高效螺旋厭氧反應(yīng)器的液體流動(dòng)特性

唐崇儉 ，鄭平，閔小波 ，柴立元

(1. 中南大學(xué) 冶金與環(huán)境學(xué)院環(huán)境工程研究所，湖南 長(zhǎng)沙，410083；2. 浙江大學(xué) 環(huán)境工程系，浙江 杭州，310058；3. 國(guó)家重金屬污染防治工程技術(shù)研究中心，湖南 長(zhǎng)沙，410083)

自從20世紀(jì)70年代爆發(fā)全球性石油危機(jī)之后，厭氧消化技術(shù)(厭氧生物處理技術(shù))以能耗低、負(fù)荷高、污泥產(chǎn)量少、可回收沼氣等優(yōu)點(diǎn)而受到青睞，并在有機(jī)廢水處理中得到廣泛應(yīng)用[1?3]。厭氧反應(yīng)器是厭氧消化技術(shù)的核心載體，厭氧消化技術(shù)的發(fā)展與厭氧反應(yīng)器的研制密切相關(guān)。自20世紀(jì)80年代Lettinga 等[4?5]應(yīng)用三相分離技術(shù)成功研發(fā)上流式厭氧污泥床(upflow anaerobic sludge blanket, UASB) 反應(yīng)器后，陸續(xù)涌現(xiàn)出以外循環(huán)顆粒污泥膨脹床反應(yīng)器(expanded granular sludge bed, EGSB)和內(nèi)循環(huán)(internal circulation, IC)反應(yīng)器為代表的一批高效厭氧生物反應(yīng)器[6?8]，并得到廣泛應(yīng)用。國(guó)內(nèi)外已相繼報(bào)道一些高效厭氧生物反應(yīng)器。Iza等[9]報(bào)道實(shí)驗(yàn)室UASB反應(yīng)器的有機(jī)容積負(fù)荷(organic loading rate, OLR)可達(dá)100～150 kg COD/(m3·d)。Thiele 等[10]根據(jù)兩相厭氧消化理論，提出陰離子交換基質(zhì)往復(fù)工藝(anion-exchange substrate shuttle process, AESS)，獲得的OLR高達(dá)370 kg COD/(m3·d)。螺旋厭氧反應(yīng)器是一種新型的厭氧生物反應(yīng)器[11]。前期運(yùn)行結(jié)果表明：螺旋厭氧反應(yīng)器的OLR高達(dá)306 kg COD/(m3·d)，容積去除率為 240 kg COD/(m3·d)，容積產(chǎn)氣率為 131 L/(L·d)，各指標(biāo)均已達(dá)到厭氧消化技術(shù)的世界先進(jìn)水平[11]。流體力學(xué)特性是評(píng)價(jià)生物反應(yīng)器高效性的一個(gè)重要指標(biāo)，它反映厭氧反應(yīng)器內(nèi)混合液的流動(dòng)狀態(tài)，直接影響反應(yīng)器的處理效能[12?13]。多釜串聯(lián)模型和軸向擴(kuò)散模型是反應(yīng)器流態(tài)分析最為常見(jiàn)的 2種模型[12]。盧剛等[13]采用多釜串聯(lián)模型研究?jī)?nèi)循環(huán)顆粒污泥床硝化反應(yīng)器循環(huán)區(qū)的流態(tài)，得到其串聯(lián)級(jí)數(shù)(N)為1.021，接近于全混流反應(yīng)器(continuous stirred tank reactor, CSTR)；采用軸向擴(kuò)散模型研究沉淀區(qū)的流態(tài)，得到其分散系數(shù)D/(μL)為 0.00148，接近于平推流反應(yīng)器(plug flow reactor, PFR)。Ashish等[14]利用軸向擴(kuò)散模型建立 UASB反應(yīng)器的流態(tài)方程；Kalyuzhnyi等[15]利用多釜串聯(lián)模型建立UASB反應(yīng)器的污泥床動(dòng)態(tài)方程。Tomlinson等[16]對(duì)多釜串聯(lián)模型和軸向擴(kuò)散模型的適用性進(jìn)行研究，認(rèn)為多釜串聯(lián)模型適用于返混較大的反應(yīng)器，而軸向擴(kuò)散模型適用于返混較小的反應(yīng)器。本文作者以 NaCl為示蹤劑，通過(guò)測(cè)定示蹤劑在反應(yīng)器中的停留時(shí)間分布，運(yùn)用軸向擴(kuò)散模型和多釜串聯(lián)模型，研究螺旋厭氧反應(yīng)器的流體流態(tài)，以期揭示螺旋厭氧反應(yīng)器的高效機(jī)理，優(yōu)化其設(shè)計(jì)和操作。

