Potential för biologisk fosforavskiljning vid Torekovs ... - Svenskt Vatten
Potential för biologisk fosforavskiljning vid Torekovs ... - Svenskt Vatten
Potential för biologisk fosforavskiljning vid Torekovs ... - Svenskt Vatten
Create successful ePaper yourself
Turn your PDF publications into a flip-book with our unique Google optimized e-Paper software.
<strong>Potential</strong> för <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong><br />
<strong>vid</strong> <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
Lisa Magnusson & Frida Skult<br />
<strong>Vatten</strong>försörjnings- och Avloppsteknik<br />
Institutionen för kemiteknik, LTH<br />
Examensarbete 2012
<strong>Vatten</strong>försörjnings- och Avloppsteknik<br />
Institutionen för Kemiteknik<br />
Lunds Universitet<br />
Water and Environmental Engineering<br />
Department of Chemical Engineering<br />
Lund University, Sweden<br />
<strong>Potential</strong> för <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong><br />
<strong>vid</strong> <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
av<br />
Lisa Magnusson<br />
Frida Skult<br />
Examensarbete nummer: 2012-03<br />
<strong>Vatten</strong>försörjnings- och Avloppsteknik<br />
Institutionen för Kemiteknik<br />
Lunds Universitet<br />
Handledare: Karin Jönsson, Universitetslektor<br />
Marinette Hagman, Specialist Utveckling & Benchmarking NSVA<br />
Biträdande Handledare: Tobias Hey, Industridoktorand VA SYD<br />
Examinator: Jes la Cour Jansen, Professor<br />
Bild på framsidan: <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Foto av Lisa Magnusson 2011-10-25.<br />
Postadress Besöksadress Telefon<br />
P.O. Box 124 Getingevägen 60 +46 46-222 82 85<br />
SE-221 00 Lund, Sweden +46 46-222 00 00<br />
Hemsida<br />
Fax<br />
www.vateknik.lth.se +46 46-222 45 26
Förord<br />
Denna rapport är ett resultat av vårt examensarbete utfört under hösten 2011/våren 2012.<br />
Arbetet representerar det avslutande kapitlet av våra studier på civilingenjörsprogrammet<br />
Ekosystemteknik på Lunds Tekniska Högskola. Examensarbetet utfördes i samarbete mellan<br />
<strong>Vatten</strong>försörjnings- och Avloppsteknik på institutionen för Kemiteknik på Lunds Tekniska<br />
Högskola och Nordvästra Skånes <strong>Vatten</strong> och Avlopp (NSVA).<br />
Först och främst vill vi rikta ett stort tack till våra handledare och ovärderliga kunskapskällor<br />
Karin Jönsson (VA-teknik) och Marinette Hagman (NSVA) som med nyfikenhet och<br />
kreativitet skapat ett intressant och lärorikt examensarbete. Vi vill också rikta ett stort tack till<br />
vår examinator Jes la Cour Jansen och biträdande handledare Tobias Hey som introducerat<br />
och hjälpt oss med modelleringsprogrammet EFOR. Tack också till Gertrud Persson på VAlaboratoriet<br />
och övrig personal på institutionen som bidragit med hjälp och trevlig stämning i<br />
vårt arbete.<br />
På Öresundsverket i Helsingborg vill vi tacka Beata Matulaniec och Julia Emanuelsson på<br />
laboratoriet som alltid ställt upp för att på alla sätt underlätta vårt arbete. Tack även till Sofia<br />
Jezek för hjälp med frågor och funderingar och all övrig personal som på olika sätt hjälpt oss<br />
med allt ifrån hämtning av slam, lån av bil och kopiering av papper.<br />
Vi vill dessutom tacka Ulf Oscarsson, Jan Glaving, Anders Mårtensson och övriga<br />
medarbetare på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk för att ni tålmodigt svarat på alla våra möjliga<br />
och omöjliga frågor.<br />
Lund, februari 2012<br />
Lisa Magnusson & Frida Skult<br />
I
Sammanfattning<br />
Biologisk <strong>fosforavskiljning</strong>, även kallat bio-P, har både ekonomiska och miljömässiga<br />
fördelar i jämförelse med kemisk <strong>fosforavskiljning</strong>. För att kunna etablera bio-P krävs att<br />
bioslammet utsätts för alternerande anaeroba och aeroba miljöer, där bio-P-bakterierna (PAO)<br />
släpper fosfat i den anaeroba miljön för att sedan ta upp ett överskott av fosfat i den aeroba<br />
miljön. En förutsättning för att något P-släpp ska ske i den anaeroba miljön är att det finns en<br />
tillräcklig mängd lättnedbrytbart kol (VFA).<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk är byggt för bio-P-drift men drivs idag med kemisk<br />
