过量氨氮排⼊⽔体将导致⽔体富营养化，降低⽔体观赏价值，并且被氧化⽣成的硝酸盐和亚硝酸盐还会影响⽔⽣⽣物甚⾄⼈类的健康。因此，废⽔脱氮处理受到⼈们的⼴泛关注。⽬前，主要的脱氮⽅法有⽣物硝化反硝化、折点加氯、⽓提吹脱和离⼦交换法等。消化污泥脱⽔液、垃圾渗滤液、催化剂⽣产⼚废⽔、⾁类加⼯废⽔和合成氨化⼯废⽔等含有极⾼浓度的氨氮（500 mg/L以上，甚⾄达到⼏千mg/L），以上⽅法会由于游离氨氮的⽣物抑制作⽤或者成本等原因⽽使其应⽤受到限制。⾼浓度氨氮废⽔的处理⽅法可以分为物化法、⽣化联合法和新型⽣物脱氮法。 1 物化法
1.1 吹脱法
在碱性条件下，利⽤氨氮的⽓相浓度和液相浓度之间的⽓液平衡关系进⾏分离的⼀种⽅法。⼀般认为吹脱效率与温度、pH、⽓液⽐有关。
王⽂斌等[1]对吹脱法去除垃圾渗滤液中的氨氮进⾏了研究，控制吹脱效率⾼低的关键因素是温度、⽓液⽐和pH。在⽔温⼤于25 ℃,⽓液⽐控制在3500左右，渗滤液pH控制在10.5左右，对于氨氮浓度⾼达2000～4
000 mg/L的垃圾渗滤液，去除率可达到90%以上。吹脱法在低温时氨氮去除效率不⾼。
王有乐等[2]采⽤超声波吹脱技术对化肥⼚⾼浓度氨氮废⽔（例
如882 mg/L）进⾏了处理试验。最佳⼯艺条件为pH＝11，超声吹脱时间为40 min，⽓⽔⽐为l000：1试验结果表明，废⽔采⽤超声波辐射以后，氨氮的吹脱效果明显增加，与传统吹脱技术相⽐，氨氮的去除率增加了17％～164％，在90％以上，吹脱后氨氮在100 mg/L 以内。
为了以较低的代价将pH调节⾄碱性，需要向废⽔中投加⼀定量的氢氧化钙，但容易⽣⽔垢。同时，为了防⽌吹脱出的氨氮造成⼆次污染，需要在吹脱塔后设置氨氮吸收装置。
Izzet等[3]在处理经UASB预处理的垃圾渗滤液（2240 mg/L）时发现在pH＝11.5，反应时间为24 h，仅以120 r/min的速度梯度进⾏机械搅拌，氨氮去除率便可达95％。⽽在pH＝12时通过曝⽓脱氨氮，在第17⼩时pH开始下降，氨氮去除率仅为85％。据此认为，吹脱法脱氮的主要机理应该是机械搅拌⽽不是空⽓扩散搅拌。
1.2 沸⽯脱氨法
利⽤沸⽯中的阳离⼦与废⽔中的NH4+进⾏交换以达到脱氮的⽬的。沸⽯⼀般被⽤于处理低浓度含氨废⽔或含微量重⾦属的废⽔。然⽽，蒋建国等[4]探讨了沸⽯吸附法去除垃圾渗滤液中氨氮的效果及可⾏性。
⼩试研究结果表明，每克沸⽯具有吸附15.5 mg氨氮的极限潜⼒，当沸⽯粒径为30～16⽬时，氨氮去除率达到了78.5%，且在吸附时间、投加量及沸⽯粒径相同的情况下，进⽔氨氮浓度越⼤，吸附速率越⼤，沸⽯作为吸附剂去除渗滤液中的氨氮是可⾏的。
Milan等[5]⽤沸⽯离⼦交换法处理经厌氧消化过的猪肥废⽔时
发现Na-Zeo、Mg-Zeo、Ca-Zeo、k-Zeo中Na-Zeo沸⽯效果最好，其次是Ca-Zeo。增加离⼦交换床的⾼度可以提⾼氨氮去除率，综合考虑经济原因和⽔⼒条件，床⾼18 cm（H/D=4），相对流量⼩于7.8BV/h 是⽐较适合的尺⼨。离⼦交换法受悬浮物浓度的影响较⼤。
应⽤沸⽯脱氨法必须考虑沸⽯的再⽣问题，通常有再⽣液法和焚烧法。采⽤焚烧法时，产⽣的氨⽓必须进⾏处理。
