２、稀土元素之間的分離
目前采用四種萃取體系：
（1）P204萃取分組分離輕稀土元素
（2）P507萃取分組分離稀土元素
（3）環(huán)烷酸萃取分離釔元素

（4）Ｃ272萃取分離銩鐿镥元素

（二）四大生產(chǎn)工藝過程
１、精礦分解——氯化稀土溶液制備過程
這一過程將除去絕大部分非稀土元素
我國四種稀土資源：包頭混合稀土礦；南方離子型稀土礦；氟碳鈰鑭礦；獨居石和磷釔礦
（1）包頭混合稀土礦分解工藝：稀土收率 ≥85%
硫酸焙燒—水浸—萃取轉型法。
主要消耗資源：硫酸、重油（能源）、水、氧化鎂、鹽酸、電等；
注意氟鹽回收
（2）南方離子型稀土精礦分解工藝：稀土收率 ≥98%
鹽酸直接分解法
主要消耗資源：鹽酸、水等

（3）氟碳鈰鑭礦分解工藝：稀土收率 ≥90%
氧化焙燒—鹽酸優(yōu)溶分解法。
主要消耗資源：能源、鹽酸、燒堿、水、電等
注意氟鹽回收
（4）獨居石和磷釔礦分解工藝：稀土收率 ≥96%
堿分解—鹽酸優(yōu)溶分解法。
主要消耗資源：能源、燒堿、鹽酸、水、電等
回收磷酸三鈉、鈾釷產(chǎn)品
2、萃取分組分離過程（以南方離子資源為例的原則工藝）
　 整個過程將15個稀土元素分離成單一稀土鹽酸鹽溶液
(1)、P507萃取四分組:LaCePrNd、SmEuGd、TbDy、HoErTmYbLuY；
(2)、P507萃取分離La、Ce、Pr、Nd；
(3)、P507萃取分離Sm、Gd，富集Eu；
(4)、P507還原萃取分離Eu，富集Sm、Gd；
(5)、P507萃取分離Tb、Dy；
(6)、環(huán)烷酸萃取分離Y，富集Ho、Er、Tm、Yb、Lu；
(7)、P507萃取分組Ho、Er，富集Tm、Yb、Lu；
(8)、P507萃取分離Ho、Er；
(9)、C272萃取分離Tm、Yb、Lu；
（10）、N235萃取分離單一稀土溶液中Fe；
本工序消耗酸、堿，產(chǎn)生皂化廢水，可單循環(huán)使用；產(chǎn)生稀土皂濃鹽廢水，3~4.5摩爾，必須回收鹽份。
３、稀土沉淀過程
沉淀過程有稀土草酸鹽沉淀或稀土碳酸鹽沉淀
（1）稀土草酸鹽沉淀
草酸沉淀是酸性沉淀，稀土元素成草酸鹽沉淀，沉淀母液中酸度較高—2~3摩爾，回收鹽酸等；1molRE，需要1.5mol以上的草酸；酸性廢水處理難度比較大。
（2）稀土碳酸鹽沉淀
稀土碳酸鹽沉淀劑—碳酸氫銨、碳酸鈉、碳酸氫鈉三種
碳酸鹽沉淀是中性沉淀，pH—5.5~6.5，沉淀母液中鹽份較高—2~3mol，必須回收鹽。
（3）比較
溶解度：草酸鹽＞碳酸鹽；沉淀收率：碳酸鹽＞草酸鹽；
　產(chǎn)品質量：草酸鹽優(yōu)于碳酸鹽；
４、稀土氧化物灼燒
（1）稀土草酸鹽灼燒
稀土草酸鹽灼燒機理是高溫氧化過程≥800℃
（2）稀土碳酸鹽灼燒
稀土碳酸鹽灼燒機理是高溫分解過程≥900℃
理論上能源消耗比較：碳酸鹽分解＞草酸鹽氧化；
灼燒過程消耗的是能源：天然氣、煤—煤氣、電；
關鍵在于灼燒設備的熱效率以及工藝操作過程的熱利用率

摘自：《稀土分離冶煉過程資源消耗極限研究與預測》.韓建設,楊清宇,葉祥.

分子結構和特性

　　三元乙丙是乙烯、丙烯和非共軛二烯烴的三元共聚物。二烯烴具有特殊的結構，只有兩鍵之一的才能共聚，不飽和的雙鍵主要是作為交鏈處。另一個不飽和的不會成為聚合物主鏈，只會成為邊側鏈。三元乙丙的主要聚合物鏈是完全飽和的。這個特性使得三元乙丙可以抵抗熱，光，氧氣，尤其是臭氧。三元乙丙本質上是無極性的，對極性溶液和化學物具有抗性，吸水率低，具有良好的絕緣特性。
　　在三元乙丙生產(chǎn)過程中，通過改變?nèi)龁误w的數(shù)量，乙烯丙烯比，分子量及其分布以及硫化的方法可以調整其特性。

EPDM第三單體的選擇

　　第三二烯烴類型的單體是通過乙烯和丙烯的共聚，在聚合物中產(chǎn)生不飽和，以便實現(xiàn)硫化。第三單體的選擇必須滿足以下要求：
　　·最多兩鍵：一個可聚合，一個可硫化
　　·反應類似于兩種基本的單體
　　·主鍵隨機聚合產(chǎn)生均勻分布
　　·足夠的揮發(fā)性，便于從聚合物中除去
　　·最終聚合物硫化速度合適

二烯烴類型和含量對聚合物特性的影響

　　三元乙丙生產(chǎn)中主要是用ENB和DCPD。
　　三元乙丙中最廣泛使用的是ENB，它比DCPD產(chǎn)品硫化要快得多。在相同的聚合條件下，第三單體的本質影響著長鏈支化，按以下順序遞增：EPM<EPDM(ENB)<EPDM(DCPD)
　　三元乙丙其他的受二烯烴第三單體影響的還有：
　　·ENB－快速硫化，高拉伸強度，低永久形變
　　·DCPD－防焦性，低永久應變，低成本
　　隨著二烯烴第三單體的增加，將會有下列影響發(fā)生：更快硫化率，更低的壓縮形變，高定伸，促進劑選擇的多樣性，減少的防焦性和延展，更高的聚合物成本。

乙烯丙烯比

　　乙烯丙烯比可以在硫化階段進行改變，商業(yè)的三元乙丙聚合物乙烯丙烯比由80/20到50/50。當乙烯丙烯比由50/50變化到80/20時，正面的影響有：更高的壓坯強度，更高的拉伸強度，更高的結晶化，更低的玻璃體轉化溫度，能將原材料聚合物轉化成丸狀，以及更好的擠出特性。不好的影響就是不好的壓延混合性，較差的低溫特性，以及不好的壓縮形變。
　　當丙烯比例更高時，好處就是更好的加工性能，更好的低溫特性以及更好的壓縮形變等。

