一系列标准溶液用于标定。氨探针用bnc连接器连接到ph计(corning ph/离子分析仪350)。然后将25ml体积的每个样品和标准溶液转移到30ml烧杯中。读数前，向烧杯中加入1ml离子强度和ph调节溶液(thermo scientific ew-05730-51,waltham,ma)。应用磁力搅拌器和磁力搅拌棒在100rpm下混合样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。然后插入氨探针并放置平衡约2-3分钟。读数以毫伏(mv)表示，应用标定曲线确定样品的nh
3-n浓度。
71.化学需氧量(cod)：
72.cod是一种快速测量技术，用于估算给定样品中的总有机物浓度。一种特定的强氧化剂(重铬酸离子)与样品中的有机物发生反应，并还原为铬离子，呈现绿色。然后，可以应用剩余的铬离子或六价铬离子确定样品的有机物浓度。取决于样品的类型，cod可以分为两个不同的部分：可溶性馏分(scod)和总馏分(tcod)。对于本发明，scod定义为在3000rpm下离心20分钟后原始样品的上清液。对于cod测量，应用改编自封闭回流比色标准方法5220d的hach宽范围(20-1500mg/lcod)usepa反应器消化法(方法8000)。hach宽范围消化法需要2ml的样品体积。用di水制备空白样品，并制备总馏分和可溶性馏分的样品。在2-ml从样品容器转移到消化小瓶的过程中，在100rpm下混合具有悬浮固体含量的样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。混合小瓶以溶解沉降的试剂内容物，并将其置于预热的hach反应器中在150℃下培养2小时。培养后，取出小瓶，混合并在30-45分钟内冷却至室温。取决于样品中的cod浓度，观察到不同强度的颜色变化。最后，将小瓶擦拭干净，并应用分光光度计(hach dr/4000,loveland,co,us)测量浓度。
73.总氮(tn)：
74.应用hach总氮宽范围(2-150mg/l)test
′n′
tube
tm
法10072测量样品的总氮含量。hach总氮宽范围法需要0.5ml的样品体积。首先，将一个过硫酸氮粉枕的内容物添加到每个氢氧化物消化试剂瓶中。用di水制备空白，并制备总馏分和可溶性馏分的样品。通过在3000rpm下离心原始样品20min制备可溶性样品。在0.5-ml体积从样品容器转移到小瓶的过程中，在100rpm下混合具有悬浮固体含量的样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。混合小瓶，并将其置于预热的hach反应器中在105℃下培养30分钟。培养后，取出小瓶，在30-45分钟内冷却至室温。然后，首先向每个小瓶中加入一个硫酸氢盐试剂a粉枕的内容物，并剧烈混合30秒。接下来，在3分钟的反应时间后，向每个小瓶中加入一个指示剂试剂b粉枕的内容物，并剧烈混合15秒。2分钟反应时间后，将2-ml的消化样品溶液转移至第二个酸性试剂c溶液小瓶中。然后将加盖的小瓶缓慢翻转至少10次，以混合并达到最大的回收率。取决于样品中的tn浓度，观察到不同强度的黄色变化。最后，经过5分钟的反应时间后，将小瓶擦拭干净，并应用分光光度计(hach dr/4000,loveland,co,us)测量浓度。
75.总磷(tp)：
76.通过钼钒酸盐测试
′n′
tube
tm
法10127应用hach总磷(磷酸盐)宽范围(1-100mg/l)测量样品的总磷含量。hach总磷宽范围法需要5-ml的样品体积。首先，向每个小瓶中加入一
个过硫酸钾粉枕的内容物。用di水制备空白样，并制备总馏分和可溶性馏分的样品。通过在3000rpm下离心原始样品20min制备可溶性样品。在5-ml体积从样品容器转移到小瓶的过程中，在100rpm下混合具有悬浮固体含量的样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。混合小瓶并将其置于预热的hach反应器中在150℃下培养30分钟。培养后取出小瓶，在30-45分钟内冷却至室温。然后，首先向每个小瓶中加入2ml 1.54n的氢氧化钠标准溶液并混合。接下来，应用聚乙烯滴管将0.5ml钒酸钼试剂加入每个小瓶中并混合。最后，经过7分钟的反应时间。取决于样品中的tp浓度，观察到不同强度的黄色变化。最后，经过7分钟的反应时间，将小瓶擦拭干净，并应用分光光度计(hach dr/4000,loveland,co,us)测量浓度。
77.总固体和挥发性固体：
78.按标准方法2540b、2540e测量反应器样品的固体浓度。首先记录空干净瓷坩埚的重量。然后将20ml样品转移到每个坩埚中，并再次记录重量。在从样品容器转移到坩埚期间，在100rpm下混合样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。然后将装有样品的坩埚置于105℃的烘箱(fisher100 series model116g)中至少8小时进行干燥。在8小时干燥期结束时，从烘箱中取出坩埚并放入干燥器内至少20分钟进行冷却。经过20分钟的冷却后，再次为干燥的坩埚称重，并记录读数。接下来，将干燥的坩埚在马弗炉(thermolyne 48000 benchtop muffle furnace，thermo scientific waltham,ma)中在550℃下灼烧至少45分钟。在45分钟灼烧期结束时，从马弗炉中取出坩埚并置于干燥器中至少20分钟进行冷却。最后，经过20分钟的冷却后，再次为已灼烧过的坩埚称重，并记录读数。按式2.1、2.2、2.3计算总固体浓度和挥发性固体浓度。
[0079][0080]
其中：a＝干燥坩埚的最终重量，mg，b＝空坩埚的重量，mg
[0081][0082]
其中：a＝灼烧前干燥坩埚的最终重量，mg，b＝灼烧后干燥坩埚的最终重量，mg
[0083][0084]
其中：a＝灼烧后干燥坩埚的最终重量,mg，b＝空坩埚的重量,mg
[0085]
总悬浮固体和挥发性悬浮固体：
[0086]
按标准方法2540d、2540e应用μm孔径的玻璃微纤维过滤器(934-ah级)测量反应器样品的悬浮固体浓度。首先用di水洗涤玻璃纤维过滤器，并在105℃的烘箱(fisher100系列型号116g)中干燥至少30分钟。然后从烘箱中取出玻璃纤维过滤器，并放入干燥器内至少20分钟进行冷却。然后记录每个玻璃纤维过滤器的重量。取决于反应器内容物的密度，然后过滤3-5ml反应器样品，在玻璃纤维过滤器表面收集固体。在从样品容器转移到过滤期间，在100rpm下混合样品(thermo scientific 88880008,waltham,ma)。然后将玻璃纤维过滤器置于105℃的烘箱(fisher100系列模型116g)中干
燥至少2小时。在2小时干燥期结束时，从烘箱中取出玻璃纤维过滤器，并放入干燥器内至少20分钟进行冷却。经过20分钟的冷却后，再次将干燥的玻璃纤维过滤器称重，并记录读数。接下来，将干燥的玻璃纤维过滤器在马弗炉中在550℃下灼烧至少45分钟。在45分钟灼烧期结束时，从马弗炉中取出玻璃纤维过滤器并置于干燥器中至少20分钟进行冷却。最后，经过20分钟冷却后，再次将灼烧过的玻璃纤维过滤器称重，并记录读数。按式2.4、2.5、2.6计算总悬浮固体浓度和挥发性悬浮固体浓度。
[0087][0088]
其中：a＝干燥玻璃纤维过滤器的最终重量，mg，b＝干燥前玻璃纤维过滤器的重量，mg
[0089][0090]
其中：a＝灼烧前干燥玻璃纤维过滤器的最终重量，mg，b＝灼烧后干燥玻璃纤维过滤器的最终重量，mg
[0091][0092]
其中：a＝灼烧后干燥玻璃纤维过滤器的最终重量，mg，b＝干燥前玻璃纤维过滤器的重量，mg
[0093]
总有机碳：
[0094]
应用toc-5000分析仪(shimadzu,京都，日本)测量样品的总有机碳含量，所述分析仪配备有非色散红外检测器(ndir)和使用零级空气作为载气的asi-5000自动取样器(ai z200；airgas,stafford,ct)。通过自动加入磷酸将样品的ph降低至2-3并喷洒样品消除无机碳(ic)组分来测量toc。这被称为不可净化有机碳(npoc，或非挥发性有机碳)。如果存在，挥发性有机碳可能在放置过程中从样品中逸出，且可能会损失，但这通常相对较少。喷洒后，样品被氧化并分解成二氧化碳，最后由ndir检测。在本研究中，npoc方法用于滤液和可溶性样品。在存在悬浮或胶体固体的情况下，首先将样品在3000rpm下离心20分钟，然后用玻璃微纤维过滤器(gf/c级，wha1822025)过滤上清液。首先将制备好的样品转移到带有硅胶隔膜的40ml玻璃瓶中(s1360040；thermo scientific,madison,wi)。制备浓度涵盖1-1000mg toc/l的一系列标准溶液用于标定。基于样品浓度附近选择浓度范围，并应用邻苯二甲酸氢钾制备至少5种不同的溶液用于线性关联。toc-5000分析仪还配备有总氮(tn)分析仪(tnm-1总氮测量单元)。燃烧后的样品分解为一氧化氮，然后通过化学发光气体分析仪检测一氧化氮。也分析滤液和可溶性样品的tn含量，以进行比较。制备浓度涵盖1-1000mg tn/l的一系列标准溶液用于标定。基于样品浓度附近选择浓度范围，并应用硝酸钾制备至少5种不同的溶液用于线性关联。toc-5000能够利用一次注射同时测量toc/tn。因此，两种检测仅应用一个样品。
[0095]
气相色谱：
[0096]
使用配备有火焰离子化检测器(fid)和30-m j&w db-ffap 122-3232熔融二氧化
硅0.25mm直径gc柱(agilent technologies,lexington,ma)的气相色谱(gc)(agilent 7820a)，监测液体样品中的各种挥发性脂肪酸(ivfa：乙酸、丙酸、丁酸、异丁酸、戊酸、异戊酸)。应用4.5ml/min氦气作载气。烘箱温度设置为80℃持续1分钟，然后以10℃/min升至180℃，每次升温保持2分钟。总运行时间为13分钟。每次注射的检测时间持续12分钟。用0.45μm的膜过滤器过滤含胶体固体的样品，并应用35μm hcl酸酸化样品。使用纯标准酸溶液(》99％纯度)制备浓度涵盖0.5-10mmol ivfa/l的一系列标准溶液用于标定。
[0097]
应用配备有热导率检测器(tcd)和30-m j&w 19091p-ms8 hp-plot分子筛0.32mm gc柱(agilent technologies,lexington,ma)的气相色谱(gc)(agilent 7820a)分析反应器顶部空间甲烷(ch4)含量。入口、烘箱和检测器的温度分别设置为185℃、50℃和160℃。氦气以1.3ml/min用作载气。首先应用500μl玻璃气密注射器(national scientific,rockwood,tn)从反应器顶部空间取出100μl的气体样品并立即注入仪器。
[0098]
ph：
[0099]
收集样品后，立即用数字ph计(corning ph/离子分析仪350)测量所有样品的ph值。ph计配备有玻璃ph电极(oakton instruments,vernon hills,il,usa)。测量前，ph探针用di水清洗、干燥并用ph为4、7和10的三种不同ph缓冲溶液进行标定(fisher scientific,pittsburg,pa)。通过将ph探针浸入样品并稳定1-2分钟进行测量。测量后，探针再次用di水清洗、干燥并贮存在4m氯化钾电极贮存溶液中。
[0100]
浊度：
[0101]
应用2100q便携式浊度计(hach,loveland,co,usa)测量所有样品的浊度。测量前，用浊度为10、20、100和800ntu的四种不同的标定标准(hach,loveland,co,usa)标定浊度计。为了进行测量，20ml玻璃小瓶注入样品并插入浊度计。重复测量三次，并对结果取平均。
[0102]
通量、比通量和跨膜压力(tmp)：
[0103]
基于两个参数确定膜性能：通量和跨膜压力(tmp)。对于这些实施例，dmf和anmbr系统的膜均在设定通量下操作。在该配置中，tmp以较小值开始，并最终由于膜结垢而随时间增加。通量、比通量和tmp按下式计算：
[0104][0105]
其中：j＝通量，l/m2/h，lmh；q
p
＝滤液流率，l/h；和am＝总膜面积，m2；
[0106][0107]
其中：j
比通量
＝比通量，l/m2/h/bar，lmh/bar；j＝通量，l/m2/h,lmh；
[0108]
tmp＝跨膜压力,bar；
[0109][0110]
其中：p
p
＝滤液传感器压力，bar；pf＝进料传感器压力，bar；和pc＝浓缩物传感器压力，bar。
[0111]
膜阻力和污垢定义：
[0112]
为了确定膜性能和评价过滤能力，计算并记录污垢。取决于清洗程序，定义了不同的污垢术语。通常应用串联模型中的阻力计算膜阻力，如式2.10：
[0113][0114]
其中：j＝通量，l/m2/h，lmh；δp＝tmp，bar；μ＝水的动态粘度,ns/m2；r
t
＝总流动阻力，1/m；rm＝固有阻力，1/m；rr＝可逆阻力，1/m；和r
irr
＝不可逆阻力,1/m。
[0115]
在这里提供的实施例中，在长期dmf-anmbr整合实施例(实施例3)结束时，对dmf膜组件进行物理和化学清洗。可逆和不可逆污垢分别由物理和化学清洗后的阻力表示。
[0116]
数据获取：
[0117]
温度监测器和反应器加热：
[0118]
应用热电偶温度传感器(s-tmb-m006,onset,bourne,ma)监测anmbr温度。将传感器连接到数据采集系统(onset,u30,bourne,ma)并持续监测。在反应器的底部和顶部放置了两个温度传感器，并记录两个传感器的均值。反应器加热由不锈钢水族箱加热器完成，该加热器由比例积分微分(pid)加热控制器(barnsted deluxe温度控制器r/s model 900-1475,barrington,il)进行控制。反应器温度保持在中温条件下(例如36
±
1℃)。
[0119]
沼气和滤液测量：
[0120]
通过使反应器顶部空间与湿端流量计(wtm)相连来监测反应器沼气的产量。沼气充满wtm，导致机械位移，表明沼气产生。标定wtm，使得每产生85ml气体就被算作一个值。wtm用脉冲输入适配器(s-uccm006,onset,bourne,ma)连接到数据采集系统(onset,u30,bourne,ma)。
[0121]
通过定制的滤液计数器监测滤液的产量。与wtm类似，滤液计数器也配备有脉冲输入适配器(onset,s-uccm006,bourne,ma)，该适配器也连接到数据采集系统(onset,u30,bourne,ma)。首先在容器中收集滤液，然后应用液位传感器排出。记录每次排放量，计为50-60ml的滤液体积。
[0122]
膜压力传感器：
[0123]
所有膜都配有三个压力传感器(cole-parmer,ew-68075-32,vernon hills,il)，分别放置在膜进料侧、浓缩物侧和滤过侧。安装前，使用基于电压读数的气体压力表(cole-parmer,ew-68950-35,vernon hills,il)标定传感器。
[0124]
合成废水：
[0125]
由于受到获取新鲜城市废水的限制，应用合成废水(即复合有机颗粒人工污水(copas))来实施实验。copas应用细碎和过筛(最大粒径0.472
″
或1.7mm)的猫粮获得。据报告，copas颗粒主要由40％的蛋白质、43％的碳水化合物和17％的脂肪组成。元素组分的有机馏分比例为48.1％c、6.35％n和1.57％p。copas的tcod/wt和cod/toc值分别为1.5和2.6.