1 材料和方法

1.1 試驗(yàn)裝置

供試螺旋厭氧反應(yīng)器示意圖如圖1所示。反應(yīng)器由有機(jī)玻璃制成，其內(nèi)部結(jié)構(gòu)包括螺旋升流區(qū)、沉淀區(qū)和循環(huán)區(qū)(含回流管)3個(gè)部分，總體積為18 L，其中螺旋升流區(qū)內(nèi)徑為15 cm，容積為8 L，沉淀區(qū)內(nèi)徑為30 cm，容積為9.8 L。試驗(yàn)采用微孔氣體分布器(孔徑約為0.2 mm)模擬高負(fù)荷工況下的產(chǎn)氣情況。在反應(yīng)器運(yùn)行過(guò)程中，液體和空氣由反應(yīng)器底部引入，因氣液提升而實(shí)現(xiàn)液體在反應(yīng)器內(nèi)的自循環(huán)。

圖1 螺旋厭氧反應(yīng)器示意圖Fig. 1 Schematic diagram of spiral bioreactor

1.2 試驗(yàn)過(guò)程與測(cè)定方法

采用刺激?響應(yīng)技術(shù)研究反應(yīng)器的液相流動(dòng)模型[12,17]。以NaCl作為示蹤劑，采用電導(dǎo)率來(lái)表征水中的 NaCl濃度。在模擬反應(yīng)器高效運(yùn)行工況下，由反應(yīng)器進(jìn)水口瞬時(shí)注入一定量示蹤劑，連續(xù)監(jiān)測(cè)出水的電導(dǎo)率，試驗(yàn)持續(xù)時(shí)間約為4倍理論停留時(shí)間(ta)。試驗(yàn)中示蹤劑回收率高于99%。

1.3 數(shù)據(jù)處理與計(jì)算

反應(yīng)器理論液相停留時(shí)間(ta)由下式計(jì)算[8,12]：

式中：Q為液體體積流量；V為反應(yīng)器體積；εl指液相含率，εl=1?εg，εg為含氣率。本試驗(yàn)中，εg保持為0.03～0.06。

由停留時(shí)間分布曲線(xiàn)，可得實(shí)際平均停留時(shí)間te和方差：

式中：ti為試驗(yàn)時(shí)間，Ci為時(shí)間為ti時(shí)反應(yīng)器出口處示蹤劑濃度。

無(wú)因次時(shí)間(θ)可由下式表示：

一般而言，若te＜ta，即te/ta＜1時(shí)，反應(yīng)器中存在一定的死區(qū)，其體積分?jǐn)?shù)(ηVd)可用下式計(jì)算[12?13]：

2 結(jié)果與討論

2.1 無(wú)產(chǎn)氣工況的反應(yīng)器流體力學(xué)特性

在實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中，螺旋厭氧反應(yīng)器的水力停留時(shí)間可降低至2 h，反應(yīng)器的運(yùn)行性能仍能保持高效、穩(wěn)定[11]。因此，首先對(duì)無(wú)產(chǎn)氣工況下的反應(yīng)器流態(tài)和螺旋區(qū)(反應(yīng)區(qū))流態(tài)進(jìn)行模擬研究。

