一种基于MBBR的高效自养脱氮系统及运行方法与流程

本发明属于废水生物脱氮技术领域，具体涉及一种基于mbbr的高效自养脱氮系统及运行方法。

背景技术：

20世纪90年代，在发现厌氧氨氧化现象的同时，人们意识到一种新型自养脱氮工艺，在缺氧条件下，以浮霉目细菌为代表的微生物直接以亚硝酸盐为电子受体，二氧化碳为主要碳源，将氨氮氧化成氮气的生物脱氮工艺，由于传统生物脱氮工艺在处理高氨氮低c/n废水时常因缺乏碳源而限制了脱氮性能，需额外添加有机物，从而提高了运行成本且易造成二次污染风险，不利于系统安全经济的运行，自养脱氮工艺，相比传统的硝化反硝化工艺具有较多有点，首先，自养脱氮工艺中的厌氧氨氧化反应需要部分亚硝化作为前处理工艺，根据其化学计量关系，理论上可节省62.5％的供养动力消耗，并且其无需额外投加有机碳源，节省了100％的外加碳源所增加的运行费用，再者，其污泥产量少，节省了污泥处置费用，最后，不但可以减少二氧化碳等温室气体的过量排放，反而可以消耗二氧化碳，然而自养脱氮工艺理论上的总氮去除率为89％，对于出水总氮要求较高的项目可能难以保证出水达标。

为了进一步提升总氮去除率，反硝化耦合自养脱氮技术受到人们的广泛关注，主要工艺形式分为前置反硝化和后置反硝化，对于大多数废水，进水中或多或少会含有一部分有机碳源，在利用后置联合形式时，有机物首先进入自养脱氮阶段，可能会对其造成影响，因此有研究者将反硝化阶段前置，设置出水回流，在第一阶段实现硝酸盐和有机物的去除，与后置反硝化相比，这种联合方式出水有机物更容易控制，可以通过自养脱氮区曝气量或溶解氧的调控，去除大部分有机物，同时提高总氮去除率，但是，当前绝大多数前置反硝化工艺采用的是颗粒污泥或缺氧污泥，出水需进行泥水分离，长期运行易导致污泥产量过大，需经常排泥，另外，污泥易随出水进入后续处理系统对后续工艺产生影响，且容易发生污泥膨胀现象，因此难以长期稳定运行。而生物膜法的前置反硝化工艺相比活性污泥法工艺微生物群落更加丰富，物种多样性更为稳定；生物膜脱落后易形成颗粒较大且具有良好沉降性能的絮体，且具有较好的沉降性能，易固液分离；另外，生物膜法一般不需要污泥回流，能耗较低，易于维护和管理且不存在污泥膨胀问题。受限于纯膜法前置反硝化工艺启动及稳定运行所需技术瓶颈，纯膜反硝化至今仍缺乏大规模工程化应用。

当前关于一段式自养脱氮相关工艺的研究多停留在实验室级别，主要原因为自养脱氮工艺的两种功能微生物氨氧化菌(aob)和厌氧氨氧化菌(anaob)，生长非常缓慢，倍增时间较长，难以维持较高生物浓度，且anaob极易受到进水中有机物等抑制因素的影响而降低活性；aob是好氧菌，anaob是厌氧菌，过高的溶解氧会抑制anaob，过低的溶解氧无法保证氨氮向亚硝酸盐转化，亚硝酸盐过低会导致anaob基质不足，生长受到抑制。另外，当前的大多数一段式自养脱氮工艺系统也多采用颗粒污泥形式，导致其对溶解氧的耐受性较低(多为1mg/l以下)，稍高溶解氧即容易对anaob产生抑制，甚至使系统崩溃。另外，一段式自养脱氮颗粒污泥工艺难以实现絮状污泥的硝化性能和颗粒污泥厌氧氨氧化菌活性之间的协同，同时污泥上浮会造成厌氧氨氧化菌脱落和系统性能恶化。鉴于此工艺弊端，能否找到合适的自养脱氮工艺形式并快速启动且高负荷稳定运行是该工艺成为工程应用的关键。

现有技术相关方面的研究报道主要有：

王刚等(王刚.基于同时亚硝化/厌氧氨氧化/反硝化(snad)技术的污泥消化液脱氮工艺研究[d].大连理工大学,2017.)采用先启动串联亚硝化-厌氧氨氧化后再启动snad的方式处理实际工程污泥消化液，启动过程先调试启动亚硝化过程，得到稳定的适合厌氧氨氧化过程的出水后，再分批次的向厌氧氨氧化池中接种另外两个中试反应器(分别提供种源污泥和挂膜填料)预先培养的厌氧氨氧化污泥和挂膜mbbr填料，待厌氧氨氧化池培养得较多的厌氧氨氧化污泥后，将亚硝化池污泥和厌氧氨氧化池的污泥及填料混合，两池启动snad一体式工艺。该项目snad池填料填充率35％，整个启动过程共向厌氧氨氧化池接种厌氧氨氧化污泥(干重)20kg，核算污泥浓度200mg/l，挂膜填料25m³，核算填料接种率约9％，自启动到获得稳定的串联亚硝化-厌氧氨氧化即用时超过340d，之后又花费两个月时间完成一体式snad启动，总计启动时间约400d，总氮去除率约70％，启动成功后snad池do0.3-0.8mg/l。该启动方法过程繁琐，需两个中试反应器不断为工程项目接种种源污泥和挂膜填料，用时长且总氮去除率低，对于种源生物量需求大，难以实现长期多个项目大体量扩增，启动成功后snad池溶解氧较低，难以耐受高do对系统的冲击。