[0126]
为了确定cod/wt，用不同固体浓度测试copas。制备浓度为200、500、700、1000mg copas/l的四种不同溶液，并在100rpm下混合24小时。每隔1、2和24小时取样一次。结果表明，该批猫粮的cod/wt比为1.16。在这些实施例中，对于所有测试应用同一批次。
[0127]
为了确认tcod/wt、cod、tn、tp和氨负载，在24小时内测试了430mg/l的copas溶液。
选择该时间段来确定copas的可溶性馏分和颗粒如何随时间变化。该24小时的测试表明没有氨，cod/wt、tn和tp的浓度分别为1.17、28.6
±
2.9mg/l和13.6
±
3.6mg/l。
[0128]
膜过滤系统：
[0129]
膜组件构造：
[0130]
pentair聚偏氟乙烯(pvdf)x-flow管状膜用于外部错流膜组件构造。所有的膜组件均采用透明pvc管类似制作，便于目视观察。取决于所需的膜面积，应用不同数量的管状膜。为两个系统(dmf和anmbr)构造两个不同的膜组件。相同系统的每个膜组件具有相同的膜面积(dmf为0.25m2，anmbr为0.075m2)。管状膜首先用3d打印垫片固定在一起，并用环氧树脂粘合。使用前将组件放置干燥24小时。
[0131]
anmbr反应器配置：
[0132]
anmbr构造应用了具有相似配置的两种不同的反应器设计。对于初始的anmbr实验(实施例1)，构造了有效体积为6.2升和顶部空间为1.2升的上流式污泥床反应器(uasb)。对于dmf-anmbr研究(实施例3)，构建了另一台uasb反应器，其有效体积为11升和顶部空间为1升。对于这两种情况，通过蠕动泵(cole parmer,vernon hills,il)将反应器内容物的上清液连续进料到膜组件的底部。对于滤液产生、反洗和进料，应用了三台单独的蠕动泵(cole parmer,vernon hills,il)。对于这两种情况，反应器均由不锈钢水族箱加热器加热，该加热器由比例积分微分(pid)加热控制器(barnsted deluxe温度控制器r/s model 900-1475,barrington,il)控制。将加热器插入其中进料的反应器底部。通过将反应器顶部空间连接到湿端流量计来测量沼气产量。
[0133]
dmf反应器配置：
[0134]
dmf构造应用了两种不同的反应器设计和配置。对于第一dmf设计(实施例2，间歇操作)，使用15加仑的方形冲洗池(sp0015-sq5,us plastics,allen county,oh)作浓缩池。在初始的配置中，浓缩池充满废水(v
进料
)并浓缩至想要的最终体积(v
浓缩
)。在过程结束时，从浓缩池中取出浓缩物。因此，dmf系统以间歇模式操作。为定义这一概念，将术语浓缩因子(cf)定义为初始体积除以最终体积(cf＝v
进料
/v
浓缩
)。在过滤过程中，废水通过离心泵(magnus vsg-6000,sunpole,naka-ku hiroshima,japan)从浓缩池底部连续进料至膜组件底部。浓缩物返回浓缩池。两台蠕动泵(cole parmer,vernon hills,il)用于滤液生产和反洗。
[0135]
对于第二种设计(实施例2和3)，设计并建造90-l的定制聚丙烯浓缩池(ct)(sw plastics,clear water,fl)。ct增设了独特的带有同心档板的反应器(图2-5)。所述ct包括8块档板，从而由档板分隔了8个区。设计档板开口以促进类似活塞流的状态；因此，每个档板开口均在底部或顶部。除浓缩池外，还包括称作膜进料池(mft)的第二池，其应用nalgene大玻璃瓶(3422890050,thermo-scientific,wal tham,ma)。在这种配置中，dmf系统以半间歇/连续模式操作。最初，dmf浓缩池和mft都充满自来水。在进料池中制备废水，并在操作期间缓慢进料至中间区。ct和mft通过透明pvc在同一水平面上相连，从而允许重力进料。然后将废水从mft顶部进料至膜组件的底部，并使浓缩物返回mft。应用蠕动泵(cole parmer,vernon hills,il)排出ct和mft内容物的底部浓缩物。另外两台泵也用于滤液的生产和反洗(cole parmer,vernon hills,il)。调节滤液的流率和浓缩物/mft的流率，以实现所需要的cf。
[0136]
清洁水通量(cwf)的确定：
[0137]
清洁水通量(cwf)测试指di水或自来水过滤能力测试，从而确定崭新膜的基线条件或采用特定清洗程序后膜的基线条件。在cwf测试过程中，通过不断从蓄水池供水而使水以较慢流率通过膜。浓缩物管线流率降低或完全关闭，迫使所有水滤过。在本研究中，对于dmf和anmbr膜的cwf测试，循环流率分别为10l/min和0.5l/min。达到tmp基线后，持续过滤10分钟，并记录tmp。在这10分钟的操作过程中，手动测量三次流率。最后，用平均通量除以10分钟的平均tmp，计算cwf。如果实施cwf测试用于清洗评价，则将结果与其崭新值比较。如果cfw不在可接受范围内，则重复清洗过程。
[0138]
膜清洗程序：
[0139]
在达到阈值后，进行膜清洗。anmbr和dmf膜组件的阈值分别为0.5和1bar。对于清洗，应用自来水制备500ppm naclo(clorox,oakland,ca)和柠檬酸溶液(decon
tm 4401,orlando,fl)。正常操作膜过滤，只是仅在32lmh下应用30分钟的反洗替代过滤。首先应用naclo溶液，然后在32lmh下用自来水确定膜的特性30分钟。接下来，在32lmh下应用柠檬酸溶液30分钟。最后，在32lmh下用自来水确定膜的特性30分钟，然后测量cwf，以确定清洗程序的有效性。
[0140]
仅对anmbr膜组件(实施例1)进行一次化学清洗。对于下一阶段的研究，构建一个新的膜组件，且没有超过阈值。进行若干次dmf化学膜清洗。为了确定过滤阻力的分布，采用了一系列清洗技术。首先，在dmf过程终止后实施cwf测试(仅实施例3)。接下来，用自来水射流对dmf膜组件进行物理清洗。然后，实施另一次cwf。接下来，如上所述实施化学清洗程序。最后测量cwf。
[0141]
实施例1：用厌氧膜生物反应器(anmbr)处理合成城市废水
[0142]
简介：
[0143]
由于其相对于常规废水处理技术的相对优势，膜生物反应器(mbr)在过去十年中受到了越来越多的关注。mbr在较小的占地面积内提供优良的水质，同时通常产生较少的污泥。据认为它们也可以通过将生物处理与微膜过滤或超膜过滤相结合产生适合再利用的高质量流出物，从而使分散的废水再利用和下水道精制(sewer mining)成为可能。但基于好氧活性污泥的常规mbr系统是能量密集型(由于曝气)，且仍然是除去而不是回收营养物质。
[0144]
厌氧mbr(anmbr)通过厌氧生物过程将废水有机物转化为能量(沼气)。由于无需曝气，anmbr的能耗需求较低，且与好氧反应器相比，anmbr产生的流出物质量高，污泥少。实验室测试表明，anmbr处理城市污水的操作成本可能是好氧处理过程的1/3。另外，由沼气生产产生的能量有可能提供完全的能量过剩。此外，anmbr将颗粒和有机结合的营养物转化成了可溶性的n和p，其膜过滤的流出物(病原体和浊度显著降低)适合通过灌溉应用(如灌溉施肥)进行营养物回收和再利用。这在一项100天的研究中观察到，其中流入物中96％的总氮和93％的总磷以无机形式(nh
4
和po
42-)释放，并回收用于可能的再利用。在另一项研究中，anmbr流出物(由处理化粪池废水产生)用于在水培系统中种植西红柿和黄瓜，在植物健康指标方面，作物生长与商业肥料的结果相当，证实了anmbr流出物用于水培灌溉施肥的可行性。
[0145]
虽然该技术很有前景，但某些因素禁止了该方法的广泛应用，例如膜结垢、溶解甲烷的回收和竞争性的硫酸盐诱导生长。这些当中，膜结垢及其控制措施仍是需要进一步研
究的主要挑战。研究表明，对于anmbr技术来说，减少结垢以提高膜性能是主要的耗能过程。为了解决这个问题，已经研究了大量的侵入性和非侵入性清洗方法、预防性程序和维护技术。这些方法包括：应用空气或气体(来自anmbr顶部空间的沼气)的膜清洗技术、添加颗粒或粉状活性炭(gac、pac)以及膜振动和旋转策略；包括松弛和/或反洗的各种过滤循环；应用酸、碱和氧化剂的化学清洗；加入吸附剂和凝结剂如fecl3、al2(so4)3、pac(聚氯化铝)；与anmbr或复合anmbr整合的预处理工艺。
[0146]
气体提升或空气提升概念为在垂直取向的外部膜组件底部引入气体(anmbr系统中的顶部空间沼气或n2)，以提供生物质再循环和用于控制结垢的膜清洗。由于防止或最小化了用于生物质循环的泵送设备应用，已经提出气体提升的anmbr(gl-anmbr)具有较低的能量需求。还指出的是这种方法将防止污泥暴露于剪切应力下，而所述剪切应力会增加絮凝物解体。但cod的去除效率没有表现出任何明显劣化，而是产甲烷比活性(sma)增加。气体提升结垢控制也会导致tmp快速增加，因此不足以作为唯一的结垢控制措施。gl-anmbr与其它具有外部膜的anmbr的唯一区别是膜组件中顶部空间气体的应用或生物质内容物的循环。在这两种情况下都可以实施松弛和反洗。另一个问题是可用膜面积。虽然gl-anmbr可能更为能量有效，但气体循环可能通过与滤液通量竞争而减少过滤面积，这会导致快速形成滤饼层和结垢。这可能需要更频繁的化学清洗，并最终降低膜的寿命。
[0147]
本实施例打算通过提供一种系统和方法来应对这些问题，该系统和方法(i)利用频繁的松弛和反洗来控制结垢，用外部错流膜操作建立长期操作的稳定通量；和(ii)对于cod、tp和tn去除和滤液质量，在低强度城市废水处理方案中实现了anmbr整体性能提高。
[0148]
材料和方法：
[0149]
实验室规模的anmbr由有效体积6.2升和顶部空间1.2升的上流厌氧生物反应器和应用标称孔径0.3μm、总膜面积0.075m2的聚偏氟乙烯(pvdf)膜的定制外部错流超滤(uf)模组件(pentair x-flow；enschede,the netherlands)组成。为了加热，在流入物进料的反应器底部插入用比例积分微分(pid)加热控制器控制的不锈钢水族箱加热器。应用在线传感器连续监测反应器的温度。该组件配备有三个压力传感器(分别位于进料、浓缩物和滤液连接处)(cole parmer,vernon hills,il)，用于测量跨膜压力(tmp)，并应用hoboware软件进行数据采集。对于膜循环、滤液生产和反洗，应用四台蠕动泵(cole-parmer；il,usa)。
[0150]
在通过1.7mm最大粒径筛筛分后，用来自当地废水处理厂的厌氧消化器的10g/l挥发性悬浮固体(vss)浓度的活性生物质为反应器接种(howard f.current advanced waste treatment plant；tampa,fl)。应用hobo数据记录器(onset computer corporation；ma,usa)连续监测沼气、反应器温度和滤液。为了处理过滤、松弛、反洗循环和自动进料，设计了一个定制的控制系统。该循环开始于30分钟的过滤，随后是60秒的松弛，和每6个循环进行15秒的反洗(0.045l/min的流率)。反应器水力学停留时间(hrt)选择为1天，并在中温条件(35℃
±
1)下操作。在整个实验过程中，通量设置为4.5lmh(l/m2/h)。错流流速(cfv)选择为0.1m/s(0.51l/min)。膜进料取自反应器上部。来自膜组件的浓缩物流返回反应器底部，在反应器底部进料合成污水。仅在操作的第183天跨膜压力(tmp)超过0.5bar后对膜进行一次化学清洗。除取样外，无生物质浪费。
[0151]
复合有机颗粒人工污水(copas)本质上是颗粒状猫粮，将其用于模拟真实污水。copas由92％的挥发性固体和8％的灰分组成。蛋白质、碳水化合物和脂质的组成分别为