分子量和分子量分布

　　彈性體的分子量通常用門尼粘度表示。在三元乙丙的門尼粘度中，這些值是在高溫下得到的，通常為125℃，這樣做的主要原因是要消去由高乙烯含量所產(chǎn)生的任何影響（結晶化），由此會掩蓋聚合物的真正分子量。三元乙丙的門尼粘度范圍在20到100之間。也有更高分子量的商用三元乙丙也有生產(chǎn)，但一般都充油，以便混煉。
　　分子量以及在三元乙丙中的分布可以在聚合過程中通過以下途徑聚合：
　　·催化劑以及共催化劑的類型和濃度
　　·溫度
　　·改性劑，如氫的濃度
　　三元乙丙的分子量分布可以通過凝膠滲透色譜法使用二氯苯作為溶劑在高溫下（150℃）測量而得。分子量分布通常被稱為是重量平均分子量與數(shù)量平均分子量的比例。根據(jù)普通和高度支化的結構，這個值在2到5之間變化。由于有分鍵，含有DCPD的三元乙丙橡膠更寬的分子量分布。
　　通過增加三元乙丙的分子量，正面影響有：更高的拉伸和撕裂強度，在高溫情況下更高的生坯強度，能夠吸收更多的油和填料（低成本）。隨著分子量分布的增加，正面的影響有：增加的混煉和碾磨加工性。但是，較窄的分子量分布可以改進硫化速度，硫化狀態(tài)以及注塑行為。

硫化類型

　　三元乙丙可以利用有機過氧化物或者硫來進行硫化。但是，相比與硫磺硫化，過氧化物交鏈的三元乙丙用于電線電纜工業(yè)時具有更高的溫度抗性，更低的壓縮形變以及改進的硫化特性。過氧化物硫化的不好的地方就在于更高的成本。
　　正如前面所提到的，三元乙丙的交鏈速度和硫化時間隨著硫化類型和含量而改變。當三元乙丙與丁基，天然橡膠，丁苯橡膠混合時，在選擇合適的三元乙丙產(chǎn)品時，必須要考慮到下列因素：
　　·當與丁基進行混合時，由于丁基具有較低的不飽和度，為適應丁基的硫化速度，最好選擇相對較低含量的DCPD和ENB含量的三元乙丙。
　　·當與天然橡膠和丁苯橡膠混合時，最好選擇8％到10％ENB含量的三元乙丙，以滿足其硫化速度。

注：

1、除了以上提供的配方，業(yè)主也可以根據(jù)實際情況，綜合成本因素選擇合適的處理方案。

2、鑒于光伏行業(yè)硅料酸洗的廢氣特點，無論選擇何種配方，應嚴禁在藥液中添加含Ca2+、Mg2+等可能造成沉淀和結垢的物質。

3、對于水泵和風機，應該按照常規(guī)維護保養(yǎng)措施進行養(yǎng)護，以保持良好的運轉狀況，盡可能延長使用壽命。

4、以上所述，是僅針對光伏行業(yè)硅料酸洗過程的廢氣處理所出現(xiàn)的問題而提出的，對于廢氣處理的通用問題，不再贅述。

　　處于鈍態(tài)的金屬仍有一定的反應能力，即鈍化膜的溶解和修復（再鈍化）處于動平衡狀態(tài)。當介質中含有活性陰離子（常見的如氯離子）時，平衡便受到破壞，溶解占優(yōu)勢。氯離子能優(yōu)先地有選擇地吸附在鈍化膜上，把氧原子排擠掉，然后和鈍化膜中的陽離子結合成可溶性氯化物，結果在新露出的基底金屬的特定點上生成小蝕坑（孔徑多在20～30μm），這些小蝕坑稱為孔蝕核，亦可理解為蝕孔生成的活性中心。

　　氯離子的存在對不銹鋼的鈍態(tài)起到直接的破環(huán)作用。對含不同濃度氯離子溶液中的不銹鋼試樣采取恒電位法測量的電位與電流關系曲線中可以看出陽極電位達到一定值，電流密度突然變小，表示開始形成穩(wěn)定的鈍化膜，其電阻比較高，并在一定的電位區(qū)域（鈍化區(qū)）內(nèi)保持。隨著氯離子濃度的升高，其臨界電流密度增加，初級鈍化電位也升高，并縮小了鈍化區(qū)范圍。對這種特性的解釋是在鈍化電位區(qū)域內(nèi)，氯離子與氧化性物質競爭，并且進入薄膜之中，從而產(chǎn)生晶格缺陷，降低了氧化物的電阻率。因此在有氯離子存在的環(huán)境下，既不容易產(chǎn)生鈍化，也不容易維持鈍化。

　　在局部鈍化膜破壞的同時其余的保護膜保持完好，這使得點蝕的條件得以實現(xiàn)和加強。根據(jù)電化學產(chǎn)生機理，處于活化態(tài)的不銹鋼較之鈍化態(tài)的不銹鋼其電極電位要高許多，電解質溶液就滿足了電化學腐蝕的熱力學條件，活化態(tài)不銹鋼成為陽極，鈍化態(tài)不銹鋼作為陰極。腐蝕點只涉及到一小部分金屬，其余的表面是一個大的陰極面積。在電化學反應中，陰極反應和陽極反應是以相同速度進行的，因此集中到陽極腐蝕點上的腐蝕速度非常顯著，有明顯的穿透作用，這樣就形成了點腐蝕。

答：你所說的情況不能說是曝氣不均，是正?，F(xiàn)象。還有你說生物膜不多，不知是多少？
如生物膜把填料基本覆蓋就很好了，至于說曝氣區(qū)外的生物膜厚達3cm就是嚴重結球了，要采取措施，如用大氣量沖刷和厭氧脫膜等措施。

2、問：請問有關接觸氧化池的下例問題。
（1）接觸氧化池在放空時，填料上污泥能存活多少時間？
（2）當接觸氧化池處理能力下降時，要不要投加營養(yǎng)？
（3）對于泡沫，加煤油消泡你認為有效嗎，若有效通常要加多少？

