摘要： 针对深圳某企业微生物发酵类制药废水高氨氮、高总氮、低碳氮比等特点，采用两级AO/MBR-絮凝沉淀-反硝化滤池工艺对其进行处理，设计处理规模为1.6 m 3 /h，日运行8 h。将浓污水与清污水混合均匀后作为进水，工程经调试后稳定运行，在进水COD、氨氮、总氮、总磷平均分别为200、120、180、18 mg/L条件下，出水COD、氨氮、总氮、总磷平均分别为23、0.5、18、0.2 mg/L，水质稳定，满足排放要求。运行效果分析表明，两级好氧池的组合填料有效强化了对氨氮的去除，使得两级AO/MBR工艺去除了99.58%的氨氮；两级AO/MBR与反硝化滤池的组合工艺可去除90.00%的总氮。技术经济分析表明，该工程运行成本合计约为31.14元/m 3 ，其中，与总氮去除紧密相关的碳源消耗费用和污泥处置费用共计约15.55元/m 3 。
微生物发酵制药指通过微生物发酵的方法产生抗生素或其他活性成分，然后经过分离、纯化等工序生产出药物的过程，该过程产生的废水COD、NH 3 -N和TN较高。《生物工程类制药工业水污染物排放标准》（GB 21907—2008）严格限定了该类企业所排放废水中的污染物浓度，企业需对废水进行处理，使之达标后排放。
发酵类制药废水处理的难点是如何高效经济地去除废水中高浓度的NH 3 -N、TN和COD，现行的《发酵类制药工业废水治理工程技术规范》（HJ 2044—2014）提出采用“预处理+二级组合生化+深度处理”的典型处理工艺，通过Fenton氧化等预处理工艺去除浓污水中的COD和NH 3 -N，有效缓解对后续生化工艺的负荷冲击，再通过生化组合工艺及深度处理工艺处理清污水和预处理后的浓污水，使得出水稳定达标。该思路已被广泛应用于生物发酵类废水处理。据笔者了解，深圳发酵类制药企业普遍采用了“Fenton氧化-絮凝沉淀-厌氧-缺氧-好氧- MBR”的处理工艺，但该工艺存在药剂用量大、药剂费用高、无机污泥产生量大等问题，显著增加了建设投资和运维成本，不符合绿色、减污的发展理念。
针对深圳某微生物发酵制药企业的废水，本研究结合其浓污水产生量小、废水可生化性良好的特征以及企业绿色减污的建设要求，采用“调节池-两级AO/MBR-絮凝沉淀-反硝化生物滤池”组合工艺对废水进行处理，并进行主体处理工艺的详细设计和处理效果的分析评价，以期为类似废水处理项目提供参考。
深圳某微生物发酵制药企业废水产生量约12.80 m 3 /d，其中，浓污水包含发酵废水和纯化废水，发酵废水含活性成分，经高温灭活后用储罐暂存，纯化废水为高pH废水，调节pH为中性后用储罐暂存；清污水为清洗、质检废水。各类废水的产生量和水质特征见表1。
表1 废水水量及水质
根据环保要求，本项目出水执行GB 21907—2008中新建企业水污染物排放标准，废水经处理后排入市政管网。企业要求设计出水标准严于GB 21907—2008规定的排放标准，以确保出水稳定达标。基于此，设计进水、出水水质见表2。
本项目废水不含重金属、抗生素和杀菌剂，混合废水B/C约0.5，可生化性良好，悬浮物和COD较低，不会对生化工艺造成明显的负荷冲击，基本满足AO工艺进水条件，不需采用Fenton工艺预处理浓污水。项目难点是去除混合废水中较高浓度的NH 3 -N和TN，考虑到一级AO工艺对TN的去除率有一定上限，因此采用两级AO和反硝化滤池的组合工艺强化对NH 3 -N和TN的去除。为节省设施建设占地面积，采用MBR技术分离两级AO的泥水混合物。本项目进水C/N较低，反硝化碳源不足，需补充一定量的碳源。此外，为高效去除TP，采用化学法除磷。