付昆明等(付昆明,张杰,曹相生,等.好氧条件下canon工艺的启动研究[j].环境科学,2009,30(6):1689-1694.)，以海绵为填料，研究了canon工艺直接在好氧条件下的启动。启动过程中,控制温度在35℃±1℃，ph7.39-8.01之间。部分亚硝化在60d得以建立，连续运行至160d时，厌氧氨氧化作用开始逐步显现，到210d时，tn去除负荷达到1.22kgn/m³/d，tn去除率维持在约70％，成功地在好氧条件下启动了canon工艺，该启动方法用时较长，总氮去除率较低，对于改造周期紧张、出水总氮要求高的工程项目应用性不大，且海绵填料在实际运行过程中易磨损，待其生物膜形成一定厚度时易发生堵塞导致传质下降或填料变沉阻碍流化，对于工程化能否稳定运行存在一定风险。

李慧博等(李慧博,王银爽,丁娟等.anitamox自养脱氮mbbr反应器的启动及运行[j].中国给水排水,2014,30(5):1-5.)采用接种法启动canon工艺处理厌氧污泥消化液。接种填料的总面积比3％启动50m³的反应器，经过120d的运行(不含短程硝化启动)，稳定期的总氮去除容积负荷为0.7～1.1kgn/m³/d，经核算，其总氮表面负荷在1.29～2.05gn/m²/d。该技术虽接种率较低，启动时间较快，但稳定期系统去除的nh4⁺-n和生成的no3^--n之比为8％-15％，和化学定比(11％)有一定差距，一般来说，系统进水含有一定bod5会导致反硝化现象的产生导致该比值偏小，而系统中存在一定的亚硝酸盐氧化菌(nob)，则会使该比值偏大，值得注意的是，nob的存在将同anaob争夺亚硝酸盐基质使anaob缺乏合适基质比而造成系统崩溃；另外，该技术所用进水氨氮浓度较高且水量较大导致总氮去除负荷不低，但是出水氨氮浓度仍然达到150mg/l左右，无法接近更高处理要求，需其他工艺继续处理。

cn108083581a公开了一种低能耗自养脱氮市政污水处理系统及方法，其采用串联厌氧脱碳-自养脱氮形式先接种污水处理厂剩余污泥启动厌氧除碳反应器，涉及的厌氧脱碳反应器启动过程需60-90d，之后涉及的启动自养脱氮反应器过程需先整池接种3000mg/l的厌氧氨氧化污泥进行前期厌氧启动，并人工配水满足厌氧氨氧化菌基质需求，该反应器启动过程需90-120d，整个工艺启动需150-210d，该方法前置厌氧脱碳池采用污泥系统，长期运行易出现污泥进入后段处理系统，对整个工艺造成影响，且容易发生污泥膨胀、另外，该方法对厌氧氨氧化菌菌种需求量过大，接种难度高并且难以实现长期多个项目大体量扩增，前期人工配水启动成功的厌氧氨氧化菌种对于实际废水能否适应存在一定风险。

cn108585202a公开了序批式反应器中实现部分短程硝化、污泥发酵耦合反硝化与厌氧氨氧化处理生活污水的工艺，该方法涉及的自养脱氮的启动：接种实验室短程硝化厌氧氨氧化一体化反应器中挂好膜的海绵填料，折合污泥浓度2500mg/l，与空白填料混合后固定加入反应器，填充比40％，进水为配水。该方法同样对于种源微生物量需求过大，难以满足大体量工程项目的启动，且启动过程为配水运行，无法预计培养的自养脱氮功能微生物能否使用实际工程水质，且海绵填料在实际运行过程中易磨损，待其生物膜形成一定厚度时易发生堵塞影响传质或填料变沉阻碍流化。

技术实现要素：

为了解决上述现有技术中存在的技术缺陷，本发明提出了一种基于mbbr高效自养脱氮系统及运行方法，其通过连通阀控制四格反应池出水方向从而实现反应池串联、并列或单独运行，通过接种、流加等手段实现自养脱氮工艺的快速启动，根据处理标准要求，可实现不同的工艺布置形式，本发明具有接种比例小、启动快，受有机物影响小，总氮去除率高等优点。

为了实现上述目的，所需克服的技术难题在于：

如何在用时较短的期限内利用快速排泥法同时启动亚硝化及反硝化纯膜工艺，并且在有限的种源情况下，降低接种比例，通过流加的手段，控制曝气、搅拌、不同的工艺布置形式等实现自养脱氮系统快速启动，并达到较高的tn去除负荷，缩小反应装置的占地面积；如何控制连通阀、进水阀等开启，实现不同的工艺布置形式，从而达到不同的处理标准，实现系统长期稳定运行。

本发明的任务之一在于提供一种基于mbbr的高效自养脱氮系统。

为解决上述技术问题，本发明采用了以下技术方案：

一种基于mbbr的高效自养脱氮系统，其包括中心井、反应池主体、回流装置、连通装置及曝气装置，所述的反应池主体为两排两列四个反应池，分别为第一反应池、第二反应池、第三反应池和第四反应池，其中，第一反应池和第四反应池为一排且位于底部，第一反应池和第二反应池为一列；

所述的中心井位于所述的四个反应池对角连线的中心处，其包括反硝化池、配水井及出水井，三者为同心圆池体，且由内向外依次为反硝化池、配水井及出水井；

所述的反硝化池的进水口连接有总进水管路，待处理污水经所述的总进水管路进入所述反硝化池的底部，所述的反硝化池的池体上部设置有拦截筛网；待处理污水经所述反硝化池池体上部的拦截筛网进入所述配水井，所述的配水井与每个反应池之间连通，并用于向每个反应池内进水，所述配水井底部设置有第一排泥口；所述的出水井用于收集四个反应池的出水，并经所述出水井上部的出水管路排出，所述的出水井底部设置有第二排泥口；在每个反应池的出水口处均设置有拦截筛网；

