第一篇：模擬量工程調試問題總結

模擬量工程調試問題總結

一）在工程上使用模擬量，PLC上使用模擬量輸入模塊時，對信號采集要有周期性的進行，否則，采集到的模擬量數值變換不定。在進行數據運算時，會出現跳動。

二）模擬量使用的步驟：

① 首先選擇模擬量采集的類型（電壓：0—10V,-10V--+10V電流：4—20mA，0—20mA）② 選擇量程范圍(12位的量程范圍為：0--4096)

③ 模擬量的地址命名（模擬量通道的尋址）

④ 確定模擬量數據采集的周期（防止出現數據跳動）

⑤ 模擬量通道的接線和防干擾處理（模擬量輸入的公共端接地，24VDC電源負端接地，模擬量塊的接地端子也要接地，同時屏蔽掉不用的通道，導線的屏蔽層接地。）

⑥ 模擬量信號接入時要確定信號的種類：是有源的還是無源的，三線制的還是兩線制，兩線制的無源信號要串接DC24V電源,接線方式如下：信號的正端接DC24V電源的正端，信號的負端接PLC輸入信號的正端，DC24V電源負端接PLC輸入信號的負端。

三線制的無源信號，接線方式如下：信號的電源正接DC24V電源的正端，信號的電源負接DC24V電源的負端，信號輸出接PLC信號輸入的正端，DC24V電源的負端和信號的信號負端短接接入PLC信號輸入的負端。

⑦采集到的模擬量數值的量化處理，數值轉換，數據在工控機上顯示。

第二篇：洗煤廠技改工程調試問題總結

洗煤廠技改工程調試總結

1.2.3.2月15日，洗煤廠技改工程調試組織機構成立，上報礦方； 2月16日，對重介系統帶水調試，發現渣漿泵未加填料漏水； 2月17日，洗煤廠照明燈具由礦方指定，采用深圳海洋王指定產品，由礦方供應；

4.2月17日，將渣漿泵處理完畢；

發現：主廠房：給煤機彈簧安裝后沒有彈性余地，弧形篩振動電機還

未到場；

壓濾車間：浮選入料泵的軟啟動不能正常開啟，浮選機的刮泡電機和傳動軸不同心；刮板機鏈條輪卡槽不均勻，個別卡槽小； 濃縮機：行走時存在偶爾停滯現象，配藥裝置內部供電裝置不全不能使用；

5.2月18日，集控室大屏廠家未按計劃安裝大屏幕，2301皮帶和2402皮帶的驅動裝置聯軸器不配套，通知礦方協調；

6.2月20日，根據礦方要求，增加七臺沖洗水泵和兩個鋼結構水箱。考慮現場實際情況，擬在浮選壓濾車間二層布設；

7.2月24日，2405可逆皮帶無法搭接到高硫煤倉，通知礦方協調，后經我方現場加工滿足要求；

8.9.2月26日，重介系統水平衡調試完畢； 2月27日，調試發現：

浮選機：箱體連接處滲漏，為確保正常調試，請礦方通知廠家解決； 壓濾機：設計電壓為AC660V，現場到貨設備電壓為AC380V。為滿

足現場使用，廠家增加了7臺變壓器，進行電壓變換；

聯合泵房：2604泵在運行過程中電機電流超載，無法正常使用，通知礦方協調處理；

10.2月27日，重介系統開始帶介調試，28日，介平衡調試基本完成；

11.2月28日下午，重介系統開始試帶煤，約10噸/小時；

12.3月1日上午，正式帶煤；

13.3月1日下午，加量帶煤，發現混料泵不能正常上料；初步分析原煤塊粒徑太大，對原煤脫泥篩上料加焊鐵箅子以篩除大塊煤；

14.3月2日，壓濾機廠家未提供詳細的設備參數及配電控制要求,且壓濾機電控柜未考慮壓濾機自身的沖洗水泵配電,現需增加低壓配電柜一臺給7臺沖洗水泵供電。增加就地控制箱7臺。增加動力電纜YJV-10003*10+1*10mm約700m增加控制電纜KVV-500 8*1.5 mm約1200m，KVV-500 4*1.5 mm約1000m。集控系統需增加數字量輸入模塊（32點）兩塊及配套的繼電器、端子等元件；壓濾機7臺沖洗水泵電機到貨設備電壓為380V、功率15kW，電壓不符合設計要求的660V，壓濾車間現有380V供電系統無法滿足沖洗水泵的用電需要，需要從主廠房增加一根380V的點源電纜：YJV-10003*120+1*75mm長度200m。

15.3月5日，對鐵箅子篩除后的原煤進行調試，發現混料泵處理能力仍不理想，帶煤后三產品壓力不穩定，混料泵排料仍然困難；

16.3月7日，打開混料泵的入料口，查看入料是否堵塞，發現入料流道太小；泵的入料口標注尺寸和實際不符； 22 2 2

17.3月9日，石泵廠家來人，分析主要問題是泵的入料口小；

18.3月11日，礦方決定將原煤倉放空更換原煤；

19.3月12日，礦方組織人員在301皮帶安裝臨時卸料器；13日開始卸煤，上午10：30，使用過程中301皮帶斷裂；

20.3月15日，301新皮帶送到場；16日，我方再次安裝301皮帶；

21.3月18日，由于混料泵不能正常處理50毫米左右的塊煤，還是不能正常調試；

22.3月18日，壓濾機和浮選機調試正常，因濃縮機絮凝劑加藥系統不能使用，無法調試精煤壓濾機，通知礦方協調處理；

23.3月19日，發現刮板機刮板和弧形板磨損較大，應加裝過渡板，通知礦方協調處理；

24.3月20日，石泵廠家將4流道的葉輪送到場，下午更換；

25.3月21日，加量帶煤調試，達到250噸/小時，系統運行正常，將老原煤倉的煤處理完畢后停車；

26.3月21日下午，礦方準備用201皮帶往煤倉儲煤，發現201皮帶機頭驅動對輪已壞，經現場查看，發現材質有問題；

27.3月22日，動篩車間試車因煤量不足，跳汰機不能正常排矸；

28.3月23日上午，皮帶廠家將201機頭驅動處理完畢；

29.3月27日，濃縮機底流泵排料困難；

30.3月28日，對濃縮機底流排料管道清理后仍不理想；

31.3月29日，將濃縮池排空后，發現濃縮池底煤泥硬化，造成排料困難；

32.4月1日,恢復調試,4月3日至14日,連續12天調試生產,平均每日試生產8小時,能力350T/小時,累計入洗原煤2萬噸,系統運轉正常,具備試生產移交條件,產品指標在試生產過程中調整..設計工程有限公司

第三項目管理部

2009-3-23

第三篇：污水處理工程調試典型問題200問答（精選）

極其經典的-污水處理200問

1．問：CAST工藝，污泥脫水后的混合液直接排入進水泵房，導致進水COD，SS偏高，并影響選擇池的反硝化反應（因為前段爆氣沉砂池已經降解了部分C源），應該如何解決？

答：這是一個目前污水處理廠普遍被忽視的問題，即污泥脫水后的濾液回流至生化池后對生化處理的影響問題。由于污泥脫水前要加調質藥劑，如PAC和PAM，有些藥劑有一定的毒性，污泥脫水時可隨濾液回流至生化反應池。處理這些濾液在技術上沒問題，只是成本問題，如果選用合適的污泥調質藥劑，并控制好加藥量以及脫水機的進泥量等，對前面的生化處理就不會造成大的影響。還是強調的是，污泥脫水效果取決于污泥處理工序的全過程管理，包括污泥濃縮池的管理。2．問：“污泥泥齡”是怎樣確定的？如何來控制？究竟是用排泥量確定它，還是用其它來確定排泥量？

答：泥齡、F/M、等與其說是運行的控制參數，不如說是設計方面的參數，在工藝控制中的只是參考參數。實際運行中排泥量通常是根據MLSS值加上經驗來控制的，在SVI相對穩定的情況下，也可用SV30來參考。

3．問：本廠用的是卡羅塞爾氧化溝工藝。有時裝置的出水氨氮比進水還高，進水TP2.5mg/L 左右，出水只有0.2左右，曝氣機3臺滿負荷運行。一直查不出什么原因，這是怎么回事？，答：只能根據你提供的情況來初步分析，可能是污水含氮有機物較多，反應時間不夠，有機氮的氨化速率大于氨氮的硝化速率，此外，也可能是磷不夠，影響氨氮通過同化途徑去除的效果。

4．問：在運行過程中，氧化溝表面有一層厚厚的污泥堆積，粒徑約1mm左右的污泥顆粒泛黃色，時常會造成二沉池大量飄泥，污泥返白，有絮體隨出水一同流出，SV30迅速下降，處理效果喪失，堆積污泥減薄消除。周而復始，請問其成因和控制措施。

答： 說明污泥已失去活性，使ESS增加。有二種可能：一是污泥自身氧化；二是污泥中毒。從你所描述的現象看，前者的可能性大，可測定一下比耗氧速率，即內源耗氧速率與基質耗氧速率之比來確定，針對性采取措施。

5．問：AB法A段如何控制？是從一沉池以等同的流量給A段連續回流嗎？SV30應控制在多少？是5%-10%嗎？

答：A段的回流比應該大一些，但也不能使污泥在一沉池的停留時間太短，雖然A段主要是吸附為主，但也有一定的生物降解作用的，生物降解大多在沉淀池內進行，只有將吸附在污泥表面的有機物降解，才能恢復吸附能力。應該用MLSS來控制，在污泥沉降性能穩定時也可用SV30，要根據實際情況定，沉降比5%-10%太低。6．問： 如果一家污水廠運行一兩年處理效果沒達到較佳狀態，那是不是應該考慮重新培菌（換泥）？換泥跟開始時的培菌有什么不一樣呢？

答：不用換！如果運行條件不變，換了也會一樣的，即使你用優勢菌種投加也沒用，只能維持一段時間，重要的是控制好運行條件，如果是設計上的的問題要及時整改。

7．問：我調試的是工業廢水。工藝為水解+厭氧+好氧池1+好氧池2+沉淀。由于安裝問題，曝氣池布氣不均勻（圓形曝氣頭曝氣），每個曝氣器處，均有一個類似噴泉上下翻滾（直徑1m左右），曝氣不均，對處理效果有多大影響？還發現曝氣區填料掛膜較少，鏡檢有大的后生動物，沒有發現其它生物，填料生物膜表面為淡黃色，曝氣區外的生物膜厚達3cm，能給我解示一下嗎？

答：你所說的情況不能說是曝氣不均，是正常現象。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。8．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 ？

（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；（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。

9．問：本廠近一周的進水、出水及生化池各數據平均如下：進水： BOD：253 COD：810 PH：7.9 SS ：286 色度 ：32 倍

氨氮：28 總氮：64 總磷：6.0 出水： BOD：4.8 COD： 74 PH： 8.1 SS ： 12 色度： 8 倍氨氮：7.6 總氮：22.8 總磷：1.02 生化池：MLSS：4200 MLVSS：2340 SV % ：47.2

污泥指數：118.9 泥齡是35天

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，連續進水時溶解氧達不到 1 mg/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。現在碰到的問題是：（1）二沉池在進水后經常發現有活性污泥懸浮顆粒，是靜沉時間不足還是難以沉淀？（2）三個二沉池均發現聚集的紅蟲（水蚤），水蚤好像是處理水質好的表現，是不是因為污泥濃度高導致大量繁殖？（3）二沉池有時發現有薄薄的一層飄泥，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。控制目前污泥濃度的2/3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。

10．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DO 0.2mg/L，二級DO 5.0mg/L。這段時間一級生化進水PH 8.0，出水6.5，二級生化后PH 5.78，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。

11．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境，我師傅說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境的話不妥，缺氧區不等于厭氧，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DO大于0.5mg/L。如果好氧區DO在1左右，出水回流量在一倍時，缺氧區DO仍大于0.5mg/L時，不能再降低好氧區的溶解氧，也不要隨意減少出水回流量（進入缺氧區的硝酸氮會少），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，將池內污泥層升高，使污泥在二沉池內的停留時間增加，使之處于缺陷氧或無氧狀態，這樣也有利于避免缺氧區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，回流量大要求反應池容積也大。關于去除硝化菌的說法不妥，但明白你的意思。12．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，這樣可使系統盡快恢復正常，因為這樣高濃度的廢水一般不會特續很長時間的。風壓達8公斤是肯定不

行的。

13．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進行，現在第二、第三生化池出現了大量的泡沫，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。

14．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，而不是回流至水解池和厭氧池。可能是你沒完全介紹清楚，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。15．問：現在用SBR工藝處理醫院污水，目前已經投放生活污水和回流污泥（經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？微生物怎樣培養得更好？ 如何去控制鼓風時間？出現這樣的問題如何去

解決？

答： 如用脫水污泥作污泥培養接種用，投加量至少要有效池容的3%，還有營養方面的要求，接種污泥投加量太少了，至于出現泡沫很正常的，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。16．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。

17．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、占地等經濟

角度考慮。

18．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。現在污泥灰份較高，在恢復時應具體注意那些方面，大致控制參數是多少？以上的參數有什么不妥？ 答：根據所介紹的情況，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。

19．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。

20．問：所加的干污泥量與什么有直接的關系，初次培養應該加多少？ 答：接種培養法要多少泥只能是大概的范圍，關鍵還是要經驗，否則接種的泥最

多也沒用。

我曾在這里看到一個貼子，這個單位直接將附近同類廠的化工廢水裝置的活性污泥進行移植培養和馴化，移入的污泥量很大，花了很大的污泥運輸費用，可培養馴化近一個月仍失敗，這就是培養和馴化過程的控制不當造成的。21．問： 我們采用A2O工藝，現在總磷去除還可以，但是氨氮一直沒降低，調試已經有三個月了，我曾經看到過一篇文章說不用內回流也可以降氨氮，而我們的內回流不好控制，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。22．問：接觸氧化裝置生物膜培養過程中發現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，經一、二次脫落后才形成才是必然的，大多數

情況下是這樣的。

23．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。

24．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。

25．問：水解酸化階段會不會出現COD升高現象呢？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。

26．問：（1）我們用蒸餾滴定法測氨氮時，餾出液呈現黃色，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裝置的實際污泥負荷來定，不能一概而論的。27．問：在春節期間，卡魯塞爾2000怎么運行（春節一些人回家，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。28．問：我廠的UNITANK系統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，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，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在的運行模式多。（3）至于厭氧好氧的時間是要根據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，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。

29．問：微生物鏡檢時怎樣計數？我用的是10×的物鏡，16×的目鏡，即總放大倍數為160倍，在總放大倍數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，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量，然后再觀察其它內容。30．問：處理的是造紙廢水（麥草制漿），采用卡魯塞爾氧化溝，但現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。

31．問：我認為三槽式氧化溝側溝排泥有它的優點，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。從而造成對后續的污泥處理工藝的不利，而且造成控制系統復雜，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這情況。污泥沉降性能好的也不一定要則溝排泥，應該根據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，目前的控制系統應該算是簡單、成熟的，當然自控系統出問題，用人工控制是很不方便，這也是三槽式氧化溝的弱點之一。

32．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來控制，現有三槽式氧化溝的控制程序無法滿足這方面要求的。

33．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的前3個運行階段與后3個運行階段的運行狀態相同，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曝氣，使溝內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。34．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，是否提高好氧區的DO值，就能降低NH3-N值？

答：可提高好氧區的溶解氧，同時將內回流閘門開大，這樣使反硝化區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。35．問：卡魯塞爾氧化溝的水力設計目前在國內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和有關參數（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，氧化溝內的流速是控制溝內不沉淀為準，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與池深、池長等來定，不同廠家的設備選型也不盡相同。

36．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，首先要根據實際情況確定好運行周期的時間，然后確定周期內各運行階段的時間。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下通過出水堰門來調節，即在氧化溝進水而不曝氣的狀態下用出水堰門的升降來調節，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下的限位應該基本相同。應該根據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是根據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。自控系統出現問題時，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。37．問：我公司污水處理站已經運行了近六年，近兩個月發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。38．問：我廠有兩條卡魯塞爾氧化溝，設計日處理量8萬噸，現在只運行了一組系統，日處理量4萬噸，年后將啟用第二組系統，用一號系統的污泥對二號系統進行污泥培養，請說說具體如何操作？

答：現在已有一組在運行就不用培養了，可在另一組投運前多積累一些污泥引入

就可

39．問：請從實用性角度談談對污水處理行業的自控技術的看法，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。卡魯塞爾氧化溝用自控制當然好，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（如PLC）

根據設定的溶解氧范圍，通過曝氣機的開停和轉速使溶解氧控制在要求的范圍內。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只滿足DO的控制，而不能滿足泥水混和時能

自動調控。

40．問：我們現在是檢測2個池，1號是有種泥接種的，但是1個月下來鏡檢時只發現大量草履蟲，發現鐘蟲的幾率基本沒有，最多再加上幾條線形蟲；我們2號是沒加種泥，然后進水曝氣，一個月后鏡檢時發現了大量鐘蟲和一些草履蟲等其他細菌，但是2個池的污泥含量都很少，請問現在怎么培養1號池的細菌，怎么增加污泥含量？ 還有就是曝氣池里的溶解氧很高，一般都再9-11之間，6以下的很少，難得出現幾次，我們鼓風機已經時開的最小了，而2號池的溶解氧更

高，一般都在10－12之間。

答：二池的情況類似，是營養不足和曝氣過度引起的，污泥處于不斷增長又在不斷自身氧化的狀態，所以要嚴格控制曝氣時間，如果無法增加污泥量，只能采用間斷曝氣，還有營養比的控制等問題也要注意。