40％、43％和17％，而碳、氮和磷的元素组成分别为48.1％、6.35％和1.57％。所应用copas的化学需氧量(cod)和总固体(ts)分别选择为501mg/l和430mg/l，以模拟低强度城市废水的特性(tcod/wt比，у＝1.17)。流入物的tn和tp浓度分别为28.6
±
2.9mg/l和13.6
±
3.6mg/l。
[0152]
监测参数和分析方法：
[0153]
操作反应器7个月。在此期间，监测反应器的可溶性化学需氧量(scod)、总化学需氧量(tcod)、固体(ts、vs、tss、vss)、滤液tcod、总氮(tn)、氨(nh
4 -n)、磷(po
43-p)、总有机碳(toc)浓度、浊度、跨膜压力(tmp)、沼气产量、滤液产量和温度。每周按标准方法实施固体测试。每周应用hach hr消化瓶和hach testin tube
tm
瓶(hach company,co,usa)测量所有的cods、tn、nh
4 -n、tp。在3000rpm下使反应器内容物离心15分钟，并应用上清液测量scod。在标准温度和压力条件(即0℃和1atm)下校正沼气产量。应用与总氮检测仪(shimadzu tnm-1)耦合的总有机碳分析仪(shimadz toc-v)测量toc和tn。
[0154]
结果和讨论：
[0155]
在整个操作期间，对应于1天的hrt，达到了约4.5lmh的一致膜通量。在操作的第一个60天tmp稳定在0.15bar。在该最初的60天里，通量稳定在5lmh。这可能是由于缓慢的膜涂层冲洗和膜基质压实。新膜涂有某些化学物质作保护层，从而防止干燥和生物生长。尽管新膜首先用自来水或去离子水进行清洗，但涂层的化学冲洗是一个缓慢劣化的过程。观察到对于新构建的膜，这种冲洗过程和压实膜的缓慢松弛在tmp中产生了暂时的低阻力，从而增加了总通量。
[0156]
对于剩余的操作期，由于反应器条件保持不变，通量稳定在4.5lmh的设定值。但60天后，tmp开始逐渐升高，并在操作的第183天达到0.5bar。与具有低温冲击和209天定期反洗的气体提升anmbr研究相比，膜能够维持tmp 183天而不需要化学清洗，而气体提升研究中的膜必须清洗三次(第19、42和89天)。另外，尽管进行了化学清洗，但tmp稳定在0.45bar，而在整个实施例1中tmp为约0.25bar(参见表3.1)。类似地，在两项研究中，tmp基本完全独立于通量。在另一项研究中，气体提升anmbr系统在0.5m/s的cfv下操作100天，其间连续的顶部空间气流(ε值为0.1)进入膜作为唯一的非侵入性结垢控制。每周进行额外的松弛清洗(15分钟)，用自来水正向冲洗(cfv为1m/s，15分钟)、用自来水反洗(2l/h，15分钟)、用naclo正向冲洗(500ppm，15分钟)，然后用自来水冲洗，并在操作期间建立10lmh的平均通量。即使膜每周进行维护，但在整个实验过程中仍观察到通量下降。这表明，即使用气体提升装置可以实现功能性的反应器操作，也需要劳动密集型的频繁膜维护来达到更高的膜性能。从膜的完整性来看，频繁的化学清洗可能也存在问题。已知在pvdf膜中用naoh和naclo清洗膜会影响膜的稳定性，从而造成机械性能下降，和因此相信化学组成对其亲水性有负面影响。还可以观察到较低的蛋白质保留。本实施例表明，为了保持和达到成功的膜性能，频繁的松弛和反洗是有前景的。
[0157]
在整个操作期间，在cod达到85
±
8.9％的去除效率方面，anmbr系统表现出稳定的性能。平均滤液cod浓度为约80mg/l。所测试系统的滤液质量与之前的gi-anmbr研究相当(例如dolejs等人(2017)的“effect of psychrophilic temperature shocks on a gas-lift anaerobic membrane bioreactor(gl-anmbr)treating synthetic domestic wastewater.journal of water process engineering”和prieto等人(2013)“development and start up of a gas-lift anaerobic membrane bioreactor(gl-anmbr)for conversion of sewage to energy,water and nutrients.journal of membrane science,441,158
–
167)”。他们报导称：在整个操作期间，最终滤液的codt浓度为55
±
18mg/l和75
±
34mg/l。anmbr中滤液cod浓度一致的一个原因是膜保留了所有悬浮固体，且只允许有机物和矿物质的可溶性馏分离开。启动期(0-30天)后，滤液中的浊度始终低于1ntu，而gl-anmbr研究中报告的浊度略高，为6.9
±
2.3ntu(prieto等人，2013年)。
[0158]
总氮(tn)、氨(nh
3
)和总磷(tp)浓度稳定和分别为21.3
±
6.7、18.4
±
0.4和6
±
0.4mg/l(表1)。即使流入物中不存在氨，厌氧消化过程中蛋白质的矿物化也会导致滤液中存在氨。由于氨的去除是通过硝化过程(需要氧气)或anammox过程(借助于能够在厌氧条件下氧化氨的新型细菌)建立的，因此厌氧消化不能去除氨。磷酸氨镁的形成也会降低滤液中的氨浓度，因为氨是该过程的组分之一。在anmbrs中，设想的是这种形成可能是内部膜结垢的原因。tn去除率为25.6％。但滤液中的大部分tn为氨(》95％)。这意味着只有一小部分氮用于细胞生长或参与了磷酸氨镁沉淀，剩余的则转化成了氨。这种氨可以很容易地用于资源回收例如用于灌溉施肥过程中，因为滤液不含固体和病原体。tp去除率略高于tn，达到56％的去除率。这与gi-anmbr研究非常相似，后者在整个操作中实现了55％的平均去除率。
[0159]
表1：anmbr的平均性能数据总结
[0160][0161]
生物除磷可以通过细胞生长(0.015g p/g vss，其相当于10-20％的去除率)实现，或者可以通过在厌氧/缺氧条件下利用磷累积细菌作为聚β-羟基丁酸酯(phb)或聚β-羟戊酸酯(phv)贮存累积磷酸盐来实现。和氨一样，磷也是磷酸氨镁的组分之一和可能在这个过程中沉淀。
[0162]
反应器tss和vss浓度最初分别降至5和4.5g/l，但经过启动期后，tss浓度增至约10g/l，而vss浓度保持为5g/l，直到操作的第160天。最初的下降可能是由于反应器内固体的沉降。即使流出物以0.5l/min再循环回反应器入口，在反应器底部附近形成的污泥层也导致在收集样品的反应器顶部ts浓度较低。观察到对该区域的任何干扰都会增加沉降污泥，导致固体浓度暂时波动。
[0163]
启动后，平均沼气产率为约0.69l/天或115l/m3/d污泥(0.111l.g/vss或0.175l ch4.g/cod
去除
，假定沼气中70％的甲烷)。操作的第70天和第130天沼气产量较低，原因是在反应器中实施了传感器维护后沼气泄漏。污泥覆盖区发生的扰动导致污泥上升至取样区域，而不是由于生长导致的固体浓度的立即增加。每次进行液位传感器维护时，都会在反应
器中观察到这一现象。与gl-anmbr研究相比，沼气产率略低。prieto等人报导了平均每天450l/m3的污泥沼气产量。在我们的研究中沼气产量较低的一个原因可能是我们的反应器在hrt 1天、流入物500mg cod/l下操作，而gl-anmbr在hrt 3天、流入物1250mg cod/l下操作。更高的hrt有可能会增加水解速率，从而有更高的产甲烷活性。cod质量平衡表明，50％保留在反应器中，36％转移到甲烷中，和14％留在滤液中。
[0164]
该系统的平均流出物质量与iso 30500非污水卫生系统和epa饮用水再利用指南相当。根据iso 30500，排入地表水或其它限制性城市用途的cod阈值为150mg/l，这远远高于anmbr流出物的平均cod浓度。它还需要去除70％和80％的总氮和总磷。虽然anmbr的流出物质量低于这种要求的阈值，但它可以与附加工艺耦合，以进一步提高质量，从而回收tn和tp。
[0165]
本实施例表明，频繁的松弛和反洗能够在较低通量下延长膜操作，而不需要侵入性清洗(5lmh下183天)。与将顶部空间气体用于膜清洗的gl-anmbr相比，其在更长时间内在较低tmp下实现了有效的膜操作。还证明的是，anmbr技术能够处理低强度废水，在生物降解和处理量(1天hrt下cod去除率》85％)和更高质量的流出物(《1ntu)方面达到了理想的去除效率，这适用于资源和能量回收。
[0166]
实施例2：间歇和连续的直接膜过滤(dmf)操作：
[0167]
简介：
[0168]
近几十年来，气候变化、城市化和人口增长的影响给世界粮食供应、海洋生态系统和水资源带来了许多问题。水资源短缺是所有这些问题中最主要的，它正在影响到比以往更多的人。世界上四分之一的人口已经受到缺水的影响。未来的预测还强调，与气候相关的问题将主导所有五大长期风险，这加剧了现有压力。
[0169]
鉴于所有这些问题、短缺和缺乏，我们对可持续未来废水处理的看法需要改变。目前，全球3％的电力消耗来自城市废水，这无疑会在未来增加。对这一高能量需求的最重要贡献之一是活性污泥法。虽然实现了稳定的性能和排放限制，但活性污泥法的能量需求约为废水处理厂总能量需求的40-60％。基础设施老化是可能增加水和废水处理总成本的另一个问题。
[0170]
近年来，废水再利用、回收和再利用日益受到重视。下水道精制(sewer mining)是利用分散回收概念的一个实例，其中优先考虑资源回收。在这种方法中，废水被提取、处理和使用，允许现场使用，特别是用于饮用和非饮用目的、灌溉和间接饮用水再利用。如果加以利用，这一概念可以缓解城市化、人口增长带来的压力，并减轻老化的水和废水基础设施的负担。由于其紧凑、稳定的工艺设计和易于自动化，膜工艺非常适合下水道精制(sewer mining)。事实上，据认为mbr技术通过产生合适的高质量流出物使分散的废水再利用和下水道精制(sewer mining)成为可能。它们的应用还包括：饮用水净化、城市和工业废水处理应用、微咸水和海水淡化、工业用超纯水、发电站的锅炉给水、食品工业用工艺水以及废水回收和再利用。
[0171]
向能量系统中引入废物、可持续发展、资源和营养物回收以及分散式废水处理促进了膜工艺的广泛应用，特别是城市废水(mww)的直接膜过滤(dmf)。mww的dmf可以产生优良的处理水质，提高有机物浓度，并实现有效的资源回收。在这个概念中，原始城市废水被直接过滤并分离成浓缩的高强度物流和仅含溶解固体、有机物和营养物的过滤物流。然后
浓缩部分可以在厌氧消化过程中进一步降解以回收能量，消除了稀释的低效有机物负载。然后，滤液可以用于非饮用用途以及资源回收的各种应用。
[0172]
虽然mww的dmf很有前途，但膜结垢仍然是主要障碍。为了确认和防止结垢，应用不同类型和配置的膜、清洗程序、预处理和反洗技术，对原始污水和初级流出物的dmf进行了广泛研究。反洗和松弛也有助于减轻可逆结垢，并被证明是一种有效的方法。不可逆结垢通常指无法通过物理和机械方法去除且需要化学清洗的污垢。在本实施例中测试了用于去除不可逆结垢的各种程序和不同化学物质。最有效的方法之一是应用氧化剂和酸。naclo和柠檬酸用于无机和有机污垢去除，用来强化反洗和强力清洗，被发现是非常有效的。
[0173]
原始mww的dmf很有前景，但尚未成熟，需要进一步评价，尤其是对于连续操作。因此，dmf需要经济和技术上可行。虽然应用曝气、化学清洗和添加凝结剂是有效的，但理想的是，如果不能完全放弃，应使它们的应用最小化，以提高过程经济性。对于增长的持续时间，特别是在较高的操作通量下，这可能变得具有挑战性。在本研究中，我们进一步研究和对比了两种不同配置(间歇和半间歇/连续)的mww的dmf过滤。
[0174]
材料和方法：
[0175]