所述的第一反应池和第二反应池、第二反应池和第三反应池、第三反应池和第四反应池、第四反应池和第一反应池之间分别通过第一连接管路、第二连接管路、第三连接管路及第四连接管路连接；

所述的连通装置包括连通阀，所述的连通阀包括位于第一连接管路上的第一连通阀、位于第二连接管路上的第二连通阀、位于第三连接管路上的第三连通阀及位于第四连接管路上的第四连通阀；靠近中心井的所述的第一反应池和第四反应池的侧上方分别设置有第一进水口和第四进水口，靠近中心井的所述的第二反应池和第三反应池的侧下方分别设置有第二进水口和第三进水口，通过所述第一进水口、第二进水口、第三进水口和第四进水口分别向第一反应池、第二反应池、第三反应池和第四反应池内进水；

在所述的反硝化池内部及每个反应池内部均设置有搅拌装置；

所述的回流装置，包括回流泵，其设置在所述的出水井底部连接的回流管上，所述的回流管的另一端通入所述的反硝化池；

所述的曝气装置分布在每个反应池内，且在反硝化池及每个反应池内均投加有悬浮载体。

上述技术方案所带来的有益技术效果为，通过上述连通装置来实现对每个反应池出水方向的控制。可实现与现有技术不同的三种不同控制方式，即：通过控制第一反应池至第四反应池的出水方向实现反应池串联、并列或单独运行，而通过采用了这三种控制方式，其接种比例小、而且启动快、脱氮效率高、对进水有机物耐受性好，具体有益技术效果见说明书具体实施方式。

作为本发明的一个优选方案，所述的第一进水口、第二进水口、第三进水口和第四进水口分别通过第一进水管路、第二进水管路、第三进水管路和第四进水管路与所述的配水井连接，且在所述第一进水管路上设置有第一进水阀，第二进水管路上设置第二进水阀，第三进水管路上设置第三进水阀，第四进水管路上设置第四进水阀；所述的拦截筛网包括第一拦截筛网、第二拦截筛网、第三拦截筛网及第四拦截筛网，所述的第一拦截筛网、第二拦截筛网、第三拦截筛网、第四拦截筛网分别位于第一反应池、第二反应池、第三反应池及第四反应池内。

作为本发明的另一个优选方案，每个反应池内的曝气装置均是由多组穿孔曝气管和微孔曝气管组成。

进一步的，第一反应池、第二反应池、第三反应池、第四反应池的出水端分别通过第一出水管路、第二出水管路、第三出水管路及第四出水管路与所述的出水井连接，且在第一出水管路、第二出水管路、第三出水管路及第四出水管路对应设置有第一出水阀、第二出水阀、第三出水阀及第四出水阀。

本发明的另一任务在于提供上述基于mbbr的高效自养脱氮系统的运行方法，其包括如下三种控制模式：

第一、并联运行模式：

所述的第一反应池、第二反应池、第三反应池和第四反应池是并列关系，每个反应池独立进水、独立出水，且通过控制相关阀门使得出水汇集到出水井经出水管路排出；

第二、双系列a运行模式：

所述的第一反应池、第二反应池为一组，所述的第三反应池和第四反应池为一组，待处理污水经过反硝化池，经反硝化池池体上部的拦截筛网进入配水井，分别经过第一进水口、第四进水口连续进入第一反应池、第四反应池，通过控制相关阀门使得第一反应池内的水进入第二反应池，使得第四反应池内的水进入第三反应池，最后汇集到出水井，经出水管路排出；

第三、双系列b运行模式：

所述的第一反应池、第二反应池、第三反应池为一组，所述的第四反应池为一组，待处理污水经过反硝化池，经反硝化池池体上部的拦截筛网进入配水井，分别经过第一进水口、第四进水口连续进入第一反应池、第四反应池，且通过控制相关阀门使得第一反应池内的水依次进入第二反应池、第三反应池，最后出水汇集到出水井，经出水管路排出。

优选的，所述的并联运行模式具体步骤为：待处理污水经过反硝化池的进水口进入反硝化池，经反硝化池池体上部的拦截筛网进入配水井后分别经过第一进水阀、第二进水阀、第三进水阀、第四进水阀及第一进水口、第二进水口、第三进水口和第四进水口连续进入各反应池，出水分别通过第一拦截筛网、第二拦截筛网、第三拦截筛网和第四拦截筛网，然后通过各自的出水阀排入出水井，最后由出水管路排出。

优选的，所述的双系列a运行模式具体步骤为：待处理污水经过反硝化池的进水口进入反硝化池，经反硝化池池体上部拦截筛网进入配水井后分别经过第一进水阀、第四进水阀及第一进水口、第四进水口连续进入第一反应池、第四反应池，第一反应池出水通过第一拦截筛网、第一连通阀、第二拦截筛网进入第二反应池，经第二拦截筛网、第二出水阀汇入出水井经出水管路出水；第四反应池出水通过第四拦截筛网、第三连通阀、第三拦截筛网进入第三反应池，第三反应池出水通过第三拦截筛网、第三出水阀后汇入出水井，经出水管路出水。

优选的，上述的双系列b运行模式具体步骤为：双系列b运行模式具体步骤为：待处理污水经过反硝化池的进水口进入反硝化池，经反硝化池池体上部拦截筛网进入配水井后分别经过第一进水阀、第四进水阀及第一进水口、第四进水口连续进入第一反应池、第四反应池，第一反应池出水通过第一拦截筛网、第一连通阀、第二拦截筛网进入第二反应池，第二反应池出水通过第二拦截筛网、第二连通阀、第三拦截筛网进到第三反应池，第三反应池出水通过第三拦截筛网、第三出水阀汇集到出水井后由出水管路出水；第四反应池出水通过第四拦截筛网、第四出水阀汇入出水井，经出水管路出水。