41．問：對于卡魯塞爾氧化溝工藝，它在污泥泥齡以及剩余污泥量的計算應該怎樣算才能使實際量與計算量的出入不大，它有沒有簡潔的計算公式或者說通用公

式？

答：在實際運行中排泥量和泥齡不是根據計算來控制的，其它形式的活性污泥工

藝也一樣。

42．問：我廠工業污水，印染和化工。現生化池污泥只有1.2g/L。鏡檢沒有發現原生和后生動物，出水不達標，一個星期大流量回流污泥，還是沒變化。SVI和SV％都很高，但是看不到絲狀菌。請問該采取什么措施？

答： 估計污泥已中毒受損，加大回流量是不對的。應該增加排泥量，并移植先前沒受損時排出的剩余污泥或其它廠的污泥。

43．問：一個工業園需要建設30000噸/天的污水處理廠，現有家公司提出“硅藻精土＋生化”處理工藝。以前也曾看到關于這種技術的介紹，但是說法相差很

大，不知道該相信誰？請發表看法。

答：硅藻精土用在城市污水處理效果很好，運行費用也很低，工業廢水處理要慎

重。

44．問：UASB法在國內應用很多，但運行的效果也大不相同。究其原因，我想是幾個方面：三相分離器；布水系統；保溫措施。在此我有些疑問：（1）采用UASB法時，三相分離器是根據特定污水設計的嗎？我見國內有很多專門生產三相分離器的，而u法使用較多是在工業廢水方面，不同的工業廢水性質不一樣是否會影響三相分離器的正常使用？（2）三相分離器是底部進水，布水容易堵塞，不知道運行的好的u法是怎樣解決這個問題的？（3）厭氧反應在35℃時比較好，u池的保溫是如何做到的？尤其是采用鋼結構的池體時。u池產生的沼氣如何使用？如果u池內的溫度達不到要求，考慮加熱時應采用何措施呢？ 答：三相分離器一般不會根據特定污水來設計，只考慮其結構對三相分離的效果。布水系統堵塞問題是多孔式布水方式必然存在的問題，工藝上可采用反沖或氣沖的方法解決，至于池體的保溫一般不需做特別的措施，只需控制進水溫度即可，如進水溫度過低，可在進水管線上加裝汽水混合器，利用蒸汽加熱至合適溫度。不過在高效厭氧反應器中，我不看好U池，因為相對EGSB和IC來說處理效果較差，對已建的UASB，如果處理效果不好，建議作些改造，如增設內回流管或后

面增加沉淀池。

45．問： UASB的HRT要求較長，水力負荷太大，跑泥特別嚴重，長時間的內回流出水帶泥較多，反而不利顆粒污泥的形成。不知你如何看？

答：設置內回流會加劇跑泥的說法不妥，這是有利于顆粒污泥形成的，就是提高剪切力，當然顆料污泥形成的條件和U池的處理效率提高還有其它很多因素。46．問：我廠采用三溝式氧化溝處理污水，BOD在350mg/L左右，處理后剩余污泥特別多，是怎么回事？跟運行周期有沒有關系？

答： 先可試一樣，即在不影響泥水分離的前提下，減少C階段的時間，把減少的時間加給B階段，如果還不行再采取下一步措施。如果已設置D階段，也可取消D階段，把D的時間給B，C時間不變。

47．問：我們用的是卡魯塞爾2000的氧化溝，出水口的溶解氧一般控制在2mg/L左右，最高值控制在3.0 mg/L，進水的水量為3萬每溝每天，進水的BOD有時候較低，平均值在50 mg/L，氧化溝的有效容積為14750m3，MLSS一般控制在3000 mg/L，由此得出的F/M為0.0339（不知此值對否），如果此值正確，那么污泥負荷也太低了吧？污泥齡一般控制在15天左右，SV30為15，SVI為50左右，不知該如何進行工藝的調整，來緩解跑泥的現象？

答：據我判斷污泥已老化了。應對措施：增加排泥量，減少供氧量；如果溝里設

置水下推進器，曝氣機可間斷運行。

48．問：水解酸化在廢水處理中是一個很難說清的處理工藝，對于COD來講，有的去除率很低，有的去除率比較高，我設計的一個化工廢水項目，水解酸化COD的去除率高達40～50％，但需少量曝氣。我設計的印染廢水處理中水解酸化COD去除率一般在15～20％左右，但色度的去除率很高。水解酸化對PH的要求實際上并沒有象資料上講的那么高，PH在6～10之間均有效果，但在8左右效果應

該比較好。

答：你說的化工廢水水解酸化COD去除率可達40~50%，而且需少量曝氣，這問題是特例，不能說明就是酸化的實際效果，因為去除的大多是無機性COD，是在曝氣條件下被氧化的（因為有少量的曝氣），如果不曝氣COD去除率會明顯下降。49．問：UASB按照三相分離器的原里和作用，是不應該有污泥回流的，但由此而來產生如下問題：（1）UASB反應器跑泥時如何補充污泥？（2）UASB反應器受沖擊時引起污泥濃度波動，如何盡快使其恢復平穩？（3）在排出UASB反應器中無機化的污泥時，如何盡快使其恢復到所需的污泥濃度？

答：U池如果污泥流失，即使污泥能回流也是無濟于事的，因為污泥回流的同時反應器的上升流速也會相應增加，回流量大污泥流失量也大，所以U池大多數是沒有污泥回流的。我說的大多數沒有也就是說有的U池還是有污泥回流的，因為在U池后又增設了沉淀池，但這樣的工藝不多，如果這樣還不如用EGSB或IC更好。據我所知，U池主要還是以絮狀污泥為主的，加之反應器不高，所以上升流速不能太快，污泥保有量不多，容積負荷上不去。雖然典型的U池沒有污泥回流，但出水還是能回流的。

50．問： UASB之所以污染物去除效率高，主要是顆粒污泥的作用，而你卻說是

絮凝污泥，這是怎么會事？

答：我沒有說U池沒有顆粒污泥，只是說是以絮狀污泥為主，因為絕大多數UASB都是這樣，這也是U池容積負荷低的原因（相對EGSB和IC而言），至于為何U池不能象IC一樣基本上都是顆粒污泥，且顆粒污泥粒徑小、質量高，這就涉及顆粒污泥的形成機理和條件，這方面我就不展開了，但可以說明一點，反應器上升流速是重要的條件之一，UASB不能完全滿足這方面要求。

51．問：要控制 UASB污泥的流失是否可采用在上部增加一回流管，控制其回流

比，形成內循環？

答：很好的建議！不過這樣的目的主要是有利于顆粒污泥的形成，使顆粒污泥所占的比例大大增加，污泥保有量增加。

52．問： UASB池內增加回流管但會不會影響水的上升流速呢？

答：會的，循環區的上升流速會加快，這也是設置循環的目的，雖然在初期還不能避免反應器污泥外溢，但可使泥水充分混和，也有利于污泥造粒，使污泥保有量增加，一定時間后就可顯示出效果。

53．問： UASB池增加內回流管，水的上升流速提高，會不會給三相分離器帶來

副作用？

答： 因為是從三相分離器的下部向底部回流，所以我認為不會影響三相分離器的上升流速。

54．問：可是UASB池不設內回流時，如果排泥時泥排多了如何辦？ 答：因為污泥不外流的，所以也不存在你說的問題。如果另設沉淀池，污泥就要回流，但回流量的大小也只能反映污泥在整個系統內的周轉速率或循環速率，也與系統內的污泥量無關，也就是說如果U池不排泥，無論污泥回流量是大是小，系統內的污泥量不會影響（不考慮污泥增長的因素情況下）。

55．問：如果UASB排泥時控制不當，造成污泥流失怎么辦？如何恰當控制污泥

排泥？

答： 這是運行管理方面的事了，如同好氧活性污泥工藝有“三相平衡”的調節一樣，各類厭氧裝置的各項運行參數也要根據運行狀況來控制的，如泥、水二相平衡的調節，使反應器的容積負荷控制在一個合適的范圍。容積負荷（這里指污泥所點的容積）是通過排泥量來控制的，也受限于廢水水量和濃度。當廢水量增加或廢水濃度增加時，為了保持負荷平衡，就要少排泥或不排泥，提高系統的污泥量，反之則多排泥以減少系統污泥量。此外還要考慮很多受限因素，如：系統的污泥量過多，雖然可降低容積負荷，但會使污泥的膨脹度增高，影響泥水分離；排泥量太多，則會造成容積負荷過高，使VFA/ALK的比值升高，影響處理效果。這些都要根據具體情況通過試湊法來確定的，有些方面則靠經驗。56．問：我們做了一個工藝，也用到UASB，并且UASB設了出水回流，由于進水量非常小，一天就10幾噸水，所以污泥投加到UASB后，污泥懸浮不起來，運行了一個多月污泥都是沉在池底的，而且好像回流也起不到什么作用，污泥就是沉在池底一米多的位置，后來換了一臺循環泵，想加大回流量，可是剛換泵后面的出水就變黑了，我覺得可能是把池底的污泥沖起來了，這樣下去會不會把所有的污泥都沖走呢？是不是循環泵的流量太大，把污泥都打碎了呢？

答：污泥已經無機化了，雖然還不知道你們的UASB池容積多大，但已能推測到

容積負荷已小到無法維持的范圍了。

57． 問：UASB中污泥培養究竟需要注意哪些方面的條件，我所知道的，調試階段進水一般要求cod在5000mg/L以下，還有pH值一般要求在7－8，營養物質N、P等，還要注意那些問題呢？在調節池里為了使進水均勻曝氣是不是對UASB有影響呢？UASB池中上面的水應該是清的還是黑的呢？

答：這些問題一言難盡的，可參考相關資料。但有二點可說明一下：調試起始容積負荷不能高，要逐步提高，不能光從COD來控制；調節池少量曝氣沒影響的，這點氧對厭氧反應裝置的影響是微不足道的。

58．問：我廠用A-O法處理含有氨氮的污水，以前運行正常，最近經常在回流沉淀池出現污泥厭氧反硝化，引起污泥上浮現象，污泥流失，影響出水水質。如何

解剖？

答： 解決辦法：（1）控制好反硝化條件，盡可能去除硝酸氮；（2）增加沉淀池的出泥量，以降低沉淀池的污泥層高度，使污泥在泥層的停留時間減少，可防止污泥缺氧；（3）條件允許的話（不影響缺氧區的缺氧環境）盡可能增加好氧區的溶解氧，使進入沉淀池的污泥不缺氧。上述第一條是為了使進入沉淀池的硝酸氮大大減少，不會發生嚴重的反硝化，后二條措施是即使有大量硝酸氮進沉淀池，但由于不缺氧也就不易發生反硝化。

59．問：目前我廠處理規模為4萬噸/日，有兩個濃縮池，設計污泥量為5600kgDS/d，污泥負荷為50kgDS/m2?d。但因施工造成兩個池的進泥和出泥不平衡且極不容易調整。經常造成一池污泥過多發生厭氧并導致濃縮機負荷過高燒壞

電機。

前段時間，在一個濃縮池故障不能及時排除的情況下，采用單池運行，污泥量在4000kgDS/d左右，污泥負荷為61kgDS/m2?d。在此負荷下運行，該池沒有出現因負荷過高而導致濃縮機故障。單池運行比雙池運行管理簡單且出泥穩定。試問，濃縮池的最高負荷可達多少。最佳的范圍又是多少？

答： 是管理不當造成的，二池的進泥量可以通過進泥閥調節的，如果象你所說的因施工問題二池進泥量不能調節，那濃縮池的出泥量總可以調節吧，進泥量大，又不能關小，就要增加出泥量，把出泥調節閘門開大，使池內污泥層下降，這樣可減少濃縮污泥在池內的停留時間，以防污泥發酵。濃縮池還可以交替運行，運行管理中的調節手段是多方面的。至于濃縮池的負荷等與污泥含水率、性質等有

關，各廠的情況都不同的。

60．問：MLSS可用懸浮物的方法測定嗎？

答：MLSS只是很粗略地表示污泥中微生物量的多少，當然不能用懸浮物的方法測定，因為MLSS包括固定固體和揮發固體二類，固定固體是無機物，揮發固體是有機物+微生物，如果用懸浮物的方法測定。一些溶解性的有機物和游離細菌

就流失了。

61．問：我們這里有個剛開始調試的處理站，采用SBR工藝，調了兩個星期有點效果的時候，水量變小了，現在眼看著微生物慢慢變少，該怎么辦？

答： 減少曝氣期時間，相應增加沉淀期或閑置期時間。

62．問：我們做的一個工程只有處理１０噸的生活廢水，原來膜生長的情況非常的好，處理效果也非常的好，不知道是什么原因，膜全部脫落了，而且現在膜不能再生成，填料上生有一些象紅豆一樣大小的微生物團。把它攆開是很多的條狀的細菌，現在都快一個多星期了，沒有任何的改善，想請幫助一下！答：排除pH或有毒物質沖擊的因素外，可能是曝氣時間過長、負荷過低造成。建議減少曝氣量，或采用間斷曝氣試一段時間，此外還要控制好營養比。63．問：因為天氣比較炎熱，水中DO本來就低，大概在３mg／l以下，但由于在沉淀池中有污泥上浮發生，如果通過降低曝氣量來控制的話，會不會影響出水

水質？如果可以應該控制DO？

答：減少曝氣量的措施是不妥的，污泥上浮不是曝氣量過大造成的，即使曝氣量大，大量氣泡完全可以在曝氣池出水槽和沉淀池進水口前釋放掉的。這種情況下減少曝氣量會使沉淀池內污泥缺氧而發生反硝化甚至厭氧，加劇污泥上浮。正確辦法是增加沉淀池出泥量（降低污泥層高度），使污泥在泥層的停留時間減少，防止或減緩反硝化的發生，污泥層降低也有利于泥水分離。天氣熱曝氣池出水端

DO還是稍高些好，3mg/L是正常的。

64．問：我現在正在做一個污水處理方案的改進項目，該工藝進水COD約為10000，pH=4。4，水量100噸/天。該廠經過氣浮-三級接觸氧化-沉淀處理后COD約為700~800，pH=6.7。請問在原有工藝上如何改進，使出水COD達到500以下（三

級排放標準）。

答：這類廢水雖然濃度很高，采用氣浮加好氧工藝還是可以的，并不是任何高濃度水都要用厭氧。檢查一下運行管理是否有問題，再考慮改造，在不影響現有工藝的情況下，在技術上采取一些措施完全可能達標的。

65．問：用厭氧罐對畜糞厭氧高溫發酵20天了還不產氣，而且PH時升時降，請

幫助分析一下。

答：VFA過高，還沒完全進入堿性發酵階段，在沒有產氣前不能排上清液或泥，否則會引起負壓。

66．問：看到有的工藝（如SBR 法）講到其因為沒有污泥回流而解決了污泥膨脹問題，就感到疑惑了，你是如何看的？

答：SBR工藝沒有污泥回流就沒有污泥膨脹的說法不妥，我知道有的資料這樣說的，實際情況并非如此。67．問：化工廢水處理裝置，水解加接觸氧化工藝，氧化池溶解氧為零，我算了一下，COD去除量為420公斤每天，供氣量大約為7。5立方每分鐘，按70立方去1公斤BOD計算，處理能力應該為150公斤每天，這樣理論供風與實際相差較大，是否會供氣過少而進入兼氧狀態（汽水比為30比1）？

答：不說廢水的濃度和水質等情況，首先用氣水比來衡量就不妥，膜法與泥法是不同的，同樣的氣水比，還要看曝氣器的氧利用率，如果用穿孔管曝氣氧的利用率就很低，如果用微孔曝氣，則氧利用率可提高數倍，所以要進行綜合分析的。但不管實際情況如何？可以肯定的是氧化池溶解氧沒有，是供氧不足或曝氣時間

不夠造成的。

68．問：一個中程藥廠的廢水平均COD是1700，BOD是800左右 最高COD有3000左右，現在我們公司的基本設計是水解酸化-接觸氧化-混凝-二氧化氯發生器。水解和接觸氧化停留時間都是24小時，可對方因為造價比較高，要我們修改一下方案。現想除去二氧化氯發生器，換一消毒池投加漂水，另外，接觸氧化和水解酸化停留時間都改為12—16小時，不知道這樣改有問題嗎？

答：可取消水解酸化池，接觸氧化池停留時間適當增加。

69．問：我見過的醫藥廢水 一般都會有水解酸化，沒有的話會影響后面接觸氧化的處理效果，你前一貼說沒必要，請說明具體理由？

答：你說的沒錯，酸化的主要目的是提高污水的可生化性，你們的污水B/C比不算低，沒必要用酸化，更何況酸化池的運行控制是有要求的，控制不當效果也不好，你可以調查一下，有多少酸化池有好的效果。

70．問：舉例說明：Q=20000m3/d，活性污泥法，二沉池表面負荷取0.9m3/m2*h，但是我的污泥回流比是100%，那二沉池表面負荷豈不是變成了1.8？這樣考慮對

不對？

答： 沉淀池表面負荷是每小時污水量除沉淀池的表面面積，即每平方米沉淀池的水面每小時通過的水量，不考慮回流污泥量的，因為回流污泥量不通過沉淀池水面，而是從池下面流出并回至曝氣池的。