efterfällning. I denna studie har därför möjligheterna att övergå till bio-P undersökts. Arbetet<br />
inleddes med en utvärdering av verket där data från tidigare år undersöktes samt egna<br />
mätningar utfördes, både på plats på verket och i laboratorium. Därefter gjordes modelleringar<br />
i EFOR för att utvärdera möjligheterna att införa bio-P.<br />
Efter att mätdata från tidigare år sammanställts konstaterades det att inkommande<br />
föroreningskoncentrationer var ovanligt låga. En närmare undersökning visade på eventuella<br />
problem med inläckage i avloppsvattenledningarna som leder till <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk.<br />
Laboratorieförsök (P-släppsförsök) visade på väldigt låg bio-P-potential i bioslammet<br />
troligtvis beroende på låga halter PAO samt att det inkommande vattnet inte innehåller<br />
tillräckliga mängder VFA. Ett sätt att öka mängden VFA är att antingen införa<br />
primärslamhydrolys eller returslamhydrolys. Då det på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk inte<br />
finns någon primärsedimentation gjordes endast hydrolysförsök på returslammet i<br />
laboratorium. Resultatet visade att det går att använda returslamhydrolys för att skapa en<br />
lämplig kolkälla dels för <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> och dels för <strong>biologisk</strong> kväveavskiljning.<br />
Simuleringar i EFOR visar att det är svårt att med endast enklare metoder etablera bio-P i<br />
kombination med en tillräckligt bra kväveavskiljning. Bevaras den kemiska<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en går det dock att med enklare metoder förbättra kväveavskiljningen. Detta<br />
uppnås i EFOR genom att öka den interna recirkulationen samt att öka etanoldoseringen under<br />
sommarmånaderna. Kombinerar man detta med att skapa hydrolys och P-släpp i<br />
slambehandlingsbassängerna går det att etablera bio-P. Dock krävs då något större<br />
förändringar för att kompensera den minskade aeroba slamåldern, förslagsvis genom att öka<br />
volymen av de luftade bassängerna i biosteget alternativt flytta positionen av<br />
internrecirkulation för att kunna lufta de idag anoxa bassängerna. Ett årsmedelvärde på<br />
utflödeskoncentrationen av totalfosfor på 0,4 mg/l uppnås i modellerna, vilket är över<br />
gränsvärdet på 0,3 mg/l, men under det förhöjda gränsvärdet på 0,5 mg/l som Öresundsverket<br />
fick justerat till efter införandet av <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>. Att undersöka möjligheterna<br />
till en liknande lösning för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk kunde därför vara av intresse, då det<br />
skulle kunna innebära att kemisk fällning inte längre är nödvändig.<br />
III
Abstract<br />
Enhanced biological phosphorus removal, also known as bio-P, has both financial and<br />
environmental advantages compared to chemical removal through precipitation. To establish<br />
bio-P the biosludge must be exposed to alternating anaerobic and aerobic environments,<br />
where the bio-P bacteria (PAO) release phosphate during the anaerobic phase and take up an<br />
excessive amount of phosphate during the aerobic phase. A requirement for the phosphate<br />
release in the anaerobic environment is that there is a sufficient amount of easily<br />
biodegradable substrate (VFA) available.<br />
Torekov wastewater treatment plant (WWTP) is built with a bio-P configuration but is today<br />
operated with chemical phosphorus removal. In this study the possibility to instead operate<br />
the plant with bio-P was investigated. The study begun with an examination of data from<br />
previous years together with measurements both at the plant and in laboratory. Thereafter<br />
simulations were made to investigate the possibility to introduce bio-P at Torekov WWTP.<br />
Once the data from previous years had been summarized it was observed that the incoming<br />
concentrations of pollutants were unusually low. A closer examination of the data revealed<br />
possible problems with leakage into the pipe system leading to the wastewater treatment<br />
plant.<br />
Laboratory experiments (P-release tests) showed very low bio-P potential in the biosludge<br />