与现有技术相比，本发明带来了以下有益技术效果：

1)启动时间短，仅需110天可启动成功；

2)自养脱氮接种比例小，接种比例不超过5％；

3)启动规模大，适用于大体量工程规模启动；

4)运行稳定，满足工程化要求；

5)运行模式灵活，根据出水标准通过连通阀控制四个反应池出水方向实现反应池之间串联、并列或单独运行实现稳定运行；

6)负荷高，占地省，容积负荷最高可达到1.3kgn/m³/d；

7)反硝化池采用mbbr形式，通过定期配水井底部排泥，可防止脱落的反硝化生物膜进入自养脱氮反应池，给自养脱氮功能微生物带来不利影响。

8)运行控制简单，自养脱氮反应池采用mbbr形式，载体上高度富集有效菌种，处理负荷高。

9)加入前置反硝化可降低进水cod对自养脱氮功能微生物的不利影响，为自养脱氮反应池创造良好环境，并可在一定程度上提升总氮去除率，反硝化池可以自养脱氮反应池补充一定碱度，强化硝化效果。

附图说明

下面结合附图对本发明做进一步说明：

图1为本发明基于mbbr的高效自养脱氮系统的平面图；

图2为本发明基于mbbr的高效自养脱氮系统的左视图；

图中，1、总进水管路；2、反硝化池；3、配水井；4、出水井；5、出水管；6、反应池搅拌装置；7、反硝化池搅拌装置；8、反硝化池拦截筛网；c1-c4、反应池(第一反应池-第四反应池)；s1-s4、反应池拦截筛网(第一拦截筛网-第四拦截筛网)；i1-i4、进水阀(第一进水阀-第四进水阀)；e1-e4、出水阀(第一出水阀-第四出水阀)；h、回流泵；m1-m4、连通阀(第一连通阀-第四连通阀)。

具体实施方式

本发明提出了一种基于mbbr的高效自养脱氮系统及运行方法，为了使本发明的优点、技术方案更加清楚、明确，下面结合具体实施例对本发明做详细说明。

首先，对本发明中所涉及的相关技术术语解释如下：

1)悬浮载体，比重在0.93-0.97，空隙率>90％，又称之为悬浮填料，简称载体、填料；

2)有效比表面积：由于载体外表面相互摩擦微生物很难附着，因此有效比表面积通常指内表面积，即单位体积的载体所具有的有效表面积。有效比表面积＝有效表面积÷体积，单位为m²/m³；

3)比重：载体密度与常温下水的密度比值；

4)空隙率：载体与载体之间和载体中间空隙的体积与载体堆放体积之比；

5)流化：在曝气或搅拌的作用力下填料在液体中随水流流动与水质污染物充分接触的状态，悬浮载体不产生堆积，能够在池内随水流自由流动；

6)填充率：悬浮载体填充率，即悬浮载体的体积与填充区域池容的比例，悬浮载体的体积为自然堆积下的总体积；如100m³悬浮载体，填充至400m³池容，填充率为25％；

7)表面负荷：单位填料比表面积每天去除的污染物质量，gn/m²/d；

8)氨氧化表面负荷：单位填料比表面积每天氧化氨氮的质量，gn/m²/d；若进水氨氮400mg/l，出水氨氮200mg/l，进水流量5m³/d，生物膜面积1000m²，则氨氧化表面负荷为(500-200)×5/1000＝1.5gn/m²/d；

9)tn去除表面负荷：单位填料有效比表面积每天去除的总氮质量，gn/m²/d；若进水tn500mg/l，出水tn100mg/l，进水流量为10m³/d，生物膜面积为2000m²，则tn去除表面负荷为(500-100)×10/2000＝2gn/m²/d；

10)自养脱氮：该工艺是亚硝化和厌氧氨氧化(anammox)的统称，从而达到脱氮的目的；在好氧条件下，氨氧化菌(aob)将氨氮部分氧化成亚硝酸，产生的亚硝酸与部分剩余的氨氮在厌氧氨氧化菌(anaob)作用下发生厌氧氨氧化(anammox)反应生成氮气；

11)canon工艺，即在单一反应器内实现自养脱氮；canon中，aob与anaob在同一个反应器共存；aob位于载体的外层，以氧气作电子受体，将氨氮氧化为亚氮；anaob位于载体内层，以亚氮作为电子受体与剩余的氨氮共同转化为氮气；

12)canon悬浮载体：即已有canon效果的悬浮载体，aob和anaob均以生物膜方式分层存在；

13)亚硝化：微生物将氨氮(nh4⁺)氧化为亚硝酸盐氮(no2^-)、而不再进一步氧化为硝酸盐氮(no3^-)的过程，即系统内富集氨氧化菌(aob)，而淘汰亚硝酸盐氧化菌(nob)；

14)mbbr：移动床生物膜反应器mbbr(movingbedbiofilmreactor)该方法通过向反应器中投加一定数量的悬浮载体，提高反应器中的生物量及生物种类，从而提高反应器的处理效率；

15)曝气强度：单位面积的曝气量，单位为m³/m²/h，包括微孔曝气和穿孔曝气两部分之和；如微孔曝气量为10m³/h，穿孔曝气量为5m³/h，反应器的底面积为5m²，曝气强度为(10+5)/5＝3m³/m²/h；

16)回流比：回流至生物段进行继续处理的水量占总水量的比值，％；

17)总氨氧化率：进水经过多级好氧反应池后氧化的氨氮总量占总进水中氨氮量的比值，％；若进水氨氮400mg/l，经过两级好氧反应池后出水氨氮100mg/l，则总氨氧化率为(400-100)/400＝75％；对于单级反应器，一般直接称之为氨氧化率；对于多级反应器，氨氧化率指各级的氨氮氧化情况，若分析多级整体的性能，则使用总氨氧化率；