基于上述因素综合考量，本项目采用“调节池-两级AO/MBR-絮凝沉淀-反硝化滤池”的组合工艺，工艺流程如图1所示，浓污水与清污水在调节池混合均匀后进入两级AO/MBR，在交替的缺氧和好氧环境中去除NH 3 -N、TN和COD，通过MBR膜进行泥水分离，MBR产水进入絮凝沉淀池除磷，沉淀池出水经反硝化滤池深度脱氮后排放。本项目设计处理规模为1.6 m 3 /h，日间运行8 h，日处理废水12.8 m 3 。
图1 组合工艺处理流程
工艺涉及到的相关设施参数及设备配置情况见表3。
表3 主要构筑物及参数
该工程于2024年1月初完成硬件设施建设后启动调试，两级AO/MBR系统接种污泥为城市污水处理厂脱水后的剩余污泥（含水率80%），接种量按照2 kg/m 3 （以单位体积污水中接种的干污泥质量计）核算，两级AO池、MBR池合计有效容积50 m 3 ，总接种量为0.5 t。接种后开启曝气风机，控制A池、O池、MBR池的DO分别为0.2~0.4、2~4、3~5 mg/L，开启A池搅拌机、硝化液回流和污泥回流，使得整个系统达到良好的污泥内循环，污泥SV30保持20%~25%。系统稳定后，进水量设定为1.6 m3/h。为确保整个工艺合理的碳氮比，每天进水期间分别向一级A和二级A补充15 kg粉状固态乙酸钠（有效成分质量分数为60%）作为碳源。
经30 d调试后系统稳定运行，日间8 h处理约12.8 m 3 生产废水，月平均进出水水质见表4。
表4 稳定运行时平均进出水水质 (mg/L)
由表4可知，进水波动条件下，出水平均COD、NH 3 -N、TN、TP分别约为23、0.5、18、0.2 mg/L，去除率分别约为88.50%、99.85%、90.00%、98.89%，组合工艺展现出良好的处理效果，出水稳定达标。
项目调试结束、进出水稳定后，从2024年3月1日至2024年4月16日，每天从调节池、一级O池末端出水口、MBR产水池和反硝化滤池出水口取水样检测NH 3 -N、COD、TN，用于评估分析各工艺段对污染物的去除性能。
一级O池、二级O池和MBR池是去除NH 3 -N的主要单元，本项目O池设计为生物接触氧化法与活性污泥法相结合的复合式生物反应池。由图2（a）可以看出，进水NH 3 -N平均为120 mg/L，一级O池出水NH 3 -N平均为30 mg/L，二级O池+MBR池出水NH 3 -N平均约为0.5 mg/L，即一级O池无法彻底去除NH 3 -N，剩余NH 3 -N依靠二级O池+MBR池去除，一级O池和二级O池+MBR池对原水中NH 3 -N的去除率分别为75.00%和24.58%，去除率之和达99.58%。黄珠慧等以混凝+两级AO+MBR组合工艺处理粪便滤后液，采用传统活性污泥法，且两级O池不悬挂填料；尽管其两级AO进水平均NH 3 -N与本项目相当，且其好氧池（一级O池、二级O池和MBR池）总停留时间（37.6 h）高于本项目（21.6 h），但其MBR出水NH 3 -N（5 mg/L）仍显著高于本项目MBR出水NH 3 -N（0.5 mg/L），即本项目好氧池停留时间更短、NH 3 -N去除效率更高，这可能与一级O池和二级O池采用复合式生物反应池有关，反应过程中除流化态活性污泥中的硝化细菌可去除NH 3 -N外，附着在组合填料上的硝化细菌进一步强化了NH 3 -N的去除。若按单一的接触氧化法核算NH 3 -N去除容积负荷，如图2（b）所示，一级O池和二级O池填料的NH 3 -N负荷平均分别约0.59 kg/（m 3 ·d）和0.19 kg/（m 3 ·d），低于或处于参考值0.5~1.0 kg/（m 3 ·d）的范围，一级O池和二级O/MBR池的NH 3 -N负荷合理，复合式生物反应池对NH 3 -N的去除性能优良。