2.1.1 反應(yīng)器流態(tài)分析

無(wú)產(chǎn)氣工況下，整體反應(yīng)器的水力停留時(shí)間分布(residence time distribution, RTD)如圖2所示。由圖2可見(jiàn)：在0～90 min內(nèi)，沒(méi)有檢測(cè)到示蹤劑；而90～100 min后，示蹤劑濃度急劇攀升至最大值，反應(yīng)器內(nèi)流態(tài)呈現(xiàn)明顯的平推流狀態(tài)。但之后RTD密度函數(shù)有嚴(yán)重的“拖尾”現(xiàn)象，部分流體的停留時(shí)間甚至超過(guò)4倍平均停留時(shí)間，據(jù)此可以判斷反應(yīng)器內(nèi)可能存在死區(qū)(滯留區(qū))[8,12?13]。

圖2 無(wú)產(chǎn)氣工況下反應(yīng)器的水力停留時(shí)間分布密度函數(shù)Fig. 2 Residence time distribution for reactor without gas production

采用多釜串聯(lián)模型進(jìn)行分析時(shí)，反應(yīng)器串連級(jí)數(shù)(N)可通過(guò)下式計(jì)算[8,12]：

而采用軸向擴(kuò)散模型進(jìn)行分析時(shí)，一般用分散系數(shù)(D/(μL))或佩克萊數(shù)(Pe=μL/D)來(lái)衡量實(shí)際反應(yīng)器與平推流反應(yīng)器(PFR)和全混流反應(yīng)器(CSTR)的偏差(L為液流方向上反應(yīng)器的長(zhǎng)度)[8,12]。當(dāng)D/(μL)=0時(shí)，反應(yīng)器流態(tài)呈 PFR；當(dāng)D/(μL)=∞時(shí)，反應(yīng)器流態(tài)為CSTR[8,12]。

Pe的計(jì)算公式為[8]

試驗(yàn)中，分別測(cè)定“回流管通”和“回流管堵”2種工況下反應(yīng)器的水力停留時(shí)間分布，分析結(jié)果如表1所示。

表1 無(wú)產(chǎn)氣工況下反應(yīng)器流態(tài)分析結(jié)果Table 1 Results of flow distribution of reactor without gas production

由表1可知：在無(wú)產(chǎn)氣工況下，回流管的暢通或堵塞對(duì)于反應(yīng)器的流態(tài)影響很小，幾乎可以忽略。這表明在無(wú)產(chǎn)氣時(shí)，反應(yīng)器內(nèi)的液體流態(tài)較為穩(wěn)定，沉淀區(qū)與反應(yīng)區(qū)(螺旋區(qū))的相互影響較小。采用多釜串聯(lián)模型進(jìn)行分析，可得其串聯(lián)級(jí)數(shù)(N)分別為 4.54和3.08；采用軸向擴(kuò)散模型分析，其分散系數(shù)分別為0.126和0.204，均表明反應(yīng)器流態(tài)呈現(xiàn)較好的平推流特性。根據(jù)式(6)，可算得此時(shí)反應(yīng)器內(nèi)死區(qū)所占的體積平均為5.5%。

2.1.2 螺旋升流區(qū)的流態(tài)分析

螺旋升流區(qū)為厭氧反應(yīng)器的核心部分，是有機(jī)物轉(zhuǎn)化的主要反應(yīng)區(qū)，其流體力學(xué)性能對(duì)反應(yīng)器容積去除效率具有重要影響。在無(wú)產(chǎn)氣工況下，螺旋升流區(qū)的水力停留時(shí)間分布如圖3所示。