分别建造两个用于间歇和连续操作的实验室规模的dmf过滤系统。对于第一间歇式配置，应用15加仑的方形冲洗池(sp0015-sq5,us plastics,allen county,oh)作浓缩池。对于膜过滤，将直径5.2mm的聚偏氟乙烯(pvdf)x-flow超滤(uf)管状膜(pentair,minneapolis,mn)用于间歇和连续设计的外部错流配置。膜的标称孔径为0.03μm，和有效面积为0.25m2。系统由四台泵组成：一台离心泵用于废水循环(magnus vsg-6000,sunpole,naka-ku hiroshima,japan)，三台蠕动泵用于进料、渗透和反洗(cole parmer,vernon hills,il)。膜还配备有三个压力传感器，用于测定跨膜压力(tmp)(cole-parmer,ew-68075-32,vernon hills,il)。传感器放置在膜组件的进料侧(pf)、浓缩物侧(pc)和滤过侧(p
p
)。应用hoboware软件(onset,u30,bourne,ma)持续记录压力(1秒取样1分钟记录间隔)。传感器根据压力记录电压读数。随后应用这些电压读数计算tmp(tmp＝((pf pc)/2
–
p
p
))。
[0176]
对于间歇配置，测试两种不同的流入物。首先，将来自当地ww处理厂(city of largo ww treatment plant,tampa,fl)的初级沉降单元内容物收集在大玻璃瓶贮罐(3422890050,thermo-scientific,waltham,ma)中。收集前使废水混合，以获得来自初级沉降单元的均匀液体馏分。应用所收集的初级污水(ps)测试dmf，直到作为初始体积除以最终体积(cf＝v
进料
/v
浓缩物
)确定体积cf。继续进行该过程，直到tmp达到1bar，这需要四次间歇操作。完成后，对膜进行物理和化学清洗。上文已解释了详细的清洗程序。
[0177]
接下来，在dmf中测试沉降的新鲜ww，以便更好地理解膜结垢。废水沉降30分钟，弃掉几乎70％的上清液。对于这种增加的固体运行，tmp在一次间歇操作内就达到1bar，由此过程结束。完成后，对膜进行物理和化学清洗。
[0178]
最后，应用使用了copas的合成废水。这是因为很难获取大量新鲜的真实ww，因此决定将copas用于未来的测试。另外，还进行了比较，以确定合成和实际ww行为是否相似。表2中给出了流入物的特性。tmp达到0.9bar后该过程终止。对于第二种半间歇/连续配置，设计并用聚丙烯(sw plastics，clearwater，fl)构造了一个24加仑(90升)的带有同心档板的浓缩池(ct)。选择带同心档板的反应器(cbr)设计，因为它具有类活塞流的结构，并且能有效改善固体沉降。这种设计通过允许更好的固体分离的第二底部进一步改进。另外，为了防
止任何回流和固体上升，包括有悬架档板。
[0179]
为了更好的膜性能，除浓缩池外，应用5加仑的大玻璃瓶容器(3422890050，thermo scientific，waltham，ma)增设膜进料池(mft)。对于膜过滤，构建另一个具有相同配置和相同膜面积(0.03μm和0.25m2)的膜组件。所述系统由五台泵组成：一台离心泵用于废水循环(magnus vsg-6000,sunpole,naka-ku hiroshima,japan)，四台蠕动泵用于进料、渗透、反洗和浓缩物去除(cole parmer,vernon hills,il)。采用先前用于间歇操作的传感器来确定tmp。
[0180]
最初，持续进行该过程，直到tmp达到1bar，但在24个单独的批次后必须使其终止。终止前最终的tmp为约0.13bar。对于两种配置，错流速度(cfv)为1.43m/s。
[0181]
表2.合成copas ww、largo新鲜ww和沉降的largo新鲜ww的进料特性
[0182][0183][0184]1nd：未检测；2na：不适用
[0185]
监测参数和分析方法：
[0186]
对于新鲜ww、沉降的新鲜ww和copas原料水，间歇实验的总持续时间分别为35、9和28小时。分析了滤液和浓缩物样品的总固体(ts)、挥发性固体(vs)、总悬浮固体(tss)、挥发性悬浮固体(vss)、总化学需氧量(tcod)、可溶性化学需氧量(scod)、总氮(tn)、氨(nh
3-n)、磷(po
4-p)、总有机碳(toc)和浊度。每周应用hach hr消化瓶和hach testin tubetm瓶(hach company,co,usa)测量所有的cod、tn、nh
3-n、tp。将反应器内容物在3000rpm下离心20分钟，并应用上清液测量可溶性馏分。应用总有机碳分析仪(shimadzu,kyoto,japan)测量toc，所述分析仪配备有非色散红外检测器(ndir)和应用零级空气作为载气的asi-5000自动取样器(ai z200；airgas,stafford,ct)。对于一些样品，用与总氮检测器(shimadzu tnm-1)耦合的toc分析仪测量tn。
[0187]
半间歇/连续操作持续117小时，每次间歇运行持续约5小时。在每次半间歇循环结束时，收集滤液、ct和mft样品，且仅分析tcod。
[0188]
膜清洗程序：
[0189]
当膜tmp达到1bar后，实施膜清洗。首先，将膜取下并用喷射的自来水进行物理清洗。接着，在自来水中制备500ppm naclo溶液。膜仅在循环和反洗(bw)泵开启的情况下操作30分钟。以32lmh实施bw。接下来，用自来水在32lmh下确定膜的特性30分钟。确定特性后，用500ppm柠檬酸(decon
tm 4401,orlando,fl)重复相同程序。最后，用自来水确定膜的特性并测试清洁水通量(cwf)，以确定清洗程序的有效性。
[0190]
操作和膜循环：
[0191]
在初始配置中，浓缩池装满废水(v
进料
)并浓缩至想要的最终体积(v
浓缩物
)。在该过程结束时，从浓缩池中取出浓缩物。因此，dmf系统以间歇模式操作。倾析浓缩物内容物后，观察到大量固体沉积在ct表面上。为了回收这种固体，将0.25-0.5l自来水缓慢倒在固体上，并将收集的液体并入浓缩物中。并非所有固体都被收集，因为大多数固体已经干燥并粘附在表面上。对所有批次的操作重复此过程。
[0192]
对于非侵入性膜清洗来说，应用频繁的过滤、松弛(rx)和反洗(bw)。实施初步测试以确定bw和rx的最佳频率。不希望受任何特定理论的约束，发现更频繁的长时间的bw更有效，但为了使滤液损失最小化，选择了更频繁的短时间操作。这对应90秒的过滤、15秒的松驰和每15分钟在32lmh下20秒的bw。rx和bw对应于操作期间15.2％离线时间(每920秒离线140秒)。由于该离线时间，有效通量比瞬时通量低15.2％。
[0193]
结果和讨论：
[0194]
间歇模式的膜性能和通量降低：
[0195]
在间歇操作期间，新鲜和合成ww均显示出严重的结垢和堵塞。77lmh的初始瞬时通量在新鲜ww操作中在5小时内迅速降至低于50lmh。这是由于在较高通量下预期膜组件中快速形成了滤饼层。这也可以由tmp的增加看出。tmp在5小时内达到0.7bar。5小时操作后，通量下降呈现出缓慢降低。接下来的15小时内平均通量为35.6lmh。在此期间，tmp也稳定在约0.8bar。在每次cf10操作开始时，两种废水均观察到小的通量恢复。两种操作均每天或隔天进行(copas的第二次cf10操作除外，其在第一次cf10操作一周后进行)。因此，在每次cf10操作之间，有18-40小时的等待时间。这很可能导致一些滤饼层减压，并在下一循环开始时有一些固体剥离，从而引起暂时通量恢复。
[0196]
对于copas操作，初始通量不象新鲜ww操作下降那么严重。通量设置为80lmh，在前10小时观察到75lmh的平均通量。应注意的是copas cf10操作是在实施一次cf2操作和一次cf5操作后开始的。在这两次运行之后，没有对膜进行清洗，因此第一次copas cf10操作开始时的初始tmp为约0.2bar，而新鲜ww操作的初始tmp为0.1bar。总持续时间约为5小时，由此可知要运行5次cf10才能达到1bar的tmp。
[0197]
与新鲜ww运行相比，tmp显示出较好的初始性能，增加略有降低。12小时后观察到0.7bar的增加。10小时后，通量开始快速下降，并持续到过程终止。尽管通量开始下降，但速度并不像新鲜ww运行那样严重。也观察到类似于新鲜ww操作的暂时通量恢复。尽管初始通量下降和tmp增加较低，但在copas运行期间通量和tmp均不稳定。观察到与新鲜ww相比，copas具有稍微更粘的结构，其在过程终止后难以去除。在新鲜ww操作之后，用自来水射流很容易清洗膜中聚积的固体，而copas操作则需要用软海绵进行一些清洗。这很可能阻止了过滤过程中整个滤饼层的减压，因此通量和tmp一直不稳定。
[0198]
可知在间歇模式操作时，合成废水和新鲜废水(ww)均表现出相似的结垢行为。两种ww在4或5次间歇循环中基本使膜结垢，这分别对应于合成ww和新鲜ww的32和34小时。但应注意的是，尽管copas合成废水的通量性能稍好，但tmp和通量始终不稳定，并持续劣化。新鲜ww操作中tmp在操作接近结束时稳定，并可能会随着通量下降减缓而进一步持续。过程终止前，新鲜ww和合成ww的最终通量分别为20和10lmh。合成ww和新鲜ww整个操作的平均流率分别为11.4和6.5l/h，分别处理了总共287l(包括一个cf2和cf5 copas操作)和225l滤液(表2)。
[0199]
半间歇/连续模式的膜性能和通量改进
[0200]
间歇dmf系统的操作表明，在固体浓度增加的同时保持较高的通量和较低的tmp会造成严重的结垢，尽管物理和化学清洗可以消除这些结垢。频繁清洗会增加总成本和复杂性，并缩短膜的使用寿命。为了避免这种情况，增设了具有档板以实现改进的固体沉降的更好的浓缩池设计。在间歇模式的设计中，将固体连续进料至膜中，从而增加了结垢的可能性并快速形成滤饼层。如果能给它们机会沉降和同时从系统中去除，则会大大降低结垢速率，因为已表明总结垢直接与固体浓度成正比。档板已用于废水处理和化学工程中的不同目的，包括通过减少短路和提高水力学性能实现活塞流式反应器设计、提高沉降池中的沉降效率和提高生物反应器的性能。因此，当废水被直接过滤时，增加档板池的设计将减少引入膜的固体量和可能的结垢。在本配置和未来配置中的所有测试均应用copas合成ww来完成。
[0201]
半间歇/连续模式的膜性能和通量改进
[0202]
最初，cbr ct不包括mft。以初始设定通量的10％(初始测试为7lmh)从ct底部去除固体。膜进料物流取自反应器顶部，而浓缩物物流返回ct的顶部。与实施五次半连续间歇操作时的间歇模式操作相比，这种初始测试仅显示出通量下降和tmp增加略有改善。tmp在前10小时内没有增加。后来，所述增加放慢，最后开始稳定在约0.85bar。通量下降也稍微放慢，达到最终瞬时通量25lmh，而批量操作为10lmh。
[0203]
这些结果表明，与间歇操作类似，没有达到固体的有效沉降，滤饼层的形成为主要因素。这是由于膜返回流量增加导致了cbr ct中的湍动。在较高cfv下操作外部错流配置来防止膜结垢。浸没式结构应用曝气来实现膜结垢控制的类似清洗效果。但如实施例1所示，对于错流结构，曝气不够有效。对于这项研究，选择了高的cfv(34.6l/min流率或1.43m/s)，因为这更有效减轻结垢。为了防止这一问题，应用5加仑的nalgene大玻璃瓶增设第二池(mft)以减少固体湍动。cbr和mft在同一水平位上相连，以通过重力促进液体转移。膜返回管线连接到mft上，并测试系统的膜性能。
[0204]
与间歇和仅cbr操作相比，具有cbr和mft设计的合成ww的dmf实现了更大的改进。tmp没有表现出指数增长，最终稳定在约0.7bar。类似地，通量下降较慢，并稳定在约30lmh。应注意的是在初始cbr和带有mft操作的cbr之间没有去除cbr内容物。这可能解释了仅cbr操作时tmp的初始稳定。通常在每个不同配置测试开始之前，ct的内容物被弃置并充入自来水。然后根据滤液产量将所制备的原料溶液自动进料至ct中。当增设mft时没有实施此操作，由此来检验mft。在仅cbr配置期间，tmp在0.1bar下稳定10小时。当包括mft时，通常预期初始tmp更长且更低，因为湍动由mft处理，但在cbr中更低。但5小时后仍观察到缓慢但持续的增加。