71．問：回流污泥是從沉淀池底部流回曝氣池，但是進入沉淀池的水量是進水量加上回流量，回流的水量還是要在沉淀池重新沉淀，還是要占用表面負荷的是這

樣嗎？

答：你說的也有些道理，但還是錯了。沉淀池可分二部分，上面是泥水分離部分（澄清層），下面是回流污泥濃縮部分（污泥層），以幅流式為例，曝氣池混合液由沉淀池中心進水口流入，在泥水分離后，污泥下沉，分離的水上浮并溢流出池，污水占用的是澄清層的容積，污泥占用的是當下部污泥層的容積。72．問：我們現在設計的二沉池是奧貝爾氧化溝后的沉淀池，氧化溝回流污泥濃度要求8，怕中進周出的回流污泥濃度達不到，因此專家建議采用周進周出，生產廠介紹此工藝用單管吸泥機，回流污泥濃度可達到8-12，對嗎？ 答：我認為不妥，如果今后污泥沉降性能差的話，回流污泥濃度不可能高，至少不會比幅流式高。我知道周邊進水式從理論上講沉淀效率比幅流式高，因為可以減少進水水能對沉淀的影響等因素，但如果污泥沉降性能稍差就會發生嚴重短流，使整個生化處理系統處理能力大大下降。

73．問：我廠的廢水主要含季胺鹽跟酒精 現處理工藝為 調節(預曝)--厭氧--缺氧--好氧--二沉---加藥--二沉--出水 現未加藥加，處理量增加了30% 進水>2500 出水 COD>200，不可能擴建。有什么辦法修改部分工藝使出水水質達

到100以下？

答：在好氧池采用低劑量PACT法，即粉末活性炭與活性污泥相結合的工藝。74．問：一個工藝流程設計的問題。流量=360m3/d，COD=1700mg/L，BOD=850mg/L，SS=100mg/L，色度=100倍，處理的是80%工業廢水和20%的生活污 要求：COD<90mg/L，BOD<20mg/L，SS<60mg/L，色度<40倍。請問采用何種方法能達標，我擬用物化預處理+SBR法+活性碳吸附，不知道有沒可能達標？ 答：這類廢水建議用混凝+SBR（低劑量PACT技術），即在曝氣池內少量連續加入粉末活性炭，使活性炭與污泥結合，可大大提高處理能力，日常運行中只要補充少量通過剩余污泥排放流失的活性炭就可，補充量僅為每噸水15~20克。酸化沒必要采用，因為廢水的B/C比已很高了。

75．問：北方的氧化塘怎么設計？污水是經過處理沒達標的造紙廢水，COD在600

左右。

答：北方不適合用氧化塘，如要用的話，可采用曝氣氧化塘+靜止氧化塘，但總

停留時間需要很長。

76．問：有一工業廢水，濃度很高。因為廢水沒有菌種，化驗BOD時需要接種，接種后化驗出來的結果比COD還要高，結果是 COD ：90000 mg/L，BOD：100000

mg/L，不知是何原因？

答：可能是測定BOD5時沒做空白試驗造成的誤差或稀釋倍數不妥引起的誤差。77．問：你說同一廢水的BOD低于COD，但有實驗驗證有二類工業廢水的BOD會比COD高，一類是氨氮濃度比較高的廢水，因為這里面有硝化、反硝化細菌，這兩類細菌作用消耗氧導致BOD比COD高，一類是含吡啶的廢水，因為吡啶不能化學開環（所以不表現出COD），但是吡啶可以生物開環，所以BOD比COD高（注：吡啶的化學開環是氧化開環，吡啶的生物開環是還原開環）。

答：你關于氨氮濃度高的廢水和含吡啶的廢水BOD5高于COD的說法也有道理，但問題是氨氮在BOD5培養的條件下沒有充分的硝化的條件，這個過程連有機氮的氨化也不一定能完成的，氨氮只能通過同化作用去除，即使有亞硝化或硝化作用引起BOD5測定值高，也是亞硝酸對DO的測定誤差，除非用疊氮化鈉典量法測定五天后的溶解氧才能消除誤差，否則BOD5就沒有代表性。至于吡啶的生物降解作用是有前提的，要在微生物適應情況下才行，并沒有普遍性。對這樣的廢水要接種，而一般接種液用生活污水或大糞水，不會適應這類廢水的。78．問：外國設計的UASB負荷是中國設計的一倍，難道是他們的污泥比我們好

還是他們的后段處理更有保障？

答：我也說不清楚，大概國外是按顆粒污泥化設計的，國內是按絮狀污泥或半絮

狀污泥設計的。

79．問：日處理量5。4萬噸，實際進水3萬噸/天左右，卡魯塞爾2000氧化溝，前設選擇厭氧池，經常出現奶油狀浮沫。溝內出現奶油狀浮沫時間持續近一個月，人工基本消除。從半月前總氮、氨氮持續升高，進水總氮63-77，氨氮53-69，出水總氮23-47，氨氮25-40。不知是何原因？

答：應該增加好氧區溶解氧，將內回流堰門開足，這樣能提高前部缺氧區的溶解氧，使缺氧區也有一定的硝化功能。此外也要檢查一下堿度等是否滿足要求。

80．問：能否提供一下用AB法處理焦化廢水較好的具體工藝流程？ 答：礁化廢水可生化性差，用AB法是適宜的，因為一些不可生化的物質可在A段被去除。基本流程：格柵+進水提升泵+A曝氣池+中間沉淀池+B曝氣池+沉淀池。前面是基本流程，如果廢水pH異常或還有其它特定物質，還要進行中和、混凝

等預處理。

81．問：快速法測定COD測定時間為何這么短呢？ 答：因為快速法的酸度提高了1.4倍，氧化速率加快了。

82．問：本人所在廠的情況：流程是工業廢水調節池（COD=500）然后混凝，沉淀后到生活廢水調節池（工業廢水和生活廢水的比例為1：2，COD為300-400）；再到厭氧酸化池（有填料）-生物接觸氧化池-沉淀池-淺層過濾（消毒，活性炭）-出水。問題：氧化池水體發黑，沉淀池沉淀效果很差，還有氣泡。出水COD不達標，有時達到150以上。為何會出現這樣的情況？如何解決？

答：工藝選擇不合理，運行也可能有問題。可先確定好氧池是否供氧不足，填料上生物膜是否過厚或好氧池底部積泥等情況再說。

83．問：我廠現在面臨較大的問題：氨氮出水不達標。水量是２７萬噸／日，A／O除磷工藝，目前是調試運行階段，氨氮出水30mg/L左右，進水只有35mg/L，曝氣池水溫16度，MLSS5000mg/L左右，R=80-90%，SV60％左右，泥齡６d左右，除磷效果很好，出水氨氮要求 25mg/L，這是什么原因造成的呢？ 答： 且不說其它條件，僅從泥齡來看也不具備完全硝化的條件，因為6天的泥

齡，污泥負荷就在0.15以上。

84．問：現今的污水工藝是不是已經很少用到初沉池了？只用傳統的活性污泥，普通曝氣法，是否設了曝氣沉砂池，就可不設初沉池呢？

答：一般來說城市污水廠要設初沉池，工業廢水處理就很少用（要根據具體情況），當然城市污水也有不設初沉池的，與后面采用的工藝有關，如用AB法就不應該設初沉池。還有曝氣沉砂池和沉砂池與初沉池是有區別的。85．問：我說用氧化溝的時候不用初沉是根據我們這邊的情況說的，在廣東我看過的氧化溝都是不設初沉的，具體為什么我也不知道，可能是考慮到廣東的水質問題，廣東的cod和bod一般都比較低，能不能給解析一下？

答：如果是城市污水，用氧化溝工藝前面應該設初沉池合算，這所以用“合算”二字是從運行費用來考慮的，當然不設也可以。你說的廠用氧化溝工藝前面不設沉淀池也許是考慮其他原因，不能妄加推斷。但我可以說，有些污水處理廠的工藝設計是不夠合理的，至少從投資和運行費用角度來說是這樣。

86．問：采用AB 法工藝，為何前面一般不設初沉池？

答：這樣有利于A池處理功能的提高，由于A段的廢水直接由排水系統而來，廢水中原本就有的細菌和懸浮物及膠狀物的共存體也具有一定的絮凝性和粘附力，再與回流污泥混合后，相互間發生絮凝與吸附，此時難沉降的懸浮物、膠體物質在得到絮凝、吸附和粘結后與可沉降的懸浮物一起沉降，并隨剩余污泥排出，使A段中以非生物降解的途徑去除的有機物量大大提高，可保證B段的運行穩定。87．問：我擬采用的工藝流程：沉砂、初沉、曝氣、二沉，有個地方不太明白，就是總的處理率和各池體的處理率問題。按這二級處理，總的處理率是91%左右，那在計算各池體的處理率是怎么算呢？我導師說要根據有關的規范然后把這總處理率分到每個池中去。但我查到手冊里說各池體處理率的數據，與導師說的不一樣。請問是怎樣計算得出的？

答：設計手冊上的只能參考，主要還是設計方面的經驗，二者結合起來才行。為什么設計院的設計計算書不會輕易讓人看，就是這個原因。還有更重要的是做好設計前的水質水量等調研工作，城市污水相對來說較容易，對一些特種的工業廢

水在設計前還需要搞模擬小試。

88．問：制藥廢水處理系統，白天運行，晚上停運，白天處理后的出水較好，可是經過一晚上的停運靜止后，第二天早上發現二沉池的水變得像牛奶一樣，請問

這是什么原因？

答：是運行管理不當造成的，要避免這樣的情況出現，就要在晚上裝置停運前，將二沉池內的污泥盡可能回流至曝氣池。第二天運行前，曝氣池先悶曝一段時間，待污泥初步恢復活性后再進水運行。

89．問：經常在書上看到污泥回流比為25%，100%之類的，請問污泥回流比是怎

么樣來控制的？是通過PLC控制？

答：回流量是通過沉淀池出泥量來調節和控制的，而回流污泥泵則是根據沉淀池出泥量來運行的。在實際運行中回流污泥量應該相對穩定的，而回流比只是在進水量變化時才波動，所以我 認為回流比是設計參數，不是運行控制參數（個人

之見）。

90．問：近日曝氣池和沉淀池有黏性泡沫產生，而且沉淀池有象厚粥樣的東西漂浮在表面，舀掉后仍然會有，請問是怎么回事？ 答：要確認是否是若卡氏菌引起的生物泡沫，生物泡沫有些粘性的，在負荷低，進水有油脂的情況下很容易發生，要控制好污泥負荷。

91．問：最近SBR池里氨氮隨著反應時間的增長而慢慢地上升（出水在13--15）。進水氨氮不高（一般在5--11之間）。是不是污泥有問題？（前一段時間加過氯

化氨，但效果不明顯，好久沒加了）

答：反應時間不夠使硝化不完全，加氯也會抑制硝化菌的繁殖。

92．問：我廠暴氣池及二沉池出現許多紅色小蟲，（應該是魚蟲），該蟲身體發紅，肉眼可見，活潑好動。介紹一下其生活習性及有什么指示作用？

答：對!這種蟲也稱魚蟲，是水質良好的標志。

93．問：我們污水處理廠的進水水質比較好，COD，氨氮，總磷快達到排放標準了，但是經過A2O工藝處理，結果卻高了很多，三項指標都高了，如果不開動機器，也會高起來，這是什么原因？該如何處理？

答：先將缺氧池和厭氧池停運，好氧池DO控制好，出水不回流直接排放。94．問：我們處理的是食品廠的廢水，包括薯片糖果和彭化食品等，處理流程：1#--2#調節池-混凝池-一沉池-活性污泥法（六個生化池依次相連）-二沉池。污泥回流和進水都進入第一個生化池池子。污泥沉降性一直不好，生化池池SV30達到97，進水COD2200-2500，混凝后COD大概1600左右，現在出水合格，二沉池挺大的。但沉降不好，顯微鏡160倍下看不到什么生物，只幾個好象藻類，動

都不動。不知如何調整？

答：請確認是否有大量絲狀菌(如球衣菌)，如果確認的話，可用下法試試： 將第一只池作好氧生物選擇池用，即該池少量進水，同時加大曝氣量使DO在2mg/L以上，其余污水分別進2、3、4池。這樣可使大量低等細菌先在第一池內繁殖，成為優勢菌，再進入后面的池時，占優勢的細菌也會在與絲狀菌爭奪營養時也占優勢，從而達到壓抑絲狀菌繁殖的目的。但如果是非絲狀菌引起的膨脹可臨時在曝氣池出水處投加PAM助凝（不能加過量，否則適得其反）。95．問：一個食品廢水處理裝置調試，用的是活性污泥法，流程：加藥-一沉-曝氣池-二沉。現在出水比較好 可是在曝氣池里用燒杯取一杯混合液，污泥比較稀，沉降很慢，大約1小時以后泥水分離在40%。少量進水運行問題不大，但最近滿負荷進水后，二沉池開始有很多細小的泥浮起來，隨出水流走，現在翻泥更嚴重了，請問這是污泥膨脹嗎？怎么解決？

答：不象是污泥膨脹，一小時的沉降在40%，不能說明污泥膨脹，沉淀池漂細小的污泥是污泥解絮現象，原因有多方面，如：污泥輕度中毒或老化；廢水缺氮也會發生此類情況。據我判斷營養比失調的可能性大，要確認廢水的氮、磷含量。

因具體情況不清，只能初步推斷。

96．問：最近在調試一污水工程，工藝為水解+接觸氧化。因為過年放假，有10多天沒進水了。為了不讓細菌死掉，投加了面粉，不過量很少。昨天接觸氧化池上浮了一層黃色泡沫，很粘稠。停止曝氣后，攪動泡沫，泡沫消散是有類似污泥一樣的細小顆粒下沉，請問這是怎么回事？ 是負荷太低，細菌自身氧化，還是

其他原因呢？

答：沒事的!主要是污泥活性差，面粉投加的原因，隨著污泥活性的增加面粉逐

步降解，泡沫就會逐漸減少的。

97．問：近期我廠處理后污水的COD猛增，且居高不下。會有什么原因呢？(說明：我廠是普通的煉油廠，以前出水COD都在80左右，目前卻一下子增到1000左右，且持續了有20天，而且活性污泥的沉降性很差)答：應該當機立斷，進行接種修復或重新培養了。

98．問：運行過程中，特別是十月份起，氧化溝表面會出現白色泡沫，開始為薄膜狀，而后呈隆起的小包，顏色轉為淡黃色．該泡沫具有粘性，氣溫下降至１６攝氏度，泡沫將逐漸減少．從顯微鏡下觀察，泡沫有較為固定的形態，基本上是以一個點為中心，從該點出發以絲狀向外發散，有主干和分支，將其包圍起來，基本是圓形，直徑約為１００um．這是哪一類型的絲狀菌，具有哪些特點以及適

宜的生長條件？

答：可能是若卡氏菌大量繁殖所至，此類菌在污泥負荷較低、進水中含油脂類物

質時易繁殖。

99．問：我單位PTA化工污水經厭氧、Ａ／Ｏ生物法處理后產生的剩余污泥，污泥濃度５g/L，經平流式濃縮池濃縮后污泥濃度為15-20g/L，再經帶式壓濾機(天津市政設備廠)擠壓，大量污泥從濾帶中滲透出來。泥餅產量少，絮凝劑為PAM

陽離子。請教如何解決？

答：可能有二種原因造成的：（1）濃縮池濃縮效果差；（2）污泥加藥調質方法不當。措施：污泥調質時，先加PAC混凝，待充分反應后再加PAM調質，可試試

看！還要確認濃縮池運行是否正常。

100．問：我單位污泥的絮凝沉降性能較差，30分鐘沉降比在90％，投加了粉煤灰來提高絮凝沉降性能，也在濃縮池前投加0.1％的PAM。請問污泥從濾布中滲透出來的原因是污泥調質還是濾布選型或其它原因。帶式壓濾機前的泥藥混合罐的停留時間為20秒，是否合理？我們準備在濃縮池前加0.1％PAM改為PAC。答： 濾液含污泥多的原因是多方面的，污泥加藥調質是很重要的工序，還有調質藥劑的選用。要確認PAM是否投加過多，否則適得其反，我感覺投加量多了，此外還要從前面污水處理過程中來控制污泥性能。

101．問：我廠廢水處理量150噸/小時，正常運行中同時投加三種營養劑：硫酸銨、磷酸氫二鈉、磷酸二氫鉀。請問：這3種藥劑配合在一起合理嗎？怎么搭配

才合理？有什么好的營養劑嗎？

答：應該先確定廢水的BOD5量，然后根據碳、氮、磷的比值來確定投加量，由于廢水的濃度會變化，日常運行時的氮、磷投加量要通過試湊法來確定，還要考慮是否經濟，如：磷酸氫二鈉或其它磷酸鹽選用時，要根據分子中磷占的比例及價格來考慮。假定磷酸氫二鈉的價格明顯低于磷酸二氫鉀，但由于其中磷的原子量與分子量之比較小，且含結晶水較多，就不一定合算。

102．問：現在這里的蛋形消化池溫度只有23度左右。我想問：（1）除了蒸氣加熱外，其他還有那幾種加熱方法？（2）這樣的溫度是否會導致污泥酸化？ 答：這樣的溫度消化效果會很差，可用蒸氣加熱。在目前的溫度下，要防止污泥

酸化，只能減少污泥投配率。

103．問：一家發酵企業廢水處理裝置，由于廢水中COD、NH3-N濃度高，采用2級A/O工藝進行處理，流程是：廢水池→給液泵→調節pH→第一缺氧脫氮池→好氧硝化池（推流式）→第二缺氧脫氮池→再曝氣池→澄清池。最近澄清池經常出現污泥上浮，經分析是第二脫氮池反硝化效果差，出水夾帶硝酸根進入澄清池，在澄清池發生反硝化反應所致。采取的措施是向第二脫氮池加入葡萄糖（最多時一天要加30%的葡萄糖4、5m3），同時把硝化池的DO降低（最低降到了0.5mg/L），效果仍然不穩定，有時好，有時壞。請幫助分析原因，應該采取什么措施？ 答：如果第二好氧池DO降到0.5 mg/L，到第二反硝化池的后半部就可能完全厭氣，此時，如果氧化還原電位到負值，部分硝酸鹽又會還原為氨氮，使后面的好氧池繼續進行硝化，造成硝酸鹽積累，也影響后曝氣池剩余碳源的去除。所以你的分析是有道理的，降低硝化池的DO來防止好氧區向缺氧區后移在理論上是對的，但DO降得太低就會出現我前面分析的情況。建議：增加后好氧池的曝氣量；增加沉淀池的出泥量。目的是防止污泥在沉淀池內缺氧而反硝化。104．問：某城市在海拔3650多米，最低氣溫零下14℃，空氣稀薄，氣溫低，日溫差大，這地方的生活污水用什么工藝處理好？