1.3 膜分离技术
利⽤膜的选择透过性进⾏氨氮脱除的⼀种⽅法。这种⽅法操作⽅便，氨氮回收率⾼，⽆⼆次污染。蒋展鹏等[6]采⽤电渗析法和聚丙烯(PP)中空纤维膜法处理⾼浓度氨氮⽆机废⽔可取得良好的效果。电渗析法处理氨氮废⽔2000～3000 mg/L，去除率可在85％以上，同时可获得8.9％的浓氨⽔。此法⼯艺流程简单、不消耗药剂、运⾏过程中消耗的电量与废⽔中氨氮浓度成正⽐。PP中空纤维膜法脱氨效率＞90％，回收的硫酸铵浓度在25％左右。运⾏中需加碱，加碱量与废⽔中氨氮浓度成正⽐。
乳化液膜是种以乳液形式存在的液膜具有选择透过性，可⽤于液-液分离。分离过程通常是以乳化液膜（例如煤油膜）为分离介质，在油膜两侧通过NH3的浓度差和扩散传递为推动⼒，使NH3进⼊膜内，从⽽达到分离的⽬的。⽤液膜法处理某湿法冶⾦⼚总排放⼝废⽔（1000～1200 mgNH4+-N/L，pH为6～9）[7]，当采⽤烷醇酰胺聚氧⼄烯醚为表⾯活性剂⽤量为4％～6％，废⽔pH调⾄10～11，乳⽔⽐在1:8～1:12，油内⽐在0.8～1.5。硫酸质量分数为10％，废⽔中
氨氮去除率⼀次处理可达到97％以上。
1.4 MAP沉淀法
主要是利⽤以下化学反应：
Mg2 ++NH4++PO43-=MgNH4PO4
理论上讲以⼀定⽐例向含有⾼浓度氨氮的废⽔中投加磷盐和镁盐，当[Mg2 + ][NH4+][PO43 -]>2.5×10–13时可⽣成磷酸铵镁（MAP），除去废⽔中的氨氮。穆⼤纲等[8]采⽤向氨氮浓度较⾼的⼯业废⽔中投加MgCl2·6H2O和Na2HP04·12H20⽣成磷酸铵镁沉淀的⽅法，以去除其中的⾼浓度氨氮。结果表明，在pH为8.9l，Mg2+，NH4，P043-的摩尔⽐为 1.25:1:1，反应温度为25 ℃，反应时间为20 min，沉淀时间为20 min的条件下，氨氨质量浓度可由9500 mg/L 降低到460 mg/L，去除率达到95％以上。由于在多数
废⽔中镁盐的含量相对于磷酸盐和氨氮会较低，尽管⽣成的磷酸铵镁可以做为农肥⽽抵消⼀部分成本，投加镁盐的费⽤仍成为限制这种⽅法推⾏的主要因素。海⽔取之不尽，并且其中含有⼤量的镁盐。Kumashiro等[9]以海⽔做为镁离⼦源试验研究了磷酸铵镁结晶过程。盐卤是制盐副产品，主要含MgCl2和其他⽆机化合物。Mg2+约为32 g/L为海⽔的27倍。Lee 等[10]⽤MgCl2、海⽔、盐卤分别做为Mg2+源以磷酸铵镁结晶法处理养猪场废⽔，结果表明，pH是最重要的控制参数，当终点pH≈9.6时，反应在10 min内即可结束。由于废⽔中的N/P不平衡，与其他两种Mg2+源相⽐，盐卤的除磷效果相同⽽脱氮效果略差。
1.5 化学氧化法
利⽤强氧化剂将氨氮直接氧化成氮⽓进⾏脱除的⼀种⽅法。折点加氯是利⽤在⽔中的氨与氯反应⽣成氨⽓脱氨，这种⽅法还可以起到杀菌作⽤，但是产⽣的余氯会对鱼类有影响，故必须附设除余氯设施。在溴化物存在的情况下，臭氧与氨氮会发⽣如下类似折点加氯的反应：
Br－+O3+H+→HBrO+O2，
NH3+HBrO→NH2Br+H2O，
NH2Br+HBrO→NHBr2+H2O，