[0205]
即使观察到显著改善，tmp增加和通量下降仍然是cbr mft配置的一个问题。操作
持续了80小时(10个半连续批次)，并且由于通量和tmp稳定，操作可能会持续更长时间。但观察到在mft中大量的固体累积。因此，用mft流出物和具有相同表面积的新膜组件测试了最终的配置。滤液通量设定为48lmh，而浓缩物和mft流出量设定为滤液通量的10％(每次5％)。
[0206]
最终的配置实现了显著的膜性能。在整个操作期间48lmh的设定流量是稳定的，且几乎没有劣化。tmp也仅显示出0.61mbar/h的轻微增加。与没有mft流出操作的初始间歇和cbr相比，该值分别为1/50和1/16(为30.6mbar/h和10.1mbar/h)。该结果表明从mft中去除固体的重要性。尽管在cbr中防止了湍动，但恒定的滤液去除会造成mft中固体快速累积，这最终与其中固体浓度无限增加的初始间歇操作类似。
[0207]
与文献中的dmf研究相比，0.6mbar/h的压力增加非常小。在一项研究中，用浸没式mf pvdf膜(0.1μm，1m2)测试rs的dmf，应用曝气(0.12m3/h)和絮凝(30mg/l聚氧化铝)进行结垢控制。该过程操作295小时，且达到13.3lmh的平均净通量。操作期间，还用软海绵对膜进行了两次物理清洗(大约每100小时操作进行一次)。据报导，结垢速率为5.5-6.7mbar/h，这是基于约100小时的操作计算的。但当通量增加至13lmh时，结垢速率增加至0.86mbar/h。在25天的稳定操作期间，在10lmh的通量和单位滤液体积90.1m3/m3的气体需求量下，报告达到0.17mbar/h的结垢速率。
[0208]
间歇模式的去除和回收：
[0209]
两种ww在cod、tn和tp浓度方面显示出类似的去除和弃置率(表3、4和5)。合成ww和新鲜ww的体积和cod cf分别为10.7-15、5.5-8.2和10.8-12.6、6.6-8.8。这意味着对于平均50％的体积减少，两种ww的最终浓缩物中的cod浓度平均增加了1.26倍。这也确认了copas是新鲜ww的可靠替代品。
[0210]
表3：copas合成ww dmf间歇模式操作的水质参数.
[0211][0212][0213]
表4：新鲜ww dmf间歇模式操作的水质参数(stdev在附录b中给出)
[0214]
[0215][0216]
合成和新鲜ww的总tcod弃置率分别为85.3-92.4％和72-87.2％。copas运行的平均弃置率比新鲜ww运行略高。因此，最终浓缩物的tcod浓度也较高，这影响了滤液质量。这是由于进料水的初始scod浓度造成的。copas进料的scod为tcod的16％，而新鲜ww为23％。这一微小差异很可能影响滤液的cod浓度，因为可溶性产品可能穿透膜。最初，copas以较慢的速率在水中溶解。通过混合和循环，copas随时间进一步分解，和颗粒物减少。这在最终合成ww的间歇操作中可观察到。由于结垢和堵塞的增加，通量非常缓慢，该过程所需的时间比初始操作高3倍以上。由于更长时间的混合和循环，颗粒溶解更多，这造成与初始运行相比tcod回收率最低。在新鲜ww运行中没有观察到这种影响。实际上，过程持续时间越长，滤液中存在的tcod越少。因此，浓缩物中的回收率越高。这首先是因为新鲜ww更稳定，增加的混合和循环持续时间不像合成ww那样造成那么多劣化。新鲜ww中初始scod较高，这导致浓缩物中tcod较低，但滤液tcod是降低的。这可以由快速形成滤饼层来解释。滤饼层可以降低通量，但同时它对可溶性物质可能是屏障。由于最初滤饼层的快速形成，该屏障随时间捕集了更多可溶性产物，这导致后续操作的滤液tcod浓度降低。
[0217]
合成ww和新鲜ww中的tcod回收率分别为37-76％和56-69％。剩余的固体要么留在
滤液中，要么留在ct和膜中。当直接过滤ww时，ct上的固体沉积是一个常见问题。如果不物理去除，固体可能会粘附在容器和膜表面，这会降低最终的有机物回收率。曝气是浸没式膜配置中常用的结垢缓解方法，也可能通过促进细菌生长和降解来降低回收率。从这个角度来看，外部错流配置可能更有机会处理膜结垢，并且不会降低浓缩物质量。
[0218]
表5：copas和新鲜ww dmf间歇模式操作的水质参数
[0219]
[0220][0221]
合成ww和新鲜ww的tp和tn弃置率分别为79-91％、66-92％和82-99％、62-71％。这些数值是波动的，且各操作之间没有趋势。对于最终的合成ww操作来说，氨浓度增加了近20倍。这表明，活性持续时间的增加在一定程度上促进了ct中的生物生长，从而导致蛋白质降解为氨。最初，在合成进料溶液中不存在氨。因此，它只能通过分子的降解来获得。但在持续时间较短的操作中没有观察到这一点。
[0222]
半间歇/连续模式的去除和回收：
[0223]
实施这些操作主要是为了分析膜结垢，因此，没有测量所有参数。将恒定的500mg/l合成ww进料到cbr中，同时去除全部浓缩物、mft流出物和滤液。在所有情况下，通过仅去除10％浓缩物和mft内容物，最终体积cf达到10。整个操作过程中，平均滤液cod为66
±
27mg/l，达到87％的平均cod去除率。滤液从未超过100mg/l。
[0224]
在浓缩物中进行了三次cod测量，一次是在开始时(2700
±
110mg/l)，一次在中间
(3790
±
171mg/l)和另一次是在操作118小时结束时(3520
±
157)。按cod浓度达到平均6.7的cf，这与间歇cf相当。观察到的是在3-4个批次后，浓缩物中的固体量保持类似，直到过程结束。因此，在这些初始运行之后，浓缩物的cod浓度在中间和最终测量的范围内。考虑到这一点，平均cf更可能接近7.2-7.5。
[0225]
为了确定mft中的累积，从mft和液体在mft中流动的cbr ct的顶部取样。观察到mft中的cod浓度从未超过350mg/l，但固体随时间累积很明显。还进行mft的质量平衡以确定最终的稳态浓度。基于cbr流出物和滤液的平均cod浓度，获得了非常相似的结果。如果mft中不包含流出物，cod浓度可能会增加到更高的值，并造成膜结垢。与没有mft流出物的前次运行相比，可见的固体累积要高得多。因此，mft中的固体和有机物必须通过去除内容物或用其它方法处理这些水来限制。
[0226]
应注意的是，cbr和mft耦合在去除固体和减少湍动方面表现优异。尽管固体在cbr池底部沉降并累积，但只有小部分溶解。cbr流出物的cod浓度从未超过175mg/l。因此，在固体溶解或导致膜结垢之前，提前从系统中去除固体是在不损害膜性能情况下实现更久dmf操作的关键。
[0227]
合成和新鲜ww的dmf表现出有希望的结果。虽然间歇操作在约30小时表现出严重的结垢，但在118小时的过程中，利用带有同心档板的沉降(cbr)池的半连续操作表现出极低的结垢曲线。间歇操作时膜的结垢速率为30.6mbar/h，而在改进的cbr设计中观察到的为0.6mbar/h。
[0228]
间歇和半连续操作均实现了有机物的高回收率和可靠的滤液质量。间歇操作的总cod、tn和tp弃置率分别为85.5％、88.4％、72.8％。64.9％的初始cod在浓缩物流中回收，这可用于厌氧消化过程中的能量回收。
[0229]
半连续操作达到87％的cod弃置率，且滤液cod从未超过100mg/l。
[0230]
用500ppm naclo和柠檬酸有效清洗结垢膜。1小时的清洗过程完全地去除了不可逆结垢。清洁水的通量测试表明，经过化学清洗的膜达到了与新膜类似的比通量(1050lmh/bar)。
[0231]
实施例3：用于废水处理的直接膜过滤(dmf)和厌氧膜生物反应器(anmbr)系统
[0232]
简介：
[0233]
由于我们实现可持续未来的理念，将废水(ww)当成“废物”且只处理不回收的理念必须改变。从这个角度来看，ww可以是水、营养和能源的来源。据估计ww中每年有2.5kwh/m3的潜在化学结合能和35mt的氮(假定全球平均10克/人/天)，因此wwtp可以成为净可再生能源生产装置和营养回收的理想介质。但仍然继续使用能量密集型活性污泥方法，其可能应用0.3-1.89kwh/m3的能量，将潜在的可回收有机物降解为二氧化碳和水。为了实现这一理想的回收结果，直接膜过滤(dmf)已成为分离有机物和营养物的简单有效的方法。这项技术允许生产高质量的流出物和高强度的废水物流，当与厌氧消化(ad)工艺结合时，其可以提高水、营养物和能量的回收率。
[0234]
dmf指利用各种类型和孔径的膜，以物理/机械分离/浓缩固体，用于进一步处理应用。它被认为是一种稳健、低占地面积和灵活的技术，不涉及生物处理。因此，它被认为是用于分散处理和下水道精制(sewer mining)的有吸引力的选择，用于缓解城市水和废水基础设施的压力，减少下水道网络和处理装置的负荷，并允许水和营养物回收用于灌溉。dmf也
是城市废水(mww)浓缩的有前景的方法。mww的特征在于可生物降解的有机馏分强度低和颗粒有机物含量高。因此，当处理mww时，ww质量影响ad过程的效率。事实上，由于mww的强度较低，很少发现在原始污水上直接应用ad。最佳ad过程的cod范围需要至少1500-2000mg/l。但由于黑水(粪便物 冲洗水)、黄水(尿液 冲洗水)以及大量的灰水(淋浴水、水池水、洗衣水)的混合，典型的mww cod强度和总固体浓度分别为339-1016和537-1612mg/l，平均cod为500mg/l。通过提高mww中有机物的浓度，可以将高强度的物流进料至ad中，从而实现甲烷形式的最佳能量回收。
[0235]
dmf可能会使后续工艺的能量需求、特别是ad的加热需求最小化。通常需要能量来加热流入物或反应器来预处理ww，从而由于反应动力学增强和病原体去除而提高了去除率。除了其它以外，通过加热进行热水解也是一种有效的预处理策略，用于加速颗粒和难于降解的复杂物质的分解和水解，因为它们是厌氧降解的首要和通常的速率限制步骤。另外，厌氧过程在产甲烷的中温(35℃)条件和水解和产酸的高温(55℃)条件下表现优异。我们通过dmf过程去除了大部分流入的ww，并将其减少到总流入量的一小部分，因此加热变得明显合适和能量有效。
[0236]
如在mbr中，dmf系统的主要缺点是膜结垢，取决于所选的设计，膜结垢会导致通量降低或操作压力增加。因此，通量降低和tmp增加可以用作mbr中的结垢指标。各种不同的有机物和化合物是造成膜结垢的原因。它们包括小的胶体和大的悬浮颗粒、惰性和吸附性大分子、小分子、生物物质和阳离子。这些生物物质可能含有胞外聚合物质(eps)和细胞残片，这些通常与内部结垢相关。取决于操作条件和膜特性，不同的结垢机理控制着结垢。它们通常分为孔隙堵塞造成的结垢(大部分是不可逆的)和滤饼层形成造成的结垢(大部分是可逆的)。最初，孔隙堵塞导致膜结垢。在操作的后期，由于形成滤饼层而造成的结垢占主导地位。结垢膜的清洗通常分为两类：物理/机械方法和化学方法。物理清洗方法基于流体力学湍动的应用和温度效应，从而在动力学上分解污垢以离开膜界面。化学清洗方法旨在改变溶液化学以及膜与污垢之间的静电排斥，或将它们完全降解为液体物流。
[0237]
已经应用了不同的结垢预防方法来减轻膜结垢或清洗结垢的膜。最常见的非侵入性结垢控制方法包括用空气反洗、用滤液或di水反洗(bw)、松弛(rx，短时间暂停过滤)、使用清洗剂如颗粒状活性炭(gac)、粉状活性炭(pac)用来分解动态膜层和去除可溶性有机物。这些物理/机械清洗(pc)方法通常在过滤过程中应用，以减少滤饼层的形成并去除孔隙堵塞。最常见的方法是在短时间内应用松弛和反洗。在松弛过程中，在膜表面处导致可逆污垢的浓缩污垢由于浓度梯度扩散开来。几乎最近所有的研究均在一定程度上应用rx和bw来控制污垢，并报导了积极的效果。但由于rx和bw增加了过程停机时间，需要对其频率进行优化。最近研究了gac和pac的增设，并发现它们是有效和高效的去除污垢方法。与有或没有气体喷射的浸没式mbr相比，使用具有大量再循环的清洗剂降低了能量需求，从平均1.2kwh/m3降至0.2kwh/m3。当与凝结剂处理的第二流出物相比时，gac导致的通量增加最低，但据报导只是通过去除可溶性产物而对内部结垢有效。另外，需要持续地更换pac，否则饱和的pac颗粒对通量可能有负面影响。