答：用硅藻精土法，本法適合生活污水的處理，處理成本低，不受溫度等影響。105．問：最近曝氣池泡沫上粘有很多泥而且很粘，到二沉池表面有很多浮泥，MLSS很低，污泥鏡檢中有很多輪蟲的尸體，有循纖蟲，漠口蟲，耗氧很少，請問是否是污泥中毒？污泥中毒會發生什么現象？

答：二種可能（1）污泥中毒；（2）污泥嚴重老化。前者的可能性大，不論是何種情況，都需要向反應池移植污泥，進行生物修復，沒有好氧污泥，也可將先前排出的厭氧濃縮污泥引入曝氣池，并投加大糞等營養，等污泥活性恢復，濃度增

加后泡沫就會減少。

106．問：二沉池為中進周出式幅流式沉淀池，池內徑48米，池有效水深3.2米。二沉池的表面負荷、固體負荷、堰口負荷等均在正常范圍內；生物池的污泥濃度一般在4000左右，R控制在50～100%，生物鏡檢測菌膠團正常并無污泥膨脹性狀，且SV在30～40%，SVI也在100左右。但奇怪的是運行以來二沉池周邊（邊緣區2～3米）區域經常有大量的淺黃色的絮狀污泥上浮，不是成層狀，某些小區域在更為嚴重。我曾將其作分析，上浮的污泥能重新沉下，且鏡檢發現菌膠團較好，且有原、后生動物，與生物池的相差不多。對以上情況希望能再給些建議。答：是沒調節好，這樣大的沉淀應該用吸泥管吧？如是吸泥管，可將靠池外周的吸泥管出泥調節閥開大或開足，第二根吸泥管出泥調節閥也適當開大，同時相應減少其它吸泥管的出泥量。還要確認池靠周邊吸泥管底部處離池壁有多少距離，如果超過一米就是設計不當。

107．問：中進周出的污泥濃縮池池面如出現大量浮泥，濃縮池直徑18m，高4m，污泥是由SBR重力流進，進泥的SS大概有6000mg/L，有時候會出現大塊的黑色污泥浮上來，過了一段時間后，情況好轉，但總是有小塊的泥色的污泥浮到水面。池子上面的清水深不到1m，會不會是池子設計的太高了。有沒有辦法解決呢？

答：池的設計沒問題，可能是刮泥機局部刮板壞或變形造成死角所至。

108．問：污水處理調試時初加入量多少最經濟合理。

答： 這要看用什么污泥，用脫水污泥需約5%（污泥/曝氣池容積），如果是濃縮污泥則需1mg/L左右，但關鍵還是要有培養污泥的經驗，如培養過程控制不當，污泥最多也沒用，這方面的例子很多的，有的單位培養了多次也沒用（主要是工業廢水），有經驗的則可大大減少接種的污泥量。

109．問：請說說引進污泥后調試的具體注意事項，特別是針對工業廢水的處理。答：污泥要經濟、快速一次培養成功很大程度上要靠臨場經驗的，要提醒的是在培養過程中寧可曝氣不足也不能曝氣過度，寧可營養過剩也不可營養不足，我曾發現有一些廠污泥長期培養不好，原因是在培養過程中污泥總是處于生長-解絮-再生長-再解絮這樣一個惡性循環中，污泥在形成需要較長的時間，在污泥初步形成的階段，過度曝氣和營養不足會很快解絮的。

110．問：假期到了，接觸氧化池應該如何管理呢？要求方便快捷、經濟，又不能讓微生物死亡，在假期后能快速啟動。

答：接觸氧化池停止進水停止曝氣就可。節后上班時先少量進水，悶曝至膜的泥色初步由黑轉棕色時再正常進水。

111．問：接觸氧化池停氣了怎么辦？好氧生物能維持多長的時間？再恢復時需要多長時間？要注意那些事項？

答：與溫度有關，10度以下三周內沒問題。如要運行時，剛開始曝氣強度不能太大，避免對生物膜造成大的沖刷和擾動，經一段時間曝氣后就不要緊了，停運期間填料不能脫水。

112．問：我認為因為酶促反應的效率遠遠高于無機的化學反應，B/C比可能大于1，你的意見呢？

答：即使這樣，B/C比也不可能大于1，因為BOD5是稀釋培養法，是一般的細菌，如測生活污水就不用接種，工業廢水需接種，也是加入生活污水或處理裝置的出水接種就可，并不是用特殊菌來培養測定的。

113．問： 我在考慮給水微污染水處理中采用的生物接觸氧化池的設計思路，不知道池內是否需要增加上下翻騰的措施，如果增加，是否能告訴我穿過球形懸浮填料的水頭損失情況 答：不用考慮這樣復雜，懸浮填料的翻滾并不需要增加多少風壓。

114．問：我廠處理生活及生產污水（4800m3/d/），用生物氧化池曝氣和加石灰除硬沉淀處理。現選用的是羅茨風機/風量2000m3/h，2開1備，生物氧化池高4.5米，生化池在地面上，管線上裝有曝氣頭，風機額定風壓0.05Mpa，現在不止噪音大，電機還超流。。請分析一下！

答： 風壓沒問題，因為曝氣器在池底有一定安裝高度的，至少40cm，輸氣管系統的阻力不大，設計上肯定考慮了，至于池是否在地面上與此無關，只要池的有效水深不變就可。

115．問：在曝氣管路中接一細管出曝氣池水面，那整個曝氣管路就這個地方壓強小，氣體流會不回造成短路現象？

答：這是放氣管，也稱排污管，在風機運行時要開啟進行放氣，放氣完后要馬上關閉的。

116．問：BOD負荷為0.1 左右，污泥在曝氣池絮凝良好，沉降性差，SV30在97%，SS在7000，然而到二沉池后在出口分為二層，一層在細小泡沫攜帶下上浮，另外一層沉降良好，這是什么原因？

答：可能是下面二個原因之一：（1）硝酸鹽在沉淀池泥層中發生反硝化，氮氣泡攜帶污泥上升，停風機后會好轉說明反硝化提前在曝氣池完成了；（2）曝氣量過大，大量汽泡未能在沉淀池進水口完全釋放而引起的。

117．問：如何保證污水達標排放，控制系統非常關鍵，你認為，PLC，DCS還是普通的控制好，如何降低費用，提高各污水處理指標？

答：我認為問題的關鍵不是PLC或DCS，而是如何確定污水處理裝置的自動控制點，有不少認為自控程度很先進的處理廠，有很多自動控制點是無用的，甚至會帶來負面影響。

118．問：如何解決檢測和控制的滯后問題，如DO等？

答：生化處理過程本來就是滯后反應的過程，如早班對工藝進行調整后，其結果可能要到中班或夜班才能反應出來，只有DO在線儀可以根據設定的溶解氧上下限值通過曝氣機的運行狀態來控制，但也不可靠。目前很多進口的DO儀探頭的穩定性如何？所以我認為對生化處理而言，在線儀只能控制設備運行狀態，對工藝運行的控制是有限的。

119．問：采用穿孔管曝氣時，設計時應注意那些，才能保證曝氣均勻？

答：這些有關的設計書上都可查到的，穿孔管的布置方式很重要，要做到布氣均勻或提高氧的利用率，我建議還是使單側布氣，采用旋流曝氣方式，當然這要根據工藝形式來定，池的結構也要與之相配。

120．問：一個牛奶廠的污水處理工藝，主要處理構筑物為接觸氧化池和水解酸化池，是否要配置鼓風機？請告知一些相關的設計參數。

答：如果酸化采用“泥法”用攪拌泵就可以了，最好不要生物膜法，主要是攪拌問題，無論是攪拌泵攪拌、脈沖攪拌等都有問題。鼓風機不一定要，但如果后面的好氧池要用風機，建議你將輸氣管接入酸化池并設置曝氣軟管，這樣酸化池在必要時也可作好氧池用，也可作輔助攪拌用，在有機負荷高的情況下，適量的曝氣不會對酸化造成影響的，如單獨配風機就沒必要了

121．問：生化沉淀池漂泥（大量），導致生物濾池堵塞，來不及出水，主要處理的是印染廢水，已經發現絲狀菌，并開始在曝氣池投三氯化鐵，這個方法有效嗎？曝氣池SV%前一段時間基本上在50-70%，現在的范圍是40-50%左右，可SVI始終在2800左右，問題是不是很嚴重？

答：不能投加三氯化鐵，SVI不可能這樣高的，我估計是SV30的測定誤差而造成SVI的計算誤差，鏡檢中先確定絲狀菌的豐度達到了什么級數后再說 122．問：你說過在接種污泥培養時，要嚴格控制好曝氣時間和曝氣量，請問有

何參數作為基準？

答：為避免污泥自身氧化，就要控制好曝氣量，經常測定池內的溶解氧，及時進水。當污水濃度太低時要投加大糞等營養物，如沒有這方面來源，可采用間隔曝氣。至于如何控制曝氣時間和曝氣量，要憑經驗，因為COD、污泥濃度等的數據無法及時獲得，有經驗的人可根據溶解氧變化和污泥外觀（放在量筒觀察）就可了解污泥的大致生長情況，并進行控制。污泥培養并不難，難的是要及時、一次培養成功，培養費用不能高，因為對工業廢水處理來說，污泥過早培養好，沒有廢水來維持，延長了培菌時間，不僅增加了培菌費用，甚至延誤污水處理裝置的定期投運。

123．問：是不是在低負荷運行的情況下就容易出現污泥膨脹？在其它什么情況

下也會出現呢？

答：這是比較復雜的問題，不一定是低負荷就易發生膨脹，絲狀菌種類很多，不同的絲狀菌有不同的生長環境，如：在廢水C/N高且缺P時可引起球衣菌的膨脹；廢水N、P往往不足，發硫細菌易繁殖；在硝化條件下，也可使大腸桿菌轉化成絲狀菌。此外，還與溫度和pH等有關。

124．問：厭氧污泥能否通過一定的措施轉化為好氧污泥嗎？有什么特殊要求？

是否需要花費大量的時間？

答：你說的情況在污水生物處理中常會碰到的，污泥厭氣后，厭氧菌很快繁殖，而好氧菌則處于休眠狀態，可維持很長的時間。至于能多長時間，這與溫度等因素有關，據說從理論上講在常溫下可維持約二周時間，實際上還可長一些。厭氧后的污泥再經曝氣，仍可恢復活性，只是污泥量會明顯減少。

125．問：我廠污水生化池為A/O池，兩池都有曝氣裝置，令人疑惑的是：既然A池為厭氧池，為何還要裝曝氣裝置，難道是為了起推流作用嗎？ 答：二個作用：（1）起輔助攪拌作用；（2）可在必要時作好氧池用。126．問：現在調試污水處理廠，設計進水BOD160mg/L，實際只有40左右，污泥培養快一個月了，可從接種的250mg/L才長到了600mg/L左右。目前進水1000m3/h，已達到處理裝置最大負荷，如何處理？

答：由于進水BOD5較低，污泥濃度也夠了，現在不是讓污泥增長多少的問題，而是要養住這些污泥，防止污泥自身氧化。

127．問：都說助凝劑聚丙烯酰胺有毒，它的毒性表現在哪里？

答：這是相對而言的，少量的聚丙烯酰胺對微生物沒影響的，如果活性污泥沉降性能不好時，投加一些聚丙烯酰胺能明顯改善污泥沉降性能和出水水質，如果長期投加會在污泥中積累，可能會有影響的。聚丙烯酰胺沒毒的，其單體有毒。128．問：關于有機磷農藥混合廢水如何能夠有效處理，COD達到500以下？ 答：這類廢水關鍵是預處理，然后用生化，預處理也最好分開，如高濃度有機廢水可用內電解等，含磷廢水可用堿水解等。

129．問：我公司進水COD>17000，BOD>6500。正準備采用SBR工藝，不知道能否達到達標排放（工業水排放標準）？

答：用厭氧處理或其它方法處理后再好氧處理，否則投資和運行費用會很高。130．問：我們廠運用的是SAST工藝，運行一年多來，脫氮效果不是很好，一直找不到改進的方法。以下是某天的進出水指標：

COD 951mg/L，58mg/L BOD5 480mg/L，6mg/L TP 6.7mg/L，0.6mg/L TN 34.7mg/L，4.9mg/L SS 798mg/L，33mg/L NH3-N 22.05mg/L 19.86mg/L 進水COD，BOD，SS偏高的原因是污泥脫水效果不好，濾液是直接排入進水泵房

而導致的

。（如果排除濾液的話，COD=350 BOD=180 SS=100左右），每天的進水量在32000T。選擇池的停留時間在21min，有4臺攪拌器。4個模塊，共8個池子。每個模塊有效容積14000m3，每個模塊配備2臺回流污泥泵，流量420m3/h，1臺剩余污泥泵，流量80m3/h，回流污泥泵每個周期運行2小時，剩余污泥泵運行1小時。現在只用2個模塊，每天運行4個周期，每周期6小時，進水（爆氣）4小時，沉淀1小時，撇水1小時。2號生物池MLSS=7300mg/L，3號生物池MLSS=9300mg/L。SV30=26%，SVI=28左右，泥齡在9天左右，DO控制在2-4mg/L之間。幫我分析

一下，是哪兒出了問題？

答：污泥脫水工序要控制好，如污泥加藥調質和脫水過程的管理，盡可能避免脫

水濾液帶泥。

還要確認一下硝化條件是否滿足，如：堿度是否夠，如不夠，要投加碳酸鈉或碳酸鈣。

131．問：實際運行中堿度是否根據進水氨氮控制？控制在什么范圍？

答：理論上很容易計算，但由于水量和氨氮的濃度有波動，而且在處理過程中氨氮的濃度是動態的，因為氨氮被硝化的同時，含氮有機還會氨化（在某處理時段會同存），此外原水中的堿度也會變化，在實際使用中可通過試湊法確定，并控制好出水的剩余堿度。

132：問：請教SBR工藝污泥負荷多少比較合適？工業廢水為主COD在700~1100。

答：與傳統活性污泥法相比，不同之處是其負荷條件是根據每個周期內，反應池容積對污水進水量之比和每日的周期數來決定的。由于在反應階段活性污泥濃度在不斷變化，并隨反應時間的推移而增加，反應后階段的污泥負荷會大大低于初始階段。日常運行中，應通過試湊法來確定反應階段前半段的某一時間的污泥負荷最佳控制范圍。在進水量和濃度基本穩定情況下，也可根據某一固定時間的污泥濃度來大致了解和控制，還可通過反應階段的時間調節和控制。

133．問：在曝氣池停留時間限制的情況下，如果進水濃度高，加大回流污泥量是否能提高處理效果？

答：加大回流污泥量并不能增加污泥濃度，因為污泥回流量增加，沉淀池的出泥量也要相應增加，使沉淀池內的污泥層下降，污泥在沉淀池的停留時間也相應減少，這種情況下，回流污泥的量是增加了，但其濃度卻下降，回流至曝氣池的污泥絕對量并不會增加。與些同時，由于回流量增加了，可使污水在曝氣池的實際停留時間減少，進入沉淀池的混合液量增加，使沉淀池的上升流速加快，造成惡性循環。所以要增加曝氣池污泥濃度，只有減少剩余污泥排放量或暫不排泥。

134．問： 我們污水處理系統的工藝是SBR，原來處理效果一直可以，但近期由于進水的氨氮較高，處理效果下降了許多，COD和氨氮的去除率都不到30％。應如何解決這個問題，可否采用分時段曝氣的方法？

答：估計是曝氣時間不夠，不宜用你說的辦法，應該采用非限止曝氣法，即在進水階段也曝氣，閑止階段也可取消并作曝氣用，目的是要增加曝氣時間，要確認堿度能否滿足，在目前情況下反硝化不必考慮。

135．問：我廠使用生物膜法處理污水在初運行時有一定的效果，但隨著時間的推移，污水中的微生物活性時而好時而差。不知是何原因？

答：確認處理效果不好時pH是否正常？生物膜是否太厚？溶解氧是否滿足？生物膜法的溶解氧要控制在4mg/L以上。

136．問： 我廠是A-B工藝，污泥消化池有時不穩定。尤其是過一段時間就會產生消化池內泡沫過多的狀況，很容易泄壓，又很容易將阻火器阻塞。而且此種狀況一旦出現，就會發生需長時間排放冷凝水的現象。請幫助分析原因和提出解決辦法。

答：可能是新鮮污泥投加到消化池后沒充分攪拌，一般來說，新鮮污泥投入后幾小時內池內污泥至少應該全部翻動一次，這樣可使泥溫和污泥濃度均勻，穩定池內的堿度，防止污泥分層和形成浮渣。還要確認投配率是否相對穩定，溫度是否過低，這些會造成生化不徹底，使浮渣增多。

137．問：我廠是AB工藝的污水處理廠，最近曝氣池表面褐色泡沫多，SVI值居高不下，而且沉降性差，二沉池表面有大塊的絮狀污泥上浮。上周也采取了加大排泥和加大曝氣的手段，略有好轉。但周末又有所反彈，比上次更嚴重。同時，MLSS值變化大，早晨是1200，中午是900，下午是3000，沒有規律性，讓人無從下手。