NH2Br+NHBr2→N2+3Br－+3H+。
Yang等[11]⽤⼀个有效容积32 L的连续曝⽓柱对合成废⽔(氨氮600 mg/L)进⾏试验研究，探讨Br/N、pH以及初始氨氮浓度对反应的影响，以确定去除最多的氨氮并形成最少的NO3-的最佳反应条件。发现NFR(出⽔NO3--N与进⽔氨氮之⽐)在对数坐标中与Br-/N 成线性相关关系，在Br-/N>0.4，氨氮负荷为3.6～4.0 kg/(m3·d)时，氨氮负荷降低则NFR降低。出⽔pH＝6.0时，NFR 和BrO－-Br （有毒副产物）最少。BrO－-Br可由Na2SO3定量分解，Na2SO3投加量可由ORP控制。
2 ⽣化联合法
物化⽅法在处理⾼浓度氨氮废⽔时不会因为氨氮浓度过⾼⽽受到限制，但是不能将氨氮浓度降到⾜够低（如100 mg/L以下）。⽽⽣
物脱氮会因为⾼浓度游离氨或者亚硝酸盐氮⽽受到抑制。实际应⽤中采⽤⽣化联合的⽅法，在⽣物处理前先对含⾼浓度氨氮的废⽔进⾏物化处理。
卢平等[12]研究采⽤吹脱-缺氧-好氧⼯艺处理含⾼浓度氨氮垃圾渗滤液。结果表明，吹脱条件控制在pH=9 5、吹脱时间为12 h 时，吹脱预处理可去除废⽔中60%以上的氨氮，再经缺氧-好氧⽣物处理后对氨氮（由1400 mg/L降⾄19.4 mg/L）和COD的去除率>90%。
Horan等[13]⽤⽣物活性炭流化床处理垃圾渗滤液（COD为800～2700 mg/L，氨氮为220～800 mg/L）。研究结果表明，在氨氮负荷0.71 kg/(m3·d)时，硝化去除率可达90％以上，COD去除率达70％，BOD 全部去除。Fikret等[14]以⽯灰絮凝沉淀+空⽓吹脱做为预处理⼿段提⾼渗滤液的可⽣化性，在随后的好氧⽣化处理池中加⼊吸附剂（粉末状活性炭和沸⽯），发现吸附剂在0～5 g/L时COD和氨氮的去除效率均随吸附剂浓度增加⽽提⾼。对于氨氮的去除效果沸⽯要优于活性炭。
膜-⽣物反应器技术（MBR）是将膜分离技术与传统的废⽔⽣物反应器有机组合形成的⼀种新型⾼效的污⽔处理系统。MBR处理效率⾼，出⽔可直接回⽤，设备少战地⾯积⼩，剩余污泥量少。其难点在于保持膜有较⼤的通量和防⽌膜的渗漏。李红岩等[15]利⽤⼀体化膜⽣物反应器进⾏了⾼浓度氨氮废⽔硝化特性研究。研究结果表明，当原⽔氨氮浓度为2000 mg/L、进⽔氨氦的容积负荷为2.0 kg/(m3·d)时，氨氮的去除率可达99％以上，系统⽐较稳定。反应器内活性污泥的 ⽐硝化速率在半年的时间内基本稳定在0.36/d左右。
3 新型⽣物脱氮法
近年来国内外出现了⼀些全新的脱氮⼯艺，为⾼浓度氨氮废⽔的脱氮处理提供了新的途径。主要有短程硝化反硝化、好氧反硝化和厌氧氨氧化。
3.1 短程硝化反硝化
⽣物硝化反硝化是应⽤最⼴泛的脱氮⽅式。由于氨氮氧化过程中需要⼤量的氧⽓，曝⽓费⽤成为这种脱氮⽅式的主要开⽀。短程硝化反硝化（将氨氮氧化⾄亚硝酸盐氮即进⾏反硝化），不仅可以节省氨氧化需氧量⽽且可以节省反硝化所需炭源。Ruiza 等[16]⽤合成废⽔（模拟含⾼浓度氨氮的⼯业废⽔）试验确定实现亚硝酸盐积累的最佳条件。要想实现亚硝酸盐积累，pH不是