由圖3可見(jiàn)螺旋升流區(qū)的流態(tài)同樣呈現(xiàn)2個(gè)特點(diǎn)：一是呈現(xiàn)典型的平推流狀態(tài)；二是RTD密度函數(shù)存在拖尾現(xiàn)象，表明螺旋升流區(qū)同樣存在一定的水力死區(qū)。進(jìn)一步分析表明(表2)，螺旋區(qū)的平推流效果顯著，其多釜串聯(lián)模型級(jí)數(shù)N為4.50。

2.2 模擬產(chǎn)氣工況的反應(yīng)器流態(tài)

2.2.1 反應(yīng)器的流態(tài)分析

圖3 螺旋升流區(qū)停留時(shí)間分布密度函數(shù)Fig. 3 Residence time distribution for spiral section without gas production

表2 反應(yīng)器螺旋升流區(qū)的流態(tài)分析結(jié)果Table 2 Results of flow distribution for upflow spiral section without gas production

在反應(yīng)器實(shí)際運(yùn)行中，反應(yīng)器進(jìn)水 COD質(zhì)量濃度為20 g/L時(shí)，反應(yīng)器的理論水力停留時(shí)間可縮短至2 h，COD去除率為75%，沼氣產(chǎn)生量(Ug)約為67.5 L/h[11]。基于此，模擬該工況下的產(chǎn)氣情況，分析反應(yīng)器的流態(tài)特性，分析結(jié)果如表3所示。

表3 模擬產(chǎn)氣工況(Ug=67.5 L/h)的反應(yīng)器流態(tài)分析結(jié)果Table 3 Results of flow distribution of reactor with gas production (Ug=67.5 L/h)

試驗(yàn)結(jié)果表明(表 3)：模擬產(chǎn)氣工況下(Ug=67.5 L/h)，回流管暢通或堵塞對(duì)反應(yīng)器流態(tài)影響很大；在回流管堵塞的條件下，反應(yīng)器流態(tài)全混合效果相對(duì)較弱，采用軸向擴(kuò)散模型進(jìn)行分析得到D/(μL)為0.562，計(jì)算的死區(qū)體積分?jǐn)?shù)為 9%。而在回流管暢通時(shí)，反應(yīng)器流態(tài)呈現(xiàn)明顯的全混合狀態(tài)，采用多釜串聯(lián)模型得N=1.12，采用軸向擴(kuò)散模型得分散系數(shù)D/(μL)為2.778，表明此時(shí)反應(yīng)器的返混現(xiàn)象明顯(Tomlinson等[16]證明：當(dāng)D/(μL)≥0.2時(shí)，返混程度較大)，計(jì)算得到反應(yīng)器內(nèi)的死區(qū)體積比例為33%。

表4所示為不同厭氧反應(yīng)器的死區(qū)體積比例。在保持回流管堵塞時(shí)，螺旋厭氧反應(yīng)器的死區(qū)體積分?jǐn)?shù)為 9%，與厭氧折流板反應(yīng)器(典型的平推流反應(yīng)器)的死區(qū)體積比例十分接近；而保持回流管暢通時(shí)，螺旋厭氧反應(yīng)器內(nèi)死區(qū)體積分?jǐn)?shù)達(dá)到33%，介于平推流反應(yīng)器和全混流反應(yīng)器對(duì)應(yīng)值之間。據(jù)此可判定：在模擬產(chǎn)氣工況下，由于產(chǎn)氣及其氣提作用，反應(yīng)器內(nèi)的液體實(shí)現(xiàn)自循環(huán)。

表4 不同厭氧反應(yīng)器的死區(qū)體積分?jǐn)?shù)Table 4 Dead space of different anaerobic reactors

2.2.2 液體自循環(huán)量模擬

對(duì)比表1和表3，在模擬產(chǎn)氣情況下，反應(yīng)器流態(tài)發(fā)生明顯變化，呈現(xiàn)較為明顯的全混合狀態(tài)，其中最主要的因素是因產(chǎn)氣所產(chǎn)生的氣提與混合作用[20]，導(dǎo)致液體在反應(yīng)器內(nèi)的自循環(huán)。鑒于此，本文對(duì)螺旋厭氧反應(yīng)器的液體自循環(huán)量進(jìn)行模擬研究。