答：三個問題回答如下：
（1）接觸氧化池放空后并不是生物膜污泥能存活多長的問題，而是要避免軟性填料曬干而板結，板結后再浸放水中就很難再伸展開，要防止這樣的情況出現(xiàn)；
（2）接觸氧化池處理能力的下降應從多因素考慮，其中生物膜的厚度控制很重要，膜太厚會嚴重影響處理能力，還要注意池放空時只能緩緩放，否則掛有大量生物膜的軟性填料架會倒塌或變形；
（3）化學性泡沫用水噴淋較有效（不能直接用水沖），我不贊同用煤油之類的方法消泡。

3、問：本廠近一周的進水、出水及生化池各數(shù)據(jù)平均如下：

采用的是改良型活性污泥法處理工藝，目前的進水大約只有2.5 萬噸/天（設計是5 萬噸），80%以上是工業(yè)廢水，另有少量高濃度的垃圾滲濾液。工藝流程是曝氣沉砂池-后生化池-后二沉池，沒有設置接觸池與水解池。生化池是鼓風機供氣，深水轉碟曝氣，連續(xù)進水時溶解氧達不到1mg/L，停止進水后溶解氧緩慢上升至4-5mg/L左右。進水的嚴重超標及構筑物的缺陷，導致了生化池的負荷很高，且污泥濃縮池很小(180立方)，有相當部分剩余污泥重回到進水泵房去?，F(xiàn)在碰到的問題是：
（1）二沉池在進水后經(jīng)常發(fā)現(xiàn)有活性污泥懸浮顆粒，是靜沉時間不足還是難以沉淀？
（2）三個二沉池均發(fā)現(xiàn)聚集的紅蟲（水蚤），水蚤好像是處理水質好的表現(xiàn)，是不是因為污泥濃度高導致大量繁殖？
（3）二沉池有時發(fā)現(xiàn)有薄薄的一層飄泥，是不是污泥的沉降性能很差，生化池曝氣不足？還是污泥回流不及時？
（4）二沉池三角堰板上容易青苔或是藻類滋生，有什么方法克服？
（5）我認為污泥已老化嚴重，要將MLSS控低為3000-3500 之間或更低些，增加剩余污泥排放量，降低泥齡，這樣生化池的耐沖擊會不會下降？出水水質會不會上揚？

答：污泥是有些老化，但不算很嚴重，泥齡已達35天，按此推算，污泥負荷不到0.03?？刂颇壳拔勰酀舛鹊?/3就足夠了，應該逐漸減少污泥濃度，水蚤對出水沒影響，分析取樣時不要取到水蚤。還要注意沉淀池泥層控制，二沉池三角堰板上青苔和藻類只能人工清除。

4、問：我們是石油化工廢水兩級生化處理，一級是圓形完全混合式曝氣池，二級是推流曝氣池，一級DO0.2mg/L，二級DO5.0mg/L。這段時間一級生化進水PH8.0，出水6.5，二級生化后PH5.78，超出指標6-9的范圍，這是怎么回事？

答：一級DO 低很正常，因為污泥負荷高，一級pH 下降的原因可能是負荷太高發(fā)生酸化，二級出水pH 下降可能是硝化反應消耗堿度造成的。因為你介紹得太簡單，我也只能簡單分析和推斷。

5、問：氨氮的去除，除了要有充足的碳原和足夠長的污泥齡和保證足夠的回流，回流是回流好氧池出水還是二沉池底部回流？我現(xiàn)在調試氨綸廢水，原來設計回流好氧池出水，可實際上是，若回流量達一倍時，就不能保證前邊缺氧池的厭氧環(huán)境，我?guī)煾嫡f好氧池溶解氧控制在1mg/L 左右會好些，這樣說是否對？

答：根據(jù)你介紹的應該是前置反硝化，需回流好氧池的出水和二沉池污泥。你說若回流量達一倍時，就不能保證前邊的缺氧池的厭氧環(huán)境的話不妥，缺氧區(qū)不等于厭氧，DO 小于0.5mg/L就可。你師傅說好氧池溶解氧控制在1mg/L 左右也是有道理的，這樣可防止缺氧區(qū)DO 大于0.5mg/L。如果好氧區(qū)DO 在1 左右，出水回流量在一倍時，缺氧區(qū)DO 仍大于0.5mg/L時，不能再降低好氧區(qū)的溶解氧，也不要隨意減少出水回流量（進入缺氧區(qū)的硝酸氮會少），此時可在不影響二沉池泥水分離效果的前提下，減少二沉池出泥量，將池內(nèi)污泥層升高，使污泥在二沉池內(nèi)的停留時間增加，使之處于缺陷氧或無氧狀態(tài)，這樣也有利于避免缺氧區(qū)DO 上升。二沉池出泥量減少不會影響回流至反應池的污泥量，因為在二沉池內(nèi)泥層升高的情況下，污泥在泥層中的濃縮時間長了，這種情況下出泥量減少了但出泥的濃度提高了。如果是接觸氧化工藝，出水要回流，污泥就不回流了。我不贊成用前置反硝化。因為出水回流的能耗大，回流量大要

6、問：（1）最近車間試車，造成進水很不正常。昨天COD 有6000，而設計只有600。應該采取那些措施，使出水盡快恢復正常？（2）最近空壓機房的風壓有8公斤，而又沒裝減壓閥，他們解釋曝氣管的流量閥一樣可控制壓力。請問一下，是不是風壓過高造成的曝氣不均？

答：進水COD 大于設計值的十倍是無法達標的，應增加供氧量，減少排泥量或不排泥，目的就是控制好污泥負荷和供氧量。但要注意：減少排泥量或不排泥是暫時的，當經(jīng)過一個反應時斷后（至少半天）就應該加大排泥量。上述措施的目的是先讓污泥與高濃度污水混合、吸附，經(jīng)過一段時間后，部分有機物降解，但仍有大部分有機物吸附在污泥上，讓其隨污泥而排出系統(tǒng)，這樣可使系統(tǒng)盡快恢復正常，因為這樣高濃度的廢水一般不會特續(xù)很長時間的。風壓達8公斤是肯定不行的。

7、問：活性污泥法處理魚類加工廢水，生化部分分三個格池串聯(lián)進行，現(xiàn)在第二、第三生化池出現(xiàn)了大量的泡沫，而第一生化池中沒有泡沫；起初以為是洗滌劑泡沫，但是最近在洗滌劑高峰時，將水外排，已經(jīng)有四五天了，依舊沒有好轉而且有增多的跡象，這是什么原因，怎么解決？

答：可能是若卡氏菌引起的生物泡沫，在進水含油脂、負荷低的后段易繁殖。這類泡沫很難用水噴淋消除，只能人工清除或讓部分原水直接超越至后面生化池，可在一定程度上壓抑若卡氏菌繁殖。