⼀个关键的控制参数，因为pH在6.45～8.95时，全部硝化⽣成硝酸盐，在pH<6.45或pH>8.95时发⽣硝化受抑，氨氮积累。当DO＝0.7 mg/L时，可以实现65％的氨氮以亚硝酸盐的形式积累并且氨氮转化率在98％以上。DO<0.5 mg/L时发⽣氨氮积
累，DO>1.7 mg/L时全部硝化⽣成硝酸盐。刘俊新等[17]对低碳氮⽐的⾼浓度氨氮废⽔采⽤亚硝玻型和硝酸型脱氮的效果进⾏了对⽐分析。试验结果表明，亚硝酸型脱氮可明显提⾼总氮去除效率，氨氮和硝态氮负荷可提⾼近1倍。此外，pH和氨氮浓度等因素对脱氮类型具有重要影响。
刘超翔等[18]短程硝化反硝化处理焦化废⽔的中试结果表明，进⽔COD、氨氮、TN 和酚的浓度分别为1201.6、510.4、540.1、110.4 mg/L时，出⽔COD、氨氮、TN和酚的平均浓度分别为197.1、14.2、181.5、0.4 mg/L，相应的去除率分别为83.6%、97.2%、66.4%、99.6%。与常规⽣物脱氮⼯艺相⽐，该⼯艺氨氮负荷⾼，在较低的C/N值条件下可使TN去除率提⾼。
3.2 厌氧氨氧化（ANAMMOX）和全程⾃养脱氮(CANON)
厌氧氨氧化是指在厌氧条件下氨氮以亚硝酸盐为电⼦受体直接被氧化成氮⽓的过程。ANAMMOX的⽣化反应式为：
NH4++NO2－→N2↑+2H2O
ANAMMOX菌是专性厌氧⾃养菌，因⽽⾮常适合处理含NO2－、低C/N的氨氮废⽔。与传统⼯艺相⽐，基于厌氧氨氧化的脱氮⽅式⼯艺流程简单，不需要外加有机炭源，防⽌⼆次污染，⼜很好的应⽤前景。厌氧氨氧化的应⽤主要有两种：CANON⼯艺和与中温亚硝化（SHARON）结合，构成SHARON-ANAMMOX联合⼯艺。
CANON⼯艺是在限氧的条件下，利⽤完全⾃养性微⽣物将氨氮和亚硝酸盐同时去除的⼀种⽅法，从反应形式上看，它是SHARON和ANAMMOX⼯艺的结合，在同⼀个反应器中进⾏。孟了等[19]发现深圳市下坪固体废弃物填埋场渗滤液处理⼚，溶解氧控制在1 mg/L左右，进⽔氨氮<800 mg/L，氨氮负荷<0.46 kgNH4+/(m3·d)的条件下，可以利⽤SBR反应器实现CANON ⼯艺，氨氮的去除率>95%，总氮的去除
率>90%。
Sliekers等[20]的研究表明ANAMMOX和CANON过程都可以在⽓提式反应器中运转良好，并且达到很⾼的氮转化速率。控制溶解氧在0.5mg/L左右，在⽓提式反应器中，ANAMMOX过程的脱氮速率达到8.9 kgN/（m3·d），⽽CANON过程可以达到1.5 kgN/（m3·d）。
3.3 好氧反硝化
传统脱氮理论认为，反硝化菌为兼性厌氧菌，其呼吸链在有氧条件下以氧⽓为终末电⼦受体在缺氧条件下以硝酸根为终末电⼦受体。所以若进⾏反硝化反应，必须在缺氧环境下。近年来，好氧反硝化现象不断被发现和报道，逐渐受到⼈们的关注。⼀些好氧反硝化菌已经被分离出来，有些可以同时进⾏好氧反硝化和异养硝化（如Robertson 等分离、筛选出的Tpantotropha.LMD82.5）。这样就可以在同⼀个反应器中实现真正意义上的同步硝化反硝化，简化了⼯艺流程，节省了能量。