在試驗(yàn)中，將回流管堵塞，同時(shí)將沉淀池出水回流，分別考察回流比R為2.0與4.0時(shí)的水力停留時(shí)間分布情況，以前述模擬產(chǎn)氣工況(回流管通)的流態(tài)作為對(duì)照，試驗(yàn)結(jié)果如圖4所示，流態(tài)特性分析結(jié)果如表5所示。

由圖4可見(jiàn)：在模擬產(chǎn)氣工況下，R＝4.0時(shí)RTD密度分布函數(shù)與對(duì)照組的 RTD密度分布函數(shù)具有較好的重合性。計(jì)算結(jié)果表明(表4)：在模擬產(chǎn)氣工況下(Ug=67.5 L/h)，螺旋厭氧反應(yīng)器自循環(huán)所產(chǎn)生的回流比略高于4.0。研究結(jié)果表明：螺旋厭氧反應(yīng)器可在反應(yīng)器內(nèi)有效實(shí)現(xiàn)自循環(huán)，從而可起到稀釋進(jìn)水基質(zhì)濃度和平衡反應(yīng)器內(nèi)酸堿度的效果，進(jìn)而緩解基質(zhì)抑制作用，這是螺旋厭氧反應(yīng)器能夠承受高進(jìn)水 COD質(zhì)量濃度和獲得高有機(jī)容積負(fù)荷的重要原因。

圖4 模擬產(chǎn)氣條件下不同回流比的水力停留時(shí)間分布圖Fig. 4 RTD with different circulation ratios with high loading rate

表5 模擬產(chǎn)氣(Ug=67.5 L/h)以及回流條件下反應(yīng)器的流態(tài)分析結(jié)果Table 5 Results of flow distribution of reactor with gas production (Ug=67.5 L/h) under different circulation ratios

3 結(jié)論

(1) 在水力停留時(shí)間為2 h的工況下，螺旋厭氧反應(yīng)器和反應(yīng)區(qū)的流態(tài)均呈現(xiàn)較為明顯的平推流狀態(tài)，有利于基質(zhì)降解。

(2) 在模擬高負(fù)荷產(chǎn)氣工況下(Ug=67.5 L/h)，螺旋厭氧反應(yīng)器內(nèi)的液體實(shí)現(xiàn)了自循環(huán)，自循環(huán)所產(chǎn)生的回流量與進(jìn)水量之比略高于4.0。螺旋反應(yīng)器的這一流態(tài)特性有助于稀釋進(jìn)水基質(zhì)濃度，緩解高進(jìn)水基質(zhì)濃度的抑制作用，并且起到平衡反應(yīng)器內(nèi)酸堿度的效果，這是螺旋厭氧反應(yīng)器能夠承受高進(jìn)水 COD質(zhì)量濃度和獲得高有機(jī)容積負(fù)荷的重要原因。

[1]鄭平, 馮孝善. 廢物生物處理[M]. 北京: 高等教育出版社,2006: 281?361.ZHENG Ping, FENG Xiaoshan. Biotechnology for wastes treatment[M]. Beijing: Higher Education Press, 2006: 281?361.

[2]Seghezzo L, Zeeman G, Lier J B, et al. A review: the anaerobic treatment of sewage in UASB and EGSB reactors[J].Bioresource Technology, 1998, 65(3): 175?190.

[3]易龍生, 饒玲華, 王鑫, 等. 餐廚垃圾理化性質(zhì)及其厭氧發(fā)酵產(chǎn)氣潛力分析[J]. 中南大學(xué)學(xué)報(bào)(自然科學(xué)版), 2012, 43(4):1584?1588.YI Longsheng, RAO Linghua, WANG Xin, et al.Physicochemical properties and biogas production potential of kitchen waste[J]. Journal of Central South University (Science and Technology), 2012, 43(4): 1584?1588.