8、問：老裝置改造用來處理氨氮廢水。采用水解+厭氧+兩級好氧（接觸氧化工藝）。污水回流到水解池，污泥回流到厭氧池（缺氧池），如果加大回流，水解池污泥流失很快（水解池由黑變清），并且后面的厭氧池溶解氧可達0.7。為此嘗試沉淀池底部回流（通過放空管回流），由于回流量限制，氨氮的去除率不理想。請問：前置反硝化工藝，通常是回流的是好氧池出水還是沉淀池出水？

答：應該是二級好氧池的出水回流至缺氧區(qū)，而不是回流至水解池和厭氧池?？赡苁悄銢]完全介紹清楚，總感覺這工藝有問題，水解池就是酸化池，主要是通過水解酸化提高廢水的可生化性，應該先了解一下硝化效果是否好，再考慮反硝化問題，還有你說的沉淀池是否是最后的沉淀池（沉淀好氧池脫落的生物膜用）？厭氧池后是否有沉淀池？我感覺除了設計問題，還有運行管理問題。

9、問：現(xiàn)在用SBR工藝處理醫(yī)院污水，目前已經(jīng)投放生活污水和回流污泥（經(jīng)過帶式污泥機出來的污泥1000斤），在鼓風的時候就在十分鐘左右出現(xiàn)大量的白泡沫，水量大概有120 立方，是不是進水量大和濃度高呢？下步工作需要什么準備？微生物怎樣培養(yǎng)得更好？如何去控制鼓風時間？出現(xiàn)這樣的問題如何去解決？

答：如用脫水污泥作污泥培養(yǎng)接種用，投加量至少要有效池容的3%，還有營養(yǎng)方面的要求，接種污泥投加量太少了，至于出現(xiàn)泡沫很正常的，污泥形成后會大大減少或消失的。后面的問題是具體的運行控制問題，這里不展開介紹了。

10、問：我們廠采用厭氧-水解-一級好氧接觸氧化-二級好氧接觸氧化工藝。進水COD在1000mg/L 以下；進水氨氮50mg/L；BOD5/COD 在0.35 以上。出水氨氮無法達標，如何解決？

答：你們的工藝應改變，這樣是無法達標的，進水氨氮50mg/L（總氮還要高），BOD5/COD在0.35 以上就不必水解酸化，COD 在1000mg/L以下也不必用厭氧，可將厭氧池和水解池都改成好氧池(接觸氧化)，反硝化池不必另設，只要將目前的第一級好氧接觸氧化池的溶解氧控制在0.5 以下就可（是假設水解池和厭氧池都改成好氧池的情況下），因為還不了解各方面的具體情況，只是初步的想法。

11、問：為什么你說”BOD5/COD在0.35以上就不必水解酸化”？

答：因為這樣的B/C比的污水可生化性還可以，污水中不可生化物質在此比值下不算很高，大部分可以被活性污泥吸附而通過剩余污泥排放而去除并使出水達標。還要說明的是所謂不可生化的有機物，其中一部分還是可以降解的，只是生化過程需較長。我說不必酸化并不是酸化效果不好，而是從投資、占地等經(jīng)濟角度考慮。

12、問：CAST 工藝處理城市污水，BOD 在80 左右，MLSS 在4000mg/L 左右，目前DO 在反應時控制在1.0~3.0，有時DO 會超過3.0?，F(xiàn)在污泥灰份較高，在恢復時應具體注意那些方面，大致控制參數(shù)是多少？以上的參數(shù)有什么不妥？

答：根據(jù)所介紹的情況，可能是污泥負荷過低引起污泥老化，應該增加排泥量，減少至選擇池的回流量，減少曝氣時間。

13、問：廢水硫化物高若用濕式氧化法，要是生成硫酸怎么辦？這樣對管壁有腐蝕作用，可能造成管壁塌陷，是否讓硫化物沉淀較好？

答：不存在你說的問題。用濕式氧化法硫化物被氧化成硫酸鹽，當然也會有一部分未完全氧化的硫代硫酸鹽。

14、問：所加的干污泥量與什么有直接的關系，初次培養(yǎng)應該加多少？

答：接種培養(yǎng)法要多少泥只能是大概的范圍，關鍵還是要經(jīng)驗，否則接種的泥最多也沒用。

15、問：我們采用A2O工藝，現(xiàn)在總磷去除還可以，但是氨氮一直沒降低，調試已經(jīng)有三個月了，我曾經(jīng)看到過一篇文章說不用內(nèi)回流也可以降氨氮，而我們的內(nèi)回流不好控制，幾乎沒有，不知道要怎么做才能降低氨氮？

答：根據(jù)你說的情況出水氨氮高于進水與沒有回流無關的，主要還是反應時間不夠，估計這類廢水有機氮較高，由于硝化時間不夠，有機氮的氨化速率大于氨氮的硝化速率，出水氨氮上升也是很正常的，還要確認硝化的基本條件是否控制好。

16、問：接觸氧化裝置生物膜培養(yǎng)過程中發(fā)現(xiàn)生物膜形成后又會脫落，如何解決和避免呢？

答：生物膜形成而大部分又脫落是很正常的現(xiàn)象，一般脫落后第二次或第三次重新形成后才算是掛膜成功，也就是說第一次生物膜形成不能算掛膜成功，如果第一次掛膜后不大量脫落是偶然的，經(jīng)一、二次脫落后才形成才是必然的，大多數(shù)情況下是這樣的。

17、問：腈綸廢水較難處理，用什么處理工藝合適？

答：腈綸廢水的可生化性較差，含有大量低聚物和SCN 等無機性COD，所以先要預處理，如中和，混凝，然后用生化處理，生化處理建議用生物膜法，前面要有酸化工序。

18、問：接觸氧化池是否用按填料空隙率計算水力停留時間？如何計算？答：按填料空隙率計算水力停留時間是沒意義的，也算不準，應該是容積負荷和污水在生化池的停留時間。

19、問：水解酸化階段會不會出現(xiàn)COD 升高現(xiàn)象呢？我的意思是，大分子水解為小分子，原來水中有些大分子無法被重鉻酸鉀氧化，而水解后卻可以。我做的是垃圾滲濾液。

答：確實有可能原來不能被重鉻酸鉀氧化的大分子有機物通過水解酸化后能被氧化了，但水解酸化池出水COD 還是不會升高的，理由是：（1）重鉻酸鉀法測定COD 時，有硫酸銀作催化劑，可氧化95%以上的有機物；（2）水解酸化過程中COD 也會去除一部分的，去除率肯定高于前面說的不能被重鉻酸鉀氧化的那些物質。