[0238]
除了用化学物质对结垢膜进行强烈清洗外，在过滤过程中还使用各种化学物质进行频繁的强化反洗技术。最常见和最有用的化学物质是naclo和柠檬酸，用于强化反洗和强烈清洗中去除无机和有机污垢。hcl、nedta、edta、h2o2和naoh是测试用于dmf过程膜清洗的
其它化学物质。虽然所有这些方法都显示了成功的清洗，但与其它方法相比，用naclo和柠檬酸获得了最佳结果。除了强化bw外，化学清洗(cc)通常离线用于完全结垢的膜。首先，用di或自来水喷射及软海绵进行初始pc以去除任何滤饼层。初始清洗后的剩余污垢通常称为不可逆或内部污垢，只能用cc去除。虽然cc可以去除所有污垢，但它会增加总成本和复杂性，同时缩短膜寿命，因此必须最小化化学物质的使用。
[0239]
虽然化学物质对结垢控制非常有效，但也检验了不同的方法。这些包括在膜过滤之前添加凝结剂去除颗粒和胶体以及进行微筛、振动和混合，以达到膜清洗效果。通常离线在较短时间内施用强烈的化学清洗，以实现完全的膜清洗和通量恢复。通常采用其它方法来延迟完全结垢和延长膜操作，而不会因压力增加或通量降低而受损。
[0240]
在本实施例中，我们研究了实验室规模的dmf系统与anmbr结合以提高原始废水中有机物质和潜在能量的回收率的可行性。dmf系统的设计是根据我们之前的测试选择的，之前的测试由带有同心档板的反应器(cbr)浓缩池组成，从而实现更好的固体分离。
[0241]
材料和方法：
[0242]
dmf-anmbr装置由两个独立的系统组成。首先，废水在dmf过程中浓缩。然后为anmbr进料浓缩物流。
[0243]
dmf系统：
[0244]
用聚丙烯(sw plastics，clearwater，fl)设计和建造了一个24加仑(90升)的带有同心档板的浓缩池(ct)。选择带有同心档板的反应器(cbr)设计，是因为它具有类似于活塞流的结构并且能改善固体沉降。这种设计通过允许更好的固体分离的第二底部得到进一步改进。此外，为了防止任何回流和固体上升，还包括悬架档板。为了获得更好的膜性能，除浓缩池外，应用5加仑的大玻璃瓶容器(3422890050，thermo scientific，waltham，ma)增设了膜进料池(mft)。对于膜过滤，在外部错流配置中应用直径5.2mm的聚偏氟乙烯(pvdf)x-flow超滤(uf)管状膜(pentair，minneapolis，mn)。膜的标称孔径为0.03μm和有效面积为0.25m2。系统由五台泵组成：一台离心泵用于废水循环(magnus vsg-6000,sunpole,naka-ku hiroshima,japan)，四台蠕动泵用于进料、滤液、反洗和浓缩物去除(cole parmer,vernon hills,il)。所述膜还配备有三个压力传感器，用于测定跨膜压力(tmp)(cole-parmer,ew-68075-32,vernon hills,il)。传感器放置在膜组件的进料侧(pf)、浓缩物侧(pc)和滤过侧(p
p
)。应用hoboware软件(onset,u30,bourne,ma)连续记录压力(1秒取样1分钟记录间隔)。传感器根据压力记录电压读数。随后用这些电压读数计算tmp(tmp＝((pf pc)/2-p
p
))。为处理过滤、松弛、反洗循环和自动进料，设计了一个定制的控制系统。循环开始于90秒的过滤，随后是15秒的松弛，和每15分钟在32lmh下20秒的bw。rx和bw对应于操作期间15.2％的离线时间(每920秒离线140秒)。
[0245]
anmbr系统和接种：
[0246]
实验室规模的anmbr由有效体积为12升和顶部空间为1升的上流式厌氧生物反应器和应用标称孔径为0.3μm、总膜面积为0.075m2的聚偏氟乙烯(pvdf)膜的定制外部错流超滤(uf)膜组件(pentair x-flow；enschede,the netherlands)组成。为了加热，在流入物进料的反应器底部插入由比例积分微分(pid)加热控制器控制的不锈钢水族箱加热器。应用在线传感器连续监测反应器的温度。在反应器的下部和上部安装两个温度探针。所述组件配备有三个压力传感器(位于进料、浓缩物和滤液连接处)(cole parmer,vernon hills,
il)，用于测量跨膜压力(tmp)，并应用hoboware软件进行数据采集。对于膜循环、滤液生产和反洗，应用四台蠕动泵(cole-parmer；il,usa)。
[0247]
在通过1.7mm最大粒径筛筛分后，用来自当地废水处理厂的厌氧消化器的12g/l挥发性悬浮固体(vss)浓度的活性生物质为反应器接种(howard f.current advanced waste treatment plant；tampa，fl)。应用hobo数据记录器(onset computer corporation；ma，usa)连续监测沼气、反应器温度和滤液。为了处理过滤、松弛、反洗循环和自动进料，设计了一个定制的控制系统。该循环开始于75秒的过滤，随后是15秒的松弛，和每8个循环15秒的反洗(每隔12分钟在0.045l/min流率下)。反应器的水力学停留时间(hrt)选为2.5天，并在中温条件(36℃
±
1)下操作。在整个实验过程中，瞬时通量设置为4lmh(l/m2/h)。当包含bw和rx停机时间时，有效通量为3lmh。错流流速(cfv)选为0.1m/s(0.51l/min)。膜进料取自反应器的上部。来自膜组件的浓缩物流返回反应器底部，在反应器底部进料浓缩的合成污水。在175天的操作期间，一直没有对膜进行化学清洗。除取样外，无生物质浪费。
[0248]
复合有机颗粒人工污水(copas)本质上是颗粒状猫粮，用它来模拟先前报导的真实污水(prieto等人2013)。copas由92％的挥发性固体和8％的灰分组成。蛋白质、碳水化合物和脂质的组成分别为40％、43％和17％，而碳、氮和磷元素的组成分别为48.1％、6.35％和1.57％。所应用的copas的化学需氧量(cod)和总固体(ts)选为1000mg/l和860mg/l，从而模拟低强度城市废水的特性(tcod/wt比，у＝1.17)。流入物的tn和tp浓度分别为61.4
±
1.8mg/l和28
±
3mg/l。
[0249]
表6：1000mg cod/l合成的copas ww的进料特性
[0250][0251]1nd：未检测；2na：不适用
[0252]
进料和操作循环：
[0253]
在175天的anmbr操作期间，按进料特性测试了五个不同的操作循环。前96天，
anmbr用1000mg/l cod合成ww进料。在这个阶段，只有anmbr操作，直到其达到假稳态条件。该初始阶段后，开启dmf过程，并与不同浓缩因子(cf)的anmbr平行操作。最初，dmf系统在cf3.3下操作28天。对于cf3.3操作期间的每个循环，dmf的进料在单独的池中制备并连续进料，直到每个循环约2小时15分钟后该过程终止。对于进料制备，将9加仑自来水与28克copas混合以达到1000mg/l的cod浓度。在整个dmf测试期间，保持该浓度不变。为了达到cf3.3，生产了6加仑(22.7l)滤液和3加仑(11.4l)浓缩物。然后将浓缩物进料至anmbr。瞬时通量设置为43lmh。在cf3.3测试期间，dmf系统隔天操作。浓缩物和mft流出物流率均设定为2.53l/h。
[0254]
接下来，dmf系统在cf6.6下操作22天。对于cf6.6操作期间的每个循环，dmf的进料在单独的池中制备并连续进料，直到约5小时45分钟后该过程终止。在此期间，将21.2加仑(80.3l)自来水与68.8gcopas混合以达到1000mg/l的cod浓度。为了实现cf6.6，以2.1l/h生产了18加仑(68.2l)滤液和3.2加仑(12.1l)浓缩物。然后将浓缩物进料至anmbr。瞬时通量设置为50lmh。在该cf6.6测试期间，dmf系统隔天操作。
[0255]
最后，dmf系统在cf10下操作14天。对于cf10操作期间的每个循环，dmf的进料在单独的池中制备并连续进料，直到约6小时后该过程终止。在此期间，将20加仑(75l)自来水与65.2g copas混合以达到1000mg/l的cod浓度。为了实现cf10，以1.25l/h生产了18加仑(68.2l)滤液和2加仑(7.5l)浓缩物。然后将dmf的浓缩物进料至anmbr。瞬时通量设置为50lmh。在该cf10测试期间，dmf系统隔天操作。在该最终测试中，dmf系统共操作了181小时(33.8小时的cf3.3、63.3小时的cf6.6、84小时的cf10)。
[0256]
dmf过程后，将cod浓度增加至12700mg/l，再操作anmbr 14天，以测试anmbr的限值。
[0257]
监测参数和分析方法：
[0258]
anmbr和dmf系统分别总共操作了175天和64天。分析了滤液和浓缩物样品的总固体(ts)、挥发性固体(vs)、总悬浮固体(tss)、挥发性悬浮固体(vss)、总化学需氧量(tcod)、可溶性化学需氧量(scod)、总氮(tn)、氨(nh
3-n)、磷(po
4-p)、总有机碳(toc)和浊度。每周应用hach hr消化瓶和hach testin tubetm瓶(hach company,co,usa)测量所有的cod、tn、nh
3-n、tp。使反应器内容物在3000rpm下离心20分钟，和应用上清液测量可溶性馏分。应用总有机碳分析仪(shimadzu,kyoto,japan)测量toc，所述分析仪配备有非色散红外检测器(ndir)和应用零级空气作为载气的asi-5000自动取样器(ai z200；airgas,stafford,ct)。对于一些样品，用与总氮检测器(shimadzu tnm-1)耦合的toc分析仪测量tn。半间歇/连续dmf操作持续181小时(33.8h的cf3.3、63.3h的cf6.6、84h的cf10)。在每个循环结束时，收集滤液、浓缩物、dmf ct内容物和mft的样品，并分析tcod。对于滤液和浓缩物样品，每周仅测试tn和tp。
[0259]
膜清洗程序：
[0260]
操作181小时后，实施dmf系统膜清洗。首先，将膜取下并用喷射的自来水进行物理清洗。在初始物理清洗之后，实施清洁水通量(cwf)测试，以确定可逆和不可逆结垢。在这项研究中，应用物理和化学清洗前后的膜阻力来定义不可逆和可逆结垢。接着，在自来水中制备500ppm naclo溶液。膜仅在循环和反洗(bw)泵开启的情况下操作30分钟。在32lmh下进行bw。接下来，用自来水在32lmh下确定膜的特性30分钟。确定特性后，用500ppm柠檬酸
(decon
tm 4401,orlando,fl)重复相同程序。最后，用自来水确定膜的特性并测试了清洁水通量(cwf)，以确定清洗程序的有效性。
[0261]
结果和讨论：
[0262]
我们之前的研究表明，固体浓度直接影响膜的结垢速率，因此，维持其中ww浓缩而不去除任何固体的间歇操作，会在约30小时后造成严重的膜结垢。因此，在过滤过程中去除固体是实现可持续膜操作的关键。通过增设带有同心档板的沉降池，在117小时的操作过程中，膜结垢得以成功缓解，达到0.61mbar/h的结垢速率，这是我们30小时的长间歇操作(30.6mbar/h)的1/50。
[0263]
对于dmf-anmbr的整合，dmf系统利用在cf3.3、cf6.6和cf10下的不同浓缩因子(cf)操作了180小时。在这180小时的操作过程中，结垢速率分别为0.16、0.77和0.63mbar/h，平均为0.52mbar/h。此前，117h操作的平均结垢速率为0.61mbar/h，略高于这种配置中的平均结垢速率。由于dmf-anmbr操作期间应用的cf较低，因此实现了较低的初始和平均结垢速率。虽然cf随时间增加，但对之前的117小时操作，初始cf设置为3.3，整个实验中保持cf6.6，这可以解释略高的结垢速率。tmp曲线对两种dmf操作显示出相似图线，这是因为两项研究应用了相同的膜组件。这也表明化学清洗程序去除不可逆结垢的有效性。