贾剑晖等[21]⽤序批式反应器处理氨氮废⽔，试验结果验证了好氧反硝化的存在，好氧反硝化脱氮能⼒随混合液溶解氧浓度的提⾼⽽降低，当溶解氧浓度为0.5 mg/L时，总氮去除率可达到66.0%。
赵宗胜等[22]连续动态试验研究表明，对于⾼浓度氨氮渗滤液，普通活性污泥达的好氧反硝化⼯艺的总氮去除串可达10％以上。硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低⽽下降；反硝化反应速率随着溶解氧浓度的降低⽽上升。硝化及反硝化的动⼒学分析表明，在溶解氧为
0.14 mg/L左右时会出现硝化速率和反硝化速率相等的同步硝化反硝化现象。其速率为4.7mg/(L·h)，硝化反应KN＝0.37
mg/L；反硝化反应KD=0.48 mg/L。
在反硝化过程中会产⽣N2O是⼀种温室⽓体，产⽣新的污染，其相关机制研究还不够深⼊，许多⼯艺仍在实验室阶段，需要进⼀步研究才能有效地应⽤于实际⼯程中。另外，还有诸如全程⾃养脱氮⼯艺、同步硝化反硝化等⼯艺仍处在试验研究阶段，都有很好的应⽤前景。
4 ⼩结
虽然处理⾼浓度氨氮废⽔的处理⽅法有多种，但是⽬前还没有⼀种能够兼顾流程简单、投资省、技术成熟、控制⽅便以及⽆⼆次污染等各个⽅⾯。如何经济有效地处理⾼浓度氨氮废⽔仍是摆在环境⼯程⼯作者⾯前的⼀道难题，如何将新型⾼效的⽣物脱氮⼯艺投⼊实际应⽤以及简单实⽤的⽣化联合⼯艺应该成为今后研究⼯作的重点
渗滤液⾼浓度氨氮的问题
⾼浓度的氨氮是渗滤液的⽔质特征之⼀，根据填埋场的填埋⽅式和垃圾成分的不同，渗滤液氨氮浓度⼀般从数⼗⾄⼏千mg/L 不等。随着填埋时间的延长，垃圾中的有机氮转化为⽆机氮，渗滤液的氨氮浓度有升⾼的趋势。
与城市污⽔相⽐，垃圾渗滤液的氨氮浓度⾼出数⼗⾄数百倍。⼀⽅⾯，由于⾼浓度的氨氮对⽣物处理系统有⼀定的抑制作⽤；
另⼀⽅⾯，由于⾼浓度的氨氮造成渗滤液中的C/N⽐失调，⽣物脱氮难以进⾏，导致最终出⽔难以达标排放。
因此，在⾼氨氮浓度渗滤液处理⼯艺流程中，⼀般采⽤先氨吹脱，再进⾏⽣物处理的⼯艺流程。⽬前氨吹脱的主要形式有曝⽓池、吹脱塔和精馏塔。国内⽤得最多的是前两种形式，曝⽓池吹脱法由于⽓液接触⾯积⼩，吹脱效率低，不适⽤于⾼氨氮渗滤液的处理，采⽤吹脱塔的吹脱法虽然具有较⾼的去除效率，但具有投资运⾏成本⾼，脱氨尾⽓难以治理的缺点。以深圳下坪为例，氨吹脱部分的建设投资占总投资的30％左右，运⾏成本占总处理成本的70％以上。这主要是由于在运⾏过程中，吹脱前必须将渗滤液 pH调⾄11左右，吹脱后为了满⾜⽣化的需要，需将pH回调⾄中性，因此在运⾏过程中需加⼤量的酸碱调整pH，为了提供⼀定的⽓液接触⾯积，还需要风机提供⾜够的风量以满⾜⼀定的⽓液⽐，造成了渗滤液处理成本的偏⾼。
另外，空⽓吹脱法对于年平均⽓温较低的地区，存在低温条件下吹脱⽆法正常运⾏和冬季吹脱塔结冰的问题，在我国北⽅地区，其应⽤受到⼀定的限制。
废⽔⽣物化脱氮⼯艺
1. 氯化法
氯化法是通过投加⾜量氯⽓⾄废⽔中使NH3-N氧化成氮⽓，其主要反应式如下：
(1-6)
(1-7)
(1-8)
(1-9)
