垃圾转运站是连接垃圾前端收集和末端处理的中间环节，是保证城市生活垃圾正常运转的关键环节。垃圾转运站为减少垃圾体积，运用压缩设备将垃圾进行压缩，部分水分从垃圾中挤榨出来，形成了高浓度的渗滤液，并且伴有恶臭，如不进行有效处理，会对周围水体、土壤和空气造成严重污染。

国内很多小型垃圾转运站产生的渗滤液量比较少，处理工艺一般采用生化处理+高级氧化组合处理工艺，达到《污水排入城镇下水道水质标准》（GB/T31962-2015）后外排市政污水管网。小型垃圾转运站一般占地面积小，渗滤液处理设施通常采用一体化小型集成设备，自动化程度高，运行维护方便，减轻对周围环境的邻避效应。大型垃圾转运站产生的渗滤液，一般参照垃圾焚烧厂渗滤液处理工艺进行处理，采用“预处理+厌氧+A/O+MBR+NF/RO”工艺，处理出水达到《生活垃圾填埋污染控制标准》（GB16889-2008）表2标准，但是存在膜浓缩液难以处置，后期运行困难等问题。

有些转运站位于中心城区，占地面积小，采用厌氧处理，防火间距很难满足规范要求，可以采用“预处理+高负荷生化反应器+MBR”工艺，但是该工艺只能达到纳管排放标准。本文以国内某超大型垃圾转运站渗滤液处理工程为例，对转运站渗滤液处理工艺进行阐述，以期为同类项目的设计和建设提供借鉴和参考。

01

设计规模与设计水质

设计规模

国内某超大型垃圾转运站生活垃圾转运规模为3500 t/d。根据相关规范和同类项目调研，渗滤液产生量约占垃圾量的10%，即350 m3/d。本项目渗滤液处理站除处理垃圾压缩过程中产生的渗滤液外，还需处理车间设备和地面冲洗废水、垃圾车清洗废水等其他污水，通过全厂水量平衡分析，这部分污水量为100 m3/d，因此，本项目设计规模为450 m3/d。

项目设计水质

本项目处理的污水主要有两部分：一部分来源于垃圾挤压过程产生的渗滤液，属于高浓度有机污水，根据实测水质，CODCr浓度在45000～65000mg/L之间；另一部分来源于车间冲洗和垃圾车清洗产生的污水，这部分污水浓度相对较低，但是日常运行中经常混有垃圾或垃圾渗滤液，造成CODCr和SS浓度同样很高。这两部分污水在调节池内均质均量，通过对两种污水水质加权平均分析，并参考国内其他同类项目进水水质情况，确定本项目设计进水水质见表1。

根据本项目环境影响报告，本项目设计出水水质执行《生活垃圾填埋污染控制标准》（GB16889-2008）表2标准，处理达标后外排市政污水管网，主要设计出水水质见表1。

表1 设计进出水水质/单位：mg·L-1

02

渗滤液处理工艺的确定

工艺选择思路

垃圾转运站产生的新鲜渗滤液污染物浓度高，另外转运站内会产生大量地面和设备冲洗废水进入渗滤液处理系统，水质水量波动大，C/N比值较高，有利于生物脱氮处理，但是渗滤液中仍然存在一部分难降解有机物，很难通过常规生物法去除。

因此工艺选择必须满足以下要求：

（1）抗冲击负荷能力强，以满足渗滤液水质水量波动大的特点；

（2）高效降解污染物，去除高浓度的CODCr、BOD5和NH3-N等等；

（3）针对难降解有机物和严格的出水排放标准要求，主体工艺采用生化处理+深度处理组合工艺；

（4）由于本项目是垃圾转运站，传统膜法产生的浓缩液不能采用回灌填埋场或回喷焚烧炉的处置方式，转运站内很难消纳，因此深度处理工艺应采用非膜法，不能产生浓缩液，同时应节省占地和投资；

（5）转运站转运的垃圾含有部分厨余垃圾和餐厨垃圾，渗滤液中含有少量油类污染物，工艺前端应增设预处理工段。

通过以上分析，并借鉴国内其他类似项目成功运行案例，本项目渗滤液处理采用“预处理+厌氧系统+两级A/O+内置式超滤+芬顿高级氧化+BAF”组合工艺。相比国内其他深度处理工艺如NF/RO，两级碟管式反渗透（Disc-Tube Reverse Osmosis,简称DTRO）等，此种组合工艺具有投资相对较低，没有膜浓缩液产生，后期运行无需考虑膜更换等优势，但是也存在工艺链较长、占地偏大、药剂投加量大和污泥产量大等问题。