[0264]
三种不同cf的有效通量和通量下降分别为40.5、47.2、46.4lmh和5.7％、5.7％和7.2％。这些通量下降是基于瞬时通量计算的，仅由频繁的rx和bw引起，而不是结垢的结果。在rx和bw期间，没有产生滤液，因此，膜的在线时间减少。对于间歇操作，观察到明显的通量下降，这导致30小时操作后的最终通量为10-20lmh。
[0265]
与文献中发现的数值相比，我们的研究得出了考虑通量时的最低结垢速率。jin等人(jin等人,2016 efficient sewage pre-concentration with combined coagulation microfiltration for organic matter recovery.chemical engineering journal,292,130
–
138.)测试了带有pvdf中空纤维微滤膜(0.1μm,1m2)的原始废水(rs)的dmf。ww用30mg/l的聚氯化铝预处理。也应用rx和间歇曝气减轻结垢。他们报导了在任何清洗前约100小时的操作中，在平均有效流量为13.3lmh下，平均结垢速率为6.1mbar/h。nascimento等人报导了在其它研究中的最低结垢速率。他们利用pvdf中空纤维浸没膜(0.04μm,0.93m2)单元应用初级流出物进行研究。
[0266]
应用气体喷射、rx和bw来减轻结垢。他们测试了不同通量和气体喷射速率，以适应增加的通量。最初，在4.7-7.1lmh的通量下，在53.6-56.3m3/m3的曝气速率下，达到了0.008mbar/h。但增加通量至9.4lmh造成结垢速率大幅增加至0.54mbar/h，尽管此时曝气速率提高到69m3/m3。通量增加继续增加结垢速率。当通量为13lmh时，据报导在67.8m3/m3的曝气率下，结垢速率升至0.86mbar/h。gong等人研究了与jin等人几乎相同的方法(gong et al.,2017 organics and nitrogen recovery from sewage via membrane-based pre-concentration combined with ion exchange process.chemical engineering journal；jin et al.,2016)。他们应用rs作为流入物和将pvdf中空纤维微滤膜(0.3μm,0.33m2)用于dmf。应用凝结剂、rx和空气反洗进行膜缓解。唯一的区别是应用浓度为10mg/l的粉状活性炭(pac)。在600小时的操作中，膜的平均结垢速率为1.2mbar/h，这约为jin等人报导的1/5。
[0267]
考虑到平均有效通量在13.3lmh附近很类似，单独pac对膜的结垢速率表现出相当
积极的影响。zhao等人报导了一项更接近我们的设计通量(50lmh)的研究，该研究应用陶瓷中空纤维超滤膜(0.01μm，0.04m2)进行rs的dmf(zhao等人,2019 direct filtration for the treatment of the coagulated domestic sewage using flat-sheet ceramic membranes.chemosphere.)。应用15mg/l氯化铝、bw、rx和气体喷射(0.1l/min)来减轻结垢。该过程在41.7lmh下持续了700小时，期间一旦tmp达到0.35bar，则进行化学清洗(用不同的化学物质进行了8次)。在这700小时的操作中，估计平均结垢速率为4mbar/h，这比我们的平均结垢速率高约8倍。在cf3.3下，本实施例的结垢速率为0.16mbar/h，在cf6.6下，结垢速率为0.77mbar/h，在cf10下，结垢速率为0.63mbar/h，平均为0.52mbar/h。
[0268]
dmf浓缩、丢弃和回收：
[0269]
dmf过程表现出优异的性能，在整个操作中实现了85.6％的总cod弃置率(cf3.3、cf6.6和cf10分别为88.6％、83％和78.4％)(表7)。由于cbr浓缩池和mft中总可溶性cod的增加，预计弃置率会略有下降。作为mft中膜返回流量(34.6l/min的流率或1.43m/s的cfv)的结果，由于浓缩和混合的增强，可溶性产物的浓度升高。事实上，与cf3.3相比，cf10循环期间mft中的cod浓度增加了三倍多。由于mft内容物直接进料至膜中，任何浓度变化都会直接影响滤液质量。整个dmf操作期间，至滤液的总cod损失为约15％。
[0270]
就tcod而言，有机物的回收也很成功，和达到69％的回收率。当首先用cf3.3开始该过程时，未达到稳态条件，因此，对浓缩物流中的tcod浓度而言，仅达到1.2的cf。当在随后的cf6.6循环中建立稳定的固体累积后，回收率提高到85％。虽然从cf3.3到cf6.6的增加是明显的，但在cf10循环内这种模式并未持续，仅达到69％的回收率。这表明在cf3.3运行中一些固体可能继续累积，并最终在cf6.6循环中回收。cf3.3操作期间系统中的大量保留(51.1％)也支持这一观点，尤其是cf6.6循环中保留了相当低的有机物浓度(0.1％)。
[0271]
与其它研究相比，我们的dmf操作中浓缩物流69％的cod回收率是更优的。文献中的数据变化很大，为23.8-57.5％。当包括滤饼、沉积物和矿物质馏分时，其它报告为70-90％。
[0272]
当在dmf系统中处理ww时，有机物可以被回收、溶解并在滤液中离开、矿物化并在膜上和浓缩池中累积。影响回收率的因素很多，如膜的类型和孔径、池设计、膜取向、不同的结垢缓解技术和回收方法。在报告cod回收率并在我们研究中进行对比的所有研究中，均应用了浸没式膜组件，该组件通常需要曝气来进行膜清洗和缓解。这可能是有问题的，因为曝气会增加能量消耗，促进生物生长，并因降解而减少有机物。因此，dmf和mbr有使用较少或间歇曝气的趋势。另一方面，外部错流过滤操作几乎能够完全消除这一问题，因为它不需要曝气。
[0273]
另外，它可以有效去除造成固体累积和通量下降的滤饼层。在dmf过程结束时我们的cwf结果表明，主要的结垢是由不可逆结垢造成的，而不是由滤饼层形成引起的。曝气也可能扰动已经在浓缩池中沉降的固体。取决于膜的取向和池的设计，这对固体回收来说可能有问题。在大多数应用浸没式膜配置的dmf研究中，要几次或在过程结束时一次去除固体。虽然这可能消除频繁从系统中去除固体的能量，但可能促进生物生长、生物降解和溶解，这些在长期运行中可能造成更多的结垢和沉积。因此，在过程操作中去除固体对于更好的膜性能和有机物回收来说是理想的。也应注意的是浓缩池的设计影响回收率。当固体在反应器中沉降时，相比于在平坦表面上沉积，锥形底部有助于更好地回收固体。
[0274]
类似于cod，也达到了明显的tp和tn弃置率，tp的总弃置率为86％(cf3.3为91.9％，cf6.6为84.5％和cf10为81.6％)，和tn的总弃置率为75％(cf3.3为84.2％，cf6.6为74.5％和cf10为66.7％)(表7)。虽然tn结果很不稳定，但其他人报告的ttp弃置率类似，tp为82-90.9％和tn为10-56％。tn弃置率的低和高变化性可能是在曝气存在下硝化过程的结果，而这在我们的研究中没有观察到。氨通常被认为是可通过膜的足够小的分子。
[0275]
虽然弃置率很高，但浓缩物的ttn浓度造成ttn高于cf6.6和cf10循环期间进料ww中存在的ttn，这很可能是由于浓缩池中某些生物降解的结果。氨浓度也表明了这一点，因为在滤液中有氨，而在进料ww中没有氨。
[0276]
anmbr性能：
[0277]
反应器已达到87.8％的总cod去除效率(不包括前50天)。在启动期间，该效率为78％，平均滤液cod为211
±
24mg/l。尽管流入物cod类似(1233
±
480mg/l)，但在将进料物流改为dmf浓缩物后，该效率增加至91％。这种效率立即增加很可能是由于dmf浓缩物中可溶性馏分增加(比初始可溶性馏分高大约2倍)，。
[0278]
在cf6.6和cf10循环期间也观察到类似的结果，去除效率分别为93％和96％。在这些操作的过程中，流入物的可溶性馏分增加了10倍以上，这也导致了更高的沼气产量。平均而言，当dmf浓缩物流分别在cf3.3、cf6.6和cf10下进料到anmbr中时，沼气产量增加1.6、6.3和9.7倍。特别是当考虑流入物的tcod波动时，这一增长更令人印象深刻。平均而言，流入物的tcod增加一倍，导致沼气产量增加1.3倍。流入物的tcod和沼气产量在所有阶段均表现出良好的线性。在dmf-anmbr整合过程中，总的tcod去除效率约为93％，这意味着与最初的anmbr启动期相比，dmf过程提供了15％的增加。因此，这清楚地表明，原始污水的dmf可以通过调节和提高ww的水解速率来提高总的去除率。详细信息见表8。
[0279]
如果没有由于底物过载的抑制，则随olr增加，沼气产量增加。此外，最佳olr将取决于流入物化学特性。对于不同类型的反应器和流入物，ad的olr值可以从2.5g vs/l-d变化到8.62g vs/l-d。对于在中温和高温条件下处理合成ww的anmbr，也报告了类似的可持续olr。
[0280]
dmf过程终止后，再经过两周时间使流入物的tcod浓度翻倍，以检验anmbr的性能。这造成沼气和反应器的scod立即增加。但由于反应器中过量累积cod的结果，去除效率开始降低。在两周时间内平均tss浓度从14g/l增加到25g/l。反应器中scod浓度的增加也开始进入滤液。尽管cf10循环的平均cod浓度为341
±
26mg/l，两周的过量流入物进料造成平均cod浓度增加了7倍以上。终止前，测量到约3000mg/l的滤液cod。这清楚地表明，反应器不能适应有机物的增加，需要建立最佳的有机物负载率。
[0281]
启动时、cf3.3、cf6.6、cf10和最终循环的平均有机物负载率分别为0.53
±
0.02、0.71
±
0.53、2.59
±
0.53、3.24
±
0.45和4.18
±
1.07g cod/l-d(0.33
±
0.01、0.41
±
0.17、1.98
±
0.23、2.98
±
0.85和3.07
±
0.69g vs/l-d)。我们的结果表明，约4g cod/l-d olr是可持续的，但将olr增至5.5g cod/l-d会抑制反应器。导致我们的anmbr受到抑制的一个原因可能是由于olr立即大幅增加，而不是浓度逐步提高。在这两项研究中，olr都是缓慢增加的，而不是瞬间的跳跃，这可能给了微生物适应的机会。游离氨也是ad过程中常见的抑制组分。阈值浓度可以在53-1450mg/l间变化。
[0282]
能量消耗和回收：
[0283]
用dmf-anmbr系统的整合由稀释的城市废水(例如1000mg/l)进行可能的能量回收取决于几个因素，如流入物温度、anmbr操作条件和热电联产(chp)系统的有效能量产量。流入物温度通常是决定最佳中温ad过程能量回收的关键因素，这是由于水比热1.16kwh/m
3-℃较大。为了克服这一问题，提出了应用35℃下anmbr滤液热能的热泵技术。通过应用该技术，与直接流入物加热相比，流入物的能量需求可减少75％。
[0284]
基于cf10阶段的dmf-anmbr整合，比较了不同的能量回收方案。对于这些方案，进行了若干假设和计算。基于3个月期间收集的处理厕所废水的中试规模的anmbr能量数据确定能量消耗。在这项研究中，报告了处理约200l和1000l的两种不同的能量需求。当系统在接近其设计值(例如1000l)下操作时，能量需求为约0.16kwh/m3。当处理200l的流入物时，能量需求增加至0.83kwh/m3。为了进行比较，分别用两种能源需求计算总能源需求和消耗。dmf能量需求是基于我们的实验室研究和现场数据确定的。在整个操作期间，用于anmbr和dmf的平均电流分别为1.39安培和1.14安培。