答：可能是諾卡氏菌大量繁殖造成的（物泡沫一般呈褐包或灰褐式）這類泡沫不能用水和消泡劑有效去除。一般在含有油脂類、處理負荷長期過低、泥齡過長等條件下較容易發生。一旦發現生物性泡沫出現，馬上要采取措施，如提高污泥負荷，也可采取人工清除等措施，清除的浮渣應該進入剩余污泥處置系統，嚴格禁止重新回入廢水處理系統。日常運行時SRT要盡可能短，特別是在溫度高的季節，更要防止污泥負荷過低。目前應該增加B段曝氣池的排泥量，同時將A的一部分污泥排入B段試試。

138．問：我廠一期處理量1.4萬噸，采用傳統活性污泥表曝法。進水月平均COD在300~350之間，BOD在100~180之間，TP在6~8之間，TN在25左右，廠位于南方。曝氣池混合液濃度一般維持在2800mg/L，DO在2左右，但多年來SV(%)一直在80%以上，SVI則在240以上，最高時SVI可達350。但出水水質較好，COD、BOD、SS能達國家一級標準，除磷的效果也好，平均能達70%，脫氮效果也能達50%左右(雖然其工藝本身并無脫氮除磷要求)。這是為什么呢？

答：除污泥指數高外其它基本正常，這樣的水質設計上沒有去氮除磷工藝而氮、磷去除效果較好也是正常的，氨氮主要是通過細菌菌體合成去除的（也不排除有部分的硝化作用），磷除被菌體吸收外大部分是被吸附在污泥內隨剩余污泥排放的。

139．問：最近接手一個印染廠的工程調試，因經驗欠缺，請幫助分析一下：

公司的設計方案所寫，水量=3000m3/d，cod=1000mg/L，bod=200mg/L，pH=6-13，色度=400倍，ss=500mg/L，硫化物=30mg/L，溫度=48度（都是小于等于），但是這都是參考類似印染廠的水質定的。基本工藝流程：廢水--調節池--冷卻塔--水解酸化池--接觸氧化池--二沉池--混凝沉淀池-出水，這個流程是別的環保公司給設計的，其中竟然沒有設置污泥回流，并且調節池的調節作用不好。我接手的時候，污泥已經培養了一段時間了，活性污泥絮凝體較多，沉淀性能也算好，顏色呈灰色。操作如下： 曝氣4小時停2小時，六小時一輪回。營養物投加量：淀粉（水解酸化池：每天33.5kg，一次性投加；接觸氧化池：每天33.5kg，兩次投加，每8小時一次）淀粉（水解酸化池：每天33.5kg，一次性投加；接觸氧化池：每天33.5kg，兩次投加，每8小時一次）磷肥（水解酸化池：每次10kg，每兩天投加一次；接觸氧化池：每次8kg，每天投加一次）有機肥（水解酸化池：前5天每天8桶，后10天每天6桶，一次性投加；接觸氧化池：每5天每天7桶，后10天每天6桶，分3次投加）這個應該是前段時間培養初期投加的有機肥。因為環保局催的急，所以公司在8月中旬強行運行了5-6小時以應付采樣，結果人家都沒來，反倒使得水解酸化池--接觸氧化池當中的水幾乎就換了一次，對尚屬培養期的污泥是有影響的。上周廠家又因為用了硫化黑的染料，廢水進了水解酸化池--接觸氧化池后，情況愈發糟糕，這幾天采樣上來觀察，發現幾乎沒有多少絮凝體，顏色呈黑色。這幾天都沒進水，曝氣3小時停2小時，5小時一輪回，其他操作照舊，但是污泥狀況沒有什么改變。工藝存在一些問題，是物化在生化之后，調節池內淤泥較多，調節水質水量能力有限，又沒有污泥回流。請問怎么解決現在的問題，如果重新培養的話，如何控制可以好一些？

答：處理工藝并無不妥，但由于水質不穩定，pH等波動較大，均質很重要，所以調節池的作用要充分發揮，可安裝水下攪拌器，安裝很方便。你介紹的培養方法也不妥，不知道酸化池是用膜法還是泥法？一般來說，先培養接觸氧化池的生物膜，可先移入附近污水廠的污泥接種，這樣可提高掛膜速度，也可減少營養劑的投加量。在培養時的曝氣時間要根據溶解氧等來控制，以免污泥自身氧化，更要防止曝氣流過大而沖刷填料上的生物膜，如不能確定時，寧可少曝氣。當生物膜初步形成后再逐漸進廢水來馴化，這個過程應該是漸進的。

還有就是要控制營養比，可按BOD5：N：P按100：5：1來參考，如用大糞作氮源投加，要用沒有發酵過的。酸化池采用生物膜法，要注意攪拌效果，據我了解用膜法的酸化池能充分混和的很少，不論是采用攪拌泵或脈沖攪拌都會發生攪拌不充分的現象，影響酸化效果，至少我所看過的都是這樣。

140．問： 煉油堿渣廢水含有很高的COD、氨氮、酚、硫，雖然水量不大但直接進入污水廠會對其造成很大沖擊，該采用哪種方法先處理一下？

答：可采用如下工藝：調節罐--氧化反應塔（空氣氧化）-中和--生化處理。

141．問：厭氧消化產生的甲烷不知如何處置？如何利用？

答：可利用的途徑很多，如作燃料、發電等，但如利用的話安全方面的要求很高，投資費用也高，所以國內外一般都燃燒后排放，如AF、IC等厭氧處理裝置產生的甲烷都用火炬自動點火燃燒。還可用于沼氣鼓風機，這是很好的利用途徑，這

類鼓風機可分別以電和沼氣作動力。

142．問：本工藝采用淹沒式生物膜。考慮到外加碳源要增加勞動量，也不經濟，降低溶解氧，氨氮效果去除也還好，出水硝酸鹽11mg/L，但是亞硝酸鹽很高。請教：在C/N較低的情況下能否提高脫氮效果？

答：可采用短程反硝化，因為短程反硝化是直接將亞硝酸氮反硝化為氮氣，可大大節省能耗，只是因為亞硝酸氮是不穩定的，很難積累，既然出水亞硝酸氮這樣高為何不試試呢？如果能實現，要外加碳源也是很合算的。

143．問： 養豬廢水，進水：COD1500，氨氮500，TP60，堿度3000，硝氮與亞硝氮儀器檢不出，肯定值很低。出水：氨氮120，COD700，但是硝氮高達1200，亞硝氮250。SRT：1天 請問這種情況正常嗎？這么高的硝氮那來的？如何解

釋？

答：如果數據測定正確的話，只有一個解釋，即總氮大大高于氨氮的情況下，含氮有機物不斷氨化，氨氮不斷硝化，而此時處理系統都處于好氧條件下，硝酸氮不能反硝化而大量積累，此情況下如果處理時間增加，出水氨氮可下降，出水硝

氮還會增加。

144．問：我調試一食品廢水，UASB產生顆粒污泥前，原水COD2000-3000，出水一直750左右。這段時間大約50天。這段時間跑少量絮泥。之后廢水濃度達到4000-5000，減少了處理水量，一直保持出水小于1000。之后開始加大處理量。跑泥更嚴重了，產泥量很大，三相分離器也不好。達到設計處理量一半時，公司要求我快速提高水量，因好氧較大。加快水量過程中，產氣量不斷減少，出水1100-1500。于十五天后接近設計流量，但與甲方合作不好，未能取樣驗收。之后甲方產量減少，但水質濃度變化大3000-5500，調小流量后，產氣量開始略增，但顆粒污泥隨水大量流出，非氣泡帶出為主，即使不進水，也會有較大量污泥飄起，始終不下沉。這種現象已有十余天了，請問是怎么回事？

答：可能是負荷太大，使酸性發酵過程延長，造成堿性發酵過程不完全。對于進水負荷不穩定的處理裝置，污水最好預酸化后再進UASB裝置，這樣才能提高pH，更好地保證處理效果。

145．問：我在做糖蜜酒精廢液的UASB厭氧生化處理實驗，目前進水濃度30000~50000mg/L，去除率55~60%，負荷20KG，其中遇到很多困難，主要是硫酸根影響，接種污泥（非顆粒泥）流失嚴重，可生化性差。我想原因主要是酸化階

段不好而造成的，不知是否是這樣？

答：提二個意見供參考：（1）酸化時間不宜長，以免pH過低影響后續生化處理；（2）培養顆粒污泥時，可在接種污泥中加適量活性炭或PAM，這樣有利于顆粒污泥形成。因不了解具體情況僅供參考

146．問：反硝化聚磷菌（DPB）同步除磷脫氮工藝運行管理中要注意哪些事項？ 答：運行管理要求很多的，如厭氧池不能有氧，但如何控制呢？好氧區氧不足會影響硝化和聚磷，氧太高會使厭氧區產生微氧環境，影響釋磷，有時好氧區溶氧不高，厭氧區也可能有微氧，這與好氧區的溶氧高低外，還與污沉淀池的停留時間、缺氧程度等因素有關。此外，還要做到按工藝要求及時排泥，磷的最終去除出路是通過剩余污泥排放的，如不及時排放，會在系統內周而復始地進行聚磷和

釋磷的循環。

147．問：我這邊有一企業準備將處理過的污水進行回用，處理工藝是：調節池-厭氧池-好氧池-一沉池-氣浮池-排污口，其中在一沉池中加入硫酸亞鐵和石灰，氣浮池中加入氯化鋁和聚丙烯酰胺，出水水質的鐵離子很高，不知道有沒有什么好的辦法能夠將其含量降低，成本當然也不能太高？

答：不要用氣浮，可將好氧處理后的水加石灰，調整至pH為8左右，再加PAM，并控制好攪拌等絮凝條件，這樣可提高鐵離子的去除率，可試試看。148．問：BOD與COD 的關系中是否COD大于BOD，COD-BOD約等于不可生化有

機物

答：這樣說不確切，因為COD=COD(B)+COD(NB)，前者是可生化性部分，后者是不可生化部分。而微生物在20度情況下完成碳化過程約需20天（也即BOD20與

CODB接近）。

149．問：某縣城，約20萬人口，預建一城市污水處理廠，規模2萬噸/日，由于政府資金有限，建設費用想控制在1500萬左右，選用哪種工藝比較合適？ 答：建議用納米硅藻精土法處理，本法特別適用城市污水處理，產生的污泥可做保溫材料，投資少、運行成本僅傳統法的一半。納米硅藻精土與一般硅藻土的區別在于通過特殊處理有很強的電中和作用，比表面積也大大提高。150．問：本污水處理場是制漿造紙廢水處理，使用的是完全混合法，最近污泥出現了ＳＶ下降到５－６的現象，污泥中只有鐘蟲、輪蟲，處理效果一般。最近一段時間Ｆ／Ｍ在０.３左右，溫度較高，曝氣池的溫度在３７－３９度，請問

是不是污泥中毒？還是其他原因？

答： F/M不算太低，從生物相看不象中毒，因為鐘蟲對有毒物質是很敏感的。可能是水溫高的原因，一般來說，水溫超過38度對好氧微生物的活動會有些影

響。

151．問：我現在正調試SBR，處理屠宰場廢水，這幾天沉淀后上清液中總是有細小的泥粒懸浮，不能沉淀，導致出水COD、SS不能達標，水溫在35-37度左右，是不是溫度太高導致的？應該怎么辦？

答：污泥已有老化跡象，這樣的溫度對微生物活動有些影響，但不是主要原因，主要是曝氣時間過長，要減少曝氣時間（如間斷曝氣），還需排泥。減少曝氣時間就是減少反應階段的時間，由于一個運行周期時間是固定的，閑置階段時間可相應增加，進水階段如采用不限止曝氣，則改為限止曝氣。

152．問：含丙烯腈的廢水，加PAC和PAM，再經生化，氨氮含量最高217mg/L。分析可能是丙烯腈轉化為丙烯酸再轉化成氨氮，可能酰胺也增加氨氮，沒有理論

和實驗數據基礎，是否能解釋？

答：這種情況很正常的，是氨化的原因，這類廢水需要很長的處理時間，出水氨氮這樣高說明丙烯腈的氨化過程尚未完成，要使氨氮達標，還需增加生化反應時

間。

153．問：請問三座氧化溝兩座二沉池污泥如何回流？兩座二沉池設了一個污泥泵房，怎么才能將回流污泥均勻地分到三座氧化溝？

答：污泥泵前設集泥池，回流污泥經泵提升后經一根回流污泥總管輸送至氧化溝

前，再分三根支管進入各氧化溝。

154．問：現有高濃度廢水（BOD值約6000），請問：用活性污泥法處理時（SBR法）為滿足污泥負荷要求MLSS值取非常大的值（如20000）合適不合適？會出現何種問題？又有什么更好的方式避免出現的問題？

答：這樣高的濃度不宜直接用好氧法處理，應該在好氧處理前先用厭氧處理。無論SBR法或其它活性污泥法，MLSS應該根據F/M值來控制，并受限于沉淀時間

和供氧能力等因素。

155．問：本人在做水產加工廢水方案，用UASB，水質如下： Q=200t/d，COD=3000，BOD=1000，SS=300，總氮=200，氨氮=20。污水排海標準：出水要求COD<300，BOD<150，SS<200，總氮<40，氨氮<25。

請教以下水質情況：（1）在BOD<150以后不降低BOD，以節省工程投資，是否能去除總氮？（2）UASB中是否對氮元素的反應終點是NH4+和NH3？ 答：UASB對氮的轉化主要是有機氮的氨化作用，故在UASB后還要繼續氨化、硝化和反硝化，建議在UASB后采用A2/0接觸氧化法。

156．問：養豬廢水COD：10000，氨氮400，經厭氧+SBR出水COD：150，氨氮150，300方/天，穩定塘15畝，可蓄水1-1.5米深，請問穩定塘如何設計，6月

初種何植物，出水能否達一級？

答：可采用二級穩定塘，第一級曝氣塘，第二級靜止塘。曝氣塘可安裝少量浮動曝氣機（與養魚塘的一樣），一般不常曝氣，靜止塘內可繁殖水葫蘆等水生植物。157．問：本人現在正在試驗一化工污水的處理，主要處理難度是：可生化性差；易變色（比起染料廢水變色的程度更嚴重）；且該廢水具有很強的腐蝕性，其PH值約2左右；生化后的COD時高時低，主要的污染物也是帶苯環的物質。應

該用什么樣的工藝？

答：需預處理后再生化處理，預處理可用電解、快離子去除法或酸化法。158．問：本廠是大型城市污水處理廠，日處理規模為30萬噸，采用改良氧化溝工藝，最近二沉池特別容易跑泥，而氧化溝MLSS一直穩定在4000-5000mg/L，為什么會這樣？

答：可能是污泥自身氧化造成部分污泥解絮造成的，如是這樣，應該增加排泥量，減少曝氣量。

159．問：有一污水廠，采用的是普通曝氣池，穿孔管曝氣，污水量已超過了設計水量，需要提高處理能力。請教在不改變曝氣池容積的前提下，可以采取什么

措施提高曝氣池處理能力？

答：以下措施供參考：（1）池內設置纖維填料，采用生物接觸氧化法；（2）將穿孔管改用微孔曝氣軟管，氧的利用率可提高數倍。這樣曝氣池容積負荷可提高

一倍以上。

160．問：曝氣池的污泥越來越少，進水COD約100~200mg/L，污泥難生長，沒

投用的池死泥多，怎么辦好呢？

答：可采用間斷曝氣法，適量排一些污泥，雖然污泥量很少，如不排泥會更少。161．問：接觸氧化法處理廢水，要求進水BOD不能太高，水解酸化后再接觸氧化能保證接觸氧化池的進水BOD要求嗎？如果不能，該怎么辦？

答：水解酸化去除COD很有限，主要是為了提高廢水的可生化性，如接觸氧化池的進水BOD太高，可采用厭氧工藝或其它方法進行前處理。

162．問：如何確定接觸氧化曝氣池內微生物的量？傳統的活性污泥法，可以用污泥濃度（MLSS）來表示，直觀的可用污泥沉降比（SV30）來表示。接觸氧化曝氣池內微生物的量應該怎樣直觀表示，有人說觀察生物膜的厚度，厚度是怎么個

標準？

答：接觸氧化池生物膜的量不可能也沒必要測定，填料上膜太厚，比表面積就小，單位體積內有活性的生物膜量就少，膜太少也不好。在實際運行中控制好生物的厚度是運行管理中的關鍵之一，膜太厚就要加大氣量或沖刷。由于生物膜都安裝在池內水面下，所以最好在池邊上按裝可取上來的觀察填料，生物膜的厚度以剛

覆蓋住填料為最佳。

163．問：有的A/O工藝中，A段為厭氧段，為什么還要空氣管曝氣呢？ 答：采用空氣管曝氣，既可厭氧運行，也可缺氧或好氧運行，同時可在攪拌效果不好時用曝氣管來輔助攪拌，防止污泥沉降，雖然A段應該是缺氧的，但適量曝

氣（DO<0.5mg/L）沒問題的。

164．問：在厭氧+好氧工藝處理過程中，如厭氧處理后還含有大量的硫，如何才

能把它去除掉呢，答：如果厭氧后還有大量硫化氫，就說明厭氧反應不完全，要控制好反應條件。165．問：我們設計的二沉池是奧貝爾氧化溝后的沉淀池，氧化溝回流污泥濃度要求8g/L，怕中進周出的回流污泥濃度達不到，因此專家建議采用周進周出，生產廠介紹此工藝用單管吸泥機，回流污泥濃度可達到8-12 g/L，對嗎？ 答：要慎用，污泥沉降性能差的裝置更不宜用周進周出沉淀池，單管吸泥機更不