加氯反应需氯量（以Cl2计算）对NH3-N的重量⽐为7.6:1，为了保证反应完全进⾏，加氯应略过量，重量⽐在8:1～10:1[1]。虽然氯化法反应迅速完全，所需设备投资较少，但的安全使⽤和贮存要求⾼，并且氯的耗量较⾼。与此同时，应防⽌氯与⽔中有机物反应⽣成有机氯化物，导致⼆次污染。因此，氯化法⼀般⽤于给⽔的处理，对于⼤⽔量⾼浓度NH3-N废⽔不适合。
2. 磷镁沉淀法
NH4+⼀般情况下不与阴离⼦⽣成沉淀，但它的某些复盐不溶于⽔，如MgNH4PO4(MAP)、MnNH4PO4、NiNH4PO4、ZnNH4PO4等。因此可以采⽤向含NH4+废⽔中加⼊Mg2+和PO43-，使之⽣成难溶复盐
MgNH4PO4(MAP)沉淀的⽅法将NH3-N去除[2]。该⽅法的优点是沉淀反应不受温度、⽔中毒素的限制，且可以处理⾼浓度NH3-N废⽔，设计和操作均很简单。但⽣成沉淀所需的药剂费⽤太⾼，所得的沉淀物缺少出路。
3. 离⼦交换法
离⼦交换法是借助于离⼦交换剂与废⽔中的离⼦进⾏交换⽽除去其中有害离⼦的⽅法[3]。离⼦交换剂有天然的和合成的两种，通常，在⼯业上仍采⽤廉价的天然离⼦交换剂—氟⽯进⾏脱氮处理。当含有NH4+废⽔以⼀定流速通过氟⽯交换柱
时，NH4+被吸附除去。吸附⼀定容量的氟⽯可采⽤NaCl、HCl或NaOH溶液进⾏再⽣，并回收NH4+。但对于⾼浓度NH3-N 废⽔，氟⽯再⽣频繁⽽造成操作困难，且再⽣所得稀释氨溶液不易进⾏回收利⽤，故成本较⾼。
4. 空⽓吹脱法
废⽔中的NH3-N通常以铵离⼦(NH4+)和游离氨(NH3)的状态保持平衡⽽存在的(NH4++OH－=NH3+H2O)。当pH为中性
时，NH3-N主要以铵离⼦(NH4+)形式存在。当pH值为碱性时，NH3-N主要以游离氨(NH3)状态存在。吹脱法是在废⽔中加⼊碱，调节pH值⾄碱性，先将废⽔中的NH4+转化为NH3，然后通⼊蒸汽或空⽓进⾏解吸，将废⽔中的NH3转化为⽓相，从⽽将NH3-N从⽔中去除[4]。⽤吹脱法处理NH3-N 废⽔时，需要考虑游离氨排放总量应符合氨的⼤⽓排放标准，以免造成⼆次污染。
⾼浓度氨氮废⽔的短程硝化研究
1 试验装置、材料与⽅法
试验装置及⼯艺流程如图1所⽰。
废⽔经由进⽔泵从⽔箱中提升进⼊反应器底部，经反应后从出⽔⼝进到沉淀池中，沉淀后的上清液排⾛，污泥则经污泥泵回流进⼊反应器底部。空⽓通过⽓泵，经⽓体流量计控制⽓量后进⼊反应器。反应
器置于恒温⽔浴[(35±1) ℃]中。试验中采⽤了pH在线控制，通过⾃动投加Na2CO3溶液将pH值控制在7.0～7.8。
CSTR反应器由有机玻璃加⼯⽽成，呈圆柱状，⾼45cm，内径为14cm，有效容积为6L。进⽔⼝位于反应器底部，曝⽓管从中部取样⼝(距底部19cm)进⼊反应器，出⽔⼝距反应器底部39cm。
原⽔的配制：在⾃来⽔中加⼊⼀定量的氯化铵作为基质，同时加⼊⼀定量的磷酸⼆氢钾和微量元素。
接种颗粒污泥取⾃北京红⽜维他命饮料有限公司的曝⽓池(污泥的SS为14.2g/L，VSS为11.4g/L，VSS/SS＝0.8)。在反应器中接种约2.5L污泥后的SS和VSS分别为6.3和4.7g/L。