工艺流程

本项目渗滤液处理工艺流程见图1。

图1 渗滤液处理工艺流程图

渗滤液首先经过隔油沉淀池+转鼓格栅，去除油类，浮渣和大粒径悬浮物后进入调节池，在调节池内均质均量后提升至组合气浮+膜细格栅，在组合气浮池前端投加PAC和PAM，去除总磷、SS和油类，膜细格栅主要拦截纤维类细小杂质，保护后续内置式超滤膜。膜细格栅出水通过泵送至UBF厌氧反应器，去除高浓度有机物，为保证后续生化系统高效脱氮，设计超越管，超越UBF厌氧反应器，直接进入一级反硝化池。厌氧反应器产生的沼气经过脱水，脱硫等预处理后送至燃气锅炉，产生的蒸汽供给厌氧系统进水加热。UBF厌氧反应器出水进入MBR生化处理系统。

MBR生化系统主要有一级反硝化、一级硝化、二级反硝化、二级硝化系统和内置式超滤膜系统组成，其主要功能实现高效脱氮。污水中的大部分有机污染物在硝化池内得到降解，当一级反硝化和一级硝化脱氮不完全时，一级反硝化、一级硝化过程中残留的氨氮、硝态氮和亚硝态氮可在二级反硝化和二级硝化池中进行深度脱氮反应，从而保障生化脱氮的完全性和稳定性。本项目超滤选用内置式超滤，相比外置式超滤，其具有投资和运行成本低，运行管理方便等优点。

前端隔油沉淀，厌氧系统和MBR生物系统产生的污泥进入离心脱水机，脱水上清液回调节池，后端芬顿高级氧化系统产生的化学污泥进入板框脱水机，脱水上清液回一级芬顿反应沉淀池，最终泥饼和前端格栅产生的栅渣一起外运处置。前端预处理产生的浮油经过油水分离器分离后外运处置。

03

主体工艺设计

预处理系统

预处理系统包含隔油沉淀池，转鼓格栅，调节池，组合气浮池和膜细格栅，主要功能是对渗滤液进行均质均量，去除SS,TP和油类等杂质，确保后续工艺系统稳定运行。隔油沉淀池停留时间2h，调节池停留时间4.35d，除调节池外，其余均采用成套设备。

UBF厌氧系统

本项目渗滤液进水CODCr高达60000mg/L，通过UBF厌氧系统去除高浓度有机物，UBF厌氧系统采用中温厌氧，温度控制在35℃左右，容积负荷8.0（kg COD）/（m3·d），COD设计去除率不低于70%，厌氧罐采用钢制设备，厌氧系统产生的沼气经过脱水脱硫预处理后送至燃气锅炉燃烧。

生化系统

本项目生化系统主要由一级反硝化池、一级硝化池、二级反硝化池、二级硝化池和内置式超滤膜池组成，每个池子总有效容积分别为1872m3、3360m3、425m3、425m3、115m3。

生化系统主要设计参数如下：设计水温：25℃，污泥浓度：12 g/L，好氧泥龄：25d，20℃时脱氮速率：0.04（kgNO3-N）/（kgMLSS·d），污泥总产率系数：0.25kgVSS/kgCOD，内回流比：20，设计反硝化率91%，氨氮去除率99%。供气量：5848 m3/h，剩余污泥量：105 m3/d。

本项目选用的内置式超滤膜采用亲水性PTFE材质，设计膜通量为8 L/m2·h（最大膜通量可达12 L/m2·h），总膜面积2880 m2。在最低设计膜通量8 L/m2·h条件下，超滤系统运行19.5h可达到设计处理量450 m3/d；在最高设计膜通量12 L/m2·h条件下，超滤系统运行24h，能达到处理量829 m3/d的处理量。

深度处理系统

深度处理系统主要功能是去除难降解有机物和总氮，主要由一级芬顿反应沉淀池、一级DN-BAF池、一级DC-BAF池、二级芬顿反应沉淀池、二级DN-BAF池、二级DC-BAF池组成。本项目最终出水排放标准要求COD达到100mg/L以下，TN达到40mg/L以下，而实际运行数据表明，一级芬顿和一级BAF出水COD和TN平均值分别为176mg/L和58mg/L，因此为确保处理出水稳定达标排放，必须设置二级芬顿和二级BAF。

深度处理系统主要设计参数如下：1）一级芬顿反应池：水力停留时间：8.7h；2）一级芬顿沉淀池：表面负荷：0.48m3/（m2·h），沉淀时间：5.6h；3）一级DN-BAF池：表面水力负荷：0.58m3/（m2·h），反硝化容积负荷：0.62 kgNO3-N/（m3·d）；4）一级DC-BAF池：表面水力负荷：0.46m3/（m2·h），BOD5容积负荷：0.54 kgBOD5/（m3·d）；5）二级芬顿反应池：水力停留时间：8.7h；6）二级芬顿沉淀池：表面负荷：0.48m3/（m2·h），沉淀时间：5.6h；7）二级DN-BAF池：表面水力负荷：0.58m3/（m2·h），反硝化容积负荷：0.222 kgNO3-N/（m3·d）；8）二级DC-BAF池：表面水力负荷：0.46m3/（m2·h），BOD5容积负荷：0.19 kgBOD5/（m3·d）。