適合。

166．問：我做的100噸中試項目，近期氨氮去除效果不好，目前觀察的情況看：供氧應該還可以、堿度充足、生物活性尚可且無明顯毒性、污水悶曝還是不行，是否可以認為負荷不成問題？有機氮的氨化和硝化，是不是同時進行，其中氨化要稍微領先于硝化？有沒有其它影響硝化的因素？

答：含氮有機物的氨化過程先于硝化過程，而慢于有機物的碳化過程，但快于氨氮的硝化過程。硝化只能在低有機負荷時才能發生。雖然不能說氨化過程完成后才能開始硝化過程，但可以認為在硝化過程的前期氨化過程還會發生，在某段時間內二個過程會共存。有的裝置進水中氨氮 很低，總氮很高，經生化處理后，出水氨氮高于進水，說明該裝置不僅沒有足夠的硝化反應的時間，連氨化過程也不一定完成。從你說的情況來看負荷應該沒問題，還要確認營養比是否滿足，如：

磷是否缺等。

167．問：我們正在做一個果汁廢水處理，用的是UASB+接觸氧化工藝。COD在8000左右，BOD在4000左右，pH波動很大，在9-13左右，有時會出現5左右的pH，來水量1200，水量不穩定，請問調試要注意那些情況？

答：這類水的水質水量調節很重要，調節池容量要足夠大，才能使處理裝置穩定

運行。

168．問：煉油廠（液化氣，直餾柴油，催裂化汽油）堿洗廢堿液，水量大概4 KL/HR，COD 約40000，用什么方法預處理？

答：預處理建議：因為堿液中難免含些油，要設一座帶有潷油功能的廢堿液調節儲罐，然后中和廢堿液。一般廢堿液還有含高濃度硫化物，可用空氣或其它氧化

法處理（在中和工序前面）。

169．問幾個問題： 潷油功能的廢堿液調節儲罐怎么操作？靠重力分離嗎？若乳化嚴重怎辦？污水冷卻塔近期因塔管堵塞，開旁路后水溫可高達44.7，雖說可加快反應速率，但也接近中溫微生物的頂限，（T H H 設在45C）不得已只好將進水管中溫度最高的支流切出系統；活性污泥法對進水中甲醇含量有什么限制嗎？因為甲醇儲罐有問題需清理，又擔心沖擊生化出理場。查過一些資料，有的說它可生化性極高，有的卻說太高會有毒性，不知對嗎？

答：三個問題回答如下：（1）嚴格說廢堿液如有油應該先進行汽油洗滌的，堿液儲罐也要有潷油功能，簡單的辦法是在罐上部和中部間不同高度設放油管，并安裝閥門，這樣就可在不同液位潷油了。（2）這樣的溫度會嚴重影響生化處理效果的（除非是厭氧法），要有降溫措施。（3）甲醇雖然可生化性好，但濃度

太高也不行，除非是厭氧法。

170．問：我們廠采用的是改良的SBR，所謂改良就是實現了連續進水，只是將反應池用擋墻分為兩步分，一個所謂的預反應區與主反應池，擋墻下部有個2平方米的空洞相連，沒有污泥回流，預反應區與主反應池完全一樣，預反應區長3.5米，主反應池長36米，池深4.7米，池寬12.5米，潷水高度為1.3米，進水主要是生活污水 COD 400 BOD 180 總氮80 總磷8，每天進水10000立方米，現在兩個反應池運行！請教污泥濃度控制在多少合適？采用的是曝氣軟管曝氣，可能是曝氣管不太好，反應池只是兩頭曝氣中間不曝氣！運行半年了，出水還不達標，COD總在80左右，污泥濃度在6000左右。四個小時一周期，兩小時曝氣，1小時靜沉，1小時潷水！請高手指點！曝氣時溶解氧為2！

答：根據你說的應該是ICEAS工藝。建議你們檢查一下曝氣軟管前輸氣管中是否安裝氣包，輸氣管系統是否設置排氣管（也稱排污管），因為這些都與你說的曝氣管二頭有氣中間沒氣的情況有關。至于MLSS高這只是一方面原因，還有曝氣

時間等因素。

171問：我現調試一個屠宰廢水，工藝為：化糞池（HRT＞２d）-調節池－水解池(HRT=5)-接觸氧化池(HRT=6)－二沉池，由于前化糞池出水ＣＯＤ在７００，而且接觸氧化時間比較短，故將水觸池改為曝氣池，但所加的一臺潛水曝氣機效果有限ＤＯ一般在０．５以下，原曝氣池ＤＯ正常．兩池的ＳＶ都可達到２０－３０，現在進水量為設計水量的70%，出水水質仍然很差，ＳＳ較多，原曝氣池有一定的泡沫，且比較稠，是否是因為污泥老化的原因造成的？

答：好氧進水COD700很正常的，泡沫與氨氮無關，要確定是生物泡沫還是化學性泡沫？如是化學性泡沫，在這樣的污泥濃度下維持下去會逐漸減少的，實在不行可用水噴淋消泡。感覺 你們的污泥活性很差，原因可能是營養比沒控制好，如氮和磷。

172．問：我們一個項目已運行一年了，近來由于進水水質惡化，進生化裝置S含量達100左右，現在進水S在10左右，恢復有五天時間了，進水COD在600，出水300左右，10x16顯微鏡下看到一些樹枝狀東西和一些極小的（針尖大小）的東西，不知道是什么，污泥濃度幾乎沒有，現在該怎么調，是不是污泥被氧化，氣量該調小點？

答：說明污泥已嚴重受損而解體了，要重新培養。

173．問：污水處理系統剛建好，準備開始運行，工藝：調節池---水解池---厭氧池---好氧池---沉淀池---污泥處理系統，馬上要開始試運行了，擬用接種馴養，請問開車和馴養中的具體注意事項有哪些？

答：培菌初期應采用靜態培菌，污泥初步形成以后，要注意防止污泥過度自身氧化。有不少廠都發生過此類情況，污泥長期不增加，甚至下降，原因就是營養和曝氣時間沒控制好，污泥在增長同時又在不斷自身氧化這樣的惡性循環過程。活性污泥培菌后期，雖然污泥濃度較低，還是應適當排一些污泥，會有利于微生物

進一步生長繁殖。

174．問：本單位的厭氧處理裝置將開始調試，請說說厭氧污泥培養方法和調試

過程中的注意事項。

答：厭氧污泥培養方法有多種，建議采用逐步培養法，大致過程如下：好氧系統經濃縮池的剩余污泥（已厭氧）投入到厭氧反應池中，投加量約為反應器容量的20~30%，然后加熱（如要加熱的話），逐步升溫，使每小時溫升為1℃，當溫度升到消化所需溫度時（根據設計溫度））維持溫度。營養物量應隨著微生物量的增加而逐步增加，不能操之過急。當有機物水解液化（需一、二個月），污泥成熟并產生沼氣后，分析沼氣成份，正常時進行點火試驗，然后再利用沼氣，投入日常運行。啟動初始一般控制有機負荷較低。當CODcr去除率達到80%時才能逐步增加有機負荷。完成啟動的乙酸濃度應控制在1000mg/L以下。上面只是大致的要求，最好請有經驗的人來指導。

175．問：我廠是煉油廠，污水處理工藝目前是這樣的：高濃度污水進曝氣生物濾池處理后，一部分進低濃度污水處理系統接觸氧化池，一部分作為SBR（SBR處理濕式氧化后的堿渣）的稀釋水，SBR處理完后進入低濃度污水處理系統接觸氧化池，低濃度污水處理系統為隔油、氣浮、接觸氧化池、二沉池、砂濾器、回用，有一個問題，高濃度污水進曝氣生物濾池前的氨氮總是高于出曝氣濾池的水。

請問這是什么原因？

答：很正常，因為一部分氨氮在生物濾池內被去除了，不是異化途徑去除，而是同化過程，即通過細菌菌體合成去除的。

176．問：想咨詢一下去除率方面的問題，以生活污水為主的污水處理廠若進水BOD/COD為0.4～0.5，出水的BOD/COD是否可能達到0.8～0.9，也就是說，出水COD為40～50，但BOD還不能達標，為何會出現這種情況，怎樣調整工藝（處

理工藝為SBR或氧化溝）？

答：這是反常的，要確認BOD5測定是否有問題，如：測定時是否做空白對照；取樣時出水中的細小絮體不能取入等。

177．問：我們的污水池水深９米，池長５０米寬１５米，現池底淤泥較多，如

何清除？池子常年有水的．

答：要說清楚是什么工藝？是什么池？估計是調節池吧，調節池應該配置攪拌設備，進行污 水均質，如果沒有就要放空清泥。

178問：城市污水二級出水如果只是經過過濾直接利用，過濾的方式應是怎樣的，如何經過過濾出去顆粒物、毛發、還有藻類等一些雜質啊？請教您了 答：要看回用水的要求，如作為一般的雜用水，至少要經過混凝、過濾和殺菌三個工序，過濾的方法很多，比較經濟有效的是用石英砂過濾，至于水中毛發之類的物質是應該在前面污水處理裝置去除的。

179．問：我用的厭氧工藝是ＵＡＳＢ，沒有升溫裝置，整個工藝沒有污泥回流系統，廢水是通過ＵＡＳＢ溢流到好氧池的，而好氧池采用的是生物膜法，現在要進行污泥培養，培養過程中要注意什么？

答：UASB污泥培養可用其它污水廠濃縮后的厭氣污泥移植培養，投加的污泥量要多，投加到厭氧反應裝置高度的約1/3，污泥層至少1m以上。如果沒有厭氧污泥，也可用放置后一段時間后的好氧污泥來移植培養，因為培養初期不必追求嚴格的厭氧，即使移植的污泥中有氧會很快耗去，而形成厭氧條件，只是培養時間會長一些。培養過程中pH一定要經常測定，控制在7左右，還要控制好營養。

具體的培養要求可參考相關資料。

180．問：我們處理的是半導體廢水（含氟化物，氨氮，磷酸鹽）。由于原設計考慮不周，現在改得只有一個好氧池了，沒有厭氧池。好氧池進水氨氮30mg/L左右（流量平均30t/h），加碳酸鈉調整pH值和堿度，pH值一般在7.5左右，24小時曝氣；在后續沉淀池底放了一個5t/h的污泥泵，也是24小時回流，由于不好控制所以回流的有時是污泥有時是污水，出水氨氮幾乎為0，連續這樣穩定運行了2個月了。還能不能這樣穩定運行下去？

答：不合理有二方面：一是無除磷功能，厭氧不應該取消；二是回流污泥量應該相對穩定，在池底用泵這樣排不行。從好氧池的反應時間和進水氨氮濃度來看，氨氮去除應該沒問題。

181．問：本單位采用的是前置式奧貝爾氧化溝工藝，近期在運行上出現問題。設計進水5萬噸/天、COD350、BOD150、ss220、實際進水量每天5000m3/d，COD300，BOD120，SS180；運行方式是內外溝四臺推進器全開，內外溝溶解氧控制在3mg/L（近期化驗室檢測溶解氧與在線儀表數據不一樣，儀表比化驗數據高3mg/L，運行兩個月化驗才開始。）間歇曝氣，曝氣5小時、靜沉1小時（推進器全部關閉），進水1.5小時，進水一分鐘開推進器，開始曝氣，由氧化溝內污泥濃度在100左右，一臺回流泵長期回流污泥，流量700m3/h，回流污泥濃度在100左右，氧化溝內的污泥濃度一直不變保持在200左右，出水COD140最好是在100左右，BOD50，SS50，二沉池出水混濁。（1）二沉池污泥不沉降，整個池面很混濁，（2）氧化溝污泥沒有絮凝體，全部是很細小的顆粒。（3）鏡檢只發現一種微生物，樣子像豆角籽，中間有氣泡，頭部多些。（4）氧化溝一直存在白色粘性泡沫，（5）我們處理全部是生活污水，運行3個月污泥濃度上不來，出水一直不好。請

幫忙分析造成這樣情況的原因。

答：說明污泥已嚴重老化而解體了，是污泥負荷太低，曝氣時間過長引起的，培養過程中污泥在增長的同時又在自身氧化，污泥濃度當然不會提高。污泥要重新培養，但問題是如果進水量和污水濃度還不增加，培養好的污泥又如何養住？你們目前的運行方式是不行的，溶解氧高不是主要原因，關鍵是曝氣時間的控制。采用間歇曝氣水下推進器不用停的，內溝不用曝氣，可作為混合液流至沉淀池的過道，但推進器不能停。

182．問：對于周邊進水周邊出水的二沉池，其是否已經克服了中心進水周邊出水的二沉池的缺點呢？而且，我發現這里的輔流式二沉池都會出現液面翻很小的污泥絮體的現象，這是什么原因呢？

答：我認為周邊進水式沉淀池只是減小了進水水能對沉淀的影響和中心混合液短流問題，并沒有全面改變幅流式沉淀池存在的問題。從理論上講，周邊式沉淀效率應該很高，可對進水布水要求很高。

183．問：經常在一些論壇上看到類似這樣的說法“曝氣過大，DO過高，細菌發生自身氧化了，負荷太低，微生物發生自氧化了，導致解絮”云云。而在ASM1#，ASM2#，ASM3#模型以及廢水生物處理泰斗McCarty都是將微生物的衰減系數作為常數，用b表示，亦即衰減（自身氧化）是按一定的比例b隨時都在發生，進行的。而微生物的生長系數則與基質濃度密切相關，是一變數，當有機負荷較低，而供氧又充分的情況下，微生物將很快消耗掉水中的BOD，使生長停止，只有衰減，結果導致凈增為0，甚至為負，使生物量不增反降。因此說自身氧化隨時都在發生，而不是在低負荷，高DO下才發生，不知這樣說是否妥當？ 答：理論上沒錯，但實際運行中對污泥老化并不是局限于這樣的理解，雖然污泥老化主要是微生物長時間缺少營養引起的，即營養與微生物量的失衡，微生物不能正常生長，但處理裝置在實際運行中的情況較復雜，污泥的活性還與運行控制條件、營養比等因素有關。有的裝置會發生以下情況：當進水濃度正常，而碳氮比或碳磷比較低時，污泥的活性也會很差，使微生物對有機物的降解作用受到限制，產生的能量減少；當進水濃度和營養比等都正常，但由于剩余污泥沒按要求排放，加之曝氣時間過長等也會使污泥松散，活性差，這樣的污泥習慣上也稱老

化。

184問： 有一25000T的生活污水處理廠，采用Orbal氧化溝工藝，設計進水COD：370mg/L，實際進水COD在150mg/L左右，TP在2mg/L左右，氨氮在20mg/L左右，總氮高于氨氮6mg/L左右，MLSS在2000~2500mg/L之間，SV小于15%，SVI大約50ml/g，MLVSS/MLSS=0.5。出水COD小于40mg/L，TP幾乎沒有什么去除效果，氨氮在8mg/L左右，總氮去除率不到50%。現在問題就在二沉池出水堰有跑泥現象，從去年七月份開始運行到現在從來沒有間斷過。另外，三個溝各有四個轉刷曝氣器，現在由于負荷較低，外、中、內三圈分別開了1、2、2個曝氣器，內圈溶解氧在2.0mg/L左右，外圈在線監測OBP最低達-400。請問：二沉沉跑泥是什么原因，這樣控制曝氣方式恰當嗎？

答：污泥已發生一定程度的老化，活性已很差，出水帶出的是老化了的解絮污泥。主要原因是污泥負荷過低引起的。應對措施：（1）減少曝氣時間，可停運外溝，污水直接進中溝；（2）也可不停運外溝，增加排泥量，大幅降低MLSS。這二種措施都是為了增加污泥負荷，前一條是通過減少反應時間來增加污泥負荷，后一條是通過減少污泥濃度來增加負荷，當然為了維持水、氣、泥三相平衡，曝氣量

也不能太大。

185．問：周進周出的對布水的要求很嚴。其實周進周出的布水口都有塊擋板深入二沉池底部的，但究竟深入多少比較合適，目前我還找不到資料。因為據說是直接從國外引進的技術，它的計算都沒有的，不知道您對這個問題有何見解？ 答：你說得對，周邊的進水口有檔板的，估計在進水槽下有很多進水孔，經水能消散后向下流，然后從進水檔板下向池內擴散，具體位置我說不清，應該在水面2米左右處吧。我想關鍵技術應該是均勻布水和水能消散。

186．問：污泥中毒與污泥老化在表觀上如何鑒別？

答：一般來說污泥發生嚴重老化會有一個發展的過程，而污泥中毒會很快引起細胞解體。污泥老化和中毒時出水ESS都會明顯增加，有經驗的人能從表觀上區分的。污泥老化時出水中的懸浮固體顆粒相對要大些，大多呈碎片狀。污泥中毒時

出水的懸浮固體顆粒相對要小。

污泥中毒與污泥老化也可從DO值的變化上進行區分，污泥發生中毒的過程較快，會使DO在短時間內上升，而污泥老化有個漸進的過程，DO的上升過程也是漸進的。

187．問：在污泥脫水機進泥量沒變化的情況下，脫水后泥餅的含水率明顯上升，這是什么原因？

答：排除脫水機本身的運行狀況外，可能是污泥加藥調質工序有問題，也可能是前面的污泥均質池攪拌機故障停運或污泥濃縮池刮泥機故障停運等造成的。188．問：近段時間本單位的污泥脫水機（帶式壓濾）濾布常會跑偏，是什么原

因？

答：要確認滾筒表面是否粘結或磨損，輥軸的平行度是否好等等，如果是濾帶壞

要及時更換。

189．問：最近廢水中的油比較多，特別是格刪井的地方，有黑色結垢的油，你

們通常是怎樣處理的？

答：先用人工清撈，然后用吸油氈或吸油介質吸油。

190．問：接觸氧化法處理低濃度的生活污水（小型社區）有很多優點，但是N、P很難達到排放標準（二級），如何改進使該工藝能夠有去除N、P的效果？ 答：我認為并不是接觸氧化法脫氮除磷效果不好，而可能是控制環節有問題造成的，如好氧池的DO控制必須比活性污泥法高，缺氧區要有充分混合功能，還有