20、問：（1）我們用蒸餾滴定法測氨氮時，餾出液呈現(xiàn)黃色，影響滴定終點，不知道是為什么，怎么避免或者排除干擾。（2）好氧污泥濃度的測定時，是取10ml 沉淀了半小時的污泥，還是取10ml 水和污泥的混合物沉淀后測定。好氧污泥濃度一般控制在多少是正常的。（3）水解酸化池的污泥濃度一般是多少為正常的。

答：濃度高要稀釋后用比色法測定。如果加入顯色劑后仍有黃色，說明氨氮濃度很低（只是猜測）。污泥濃度測定要用100ml 混合液在量筒沉降后的污泥來測定，污泥濃度控制的范圍要根據(jù)裝置的實際污泥負荷來定，不能一概而論的。

21、問：在春節(jié)期間，卡魯塞爾2000怎么運行（春節(jié)一些人回家，沒有倒班）？

答：只要污水不斷人就不能休息，所謂的周末運行模式靠不住的。

22、問：
我廠的UNITANK 系統(tǒng)其主體為三格池結構（三個池可分為左邊池、中池、右邊池），三池之間為連通形式，每池設有曝氣系統(tǒng)，采用機械表面曝氣，并配有攪拌，外側兩邊池設出水堰以及污泥排放裝置，兩池交替作為曝氣和沉淀池，污水可進人三池中的任何一個。現(xiàn)工藝運行分兩個主體運行階段，第一主體階段運行步驟如下：（1）污水先進入左邊池，同時左邊池進行厭氧攪拌，攪拌時間為1 小時。中池好氧曝氣，右邊池做沉淀池出水。（2）污水繼續(xù)進入左邊池，左邊池停止攪拌，進行好氧曝氣，曝氣時間為3.5 小時。中池始終好氧曝氣，右邊池還做沉淀池出水。（3）左邊池停止曝氣，靜沉，靜沉時間為1 小時。污水由進左邊池改進中間池。中池始終好氧曝氣，右邊池還出水。第一個主體運行階段（共6 小時）結束后，通過一個短暫的過渡段（0.5 小時反沖洗），即進入第二個主體運行階段。第二個主體運行階段過程改為污水從右邊池進入系統(tǒng)，混合液通過中間池再進入作為沉淀池的左邊池，水流方向相反，操作過程相同。以上工藝在我廠已運行兩年，我認為該工藝在脫磷除氮方面存在著一些漏洞，即在各個主體階段沉淀池排出的水沒有經(jīng)過一個完整的厭氧-好氧過程，排出的水其實以好氧水為主。另一方面我覺的現(xiàn)工藝在厭氧-好氧段時間分配不合理，好氧段時間過長。對此，我提出了一些建議，以第一主體階段為例：污水先進入左邊池進行厭氧攪拌，厭氧攪拌一段時間后污水改進入中間池，左邊池停止厭氧攪拌改好氧曝氣，這樣左邊池就好象被”鎖定”一樣，能盡可能完成硝化反應。其后左側池停止曝氣，作為沉淀池。然后進入第二個主體運行階段，污水流動方向由右向左，運行過程相同。建議提出以后我們也實踐了一段時間，在實踐過程中我們碰到了這樣一個問題，就是其中一邊池被”鎖定”曝氣、而中池改進水以后，中池的污泥就始終推流到另一做沉淀池的邊池，結果中池的污泥濃度極低，而沉淀池的邊池污泥濃度很高，造成”泛泥”和磷的二次釋放。對于上述描述的一些情況，想請教下面問題：
（1）我的建議對我廠現(xiàn)行的工藝合理嗎？
（2）建議中能解決中池大量推泥的弊端嗎？
（3）我廠現(xiàn)行的工藝厭氧-好氧段時間分配合理嗎？

答：三個問題回答如下：
（1）你的建議比現(xiàn)在的運行模式合理。但要作些調整，即在鎖定左池的前提下，延長左池進水的時間，相應減少中間池進水的時間，這樣更合理，理由從下條可知。
（2）左池進水的時間增加后，左池更多的污泥推至中池，使中池的泥比調整前的多，可以使中池進水時間結束時的污泥濃度比現(xiàn)在的運行模式多。
（3）至于厭氧好氧的時間是要根據(jù)脫氮除磷效果要通過試湊來定的。無論左池和中池進水時間如何調節(jié)，二池總的進水時間是不變的，中池進水時間增加而左池進水時間減少，推到右池的流量是一樣的，但流過去的污泥絕對量會減少。當然各池的污泥濃度不可能平衡，這是交替式曝氣池的特點。至于要縮短周期的時間是不對的，對于設有厭氧段的工藝，如果縮短周期時間，由于邊池出水前的預沉淀時間不能縮短，所以每周期中的好氧和厭氧時間就不夠了，即使不考慮除磷，要縮短周期，也要在污泥的沉降性能好的情況下，這樣才能減少預沉淀的時間，而保證生化應該階段的時間。還要說明的是UNITANK 工藝對脫氮除磷有一定的局限性，除磷會制約脫氮效果。

23、問：微生物鏡檢時怎樣計數(shù)？我用的是10×的物鏡，16×的目鏡，即總放大倍數(shù)為160倍，在總放大倍數(shù)160倍下的一個視野看到3個鐘蟲，那在1 平方厘米中有多少鐘蟲？

答：應該用100 倍，即目鏡和物鏡都是10 倍，來觀察原生動物和后生動物，并計數(shù)，絲狀菌的豐度100 倍也可大致看清，污泥結構和游離細菌的密度觀察400 倍較合適。計數(shù)方法是：先確定每毫升曝氣池混合液共有幾滴（假定每毫升有20 滴），取一滴混合液于載玻片上，小心蓋上蓋玻片，然后在100 倍下將所有泥樣都看一邊，記好各類原生動物和后生動物的數(shù)量，然后再觀察其它內(nèi)容。

24、問：處理的是造紙廢水（麥草制漿），采用卡魯塞爾氧化溝，但現(xiàn)在氧化溝的污泥沉淀性很不好，SV30很差，這是何原因造成的？

答：造成原因可能是因為為了滿足供氧量，不得不使曝氣機高速運行，把污泥打碎而使沉降性能更差。這類廢水適宜鼓風曝氣法，采用推流式，目前的辦法是盡可能避免曝氣機長時間高速運行，控制污泥濃度，回流比盡可能小，以避免沉淀池上升流速過快。