一级AO、二级AO/MBR和反硝化滤池是去除TN和COD的主要工艺单元，对沿程TN和COD的变化情况进行总结，结果分别见图3（a）和图3（b）。
图3 系统运行过程中TN和COD的沿程变化趋势
由图3（a）可知，进水TN在160~220 mg/L之间波动，平均约180 mg/L，出水TN平均约18 mg/L，TN综合去除率约90.00%，其中一级AO、二级AO/MBR和反硝化滤池对原水中TN的去除率分别为56.56%、30.56%和3.89%，各处理单元对TN的去除均发挥了良好作用，且展现出良好的抗负荷冲击能力。由图3（b）可知，进水COD平均约200 mg/L，一级AO、二级AO/MBR、絮凝沉淀、反硝化滤池平均出水COD依次为60、55、55、20 mg/L，且一级AO和反硝化滤池的COD和TN去除显示出一定的同步性。
本项目进水COD较低，C/N约为1，进水COD不能满足反硝化去除TN的要求。一级AO的COD和TN主要来自原水、硝化液回流、污泥回流和外加乙酸钠，一级A进水的COD、TN分别为9.61、2.30 kg/d，经过一级AO反应后，出水COD、TN分别为0.64、1.02 kg/d，COD消耗质量与TN去除质量之比约7∶1，反硝化菌利用原水COD和补加的乙酸钠作为碳源，将硝化液回流液和污泥回流液中的硝酸盐还原为氮气，达到去除TN的目的。二级A的COD和TN主要来自一级AO的出水和外加乙酸钠，二级A进水的COD、TN分别为7.69、1.02 kg/d，经过二级AO脱氮和硝化反应后，二级AO出水的COD、TN分别为0.75、0.32 kg/d，COD消耗质量与TN去除质量之比约10∶1，反硝化菌主要利用补加的乙酸钠作为碳源，将一级AO出水中的硝态氮还原为氮气，进一步去除TN。
本项目向一级A和二级A补加乙酸钠，这使得反硝化碳源充足，因此推测限制TN去除率的主要因素为回流比。刘强等采用UASB+两级AO+MBR工艺处理高浓度原料药废水，该工程于一级AO和二级AO池之间设置了脱氧池，硝化液以300%的回流比从脱氧池回流至一级A池，污泥按100%的回流比从MBR池回流至一级A池，其一级AO的理论TN去除率达到75%，实际的两级AO综合TN去除率达到91%，脱氧池的设置可有效降低回流硝化液的DO，避免将一级O池高溶解氧带入一级A池，确保300%的高硝化液回流比时一级A池DO控制在0.2~0.4 mg/L。本项目未在一级AO和二级AO之间设置脱氧池，硝化液以100%的回流比从一级O池回流至一级A池，污泥按100%的回流比从MBR池回流至一级A池，此条件下一级A和二级A的DO稳定控制在0.2~0.4 mg/L，两级AO+MBR的实际TN去除率为87.12%，略低于上述案例中91%的TN去除率，因此本项目两级AO+MBR工艺的TN去除率可能还有一定的提升空间。
为进一步确保TN稳定达标，本项目采用反硝化滤池对絮凝沉淀出水进行深度处理。为防止出水COD和TOC超标，未向反硝化滤池添加碳源，滤池石英砂填料表面附着的反硝化细菌利用絮凝沉淀出水剩余的COD将硝酸盐氮转化为氮气，进一步去除TN。反硝化滤池出水COD约20 mg/L、TN约18 mg/L，COD和TN同步降低，降幅比值为（7∶1）~（8∶1），展现出较好的耦联同步去除效果。过程分析发现，反硝化滤池的出水TN〔图3（a）〕和TN去除负荷（图4）呈显著的周期性波动，单个周期约7 d，其中前2 d反硝化滤池的进水与出水TN基本相同，第3至7天反硝化滤池出水TN显著低于进水，这可能与反硝化滤池每隔7 d反冲洗1次相关，反冲洗导致附着在石英砂表面的反硝化细菌脱落，造成反冲洗后滤池容积负荷显著降低，滤池进出水TN无显著差异，但随着持续进水和出水，石英砂表面的反硝化细菌逐渐繁殖，滤池的反硝化功能逐渐恢复。