probably because of low amounts of PAO and that the incoming water does not contain<br />
sufficient amounts of VFA. One way of increasing the amount of VFA is to introduce primary<br />
sludge hydrolysis or return sludge hydrolysis. At Torekov WWTP there is no primary<br />
sedimentation which is why a laboratory hydrolysis test was made only with return sludge.<br />
The results showed that it is possible to use return sludge hydrolysis to create a carbon source<br />
that is suitable both for biological phosphorus removal and for biological nitrogen removal.<br />
Simulations in EFOR show that it is difficult to combine bio-P with a sufficient nitrogen<br />
removal through minor alterations. It is however possible to improve the nitrogen removal<br />
through only minor alterations if the chemical phosphorus removal is kept. This is<br />
accomplished in EFOR by increasing the internal recirculation and increasing the ethanol<br />
dosage during the summer. If this is combined with creating hydrolysis and P-release in the<br />
sludge treatment tanks, establishment of bio-P is possible. It is however necessary to do some<br />
more extensive changes to be able to compensate for the reduced aerobic sludge age. Two<br />
alternatives were found; increasing the volume of the aerated tanks in the biostage or moving<br />
the location of the internal recirculation to be able to aerate the tanks that today are used for<br />
denitrifikation. A yearly mean for the effluent concentration of phosphorus of 0.4 mg/l was<br />
then reached. This is above todays limit of 0.3 mg/l but below the limit of 0.5 mg/l that<br />
Öresundsverket WWTP got as a limit when they introduced bio-P. Investigating the<br />
possibility for a similar solution for Torekov WWTP might be of interest, no chemical<br />
phosphorus removal would then be necessary.<br />
V
Förkortningar<br />
ASM-1 aktivslammodell 1 (activated sludge model no 1)<br />
ASM-2d aktivslammodell 2d (activated sludge model no 2d)<br />
BOD<br />
COD<br />
COD f<br />
DPAO<br />
DSVI<br />
GAO<br />
HAc<br />
HPr<br />
PAO<br />
pe<br />
PHA<br />
PHB<br />
PHV<br />
Poly-P<br />
SBR<br />
SRT<br />
SS<br />
VFA<br />
VSS<br />
biokemisk syreförbrukning (biological oxygen demand)<br />
kemisk syreförbrukning (chemical oxygen demand)<br />
löst COD (filtrerat prov)<br />
denitrifierande poly-P-ackumulerande organismer (denitrifying poly-P<br />
accumulating organisms)<br />
utspädd slamvolymindex (diluted sludge volume index)<br />
glykogenackumulerande organismer (glykogen accumulating organisms)<br />
acetat<br />
propionat<br />
poly-P-ackumulerande organismer (poly-P accumulating organisms)<br />
personekvivalenter (population equivalents)<br />
poly-β-hydroxyalkanoater (poly-β-hydroxyalkanoates)<br />
poly-β-hydroxybutyrat<br />
poly-β-hydroxyvalerat<br />
polyfosfat<br />
sequencing batch reactor<br />
slamålder (sludge retention time)<br />
suspenderad substans (suspended solids)<br />
flyktiga fettsyror (volatile fatty acid)<br />
glödförlust (volatile suspended solids)<br />
VII
VIII
Innehållsförteckning<br />
1 Inledning ............................................................................................................................ 1<br />
1.1 Bakgrund 1<br />
1.1.1 Fosforavskiljning i svenska avloppsreningsverk 1<br />
1.1.2 Återanvändning av fosfor 2<br />
1.1.3 Fosfor i avloppsvattnet 3<br />
1.1.4 Varför bio-P 4<br />
1.2 Syfte med studien 6<br />
1.3 Litteratursökning 6<br />
2 Bio-P-drift ......................................................................................................................... 7<br />
2.1 Biokemin i ett bio-P-system 7<br />
2.1.1 Anaerob bassäng 7<br />
2.1.2 Aerob bassäng 8<br />
2.1.3 Den övergripande processen 9<br />
2.2 Kväveavskiljning 10<br />
2.2.1 Nitrifikation 10<br />
2.2.2 Denitrifikation 10<br />
2.2.3 Aktivslamanläggningar med kväveavskiljning 10<br />
2.2.4 Kväveavskiljning i kombination med <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> 11<br />
2.3 Förutsättningar för bio-P 11<br />
2.3.1 VFA 12<br />
2.3.2 Anaeroba / aeroba förhållanden 12<br />
2.3.3 pH 12<br />
2.3.4 Temperatur 13<br />
2.3.5 Konkurrens med GAO 13<br />
2.3.6 Motjoner 14<br />