25、問：我認為三槽式氧化溝側溝排泥有它的優(yōu)點，但同時又由它的致命缺點，即像SBR 工藝一樣會形成排泥漏斗，造成初期排泥的濃度高而后期排泥的濃度非常低。從而造成對后續(xù)的污泥處理工藝的不利，而且造成控制系統(tǒng)復雜，要借助不可靠的儀表或增加工人的勞動強度來完成。

答：這是完全可避免的，邊溝排泥并不是任何時間都可排的，如果在A 階段從曝氣邊溝排泥也不可能出現(xiàn)這情況。污泥沉降性能好的也不一定要則溝排泥，應該根據(jù)各裝置的具體情況來定，至于運行管理要方便，當然要有可靠的控制系統(tǒng)，目前的控制系統(tǒng)應該算是簡單、成熟的，當然自控系統(tǒng)出問題，用人工控制是很不方便，這也是三槽式氧化溝的弱點之一。

26、問：三槽式氧化溝是如何交替排泥的？是實測曝氣池污泥濃度進行切換還是根據(jù)進水濃度預測切換？

答：可在A、D 的起始階段從曝氣側溝排泥，此時曝氣溝內(nèi)的污泥濃度也較高，在排泥過程中，一部分被污泥吸附的物質可隨污泥一起排出，也可減輕此后反應該階段的處理負荷，總之，排泥方式和排泥時間需根據(jù)運行周期的時間、污泥沉降性能等綜合考慮，不能一成不變，交替排泥模式需由單獨的控制系統(tǒng)來控制，現(xiàn)有三槽式氧化溝的控制程序無法滿足這方面要求的。

27、問：三槽式氧化溝運行模式如何編程？如何確定各階段的運行時間？

答：由于一個運行周期內(nèi)的前3 個運行階段與后3 個運行階段的運行狀態(tài)相同，設定時僅考慮前三個階段就可。如：A、B、C三階段的總時間為4 小時，應先確定C階段的時間，這個階段以沉淀為主，假如停止曝氣后將作沉淀用的側溝的混合液在1 小時內(nèi)能使泥水分離完全，則C階段的時間就定為1 小時；A階段是生化反應的主要時段，其運行時間應大大長于B階段，經(jīng)A階段運行后，大部分生化作用已大部分完成；B階段是A階段向C階段的過渡階段，此時，廢水進入中溝，經(jīng)生化處理后流向另一沉淀溝，曝氣側溝在不進廢水的情況下繼續(xù)曝氣，使溝內(nèi)尚未降解的物質進一步轉化，所以B 階段的時間較短。要根據(jù)不同的情況來采用相應的運行模式，如當污泥沉降性能差時，應該適當增加C 階段的時間，相應減少A、B 階段的時間，必要時可在C和D 之間設一個過渡階段。

28、問：我單位采用卡魯塞爾氧化溝2000型工藝的城市污水處理廠，規(guī)模8萬噸/天。運行中NH3-N 去除不理想，2 月份進水NH3-N 平均為32.35mg/L，出水為25.99mg/L，是否提高好氧區(qū)的DO值，就能降低NH3-N值？

答：可提高好氧區(qū)的溶解氧，同時將內(nèi)回流閘門開大，這樣使反硝化區(qū)的缺氧部分容積減少，可在一定程度上提高硝化效果，此外還要考慮堿度是否夠等因素。

29、問：卡魯塞爾氧化溝的水力設計目前在國內(nèi)還是一個尚未充分探討的課題。我想主要原因是其中涉及到方方面面的因素：如機械設備（特別是表曝機）的機械和水力性能（如曝氣葉輪形狀、轉速、浸沒深度等）及其運轉中輸入水中的能量（該能量在充氧、推動和攪拌上還存在著一個分配關系)；還有氧化溝具體的布置形式和溝體設計如渠長、寬和水深、導流墻的位置、形狀、是否偏心設置等。將所有這些因素（可能還有上面沒有提到的）綜合起來，才能得出卡魯塞爾氧化溝中的具體水流形態(tài)和有關參數(shù)（如流線、湍流程度、斷面流速分布及平均流速等）。由于此問題非常復雜，不知對卡魯塞爾水力設計方面有何建議？

答：其實也沒這么復雜，氧化溝內(nèi)的流速與水力停留時間或是氧化溝的容積沒有什么定性關系，氧化溝內(nèi)的流速是控制溝內(nèi)不沉淀為準，不宜過大，流速太小會使污泥下沉，是通過水下推進器或表曝機來完成的，只是完成流速的設備要根據(jù)與池深、池長等來定，不同廠家的設備選型也不盡相同。

30、問：能否告知三溝式氧化溝運行管理中的注意事項以及他的局限性。

答：需注意的事項很多，首先要根據(jù)實際情況確定好運行周期的時間，然后確定周期內(nèi)各運行階段的時間。運行階段應先確定C階段段時間，因為C階段是泥水分離時間。還要調整好轉刷的浸沒深度，使其具有很好的充氧能力和混合推動力，池內(nèi)的所有轉刷的浸沒深度要一致。轉刷的浸沒深度應在靜止狀態(tài)下通過出水堰門來調節(jié)，即在氧化溝進水而不曝氣的狀態(tài)下用出水堰門的升降來調節(jié)，當轉刷處于合適的浸沒深度時，出水堰門的開度即為轉刷運行時的開啟限位。二條側溝的所有出水堰門開啟狀態(tài)下的限位應該基本相同。應該根據(jù)廢水的特性和本裝置的實際情況，通過試運行來確定日常運行的最佳模式并輸入可控編程器，進行運行控制。當出現(xiàn)異常情況時應該及時調整運行模式，如：因污泥沉降性能差而造成沉淀溝泥水分離困難使出水帶泥時，應該增加C 階段的時間，相應減少其它階段的時間。二條側溝出水堰的開閉狀態(tài)是根據(jù)設定的工藝要求自控的，半個周期二條側溝的切換中，在預設定時，原出水溝的堰門應在另一預沉溝的出水堰門全部都開啟后再關閉，以防原預沉溝在出水的初始時間漂泥。自控系統(tǒng)出現(xiàn)問題時，可通過手動控制來運行。手動控制時，各設備的開閉時間和順序應該嚴格按運行模式進行，并與自動控制程序相同。污泥負荷和泥齡的計算中的生化部分容積可將氧化溝總容積*總生化時間與總水力停留時間之比。