图4 反硝化滤池TN去除容积负荷
本项目采用化学法除磷，进水TP平均为18 mg/L，出水TP约0.2 mg/L，满足排放要求。阳离子聚合氯化铝（PAC）作为絮凝剂与废水中的磷酸盐反应产生颗粒物，添加的阴离子聚丙烯酰胺（PAM）作为助凝剂显著提高了絮体强度与沉降速度，沉淀池沉淀效果显著，表面负荷设计合理。
为进一步考察本项目的可行性，进行技术经济分析。本项目直接运行成本包含药剂费、电费、污泥委外处置费和人工费，成本分析见表5。
表5 项目运行的直接成本
由表5可知，废水处理成本共计约31.14元，其中药剂费用为7.55元/m 3 ，占直接运行成本的24.25%，主要用于采购去除TN的乙酸钠（占总药剂费的86.75%）；污泥为危险废物，需委托有资质的危险废物处置企业拉运处置，据统计，每天处理12.8 m 3 废水产生约64 kg污泥（70%含水率），其中两级AO工艺产生的有机污泥占90%，絮凝沉淀除磷工艺产生的无机污泥占10%，综合产泥率0.5%，折算后吨水污泥委外处置费为10元，占直接运行成本的32.11%；此外，电费和人工费占比分别为18.56%和25.08%。
本项目TN去除的碳源采购费（6.55元/m 3 ）和有机污泥处置费（9.00元/m 3 ）共计15.55元/m 3 ，占总处理成本的49.94%，主要原因为进水TN较高，需补充碳源进行反硝化脱氮，同时反硝化细菌大量繁殖形成了剩余污泥。TN去除成本偏高也是传统硝化反硝化技术处理此类低碳氮比、高NH 3 -N废水的痛点，进一步降低此类废水处理成本可能需依托脱氮效率更高、污泥产生量更少的厌氧氨氧化技术。
本项目处理的废水中，浓污水占比较小，清污水占比较大，两者混合后的废水COD较低，NH 3 -N和TN较高，废水C/N较低，可生化性良好，采用调节池-两级AO/MBR-絮凝沉淀-反硝化生物滤池组合工艺进行处理，得到以下结论：
1） 进水COD、NH 3 -N、TN、TP平均分别为200、120、180、18 mg/L，处理系统经调试稳定运行后，出水COD、NH 3 -N、TN、TP平均分别为23、0.5、18、0.2 mg/L，满足排放要求。
2） 两级AO/MBR工艺的NH 3 -N去除率达到99.58%，其中两级O池的组合填料有效强化了NH 3 -N的去除；两级AO/MBR与反硝化生物滤池组合工艺的TN平均去除率约90.00%，其中两级AO/MBR工艺去除了87.12%的TN，对TN去除发挥了关键作用。
3） 本工程项目稳定运行后，直接处理成本（药剂费、电费、污泥委外处置费、人工费）共计约31.14元/m 3 。其中，与TN去除紧密相关的碳源消耗费和污泥处置费共计约15.55元/m 3 。
4） 相比于传统硝化反硝化技术，厌氧氨氧化技术在处理高NH 3 -N废水时能源消耗更低、碳源添加量更少、污泥产生量更小，针对发酵类制药企业含有高NH 3 -N的浓污水，未来可尝试采用全程自养脱氮（CANON）等相对成熟的厌氧氨氧化技术处理，以进一步降低处理成本，也更符合当前减污降碳、绿色发展的理念。
（来源：《工业水处理》2025年第6期）
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只看楼主 我来说两句 抢板凳资料不错，学习了，谢谢楼主分享
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