[0285]
基于此，由现场anmbr能量数据外推能量平衡的能量需求。该中试规模研究的操作与我们的试验室规模装置的操作非常类似。应用类似的过滤和反应器系统和操作条件，只是反应器不进行加热。由于我们的沼气和甲烷产量取决于中温的anmbr操作，因此根据系统的潜在能量损失确定加热能量需求，对于整个反应器，假定10m2的反应器表面和用泡沫进行保温。对于甲烷转化，假定能量产率800kj/mol、33％的chp系统效率、95％的变压器效率、80％的电机效率来驱动轴流泵和85％的叶轮效率。这使总的甲烷发电效率达到21％。为了进行比较，还基于来自chp系统的废热应用假定了预计约为80-85％的另一chp效率。对于甲烷产量，应用在cf10阶段的平均甲烷产量数据，其为9.2
±
1.2l/d。对于能量损失，在10、20、25和30℃下选择4种不同的环境温度。
[0286]
基于这些假设和计算，表9中列出了能源需求和生产率。可以看出，在没有dmf过程的情况下，200l流入物时的能量产量在任何情况下都不能抵消能量需求。虽然在没有流入物加热下的能量产量足以抵销基本的anmbr能量需求，但热量损失需要更多的能量。对于没有dmf过程的1000l流入物得到了类似结果，除了更高的chp效率和没有流入物加热外，能量产量可用于抵销能量需求。另一方面，与dmf过程整合能够在相同流入物特性下为整个系统提供更多的能量。已经发现这种组合提供15.54kwh的最高甲烷潜能。所述方法可以在没有流入物加热下应付所有背景能量和损失。利用滤液热泵和更高效的chp系统，也可能是能量过剩的。但在低温气候下，加热仍具有挑战性，必须提高dmf-anmbr整合的效率以抵销能量需求。
[0287]
下表对比了在dmf中对于单位体积处理过的流入物，浓缩物流中潜在能量回收的不同研究。
[0288]
表10
[0289][0290]1lateef等人(2013)direct membrane filtration of municipal wastewater with chemically enhanced backwash for recovery of organic matter.bioresource technology；
[0291]2gong等人(2015)membrane fouling controlled by coagulation/adsorption during direct sewage membrane filtration(dsmf)for organic matter concentration.journal of environmental sciences(china),32,1
–
7；
[0292]3jin等人(2016).efficient sewage pre-concentration with combined coagulation microfiltration for organic matter recovery.chemical engineering journal,292,130
–
138；
[0293]4nascimento等人(2017).improvement of municipal wastewater pretreatment by direct membrane filtration.environmental technology(united kingdom),38(20),2562
–
2572；
[0294]5jin等人(2017)improved low-carbon-consuming fouling control in long-term membrane-based sewage pre-concentration:the role of enhanced coagulation process and air backflushing in sustainable sewage treatment.journal of membrane science；
[0295]6gong等人(2017)organics and nitrogen recovery from sewage via membrane-based pre-concentration combined with ion exchange process.chemical engineering journal.
[0296]
该表表明浓缩效率和较高通量操作的dmf工艺的重要性。使用300l反应器，在144小时的操作过程中回收2250g cod。当理论计算时(350ml甲烷/g cod和800kj/mol的燃烧热)，这将造成在33％chp效率下2.6kwh的能量产量。虽然我们的结果仅产生了0.52kwh(应用我们的anmbr在33％chp效率下的甲烷产量估值)，但所产生的这一能量仅处理1m3的流入物。由于gong等人的能量通过用24m2的膜组件处理14m3的流入物产生，这造成单位体积处理过的流入物产生的能量更低，这突出了较高通量操作的重要性。在144小时中处理14m3的流入物可能更高，但本研究中应用的膜组件比我们的组件(0.25m2)高96倍。也应注意的是在这里报告的所有dmf过滤研究中，实施了理论计算或生物甲烷潜能(bmp)测试。据我们所知，之前没有研究过dmf-anmbr应用。
[0297]
dmf有效膜清洗：
[0298]
dmf完成后，对膜进行物理和化学清洗，以确定可逆和不可逆结垢。2小时的化学清洗程序能够完全清洗膜，且达到1065lmh的cwf。
[0299]
我们的结果表明，83％的膜结垢是由不可逆结垢造成的，可逆结垢仅为13％的一小部分(物理清洗前、物理清洗后和化学清洗后的膜阻力分别为1.34x10
12
m-1
、1.18x10
12
m-1
、3.85x10
11
m-1
)。这些结垢行为表明，外部错流配置确实非常有效地去除了滤饼层并控制了滤饼层形成。因此，在我们180小时的dmf操作中没有观察到通量下降。尽管测量到最小的滤饼层形成，但仍在膜中检测到不可逆结垢。这主要是由于mft中可溶性固体馏分增加。应该注意的是本研究中应用的膜组件之前用相同的合成ww测试约300小时。在这些测试期间，用相同的程序对膜进行三次化学清洗。在所有这些情况下，均达到了1000lmh/bar以上的cwf。初始cwf为约1050lmh/bar，因此每种情况下均对膜进行了完全清洗。
[0300]
设计并操作了整合的实验室规模的dmf和anmbr系统，以处理稀释的城市废水。anmbr操作175天，整合的系统测试65天。在anmbr的初始启动阶段，用1000mg/l的合成ww为反应器进料。启动后，在不同的浓缩度因子(cf)下操作dmf，以产生用于anmbr的高强度ww。然后，在后续阶段，将所产生的浓缩物流分别在cf3.3 28天、cf6.6 20天和cf10 15天下进料至anmbr。在dmf-anmbr整合过程中，目标是确定dmf膜性能和结垢特性及anmbr对高强度ww的响应。最后，使anmbr过载以确定最优的olr。在此期间，为dmf系统进料约5.5g cod/l-d olr共14天。我们的结果表明，dmf过程可以在更高的通量下操作，而不会劣化总产量。这主要是由于成功阻止了滤饼层形成。cwf测试表明，在180小时的操作结束时，可逆结垢(滤饼层结垢)仅占总结垢率的13％。用500ppm柠檬酸和naclo，通过2小时的化学清洗程序完全去除剩余87％的不可逆结垢，达到1065lmh/bar的最终cfw。浓缩物流能够在anmbr过程中产生足够的能量，以抵销dmf-anmbr的能量需求，并且对加热流入物来说能量过量。另外，dmf过程的整合能够在cf10操作期间使anmbr过程的总效率从78％提高到96％。
[0301]
表7：dmf-anmbr操作的dmf数据
[0302]
[0303]
[0304]
[0305]
[0306]
[0307]
[0308][0309]
本发明提供了一种废水处理系统和应用该系统的方法，所述系统和方法可灵活处理宽泛的水力学条件和组成，其能量输出达到在ww中包藏的能量足以应对整个处理过程的背景能量，且能够在较小的占地面积内回收营养物。最终，开发了一种物理分离方法(dmf)，并成功实施为独立的浓缩和回收过程，或与anmbr系统集成，以增加稀释ww的能量生产。在
整个测试过程中，dmf过程能够使输入ww的体积减少到1/10，并产生适合高效anmbr过程的高强度物流。已经发现69％的输入cod在cf10操作中浓缩在浓缩物流中。通过多次设计迭代改进dmf过程，已证明其可以在降低能量需求下在不损害膜性能下实现。anmbr过程也表现出有前景的结果。通过整合dmf系统，沼气产率随通量提高了9.7倍，且anmbr过程的去除效率从78％提高到96％。沼气产量的增加足以抵消整个系统的所有能量需求，并为附加过程提供额外的能量。
[0310]
从实施例中观察到以下优点。外部错流过滤成功阻止了滤饼层形成。cwf测试确定，在180h dmf操作结束时，可逆结垢仅占总结垢率的13％，而不可逆结垢为87％。用500ppm柠檬酸和500ppm naclo进行2小时长的化学清洗，成功去除了所有不可逆污垢，达到1065lmh/bar的最终cwf。在180小时dmf操作期间没有观察到通量下降，和平均通量达到44.5lmh。这部分是由于成功阻止了滤饼层形成。
[0311]
在180小时dmf操作期间，达到总tmp 0.10bar。与文献报导值相比，0.52mbar/h的平均结垢速率非常低，特别是在较高通量下运行dmf过程时。tmp曲线和结垢速率也类似于我们之前的117小时操作，后者tmp和结垢速率分别为0.09bar和0.61mbar/h。
[0312]
dmf过程表现出优异的性能，在整个操作过程中达到了85.6％的总cod弃置率(对于cf3.3、cf6.6和cf10分别为88.6％、83％和78.4％)。在tcod方面，有机物回收率也很成功，和达到69％的回收率。这意味着只有15％的输入tcod损失到滤液中，而16％作为沉积物和滤饼污垢滞留在dmf系统中。
[0313]
还实现了显著的tp和tn弃置率，tp总弃置率为86％(cf3.3为91.9％，cf6.6为84.5％，和cf10为81.6％)，而tn总弃置率为75％(对于cf3.3、cf6.6和cf10分别为84.2％、74.5％和66.7％)。
[0314]
反应器达到了87.8％的总cod去除效率，平均滤液tcod为252mg/l。在dmf整合过程中，anmbr去除效率对于cf3.3、cf6.6和cf10分别为91％、93％和96％。在这些循环期间，当将dmf浓缩物流进料至anmbr时，沼气产量平均增加了1.6、6.3和9.7倍。与启动时相比，cf10操作期间的去除效率提高了18％。
[0315]
流入物tcod和沼气产量在r2为0.92下也表现出良好的线性。
[0316]
在初始120小时操作期间，anmbr的瞬时通量是稳定的。在cf10阶段开始时，观察到轻微下降至3.5lmh。在整个操作过程中，总有效通量和tmp达到3.2
±
0.5lmh和0.23
±
0.13bar。
[0317]
作为来自dmf过程的高强度流入物的结果，anmbr在cf10循环期间以0.269l ch4/g cod的比甲烷产量下产生14.01l沼气/天(9.4l ch4/天)。当anmbr以1000l/天的速度进料cf10浓缩物流时，在该生产率下甲烷的潜能计算为15.54kwh/m3。当引入滤液热泵技术，chp系统的转化效率为21％时，这相当于3.31kwh，其足以抵消dmf-anmbr系统的背景能量需求和将流入物从10℃加热至35℃。
[0318]
本发明已按一个或多个优选实施方案进行了描述，应理解除了明确陈述的那些，许多等价、替代、改变和调整均是可能的，并且均在本发明范围内。