堿度控制等因素。

191．問：現在濃縮池上飄滿了浮泥，（顏色是灰色的）我們已經延長了泥齡，減少了濃縮池的進泥。可為什么還會有這樣的現象呢？

答：這樣的措施沒有針對性，應該增加濃縮池的出泥量，使污泥在濃縮池的停留

時間減少，以防厭氣發酵。

192．問：UNITANK工藝能否用在大規模污水廠中，有用過這個新工藝的工程師說不宜在大規模污水廠中應用，因為自控等很復雜，而且除磷效果較差，是這樣嗎？廣東獵德污水廠是22萬噸/日，上海石洞口污水廠是40萬噸/日（近期），據說運行總體情況不錯，而且石洞口污水廠要角逐詹天佑大獎，這個工藝用在大

型污水廠究竟怎么樣？請解答。

答：我認為UNITANK工藝也適合大規模污水廠用，但對除磷要求高的污水不適合。193．問：我們的好氧池為生物接觸氧化池，目的是將氨氮從30降至10以下，實際現在加顯色劑后和空白差不多。加碳酸鈉調節堿度，從后面沉淀池回流污泥，由于回流不好控制，所以有時是泥有時是水。以前發現沒污泥回流時整個好氧池的pH值就隨水流方向急劇下降，但有污泥回流時就不會了，能保證出水pH值在6.5-7之間。但近幾天發現整個好氧池pH值偏低，前端僅6.9，出水5.8左右（進水所有指標和碳酸鈉量均未改變，氨氮濃度依然測不出），即使相對以前改善污泥回流狀態也是這樣請問這是什么原因造成的？另外我們好氧池后面的沉淀池是豎流沉淀池（148m3,水量30m3/h)，下面有四個小泥斗，在現有狀況下應采取什么措施改善好氧池回流污泥狀態？

答：接觸氧化法沉淀池的污泥（脫落的生物膜）一般是不回流的，所以要先確認填料上的生 物膜是否正常？如果生物太厚就是加大氣量沖刷，否則會嚴重影響

處理效果。

pH的下降這么多有些反常，理論上解釋不通，因為進水氨氮不算高，硝化過程中產生的氫離子也不至于下降一個多pH單位，唯一可能的是沉淀池積泥過多，在缺氧情況下污泥中酸化菌大量繁殖，回流至好氧池后發生酸化作用所至，當然只是推測。所以建議確認填料上生物膜的生長情況，沉淀污泥暫不要回流，觀察

一段時間再說。

194．問：（前一貼回復后的問題）我們的系統以前是不回流的，當然因為設計時氨氮根本不需要考慮，以前沒認真對待過這個好氧池，監測時發現整個好氧池pH值程下降趨勢（按水流方向6.3——5.5——5.3——5.1）；同時因氨氮進水濃度增高處理不了，請人來看時有兩個建議：一是提高堿度，二是污泥回流。當時只采用了第一個建議，加碳酸鈉之后氨氮確實有效去除了，但pH值依然下降幅度比較大，而且很不好控制，后來在進行污泥回流，發現對pH值的穩定有較好的效果，現在就一直回流了。對好氧池系統總感覺很不放心，一來通過好氧過程僅僅是將氮從氨氮形態轉化成了硝態氮，并沒有將其從水中除去，對環境的危害也沒有降低；二來我經常懷疑這個系統的穩定性和持久性。請幫助分析并提出

解決措施。

答：紙上談兵不一定說得準，只能供參考。如果回流后生化池的pH能穩定，也只有一個解釋，就是污泥在沉淀池發生反硝化，回流液含OH-，進入好氧池后能中和部分H+。當然只是推測，但不管如何，說明系統去除氨氮的效果是不錯的。如果要反硝化，不知反應時間是否夠，可試試，在好氧池的中間某時段，設置缺氧區（停留時間約半小時至一小時，少量曝氣，DO在0.5以下），這樣可去除一部分硝氮，并穩定pH。還要注意：好氧池后半段DO 高些，至少在3mg/L 以

上。

補充說明：我前一貼分析中說好氧池的pH下降可能的是沉淀池積泥過多，在厭氧情況下污泥中酸化菌大量繁殖，回流至好氧池后發生酸化作用所至；在后一貼中又說污泥在沉淀池發生反硝化，回流液含OH-，進入好氧池后能中和部分H+，能穩定好氧池的pH。這二貼似乎矛盾，但這是對二種可能性分析，前者是假如污泥已厭氣發酵成酸化反應了，后者是可能缺氧而發生反硝化。現在看來是后者的可能性較大。

195．問：請教水解酸化池的溶解氧應控制在多少范圍內，需要安裝曝氣及攪拌

裝置嗎？

答：水解酸化池是用泥法還是膜法，如果是泥法有攪拌器就可，如果是接觸氧化法，除了安裝攪拌器外，再好設置穿孔管或曝氣軟管之類的曝氣裝置，主要起輔助攪拌作用。不用擔心曝氣會影響酸化效果，因為酸化池負荷高，充些氧對其影

響是微不足道的。

196．問：我們廠在北京地區，規模三萬噸，采用水解+生物接觸氧化處理工藝，運行兩年以來，如果開兩臺泵二沉池(負荷0.9左右)總有浮泥現象，有時候還出現針狀絮體。影響出水SS。但是在開一太泵的時候，效果很好，請給診斷!答：主要原因是二沉池表面負荷太小，因為生物膜的沉降性能比活性污泥法差，設計時其表面負荷至少要大于活性污泥沉淀池的一倍。

197．問：我們處理的是造紙廢水和化工混合廢水，采用卡魯塞爾２０００氧化溝。近一年來進水氨氮不斷增高，大約在２５０左右，氨氮的去除率在３０％-４０％左右。請問氨氮增高對系統運行有何影響？應怎樣處理？假如進水氨氮控

制在８０怎樣處理才能達標？

答：要確認污泥負荷和堿度等硝化條件是否滿足？如果這些基本條件都滿足，可增加好氧區的充氧量，將內回流閘門開大些，目的是使缺氧區前部的DO上升，使部分缺氧區也具有一定的硝化功能。

198．問：怎么樣確定水解酸化停留時間？ 用什么標準來確定污水達到水解酸化的程度和效果？

答：酸化時間要通運行試驗定的，一般來說酸化池出水pH下降，BOD/COD比增

加就說明酸化有效果。

199．問：我們廠采用CASS工藝，進水濃度由去年的COD 在平均250ppm到現在的平均350ppm左右，同時進水懸浮物也比去年多了很多。處理周期是4小時，間歇曝氣，采取邊進水邊曝氣2小時的方式，進水濃度沒這么高的時候基本采取進水1小時，曝氣也1小時的處理方式。在曝氣階段結束時DO基本保持在2ppm以上，但是活性污泥的顏色還是黑色的。每進一批水的水量沒有大的變化。采取前一方式處理已經有半個多月了，處理后出水還是維持在150ppm左右，懸浮物在50~60ppm，污泥呈黑色，活性污泥的絮凝性差，結構松散，難見到原生微生物，MLSS 在1700 ppm，進水BOD在120左右。

答：我初步判斷是曝氣時間還不夠，理由是：進水濃度增加后，你們采用了非限止曝氣方式，表面上看是增加了一小時的曝氣時間，其實不然，因為進水期大部分時間，因水位低，氧的利用率很低的，更重要的是由于負荷增高，上一周期曝氣階段結束時生化過程尚未完成，在靜止沉淀階段加劇了污泥厭氣，至下一周期的進水階段雖然在曝氣，但這段時間的曝氣實際上只是污泥活性的恢復或部分恢復，實際的生化反應時間并沒增加多少。

工藝調整的基本思路是對的，建議：（1）輪換將各池的污泥悶曝至泥色初步轉棕黃色后再進水曝氣；還要確認氮或磷是否夠？因為進水COD濃度增加后，營養比可能會失調。我只是從表面來推測，僅供參考。

200．問：制藥廢水，硫酸鹽3000-4000，Cl-3000-4000，COD3000-4000，想在水解酸化池內掛填料，但小試發現掛膜相當困難;不知是填料選擇不當，還是Cl-較高的原因？環保公司說Cl-超過3000填料就無法掛膜。

答：這樣的Cl-濃度會影響生物膜培養速度，但仍可掛上膜的，最好引入活性污泥或厭氧污泥，這樣可增加掛膜速度。從填料來看，軟性填料最易掛膜，彈性填料次之，半軟性填料較差，但彈性填料易結球，要慎用。

第四篇：系統調試相關問題總結

電源基本指標

1.1 電壓穩定度(電壓調整率)在滿載條件下，所有其它影響量保持不變時，使輸入電壓在最大允許變化范圍內，而引起輸出電壓的相對變化量。

1.2 負載穩定度

就是交流電的最大值和最小值的差。

穩壓輸出電壓隨著負載變化而波動的特性（如突加負載，負載加重，減輕）。還可以說是指由于負載的變化引起輸出電壓的相對變化量。

負載增加的時候，電流增大，同樣的功率，電壓就會下降；負載減小得時候相反。

這個參數是表征負載對輸出的影響，一般要求在5%以內。具體計算方法：0%負載，電壓V1;100%負載；電壓V2；要求輸出V |V1-V|/V < 5% , |V-V2|/V <5% 需要滿足這兩個表達式。

1.3 紋波電壓

是指直流電源的電壓有交流成分,電壓有點波動,但幅度不大，用示波器調到AC可以測出其大小，如果這個紋波太大的話，會可能帶來損壞器件等問題

1.4 紋波的測量

紋波的大小用Vp-p（峰-峰值電壓）來表示，具體測試的時候，示波器打到交流耦合方式，測量波形的Vp-p值得到的就是紋波的大

小。

1.5 紋波的危害

芯片都有一個輸入電壓的范圍，紋波大的話可能超出這個范圍，芯片或者因為電壓過低而停止工作，或者因為電壓過高而燒壞，芯片一般要求紋波在50mV左右，紋波太大，導致芯片工作異常。

1.6 關于電源拉偏

F118項目中實用電源出現過以下問題。

機箱內二次電源為朝陽的開關電源，任務書要求拉偏15%，朝陽電源的拉偏方法為通過一個外接電位器作為反饋回路電阻，電阻為最小值時輸出最小，電阻為最大值時輸出最大。存在2個問題設計時需要注意：不同電壓輸出的電源所需的拉偏電位器阻值差別較大；拉偏電阻阻值與拉偏電壓存在非常嚴重的非線性，電位器阻值選擇過小會導致拉偏上限不夠，電位器阻值選擇過大會導致接近拉偏下限電壓調節分辨率過低。開關的使用

2010年2月22日，從502所取回地面設備6，7套轉接箱和匹配箱共計4個，用戶反映轉接箱（6套）在唐家嶺使用加電時，電加不上，同時地面轉接箱的電源開關指示燈不亮。遂運回。

對于第六套設備：康拓測試時發現，設備地面電源箱開關打開時指示燈不亮，220V電壓沒有加上，首先檢查220V電源保險，發現220V保險絲斷開了，更換保險后，220V加電正常，使用地面轉接箱電源開關后，該開關指示燈不亮，但設備加電正常。開關電性能正常。檢查開關指示燈發現開關內置指示燈壞。更換后整套設備電源部分工作正常。應用戶要求，將匹配箱內部所有D型頭兩邊的固定六棱柱

更換加高的六棱柱。并提醒用戶此為非原配套設計使用方式，因此引起的問題與我方無關。

對于第七套設備：測試時現象同通用戶反映的現象一致，即當打開地面電源箱上的開關后，再開匹配箱的地面電源開關時，指示燈變暗，地面側表頭不亮，而只開星上電源時，一切正常。交換測試表明，匹配箱沒有問題，而且在所有設備中，電源模塊從沒壞過。因此將地面轉接箱面板電源開關更換。更換后連試正常。應用戶要求，將匹配箱內部所有D型頭兩邊的固定六棱柱更換加高的六棱柱。

對于開關，以往用的是臺灣DECA的參數為250V AC/3A,的，更換的是日本NKK 3A250VAC,兩者參數沒有差別，價格相差較大。價格差異主要表現在開關模具，觸點材料和涂層用料上。現在已經將四套設備的開關都更換為日本NKK的開關。96芯長針過橋的安裝問題

目前公司在安裝96芯長針過橋時，使用的安裝方式如下圖所示：

缺口在右上，A1在右，C1在左。96芯插圖也是使用這種習題進

行壓接的。但是新采購回來的長針過橋上有A1等標號，和目前的使用習慣是反向的。

現在規定要采用目前這種安裝方式，不參考過橋上的標號。另外找到歐式64芯長針，對2室母板提出了解決方案： 歐式64芯長針插座與96芯外形類似，只是少了C排，保留A,B排，可以與我們的星載BUS板無縫連接，由于未找到配套的64芯過橋，就采用96芯的過橋，并配96芯電纜插頭，這樣省去了原先的非標母板，直接通過電裝連線，使系統各信號連線更加清晰，便于調試。設備調試問題

4.1 使用內插板，機殼接地問題

使用內插板結果的設備，例如schroff機箱和帶有面板的接口箱，機箱內使用APCI5096，由于板卡內插，所以APCI5096的上下把手被去除，這樣就造成了APCI5096的地線和機殼不導通。

解決方法：在電源KDY-36的220V的地與12V的地短接即可

4.2 一體化機箱系統無法正常啟動

現象：系統出現白屏 原因：鍵盤、鼠標接反 解決方法：正確連接鍵盤、鼠標

現象：系統出現黑屏或者各個板卡工作不正常 原因：設備功耗過大，導致系統5V工作電壓不夠

解決方法：在母板上加排阻RR1,阻值為10K8-9, 和調節5V工作電壓。

多于3個GX5872、GXRCIO板卡，尤其是5260功耗很大。

4.3 APCI5918系統USB不響應問題

出現問題：USB接口不工作。

解決方法：由于之前此系統出現過該問題，每次都是重新安裝新系統就好使，但這次在安裝完發現問題未解決。打開機箱對USB線進行排查發現一條USB線纜為兩根USB剪切后粘連接在一起。更換新線纜后問題解決。

4.4 J36A全系列展開箱使用中遇到的問題

J36A-TJ可以完全插入J36A-ZJ中，當發現原本沒問題的信號出現怪異現象，可能是TJ插入了ZJ中，8室姜耿峰曾經出現過這類的誤操作。

4.5 展開箱上接插件質量問題

印制板安裝前一般都會檢查各焊針有無短接，但也會出現焊針與焊盤虛焊的情況，造成部分接插件的接點的斷路，所以目測時也要檢查各焊點焊錫是否飽滿。

F146展開箱使用過程中發現J36A-38ZJ的各點間阻值小于1M，這樣會出現個點之間電壓干擾的情況，測量橡膠墊及固定塑料阻值均大于30M，初步排除接插件問題，可能是印制板上J36A-38ZJ問題。

使用電纜測試儀也未測試出以上兩種問題。

4.6 脈沖信號信號出現過沖

現象：一般項目中都有頻率信號的輸出，例如2KHz的周期性脈沖信號，該信號的輸出往往有很大的過沖，能達到1V左右，并且對其他信號造成一定的干擾。

原因：FPGA芯片XC3S500E的引腳約束默認驅動電流為最大值12，在驅動電流值越大的情況下，過沖的幅度就越明顯，而我們的光

隔6N137的驅動電流最小值為5mA，HCPL2232的驅動電流最小值為1.6mA~1.8mA,但是經過試驗結果好像并不十分明顯，故此原因只是推測而已。

解決：一是設備箱內部的2KHz信號改為屏蔽線，屏蔽層接殼地；二是電路上做出改動，在2KHz的光隔輸出端串聯一個二極管（BAS85），在對地接一個電阻變位器，原來的光隔上拉電阻去掉。通過調解電位器，控制2KHz信號的輸出幅度和上升、下降沿的速率。如下圖所示：

4.7 進行I/V變換時，輸出電壓的穩定度不好

原因：采樣電阻實效。

以前使用電流采樣電路時沒發現采樣電阻損壞過，這次修理飛輪轉接盒時發現電阻損壞時靜態阻值有變化，并且通電測試時也會影響采樣值亂跳。拆下電阻后發現電阻表面有輕微鼓起反面有裂紋。所里反饋的信息也證實是電阻影響了采樣值。2010-5-24 4.8 使用繼電器控制電源輸出時，產生階躍信號

當繼電器作為電源開關閉合時，電源輸出產生一個一介階躍信號，會出現超調和抖動，如下圖所示，時間一般不到1us，一般不會影響被測設備。

但有些被測設備要求比較嚴格，如F118，要求電源輸出沒有過沖。可在電源輸出端加一1u電容，效果如下圖。

4.9 關于機箱接線表的問題 4.9.1 接插件中電源部分的連接問題

問題描述：一般在做電源接插件的接線時，習慣性的將每塊板卡的所有電源信號都連上，這樣的好處是便于制表者了解電路，但不利于電裝加工。

解決方法：

a)在電流允許（板卡保持正常工作）的情況下，減少每塊板卡上的電源信號接線。

b)在電源接插件盡量不要短接相同信號，寫表時注意要平均分配信號到各引腳（如4，5點都是VCC，則各點接N個信號，若使用0.35mm2線，建議一點上盡量不超過4個信號）。

4.9.2

1點連7點情況的說明

問題描述：由于本次二室F143敏感器箱設計接線表時未采用母板，在電裝中出現了總線口每點與各個板卡都有連接的情況（1點對7點）。危害是對接插件焊接技術要求極高，容易與旁邊的點短在一起。且容易脫落。