污泥脱水系统

本项目污泥主要包括生化系统产生的生化污泥和Fenton氧化系统产生的化学污泥。由于这两部分污泥性质不一样，脱水后上清液去向不同，因此两种污泥分开收集、分开处理。生化污泥进入离心脱水机，脱水清液回调节池，脱水污泥含水率达到80%后外运处置；化学污泥进入板框脱水系统，脱水清液回芬顿氧化池，脱水污泥含水率达到70%后外运处置。

04

运行效果分析

渗滤液处理系统建成投产后，经过3个月调试试运行，各处理单元均能正常运行，出水稳定达到设计要求。各处理单元实际运行进出水水质见表2。

表2 实际运行进出水水质/单位：mg·L-1

05

渗滤液处理系统建成投产后

本项目渗滤液处理规模为450m3/d，占地面积约23亩，设备装机功率1372kW，运行功率1057kW，渗滤液处理系统投资概算一类费5850万元，运行成本50.53元/m3，其中电费19.40 元/m3、药剂费22.33 元/m3、蒸汽费2.43 元/m3、水费0.47 元/m3、人工费5.90元/m3。药剂费的组成详见表3。

表3 药剂费用组成

06

存在问题与建议

（1）鼓风机风量的精准控制

根据其他类似工程经验，鼓风机的电耗约占污水处理系统电耗的40%～50%，精准控制鼓风量，可以节省电耗，从而减少项目运行成本。本项目硝化池采用推流式，需氧量沿水流方向呈递减趋势，硝化池末端需氧量大幅降低。因此运行时建议根据溶解氧数值，精准反馈需氧量多少，从而变频调节鼓风机风量大小。

（2）芬顿高级氧化系统加药量的控制

相比传统NF/RO工艺，芬顿高级氧化工艺最大的优势是没有浓缩液的产生，但是该工艺存在药剂投加量大，污泥产量多的问题。后期运行建议从两个方面减少加药量：①充分发挥前端两级反硝化/硝化+超滤系统高效降解COD和氨氮的能力，确保可降解COD基本去除，氨氮控制在10mg/L以下，尽量减少进入深度处理系统的COD；②加强芬顿系统进出水质监测，通过出水指标和在线ORP等仪表精准反馈加药量。

（3）二级芬顿和二级BAF设置的必要性

一级芬顿氧化对于CODCr的去除率大多集中在70%～80%，如果提高CODCr的去除率，芬顿试剂投加量会增加很多，并且随着H2O2投加量增加，反而会影响难降解CODCr的氧化去除能力。

本项目出水要求CODCr达到100mg/L以下，在一级芬顿氧化后，CODCr去除率维持在75%左右，并且提高B/C比，改善可生化性后进入一级BAF系统，剩余的难降解有机物通过二级芬顿氧化去除，减少芬顿药剂投加量，确保系统稳定运行。BAF系统主要作用是去除TN，一般MBR系统超滤出水TN能维持在150mg/L以下，处理出水要求达到40mg/L，去除率要求达到73.3%以上，但是渗滤液处理行业实际运行结果反馈，一级BAF系统中TN很难长期稳定达到70%以上的去除率，并且超滤出水TN指标受渗滤液进水水质和两级A/O系统运行影响较大，水质常有波动，因此只做一级BAF，出水稳定达标存在风险。

综上所述，并结合表3中一级芬顿和BAF、二级芬顿和BAF出水指标，设置二级芬顿和二级BAF能够确保系统出水稳定达标，减少运行风险，十分必要。

07

结论

（1）国内某超大型垃圾转运站渗滤液处理工程设计规模450 m3/d，采用“预处理+厌氧系统+两级A/O+内置式超滤+芬顿高级氧化+BAF”组合工艺，工程投资5850万元，运行费用50.52元/m3，实际运行出水水质稳定达到《生活垃圾填埋污染控制标准》（GB16889-2008）表2标准，主要污染物指标CODCr、BOD5、NH3-N、TN、TP、SS平均总去除率分别为99.8%、99.9%、99.2%、98.1%、98.9%、99.8%。

（2）本工程采用的组合处理工艺，确保出水稳定达标的同时，没有浓缩液产生，实现渗滤液的全量化处理。

备注：本文首发于《中国给水排水》期刊，后经作者更新刊登于《CE碳科技》。