18)tn去除率：总氮的去除量占进水总氮的比值；

19)普通活性污泥：即污水厂生化池活性污泥，接种该污泥主要是初步获得aob菌种，加速挂膜；

20)c/n：即进水碳氮比，指进水中bod5与凯氏氮(有机氮+氨氮)的比值；

21)预处理：若进水c/n过大不适合自养脱氮相关工艺处理，则需进行预处理降低有机物含量，直至满足自养脱氮水质要求；

22)搅拌器功率：即单位有效池容的功率数，w/m³；活性污泥法通常为3-5w/m³；mbbr中，搅拌功率与填充率相关，填充率越高，搅拌功率越大。

下述第一反应池、第二反应池、第三反应池、第四反应池简称c1、c2、c3、c4，第一进水阀、第二进水阀、第三进水阀、第四进水阀简称i1、i2、i3、i4，第一连通阀、第二连通阀、第三连通阀、第四连通阀简称m1、m2、m3、m4，第一出水阀、第二出水阀、第三出水阀、第四出水阀简称e1、e2、e3、e4，第一拦截筛网、第二拦截筛网、第三拦截筛网、第四拦截筛网简称s1、s2、s3、s4。

本发明，一种基于mbbr的高效自养脱氮系统，结合图1和图2所示，包括反硝化池2、配水井3、反应池主体c1-c4、出水井4、反硝化池搅拌装置7、反应池搅拌装置6、连通装置，回流泵h，反应池主体为两排两列四个反应池，分别为第一反应池、第二反应池、第三反应池和第四反应池，其中，第一反应池和第四反应池为一排且位于底部，第一反应池和第二反应池为一列，相当于第一反应池位于左下方，然后按照顺时针方向分别为第二反应池、第三反应池和第四反应池，工艺中心为同心圆中心井，由内向外依次设置反硝化池、配水井、出水井。

第一反应池和第四反应池的侧上方(靠近出水井端)分别设置有第一进水口和第四进水口，通过i1和i4向其中进水，第二反应池和第三反应池的侧下方分别设置有第二进水口和第三进水口，通过i2和i3向其中进水，第一出水口、第二出水口、第三出水口和第四出水口处分别设置有第一拦截筛网s1、第二拦截筛网s2、第三拦截筛网s3和第四拦截筛网s4，第一拦截筛网、第二拦截筛网、第三拦截筛网和第四拦截筛网均为斜向布置；上述的第一进水口、第二进水口、第三进水口和第四进水口分别通过第一进水管路、第二进水管路、第三进水管路和第四进水管路与上述的配水井连接，且在上述第一进水管路上设置有第一进水阀i1，第二进水管路上设置第二进水阀i2，第三进水管路上设置第三进水阀i3，第四进水管路上设置第四进水阀i4；反硝化池设置有总进水管路1、反硝化池拦截筛网8、反硝化池搅拌装置7，由总进水管路1进水；待处理污水经总进水管路进入反硝化池的底部，污水经所述反硝化池上部的拦截筛网进入配水井。第一反应池、第二反应池、第三反应池、第四反应池的出水端分别通过第一出水管路、第二出水管路、第三出水管路及第四出水管路与出水井连接，且在第一出水管路、第二出水管路、第三出水管路及第四出水管路对应设置有第一出水阀e1、第二出水阀e2、第三出水阀e3及第四出水阀e4。

配水井设置管路连接四个反应池，管路上设进水阀i1、i2、i3、i4；出水井设置管路连接四个反应池，通过进水管路及出水阀e1、e2、e3、e4收集四个反应池出水，经池体上部出水管5排出，在配水井的底部设置有用于排泥的第一排泥口，在出水井的底部设置有用于排泥的第二排泥口；

在每个反应池内均设置一个搅拌装置，搅拌装置的具体结构及运行方式借鉴现有技术即可实现，如搅拌装置可选用变频搅拌器。

上述的回流泵，即在出水井底部设置回流泵，回流管通入反硝化池；

上述的连通阀，即反应器之间通过连通阀连接，包括第一连通阀、第二连通阀、第三连通阀、第四连通阀；其中，第一连通阀位于第一反应池和第二反应池之间的连接管路上，第二连通阀位于第二反应池和第三反应池之间的连接管路上，第三连通阀位于第三反应池和第四反应池之间的连接管路上，第四连通阀位于第一四反应池和第一反应池之间的连接管路上；

曝气装置分布在反硝化池及每个反应池内，由多组穿孔曝气管和微孔爆气管组成，且在反硝化池及每个反应池内均投加有悬浮载体。

第二、下面结合上述系统对本发明的运行流程做主要说明。

运行流程，有以下3种控制模式：

1)并联运行模式：待处理污水经过反硝化池2，由反硝化池池体上部拦截筛网8进入配水井，由配水井经过进水阀i1-i4、第一至第四拦截筛网s1-s4连续进入各反应池c1-c4，出水分别通过拦截筛网s1-s4，然后通过出水阀e1-e4至集水井4，最后由出水管5排出；四池是并联关系，独立运行，出水最终汇总到中心的集水井4经出水管5出水，过程中通过阀门控制；未描述阀门均为关闭状态；