分析时，COD测定：COD速测仪；pH值：pH计；SS和VSS：标准称重法；氨氮：纳⽒试剂分光光度法；NO2--N和NO3--N：离⼦⾊谱法和N-(1-萘基)-⼄⼆胺光度法；溶解氧：溶解氧仪。
2 试验结果
2.1 运⾏结果
根据反应器的运⾏情况，可将试验过程分为两个阶段：启动期(第1～23天)和提⾼负荷期(第24～141天)。在提⾼负荷期⼜可分为⽆回流阶段(第24～40天)、间歇回流阶段(第41～93天)和连续回流阶段(第94～141天)。
整个运⾏过程中进、出⽔氨氮浓度及出⽔NO2--N和NO3--N浓度的变化如图2所⽰。
从图2可以看出，在整个运⾏过程中多数情况下出⽔的氨氮浓度＜800mg/L，⽽在第125～139天时则基本保持在50mg/L以下。此外，出⽔NO2--N浓度在第84天以前⼀直保持上升趋势，后期则由于受进⽔氨氮浓度下降的影响，也相应地有所下降，⽽出⽔中的NO3--N先是逐渐升⾼，然后再下降，到第26天时出⽔中的NO3--N浓度已经低于NO2--N浓度，NO2--N浓度与NO2--N、NO3--N浓度之和的⽐值达到了0.57，说明此时该反应器已成功实现了短程硝化。此后，NO3--N浓度⼀直在
持续下降，到第73天时已经检测不到NO3--N，在试验后期即使增加了污泥回流，出⽔中也没有检测到NO3--N，这表明反应器中⼏乎完全淘汰了硝化细菌。
氨氮去除率和容积负荷的变化如图3所⽰。
由图3可以看出，随着反应器运⾏时间的延长，容积负荷也逐渐提⾼，启动初期容积负荷仅为0.02kgNH3-N/(m3·d)，到启动期结束时(第23天)达到了0.1kgNH3-N/(m3·d)左右；在第72～123天基本保持在0.6～0.8kgNH3-N/(m3·d)；此后进⼀步提升负荷，最⾼时达到了1.4kgNH3-N/(m3·d)。从图3可以
看出，氨氮去除率出现了4次较⼤的下降，分别出现在第37天、第68天、第86天以及第111～117天之间，其原因主要是反应器内污泥浓度的降低导致了⽣物活性
下降。
反应器内MLSS的变化如图4所⽰。
从图4可以看出，反应器内的MLSS波动较⼤。在反应器运⾏过程中污泥的增长量始终跟不上污泥的流失量，所以在没有污泥回流(第41天以前)的情况下，反应器中污泥浓度呈下降趋势，MLSS从接种时的6300mg/L⼀直降到了300mg/L。为保证反应器内具有⾜够的污泥量，在第41～93天改按⼈⼯间歇回流污泥的⽅式运⾏。反应器外排的污泥都被收集起来并加以培养，当反应器内的MLSS＜1000mg/L 时再把这些污泥补充到反应器中以保证反应器内的污泥浓度。从第94天开始增加了沉淀池和污泥回流系统(如图1中虚线部分所⽰)，反应器的运⾏改为连续污泥回流，所以从第41～141天反应器内平均MLSS基本维持在2000mg/L。
反应器内平均DO浓度变化见图5。
从图5可以看出，反应器中DO浓度主要控制在两个⽔平，即在第121天以前反应器内DO为1mg/L左右，从第122～141天则主要控制在2mg/L左右。
进、出⽔总氮的变化见图6。
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