解決方法：在制作接線表時發現類似上述連接情況的時候應該想想是否要制作母板，以簡化電裝布線。

4.9.3 前后面板相連情況的說明

問題描述：由于所寫接線表的板卡沒有用戶側接口（CN口，J1口等），所以前面板的信號都是從BUS上直接引出。如果制作接線表時直接將前后面板信號連接在一起，會出現：

a)電裝員無從下手，前后面板只能由一個人電裝完成。b)接線出錯排查和修改困難。

解決方法：增加一組前后面板間的接插件，這樣前后面板可以分開電裝。注意在寫前面板信號時如果可以簡化要寫清最后短接后的接點表。減少電裝走線。

4.9.4 前后面板接線測試時注意的地方 4.9.4.1 電源和地

F127項目，在測連線的時候發現5V和GND短接。最后發現是開關電源的問題，其未加電情況下5V輸出和GND之間電阻很小（50

歐左右），用萬用表二極管檔（大約輸出3.7V電壓）測試的時候形成短路。

處理方法：首先在電裝前要加電測試開關電源好壞，在測接線時注意開關電源的影響。

4.9.4.2 電源和按鈕

F143項目，在測連線的時候發現5V和GND短接，最終由電裝人員發現是開關按鈕中加入燈泡（用的燈泡正好接5V，此燈泡內阻也很小）的緣故。

處理方法：在測接線時不要裝入燈泡。，多次測試

4.10 使用FPGA板卡控制繼電器，FPGA加載過程的繼電器狀態

可以通過FPGA的HSWAP引腳控制加載時IO的狀態，當HSWAP被下拉，所有引腳在邏輯加載時輸出高電平；當HSWAP被上拉，所有引腳在邏輯加載時為懸空狀態。

4.10.1 FPGA引腳直接控制

使用FPGA引腳直接連接控制繼電器的NPN三極管時，該控制引腳設置為懸空狀態，但必須注意該引腳是否連接了其他電路，例如前面板的指示燈，這樣也會使該引腳上有電壓，使三極管導通。

4.10.2 FPGA通過同向隔離器件控制繼電器

GX5872接口電路如圖 1所示，HCPL2232為正邏輯，當CATHODE引腳為低時，LED導通，DO輸出為高；反之當CATHODE引腳為高時，DO輸出為低。當FPGA上電加載邏輯時，無論HSWAP引腳是否上拉，LED皆不導通，DO輸出為低，控制繼電器時不會發生誤操作。

A+5VR1441.2kVCCOP89P78VCCO1.2kR146U221234ANODE1CATHODE1CATHODE2ANODE2HCPL2232VCCVO1VO2GND8765AGNDR1451.2kDO1DO2 R1471.2k圖 1 這樣的控制方式沒有問題。

4.10.3 FPGA通過反向隔離器件控制繼電器

GXRCIO接口電路如圖 2所示，6N137為負邏輯，當DO引腳為低時，LED導通，ADO輸出為低；反之當DO引腳為高時，ADO輸出為高。當FPGA上電加載邏輯時，無論HSWAP引腳是否上拉，LED皆不導通，ADO輸出為高，此時會控制繼電器閉合。

+5VVCCOU22236DO1C701000p6N137ADO187R625.1k R635.1kAGND圖 2 在邏輯加載階段，GXRCIO板卡上引腳懸空，導致6N137的輸入端光耦內LED不導通，輸出端為高電平，該高電平使GXJDQ板的9013型三極管導通，繼電器接通。而邏輯加載完畢后，引腳初始值為低電平，繼電器狀態又轉換為關斷。這個過程造成了上電時繼電器的誤動作。

那么要解決GXRCIO控制繼電器時的誤動作問題，首先要使上電階段引腳的輸出電平與控制該引腳的邏輯初始值相同的，即邏輯加載前后，信號有效之前，引腳輸出常為高電平。其次，是控制繼電器導通的邏輯反向，即輸入高電平使繼電器關閉，輸入低電平是繼電器接通。這里采用了一個相對簡便的辦法：把控制繼電器線圈加電的三極管由NPN型更換為PNP型。此外需要完善的工作就是使PNP型三極管的基極控制電壓為0/12V，具體的做法是取下GXRCIO板卡上輸出端的接5V的上拉電阻，在GXJDQ板上構建一個12V的上拉電阻。

行如下修改：

將GXRCIO接口電路的上拉電阻去掉。如圖 3所示。

+5VVCCOU22236DO1C701000p6N13787ADO1 R635.1kAGND圖 3

將GXJDQ三極管改為PNP三極管9012，并在輸入端加上拉12V，如圖 4所示。

VCCSIN13SB1344SOUT1VCCR25.1kR11kQ1901251-+6C1G6B-1114PD1

BZG03DGND圖 4 所以在使用FPGA板卡控制繼電器時，必須考慮FPGA加載時的IO狀態。

4.11 地線！地線！

在對F157星地聯試設備進行出廠前測試時，發現數個信號給定輸入后并沒有測量到預期響應，檢查了接線表后發現信號連接無誤。后在同事幫助下查明是各個接星接口上的信號地沒有與所經過的調

理板卡的地相連造成。地線的原理大家都不陌生，但是這一次調試讓我切身體會到了地線設計的重要性。

地線是信號線上流經的電流的回線，通俗來講是信號進到哪里，回線就從哪里出。具體地說就是某個插頭上的信號線進入到某塊調理板卡，那么該信號的對應的信號地一定要從那塊調理板卡引出接到插頭上。如果該插頭上的多個信號進入多塊調理板卡，那么把所經過的調理板卡的信號地一一引出接到插頭的地線點上。如果需要共地則在后面板接線上把幾個地短接；如果要各個地獨立，則地線點按照與信號的對應關系和按節點定義而放置。

如果在調試階段發現信號有輸入沒輸出，接線關系沒錯，調理通道又沒錯，那么就要考慮是不是地線問題。

4.12 設備的計算機地與星地相通

現象：用示波器測量星上信號，可發現設備的計算機地與星上產品的地相通

原因：示波器是用220V供電，而不是電池供電，這樣示波器的地表筆芯就與220V的地相通，而星產品與設備供電均是取自于220V 解決辦法：在測量星上產品時，示波器等測量工具最好采用電池供電

4.13 FPGA程序的某一地址數據無法更新

現象：FPGA程序某一地址的數據始終為0，正常情況下應為某一數據，調試環境為使用Labview的內存讀寫界面進行讀寫操作，比如分配了0xff0為發送偏移量累加地址，在調試過程中發現該地址數據始終為0，而不斷發送運行時能讀到數據。

原因：調試環境Labview的內存讀寫界面運行時，是滿屏更新數據的。在程序運行時，由于程序運行速度較快，執行完時，滿屏更新

動作還沒到達該地址。這樣該地址數據經過完全更新后就會被新的數據覆蓋。

解決辦法：盡量使用最新版Labview的命令行窗口進行測試，就避免了這一問題。

4.14 FPGA程序改換地址后不運行，處于死循環狀態

現象：同樣的FPGA程序，在改換部分地址后，發現程序進入死循環狀態，運行不正常，無法進行數據讀寫操作。

原因：一考慮程序邏輯狀態轉移是否正確，二當前環境是否使用了舊的抬高板（原2層的APCI抬高板），舊的抬高板引起的這個問題還無法得知原因，可能跟硬件布板有關。

解決辦法：第一種情況仔細檢查程序，第二種情況建議不用抬高板，或者使用新的抬高板（現4層的一對一APCI抬高板）

4.15 采用等效阻抗方法分析245芯片,245芯片的驅動能力 4.15.1 問題的提出

在F157設備中存在這樣的設計：星上通過一個接點給出控制周期信號，經過一個隔離調理電路后分6路輸送到6塊地面仿真板卡，用作同步時鐘統一工作步調。在以往的設備中該處理方式被證明是可靠的，但是在F157設備中地面板卡始終采集不到控制周期信號。使用示波器觀察，發現進入板卡的只有不超過1V的脈沖，頻率與星上控制周期相同。仔細測量了調理電路的前端后端，斷定問題出在調理后的電路中。

4.15.2 分析

分析以往的設計，在使用PCI5313板卡作為仿真板卡時并未出現

上述問題。而這里使用的是PXI5312，兩塊板卡的接口芯片確有區別，PCI5313采用的是74ALVC164245；PXI5312采用的是74VTH16245。

查看兩個芯片的輸入電流Ii均為±5uA。調理電路的輸出端為三極管集電極輸出方式，由10K電阻上拉到5V。理論計算可以提供500uA的驅動能力，雖不算大，但是用于驅動6個245引腳，每個245引腳可以有80~90uA的灌電流，滿足所需的大于5uA，理應使245正常工作。

再對比兩種245芯片的區別發現，較之74ALVC164245，PXI5312板卡上的74VTH245芯片還具有總線保持電路，當輸入的電壓值小于Vcc時，驅動電流的需求將大為增加，達到最大±500uA！

我這樣理解總線保持電路，具有這樣設計的245比沒有的245芯片具有更寬的閾值調整范圍，可以根據Vcc和輸入電平的情況有效的調整閾值，從而具有一定的抗干擾功能和自適應性能。但是這些性能提升的同時卻不得不犧牲了輸入阻抗性能。當輸入電平接近Vcc或0V時，輸入電流為Ii的標準值±5uA，但是當輸入電平小于Vcc又高于0V一定范圍時，為了能夠正確采集到輸入狀態，需要額外為總線保持電路提供更多的驅動電流（往往與Ii的標準值相差1個量級）。Vcc為3.3V時輸入電平Vi為3.3V，Ii標準值為5uA，相當于輸入阻抗為660K；而當Vcc不變，輸入電平Vi將為2V，此時Ii為500uA，相當于輸入阻抗為4K。所有供電情況不變，只是輸入電平從標準值降低了39%，則輸入阻抗降為原來的1/165。

同時發現名稱中標有74LVCH字樣的芯片也帶有總線保持電路，情況與上述相似。

4.15.3 解決

由此看來，F157設備中的問題就是負載阻抗過小，導致輸出電壓被拉低。依據這里的實際情況，將調理電路的輸出阻抗也調小，將

上拉的10K電阻去掉換為1K，在輸出端的電平就會被適當提高，從而可以被判定為高電平。按照這樣的辦法改進后問題得到解決，6塊仿真板卡可以采集到星上的控制周期信號。

4.15.4 后記

之前聽說過調試某型號主板時就因245過大的灌電流導致的一些問題，最后是通過更換不帶總線保持型號的245來解決。將問題歸結為過大的灌電流似乎還有不完善之處，因為僅提高輸出電流必然還會影響到輸出電壓，這樣一來245還能不能有效判定電平閾值也成為疑問。如果以等效的輸入阻抗觀點來考慮或許會對綜合解決問題帶來幫助。

最后建議同事們在選取245芯片時尤其要注意輸入阻抗的問題，根據實際情況選取是否帶有總線保持的245芯片。

4.16 三極管的關斷性能比較

在協助調試綜合測試儀的C1-TL2的時候，發現一個小問題，就是使用信號發生器輸入時，每個12V轉5V的信號輸出端信號在下降沿來臨前會有一個Vpp不超過1V的尖峰干擾加在波形上，具體圖形如圖 5所示：

圖 5 在檢查了輸入信號的波形后，問題基本明了，就是輸入的100KHz頻率信號傳遞到終端，接的是10K下拉電阻導致匹配不當信號反射，即輸入信號就帶有

1V尖峰，而且也通過了調理電路到達輸出端。只要速度不高并且匹配電阻合適的話，問題比較容易解決。但是這個尖峰卻成為一個標記，引出了接下來的問題，如圖圖 6所示：

圖 6 當將時間展開觀察時，圖中藍色信號為輸入，黃色信號為輸出，輸入輸出尖峰同時動作，但是輸出信號的下降沿啟動時間比輸入信號的下降沿滯后824ns。C1-TL2板卡這里的電路如圖圖 7所示：

圖 7 首先采取的措施是增加三極管的Ic電流，以此來提高通頻帶寬。將原13K電阻換為4.7K，原10K電阻換為3K，后波形有所好轉，滯后時間減小為670ns。接下來考慮更換速度更快的三極管，于是將原來的9013替換為2N2222，輸入400KHz，實測結果為滯后344ns，如圖圖 8所示

圖 8 在實際的應用場合調理電路造成344ns的延遲是性能不佳的。最后想到快速三極管3DK103C型，更換后在輸入800KHz頻率情況下滯后時間小于1ns幾乎為0。如圖圖 9所示

圖 9 最后的解決辦法就是將板卡上的9013全部更換為3DK103C型三極管。既提高了通頻帶寬，又減小了滯后時間。目前該板卡12V轉5V的調理能力可以通過800KHz頻率信號。

三極管的關斷時間問題之前沒有太多關注，只是因為以目前項目需求中多為低頻信號，1us以下的滯后時間對性能影響很小。出于對電路技術的深入開發目的，對器件各項細節指標的了解還是必要的。

4.17 關于萬用表的蜂鳴檔

在調試過程中常常需要測量兩個信號點的連接關系，但是有時本不相連的信號點由于加工工藝會搭接，引起錯誤的動作。往往接觸電阻較小，介于100歐姆左右，這就給測量帶來的一些麻煩。

萬用表的蜂鳴檔門限各不相同，在100歐姆處在邊緣地帶，在使用某些萬用表時是聽不到蜂鳴器響聲，而如果此時沒有仔細觀察電阻值就認定兩點是斷開的話，則會造成誤判。因此建議使用敏感的萬用表蜂鳴檔，并且在測試過程中要時時留意電阻值。

4.18 如何燒寫燒寫9054的配置芯片

安裝Plx軟件，在安裝目錄下找到C:PlxPlxSdkWindowsDriverPlxSdk.inf文件打開。

在

;----------------------------;Device identification for 32-bit Windows;----------------------------下添加以下內容

“PLX Custom(OEM)PCI 9030 Board”

= DDInstall_9030, PCIVEN_10b5&DEV_9030 “PLX Custom(OEM)PCI 6878 Board”

= DDInstall_9054, PCIVEN_10b5&DEV_6878 “PLX Custom(OEM)PCI 5313 Board”

= DDInstall_9054, PCIVEN_10b5&DEV_5313

保存后，安裝該inf文件為板卡驅動 運行PLx軟件。選擇EEPROM頁面

“Load File”，選擇8bit-pci5313.X或16bit-pci5313.X

可修改部分內容。點擊“Write”。完成燒寫。更換VISA驅動。

也可以從原有配置中讀取后修改。

4.19 如何使用LabVIEW獲取PCI總線中斷

使用NI提供的Driver Wizard編寫帶中斷的驅動程序 1.運行軟件

選擇PXI/PCI，下一步

2.填寫板塊ID和設備ID，設置如圖

默認情況如同所示，其中必寫填寫subsystem的ID。并且勾選“This device generates interrupts”。下一步。

3.中斷監測設置

選擇add step before。

BAR0的0x68地址在9054的中斷設置和狀態寄存器（32位），其中第15位為本地觸發總線中斷有效，所以設置compare mask和write/compare value的值均為0x00008000。

確定，下一步 4.中斷移除設置

選擇add step before

該步設置清除中斷的設置，需和本地程序配合，例中向本地的RAM（BAR2）中的0xC地址中寫1，板上的FPGA邏輯會將LINT信號拉高，清除本地中斷。

確定，下一步 5.中斷注銷設置

該步驟不設置，直接下一步。6.保存驅動文件

7.安裝驅動

完成。

在開發應用軟件時還需對中斷始能進行初始化操作。如圖

向BAR0的0x68地址（9054的中斷設置和狀態寄存器）中寫0x0F010900。其中關鍵是第11位（本地中斷輸入中斷始能）和第8位（CPI中斷始能）需置為1。

程序見實例VI。

第五篇：RCS-931 RCS-902調試問題總結

裝置調試問題總結

一、RCS-931線路保護裝置

1、檢查開關量輸入時遇到的問題

問題：檢查TWJ開入量時，發現當把手打到邊開關檢修位置時，中開關TWJ能點出跳位，把手在中開關檢修位置時，邊開關TWJ能點出跳位。解決：開始以為是接線錯誤，將邊開關與中開關位置接反。后來仔細查看原理圖，發現是中、邊兩組開關串入一個回路，當把手打在邊開關檢修位置時，將邊開關接點短掉，只顯示中開關位置，當打在停用位置時，要從裝置顯示開關位置需要將邊開關跳位與中開關跳位同時短接。

未解決的問題：沒有找到重合閘信號節點。

2、光纖零差（高頻零序保護調試）遇到的問題

問題1：對光纖零差的原理了解得不夠透徹。

解決：在老師的指導下，了解實驗的原理，零序差動也叫做正序容抗定值實驗。在實際的操作過程中，需要抬高差動電流的高定值、低定值，并且建議整定為2In，零序啟動電流整定為0.1In，這樣做是為了躲過差動電流保護的范圍。其次，整定Xc1,使得Un/Xc1>0.1In，建議為0.4 In，Xc0定值整定比Xc1適當大一點。加正常三相對稱電壓，大小為Un，三相對稱電流超前電壓90，大小為I= Un/2Xc1，使得差動滿足補償條件。增加任意一相電流，是零序電流大于0.3 In，零序差動保護選相動作，動作時間為120ms左右。實驗時通過分別給A、B相通故障電流，分別使得差動保護動作是119ms，123ms。

問題2：零差未能正確動作，原因不明。

解決：將差動高值與低值分別調整為18、16A，設置初始狀態電壓額定，電流為電容電流0.3A，第二狀態加A相3A容性電流，零差動作。后經試驗，A相加1.05A亦動作。通用4u3i。