2)双系列a运行模式：待处理污水经过反硝化池2，由反硝化池池体上部拦截筛网8进入配水井，由配水井分别经过进水阀i1、i4连续进入反应池c1、c4；c1出水通过第一拦截筛网s1、连通阀m1、第二拦截筛网s2进入反应池c2，c2出水通过第二拦截筛网s2、出水阀e2、集水井4后由出水管5出水；c4出水通过第四拦截筛网s4、连通阀m3、第三拦截筛网s3进入反应池c3，c3出水通过第三拦截筛网s3、出水阀e3、集水井4后由出水管5出水；双系列a模式，即两组并联，每组两格分别串联，即c1-c2、c4-c3，出水最终汇总到中心的集水井4经出水管5出水；

3)双系列b运行模式：待处理污水经过反硝化池2，由反硝化池池体上部拦截筛网8进入配水井，由配水井分别经过进水阀i1、i4、拦截筛网s1、s4连续进入反应池c1、c4；c1出水通过第一拦截筛网s1、连通阀m1、第二拦截筛网s2进入反应池c2，c2出水通过第二拦截筛网s2、连通阀m2、第三拦截筛网s3进入c3，c3出水通过第三拦截筛网s3、出水阀e3、集水井4后由出水管5出水；c4出水通过第四拦截筛网s4、出水阀e4、集水井4后由出水管5出水；双系列b模式，即两组并联：一组三格串联，一组单格，即c1-c2-c3、c4，出水最终汇总到中心的集水井4经出水管5出水。

之所以设置不同的运行模式，主要考虑满足不同反应器、不同运行阶段的功能需求。

第三、本发明启动方法，包括以下步骤：

1)启动准备，在每个反应池及反硝化池内均投加悬浮载体，填充率20％-67％；反应池和反硝化池均接种普通活性污泥，接种后污泥浓度为3-5g/l；

2)亚硝化及反硝化启动，采用并联运行模式，每个反应池独立进水、独立出水，且通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，其余出水经出水管路排出；每天短时间开启出水井底部第二排泥口进行排泥，使污泥逐渐流失，每天污泥浓度减小不超过20％，直至反应池及反硝化池内污泥浓度<1.0g/l，控制反应池do在3-6mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，运行直至反硝化池bod5去除率>50％，且各反应池氨氧化表面负荷>1.5gn/m²/d，进入下一步；

3)自养脱氮预启动，采用双系列a运行模式，连续进水，通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，其余出水经出水管路排出，反应池c4、反应池c3控制do在3-6mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，c4和c3总氨氧化率＞50％；反应池c1、反应池c2中控制搅拌转速30-45r/min，控制do在1-2mg/l，曝气强度>3m³/m²/h，c1和c2总氨氧化率＞50％；运行直至反应池c1氨氧化表面负荷>1.0gn/m²/d进入下一步；

4)自养脱氮接种启动，采用双系列a运行模式，通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，其余出水经出水管路排出，反应池c4、反应池c3控制do在3-6mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，c4和c3总氨氧化率＞50％；反应池c2控制搅拌转速15-30r/min，do在1-2mg/l，曝气强度>3m³/m²/h；c1和c2总氨氧化率>50％；向反应池c1接种canon悬浮载体，接种率为3-5％，连续进水；反应池c1控制搅拌转速15-30r/min，do在0.5-1.5mg/l，曝气强度>2m³/m²/h；运行直至反应池c1的tn去除表面负荷>0.8gn/m²/d进入下一步；

5)自养脱氮流加启动，采用双系列b运行模式，连续进水；通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出；c4控制do在3-6mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，氨氧化率>50％；c1控制搅拌转速15-30r/min，do在1.5-3.5mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，c2控制搅拌转速30-45r/min，do在0.5-1.5mg/l，曝气强度>1.5m³/m²/h；c3控制搅拌转速30-45r/min，do在1-2mg/l，曝气强度>3m³/m²/h；运行直至反应池c2的tn去除表面负荷>1.6gn/m²/d进入下一步；

6)自养脱氮扩大启动，采用双系列a运行模式，通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出；将c4和c3反应池内与c1和c2反应池内的分别50％的悬浮填料置换，各反应池均控制搅拌装置转速15-30r/min，do在2.3-2.5mg/l，曝气强度3.5m³/m²/h，运行直至各反应池的tn去除表面负荷>1.6gn/m²/d，进入下一步；

7)自养脱氮稳定运行，连续进水；当tn去除率要求<80％时，采用并联运行模式，通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出；各反应池均控制搅拌转速30-45r/min，do在2.0-5.0mg/l，曝气强度>5m³/m²/h，各反应池出水氨氮在60-100mg/l，各反应池的tn去除表面负荷>2.5gn/m²/d；当tn去除率要求≥80％时，采用双系列a运行模式，通过控制相关阀门使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出；反应池c2或反应池c3出水氨氮在30-50mg/l，反应池c1和反应池c4均控制搅拌转速30-45r/min，do在2.0-5.0mg/l，曝气强度>6m³/m²/h，tn去除率>50％；反应池c2和反应池c3均控制搅拌转速15-30r/min，do在1.5-2.5mg/l，曝气强度>3m³/m²/h；定期开启配水井底部第一排泥口进行排泥，各反应池和反硝化池污泥浓度<1g/l。

上述步骤中，当进水c/n＜1时，出水井回流比控制在150％-200％，当进水1≤c/n＜1.5，出水井回流比控制在200％-250％，当进水1.5≤c/n＜2时，出水井回流比控制在250-300％反硝化池控制搅拌转速为30-50r/min，所述各反应池和反硝化池的搅拌器功率为15-50w/m³选型。

第四、补充说明：

1)之所以采用mbbr形式实现一段式自养脱氮，主要在于采用两段式工艺，控制复杂，需要控制亚硝化出水比例，满足anammox工艺要求；采用颗粒污泥方式，anaob不易富集，活性污泥法易于流失，难以启动或颗粒化；对于微生物，附着态和悬浮态展现出完全不同的性质特点，无法将活性污泥法的相关方法直接用于生物膜法，需要针对自养脱氮和mbbr两个工艺的特点，针对性控制；