[4]Lettinga G, Hulshoff Pol L. New technologies for anaerobic treatment[J]. Water Science and Technology, 1986, 18(12):41?53.

[5]Lettinga G, Hulshoff Pol L. UASB-process design for various types of wastewaters[J]. Water Science and Technology, 1991,24(8): 87?107.

[6]Rebac S, van Lier J B, Lens P, et al. Psychrophilic anaerobic treatment of low strength wastewaters[J]. Water Science and Technology, 1999, 39(5): 203?210.

[7]Lettinga G. Sustainable integrated biological wastewater treatment[J]. Water Science and Technology, 1996, 33(3): 85?89.

[8]許保玖, 龍騰銳. 當(dāng)代給水與廢水處理原理[M]. 2版.北京:高等教育出版社, 2000: 502?521.XU Baojiu, LONG Tengrui. Contemporary principles of water and wastewater treatment[M]. 2nd ed. Beijing: Higher Education Press, 2000: 502?521.

[9]Iza J, Garcia P A, Sanz I, et al. Anaerobic fluidized bed reactors(AFBR): Performance and hydraulic behavior[C]//Advances of Water Pollution Control. London: Pergamon Press, 1988:155?165.

[10]Thiele J H, Zeikus J G. Anion-exchange substrate shuttle process:A new approach to two-stage biomethanation of organic and toxic wastes[J]. Biotechnology and Bioengineering, 1988, 31(6):521?535.

[11]Chen J W，Tang C J，Zheng P, et al. Performance of lab-scale SPAC anaerobic bioreactor with high loading rate[J]. Chinese Journal of Biotechnology, 2008, 24(8): 1413?1419.

[12]金仁村. 自養(yǎng)型脫氮反應(yīng)器性能的研究[D]. 杭州: 浙江大學(xué)環(huán)境與資源學(xué)院, 2007: 32?87.JIN Ren-cun. Performance of autotrophic nitrogen removal bioreactors[D]. Hangzhou: Zhejiang University. College of Environmental Science and Resources, 2007: 32?87.

[13]盧剛, 鄭平. 內(nèi)循環(huán)顆粒污泥床硝化反應(yīng)器流動(dòng)模型研究[J].生物工程學(xué)報(bào), 2003, 19(6): 754?757.LU Gang, ZHENG Ping. Flow model of internal-loop granular sludge bed nitrifying reactor[J]. Chinese Journal of Biotechnology, 2003, 19(6): 754?757.

[14]Ashish S, James G, Praveen V V, et al. Axial dispersion model for upflow anaerobic sludge blanket reactors[J]. Biotechnology Progress, 1998, 14(4): 645?648.

[15]Kalyuzhnyi S, Fedorovich V, Lens P. Novel dispersed plug flow model for UASB reactors focusing on sludge dynamics[C]//Proceedings of 9th International Conference on Anaerobic Digestion, Antwerpen: ICAD, 2001: 123?128.

[16]Tomlinson E J, Chambers B. The effect of longitudinal mixing on the settleability of activated sludge: Water Research Center Technical Report TR 122[R]. England: Stevenage, 1979: 1?46.

[17]Levenspiel O. Chemical reaction engineering[M]. 2nd ed. New York: John Wiley ＆ Sons Press, 1972: 124?167.

[18]Torres J J, Soler A, Saez J, et al. Hydraulic performance of a deep stabilisation pond fed at 3.5 m depth[J]. Water Research,2000, 34(3): 1042?1049.

[19]Grobicki A, Stuckey D C. Hydrodynamic characteristics of the anaerobic baffled reactor[J]. Water Research, 1992, 26(3):371?378.

[20]Sanchez O, Michaud S, Escudie R, et al. Liquid mixing and gas-liquid mass transfer in a three-phase inverse turbulent bed reactor[J]. Chemical Engineering Journal, 2005, 114(1/3): 1?7.