31、問：我公司污水處理站已經(jīng)運行了近六年，近兩個月發(fā)生的污泥膨脹一直無法有效的控制，工藝為ICEAS，沉降比為60到90 多，但是絲狀菌一般，曝氣時間一般根據(jù)水中溶解氧量來控制，達到5.0到5.6 停止曝氣；我公司的主要污染物為乙醇，時常會造成瞬時沖擊，請給予意見？

答：這類水很容易引起膨脹，因為可溶解有機物高，N、P不足要投加。

32、問：我廠有兩條卡魯塞爾氧化溝，設計日處理量8萬噸，現(xiàn)在只運行了一組系統(tǒng)，日處理量4 萬噸，年后將啟用第二組系統(tǒng)，用一號系統(tǒng)的污泥對二號系統(tǒng)進行污泥培養(yǎng)，請說說具體如何操作？

答：現(xiàn)在已有一組在運行就不用培養(yǎng)了，可在另一組投運前多積累一些污泥引入就可

33、問：請從實用性角度談談對污水處理行業(yè)的自控技術的看法，比如說是卡魯塞爾工藝呢？

答：生化處理工藝方式很多的，要看什么工藝，如果是傳統(tǒng)鼓風曝氣活性污泥法，就沒必要自控，只要有液位保護控制和泵等設備的手動遙控控制就可?？斎麪栄趸瘻嫌米钥刂飘斎缓?，如果有水下推進器，用保護控制就可，如果沒有水下推進器，最好用運行控制。我這里說的保護控制就是控制系統(tǒng)（如PLC）根據(jù)設定的溶解氧范圍，通過曝氣機的開停和轉速使溶解氧控制在要求的范圍內(nèi)。運行控制就不同，除了前面的要求外，還要考慮在曝氣機慢速運行或只有個別曝氣機運行時，防止污泥下沉，即在曝氣機的總體運行狀態(tài)只滿足DO 的控制，而不能滿足泥水混和時能自動調控。

厭氧消化的生化階段

　　第Ⅰ階段–水解產(chǎn)酸階段
　　污水中不溶性大分子有機物，如多糖、淀粉、纖維素、烴類（烷、烯、炔等）水解，主要產(chǎn)物為甲、乙、丙、丁酸、乳酸；緊接著氨基酸、蛋白質、脂肪水解生成氨和胺，多肽等（所以有的書又把水解產(chǎn)酸分為二個階段）。

　　第Ⅱ階段–厭氧發(fā)酵產(chǎn)氣階段
　　第Ⅰ階段產(chǎn)物甲酸、乙酸、甲胺、甲醇和CO2+H2等小分子有機物在產(chǎn)甲烷菌的作用下，通過甲烷菌的發(fā)酵過程將這些小分子有機物轉化為甲烷。所以在水解酸化階段COD、BOD值變化不很大，僅在產(chǎn)氣階段由于構成COD或BOD的有機物多以CO2和H2的形式逸出，才使廢水中COD、BOD明顯下降。
　　在酸化階段，發(fā)酵細菌將有機物水解轉化為能被甲烷菌直接利用的第1類小分子有機物，如乙酸、甲酸、甲醇和甲胺等；第2類為不能被甲烷菌直接利用的有機物，如丙酸、丁酸、乳酸、乙醇等，不完全厭氧消化或發(fā)酵到此結束。如果繼續(xù)全厭氧過程，則產(chǎn)氫、產(chǎn)乙酸菌將第2類有機物進一步轉化為氫氣和乙酸。
　　第Ⅱ階段生化過程是產(chǎn)甲烷細菌把甲酸、乙酸、甲胺、甲醇等基質通過不同途徑轉化為甲烷，其中最主要的基質為乙酸。

發(fā)酵條件控制

（1）營養(yǎng)與環(huán)境條件

　　厭氧要求有機物濃度較高，一般大于1000mg/L以上。所以厭氧適于處理高濃度有機廢水和污泥處理。和好氧生物處理一樣，厭氧處理也要求供給全面的營養(yǎng)，但好氧細菌增殖快，有機物有50～60%用于細菌增殖，故對N、P要求高；而厭氧增殖慢，BOD僅有5～10%用于合成菌體，對N、P要求低。
　　 COD∶N∶P＝200∶5∶1或C∶N＝12～16
　?。ê醚魿OD∶N∶P＝100∶5∶1）

　　厭氧過程對環(huán)境條件要求比較嚴格：

　?、?、氧化還原電位（φE）與溫度
　　氧的溶入和氧化態(tài)、氧化劑的存在：Fe3+、Cr2O72-、NO3-、SO42-、PO43-、H+會使體系中電位升高，對厭氧消化不利。
　　高溫消化–500～600mv，50～55℃
　　中溫消化–300～380mv，30～38℃
　　產(chǎn)酸菌對氧還-還電位要求不甚嚴格＋100～－100mv
　　產(chǎn)甲烷菌對氧還-還電位要求嚴格＜－350mv

　?、?、pH及堿度
　　 pH主要取決于三個生化階段的平衡狀態(tài)，原液本身的pH和發(fā)酵系統(tǒng)中產(chǎn)生的CO2分壓（20.3～40.5kpa），正常發(fā)酵pH＝7.2～7.4，有機負荷太大，水解和酸化過程的生化速率大大超過產(chǎn)氣速率。將導致水解產(chǎn)物有機酸的積累使pH下降，抑制甲烷菌的生理機能，使氣化速率銳減，所以原液pH＝6～8，發(fā)酵過程有機酸濃度不超過3000mg/L為佳（以乙酸計）。
　　HCO3-及NH3是形成厭氧處理系統(tǒng)堿度的主要原因，高的堿度具有較強的緩沖能力，一般要求堿度2000mg/L以上，NH3濃度50～200mg/L為佳。

　　 Ⅲ、毒物–凡對厭氧處理過程起抑制和毒害作用的物質都可稱為毒物，無機酸濃度不應使消化液pH＜6.8；氨氮濃度不宜高于1500mg/L，其它化學物質的抑制濃度見下表。一般來說，多數(shù)毒物對甲烷細菌的毒性比對其它細菌的毒性要大。

（2）工藝操作條件

　?、?、生物量–大小以污泥濃度表示，一般介于10～30gvss/L之間，為防止反應器中污泥流失，可采用裝入填料介質使細菌附著掛膜，調節(jié)水流速度或污泥回流量。