2)各阶段do控制要求不同，主要原因通过控制do为自养脱氮生物膜提供好氧或厌氧环境，保证aob和anaob生存环境，且随着生物膜的厚度变化和成熟进程，调整do水平，满足生物膜分层要求；生物膜越成熟，生物膜厚度相对增大，对于do的耐受能力越强，需要更高的do水平；同时，生物膜厚度相对增大，也需要更高的剪力，控制生物膜厚度，防止生物膜过厚；故同时要求do和曝气强度两个指标进行控制；mbbr形式的自养脱氮工艺，由于属于完全生物膜系统，与传统活性污泥法在控制方法、特点差别极大；对于活性污泥法，自养脱氮工艺一般do不超过1mg/l；

3)各阶段运行模式不同，主要考虑接种方式及运行方式，生物膜脱落，虽然属于老化过程自然脱落，但仍有较多活性菌种，可为后续反应器接种，加速启动过程，故采用多种运行模式逐步接种；

4)自养脱氮反应池搅拌转速的控制是为了曝气不足时，辅助悬浮载体流化，且防止剪力过小生物膜增厚，或剪力过大生物膜脱落；

5)适用范围，本发明适合高氨氮、c/n＜2，高温废水，尤其适合厌氧污泥消化上清液、垃圾渗滤液等的处理；

6)针对不同的进水c/n，需要设置不同的回流比，主要原因是随着进水c/n的增加，上调回流比可以强化反硝化过程，消除进水中cod对自养脱氮系统的影响，同时提高脱氮效率。

为本行业人士所熟知的，当进水c/n≥2时，增加预处理满足要求。

为本行业人士所熟知的，当进水水温不在25-35℃时，增加换热系统。

为本行业人士所熟知的，上述悬浮载体，即挂膜前比重比水略小，通常为0.93-0.97，挂膜后比重与水接近，实现悬浮效果，一般为高密度聚乙烯材质等。

为本行业人士所熟知的，汇集于单个反应池的连接管路之间需安装防短流装置，如隔板、导流墙等，防止进水混合不均匀。

下面结合具体实施例对本发明做进一步说明。

实施例1：

以某城市污水处理厂厌氧消化污泥脱水液作为系统进水，水量2500m³/d，ph均值7.9，水温均值32℃，进水cod浓度均值1131mg/l，bod5浓度均值952mg/l，氨氮浓度均值550mg/l，亚氮硝氮浓度均值2.0mg/l，碱度均值(以caco3计)3795mg/l，反应池总有效容积800m³，反硝化池有效容积400m³，进水经反硝化池进入四个反应池c1-c4。

启动准备，在每个反应池及反硝化池内均投加悬浮载体，载体有效比表面积800m²/m³，空隙率90％，符合《水处理用高密度聚乙烯悬浮载体》(cj/t461-2014)行业标准，填充率50％；反应池接种普通活性污泥，各反应池内污泥浓度均为3.9g/l；

亚硝化及反硝化启动，采用并联运行模式，各反应池通过曝气装置控制do在4.0-4.6mg/l，曝气强度5.2m³/m²/h，通过开启出水阀e1-e4使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，进行反硝化池接种，剩余出水经出水管路排出，运行6d后每天短时间开启出水井底部排泥口进行排泥，使污泥逐渐流失，每天污泥浓度减小不超过20％，运行至第14d反应池及反硝化池污泥浓度降至0.8g/l左右。运行至第27d反应池c1-c4出水氨氮浓度均值239.3mg/l，反应池氨氧化率56％，氨氧化表面负荷2.03gn/m²/d，反硝化池bod5去除率90％，进入下一步。

自养脱氮预启动，采用双系列a运行模式，反应池c4、c3控制do在4.0mg/l，曝气强度5m³/m²/h，c4、c3总氨氧化率达62％；反应池c1、c2中搅拌转速30r/min，控制do在1.5mg/l，曝气强度3m³/m²/h，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出，运行15d后，c1、c2总氨氧化率达51％，c1氨氧化表面负荷为1.92gn/m²/d，反硝化池bod5去除率85％，进入下一步；

自养脱氮接种启动，采用双系列a运行模式，向反应池c1接种canon悬浮载体，接种率为4％，控制搅拌转速30r/min，do在0.8mg/l，曝气强度2.1m³/m²/h；反应池c1出水经连通阀m1进入反应池c2，c2控制搅拌转速20r/min，do在2mg/l，曝气强度3m³/m²/h，c4、c3控制do在4mg/l，曝气强度5m³/m²/h，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出，运行31d至c4、c3总氨氧化率达72％，反应池c1的tn去除表面负荷达1.74gn/m²/d，反硝化池bod5去除率85％，进入下一步；

自养脱氮流加启动，采用双系列b运行模式，反应池c4控制do在3.5-4mg/l，曝气强度5.5m³/m²/h，氨氧化率达52％，反应池c1控制搅拌转速30r/min，do在2-2.5mg/l，曝气强度5m³/m²/h；反应池c2控制搅拌转速35r/min，do在1.0-1.3mg/l，曝气强度2.5m³/m²/h，反应池c3控制搅拌转速45r/min，do在1.3-1.5mg/l，曝气强度3m³/m²/h；通过开启阀门e3、e4使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出，运行27d至反应池c2的tn去除表面负荷1.79gn/m²/d，反硝化池bod5去除率80％，进入下一步；

自养脱氮扩大启动，采用双系列a运行模式，连续进水；将c4和c3反应池内与c1和c2反应池内的分别50％的悬浮载体置换；各反应池均控制搅拌转速30r/min，do在1.5-2mg/l，曝气强度3m³/m²/h；通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出，运行27d至各反应池的tn去除表面负荷2.2gn/m²/d，反硝化池bod5去除率60％，进入下一步；

自养脱氮系统稳定运行，采用双系列a运行模式，反应池c1和反应池c4均控制do在3mg/l，曝气强度5.6m³/m²/h，氨氧化率大于47％；反应池c2和反应池c3均控制do在2mg/l，曝气强度3m³/m²/h，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出，自养脱氮填料膜负荷达到3.67gn/m²/d，对应容积负荷达1.46kgn/m³/d，反硝化池bod5去除率70％，反硝化池tn去除表面负荷为2.3gn/m²/d，每隔10d开启配水井底部第一排泥口进行排泥。

上述步骤中，出水井回流比始终控制在300％，反硝化池控制搅拌转速45r/min，最终稳定运行阶段整个系统总氮去除率达到92％，其中反硝化池贡献的总氮去除率为24％。

实施例2：

以某垃圾填埋厂垃圾渗滤液厌氧消化出水作为进水，水量1300m³/d，ph值7.8-8.3，水温均值33℃，进水cod浓度均值920mg/l，bod5浓度均值为801mg/l，平均氨氮浓度550mg/l，反应池总有效容积400m³，平均分为四个反应池，每个反应池有效容积为100m³，反硝化池有效体积200m³，进水经反硝化池后分别进入四个反应池c1-c4。

启动准备，反应池及反硝化池内均投加悬浮载体，载体有效比表面积800m²/m³，空隙率90％，符合《水处理用高密度聚乙烯悬浮载体》(cj/t461-2014)行业标准，填充率50％；接种好氧污泥，各反应池内污泥浓度均为4.7g/l左右；

亚硝化及反硝化启动，采用并联运行模式，控制各反应池do在3.0-4.0mg/l，曝气强度5.3m³/m²/h，通过开启出水阀e1-e4使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出，运行7d后每天短时间开启出水井底部排泥口进行排泥，使污泥逐渐流失，每天污泥浓度减小不超过20％，运行至第14d反应池及反硝化池污泥浓度降至0.9g/l左右，运行至第27d氨氧化率达到57％，氨氧化表面负荷为2.54gn/m²/d，反硝化池bod5去除率80％，进入下一步；

自养脱氮预启动，采用双系列a运行模式，反应池c4、c3控制do在4mg/l，曝气强度5m³/m²/h，c4、c3总氨氧化率达90％；反应池c1、c2中搅拌转速30r/min，控制do在1.7mg/l，曝气强度3.5m³/m²/h，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出，运行15d后，c1、c2总氨氧化率达85％，c1氨氧化表面负荷为1.87gn/m²/d，反硝化池bod5去除率90％，进入下一步；

自养脱氮接种启动，采用双系列a运行模式，向c1接种canon悬浮载体，接种率为4％，控制搅拌转速20r/min，do在0.5-1.0mg/l，曝气强度2.5m³/m²/h。反应池c1出水经连通阀m1进入反应池c2，c2控制搅拌转速20r/min，do在1-2mg/l，曝气强度3.5m³/m²/h。c3、c4控制do在3-3.5mg/l，曝气强度5.1m³/m²/h。反硝化池中搅拌转速45r/min，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管路排出；运行31天，c3、c4总氨氧化率保持在93％以上，c1的tn去除表面负荷超过0.91gn/m²/d，反硝化池bod5去除率80％，进入下一步；

自养脱氮流加启动，采用双系列b运行模式，c4控制do在3.5-4.0mg/l，曝气强度6m³/m²/h，氨氧化率保持75％左右。c1控制搅拌转速30r/min，控制do在2.5-3.0mg/l，曝气强度为5.5m³/m²/h。c2控制搅拌转速35r/min，控制do在1.5mg/l左右，曝气强度为3.0m³/m²/h，c3控制搅拌转速40r/min，do在2mg/l左右，曝气强度为3.0m³/m²/h。通过开启阀门e3、e4使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出，运行32天，c2的tn去除表面负荷达到1.72gn/m²/d，反硝化池bod5去除率80％，进入下一步；

自养脱氮扩大启动，采用双系列a运行模式，连续进水；将c4和c3反应池内与c1和c2反应池内的分别50％的悬浮载体置换；各反应池均控制搅拌转速30r/min，do在2.5-3.0mg/l，曝气强度4.5m³/m²/h，通过开启阀门e2、e3使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出，运行14天后，各反应池tn去除表面负荷超过2.25gn/m²/d，反硝化池bod5去除率70％，进入下一步；

自养脱氮系统稳定运行，采用并联运行模式，各反应池均控制do在3.5mg/l，曝气强度5.0m³/m²/h，通过开启阀门e1-e4使得出水汇集出水井，出水井部分出水回流至反硝化池，剩余出水经出水管排出，各反应池总氮去除率达到88％，各反应池总氮去除膜负荷最大达到3.59gn/m²/d，对应容积负荷达1.43kgn/m³/d，反硝化池bod5去除率70％，反硝化池tn去除表面负荷1.92gn/m²/d，每隔10d开启配水井底部第一排泥口进行排泥。

上述步骤中，出水井回流比始终控制在250％，启动过程反硝化池控制搅拌转速45r/min，最终稳定运行阶段整个系统总氮去除率达到85％，其中反硝化池贡献的总氮去除率为20％。

本发明通过连通阀控制四个反应池出水方向实现反应池串联、并列或单独运行；通过接种、流加等手段实现自养脱氮工艺的快速启动；根据处理标准要求，实现不同的工艺布置形式。

本发明中未述及的部分借鉴现有技术即可实现。

需要说明的是，在本说明书的教导下本领域技术人员所做出的任何等同方式，或明显变型方式均应在本发明的保护范围内。