　?、?、負荷率–表示消化裝置處理能力的一個參數(shù)，負荷率有三種表示方法：
　　 ①容積負荷率–反應器單位有效容積在單位時間內(nèi)接納的有機物量kg/m3·d。
　　 ②污泥負荷率–反應器內(nèi)單位重的污泥在單位時間內(nèi)接納的有機物量kg/kg·d。
　?、弁杜渎?#8211;每天向單位有效容積投加的材料的體積m3/m3·d。
　　投配率的倒數(shù)為平均停留時間或消化時間，單位為d（天），投配率池可用百分率表示。
　　負荷率的影響：
　?、佼斢袡C物負荷率很高時，營養(yǎng)充分，代謝產(chǎn)物有機酸產(chǎn)量很大，超過甲烷菌的吸收利用能力，有機酸積累pH下降，是低效不穩(wěn)定狀態(tài)。
　?、谪摵陕蔬m中，產(chǎn)酸細菌代謝產(chǎn)物中的有機物（有機酸）基本上能被甲烷菌及時利用，并轉化為沼氣，殘存有機酸量僅為幾百毫克/升。pH＝7～7.5，呈弱堿性，是高效穩(wěn)定發(fā)酵狀態(tài)。
　?、郛斢袡C負荷率小，供給養(yǎng)料不足，產(chǎn)酸量偏少，pH＞7.5是堿性發(fā)酵狀態(tài)，是低效發(fā)酵狀態(tài)。

　?、蟆囟瓤刂?#8211;發(fā)酵要求較高的溫度，每去除8000mg/L的COD所產(chǎn)沼氣，能使水溫升高10℃，一般工藝設計中溫消化30～35℃。

　?、?、pH的控制–當液料pH＜6.5或高于8.0，則要調整液料pH。
　　　　pH＜6.8～7，應減少有機負荷率，
　　　　pH＜6.5，應停止加料，必要時加入石灰中和

　　水解（酸化）-好氧處理系統(tǒng)中的水解（酸化）段的目的，對于城市污水是將原水中的非溶解態(tài)有機物截留并逐步轉變?yōu)槿芙鈶B(tài)有機物；對于工業(yè)廢水處理，主要是將其中難生物降解物質轉變?yōu)橐咨锝到馕镔|，提高廢水的可生化性，以利于后續(xù)的好氧生物處理。水解工藝的開發(fā)過程是從低濃度城市污水開始的，與高濃度廢水的厭氧消化中的水解、酸化過程是不同的。在連續(xù)厭氧過程中水解、酸化的目的是為混合厭氧消化過程中的甲烷化階段提供基質。而兩相厭氧消化中的產(chǎn)酸段（產(chǎn)酸相）是將混合厭氧消化中的產(chǎn)酸段和產(chǎn)甲烷段分開，以便形成各自的最佳環(huán)境。因此，盡管水解（酸化）-好氧處理工藝中的水解（酸化）段、兩相法厭氧發(fā)酵工藝中的產(chǎn)酸相和混合厭氧消化工藝中的產(chǎn)酸過程均產(chǎn)生有機酸，但是由于三者的處理目的的不同，各自的運行環(huán)境和條件有著明顯的差異，主要表現(xiàn)在以下幾個方面。

（1）氧化還原電位（Eh）不同
　　在混合厭氧消化系統(tǒng)中，由于完成水解、酸化的微生物和產(chǎn)甲烷微生物共處于同一個反應器中，整個反應器的氧化還原電位（Eh）的控制必須首先滿足對Eh要求嚴格的甲烷菌，一般為300mV以下，因此，系統(tǒng)中的水解（酸化）微生物也是在這一電位值下工作的。而兩相厭氧消化系統(tǒng)中，產(chǎn)酸相的氧化還原電位一般控制在-300–100mV之間。水解（酸化）-好氧處理工藝中的水解（酸化）段為一典型的兼性過程，只要Eh控制在0mV左右，該過程即可孫里進行。

（2）pH值不同
　　在厭氧消化系統(tǒng)中，消化液的pH值控制在甲烷菌生長的最佳pH值范圍，一般為6.8-7.2。在兩相厭氧消化系統(tǒng)中，產(chǎn)酸相的pH值一般控制在6.0-6.5之間，在酸化反應器pH值降低時，丙酸的相對含量增大，而丙酸對后續(xù)的甲烷相中的產(chǎn)甲烷菌將產(chǎn)生強烈的抑制作用。對于水解（酸化）-好氧處理系統(tǒng)來說，由于濃度低不存在酸的抑制問題，因此，可以不控制pH值的范圍，一般pH在6.5-7.5之間。

（3）溫度不同
　　三種工藝對溫度的控制也不同，通常厭氧消化系統(tǒng)以及兩相厭氧消化系統(tǒng)的溫度均嚴格控制，要么中溫消化（30-35℃），要么高溫消化（50-55℃）。而水解處理工藝對溫度無特殊要求，通常在常溫下運行，也可獲得較為滿意的水解（酸化效果）。
　　由于反應條件不同，三種工藝系統(tǒng)種優(yōu)勢菌群也不相同。在厭氧消化系統(tǒng)種，由于嚴格地控制在厭氧條件下，系統(tǒng)中的優(yōu)勢菌群為專性厭氧菌，因此完成水解（酸化）的微生物主要為厭氧微生物。水解（酸化）工藝控制在兼性條件下，系統(tǒng)中的優(yōu)勢菌群也是厭氧微生物，但以兼性微生物為主，完成水解（酸化）過程的微生物相應也主要為厭氧（兼性）菌。對于兩相厭氧消化系統(tǒng)中的產(chǎn)酸相，微生物的優(yōu)勢菌群隨控制的氧化還原電位不同而變化。當控制的電位較低時，完成水解、產(chǎn)酸的微生物主要為厭氧菌；當控制的電位較高時，則完成水解、產(chǎn)酸的微生物主要為兼性菌。

　　需要說明的是，水解-好氧工藝中的水解（酸化）過程與好氧AO（HO）、A2O和AB等工藝A段中發(fā)生的水解過程也是有較大區(qū)別的。這表現(xiàn)在以下兩個方面：

　　首先是菌種不同，如上所述在水解工藝中的優(yōu)勢菌群是厭氧微生物，以兼性微生物為主，而在好氧AO（HO）、A2O和AB等工藝A段中的優(yōu)勢菌是以好氧菌為主，僅僅部分兼性菌參加反應；

　　其次，在反應器內(nèi)的污泥濃度不同，水解工藝采用的是升流式反應器，其中污泥濃度可以達到15-25g/L，而好氧AO（HO）、A2O和AB等工藝中從二沉池回流的污泥濃度一般最高為5g/L，并且以好氧菌為主。以上的差別造成了水解工藝是完全水解，而好氧AO（HO）、A2O和AB等工藝中A段僅僅發(fā)生部分水解。