2.3.7 Kemisk fällning som komplement 14<br />
2.3.8 Sekundärt fosforsläpp 14<br />
2.4 Optimering 15<br />
2.5 Processer för bio-P-drift 15<br />
2.5.1 A/O 15<br />
2.5.2 A 2 /O 16<br />
2.5.3 UCT 16<br />
2.5.4 PhoStrip 17<br />
2.5.5 SBR 17<br />
IX
2.6 Hydrolys 18<br />
2.6.1 Längre uppehållstid i den anaeroba bassängen 19<br />
2.6.2 Primärslamhydrolys 19<br />
2.6.3 Returslamhydrolys 20<br />
2.6.4 Optimering av hydrolysprocessen 21<br />
2.6.5 Hydrolysförsök 22<br />
3 Bio-P i Sverige ................................................................................................................ 23<br />
3.1 Öresundsverket 23<br />
3.2 Käppalaverket 23<br />
3.3 Sjöstadsverket 24<br />
3.4 Duvbackens reningsverk 24<br />
4 <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk ....................................................................................... 25<br />
4.1 Biosteget och slamstabiliseringen 27<br />
5 Material och Metod ........................................................................................................ 31<br />
5.1 Analys av mätdata för åren 2008-2010 31<br />
5.1.1 Utvärdering av eventuellt inläckage 31<br />
5.1.2 Utvärdering av kemikalieförbrukning 31<br />
5.2 Mätningar gjorda på verket 31<br />
5.2.1 Slamålderanalys 31<br />
5.3 Hydrolysförsök 32<br />
5.3.1 Beräkning av hydrolyskonstanten 33<br />
5.4 P-släppsförsök 33<br />
5.4.1 Försök med acetat som kolkälla 34<br />
5.4.2 Försök med inkommande vatten 35<br />
5.4.3 Försök med hydrolysat 35<br />
5.5 Denitrifikationsförsök 35<br />
5.5.1 Acetat som kolkälla 36<br />
5.5.2 Hydrolysat som kolkälla 36<br />
6 Resultat och diskussion .................................................................................................. 37<br />
6.1 Analys av mätdata 37<br />
6.1.1 Inläckage 37<br />
6.1.2 Kemikalieförbrukning 40<br />
6.2 Mätningar på verket 41<br />
6.2.1 Syrehalt 41<br />
6.2.2 Fosfor- kväve- och COD-halter 42<br />
6.2.3 SS och VSS 43<br />
X
6.2.4 Slamålder 44<br />
6.2.5 VFA-mätning 44<br />
6.3 Hydrolysförsök 46<br />
6.3.1 Hydrolyskonstanten 53<br />
6.4 P-släppsförsök 54<br />
6.4.1 Med acetat som kolkälla 54<br />
6.4.2 Med inkommande vatten 55<br />
6.4.3 Med hydrolysat 55<br />
6.5 Denitrifikationsförsök 56<br />
7 Modellering med hjälp av EFOR .................................................................................. 59<br />
7.1 Indata 59<br />
7.1.1 Inflödeskoncentrationer 59<br />
7.1.2 Temperaturprofil 59<br />
7.1.3 Årsindelning (faser) 59<br />
7.2 Referensscenario 59<br />
7.2.1 Styrningar 60<br />
7.2.2 Resultat från referensscenariot 61<br />
7.3 Förslag på förändringar i driften 63<br />
7.3.1 Förbättrad kväveavskiljning 63<br />
7.3.2 Biologisk <strong>fosforavskiljning</strong> 65<br />
7.3.3 Ökad luftad volym bassäng 4 och 5 67<br />
7.3.4 Ändrad position för den interna recirkulationen 69<br />
7.4 Längre tidsperiod (2008-2010) 71<br />
7.4.1 Ökad luftad volym bassäng 4 och 5 71<br />
7.4.2 Ändrad position för den interna recirkulationen 72<br />
8 Slutsatser ......................................................................................................................... 75<br />
8.1 Utvärdering av verket som det ser ut idag 75<br />
8.2 Modellering i EFOR 76<br />
9 Framtida studier ............................................................................................................. 77<br />
10 Referenser........................................................................................................................ 79<br />
XI
XII
Inledning<br />
1 Inledning<br />
1.1 Bakgrund<br />
Övergödningen i svenska inlandssjöar och framförallt i Östersjön har länge varit ett stort<br />
problem. I Östersjön har den gett upphov till bland annat stora problem med giftig<br />
algblomning, kraftigt minskad bottenvegetation och på vissa ställen helt döda bottenbassänger<br />
(HELCOM, 2010). Övergödning orsakas av höga halter av fosfor och kväve som möjliggör<br />
en ökad produktion av fotosyntetiska organismer såsom prokaryota cyanobakterier och<br />
eukaryota alger. Fosfor anses vara det mest kritiska näringsämnet för cyanobakterierna<br />
eftersom dessa bakterier kan fylla sitt kvävebehov genom att binda kväve från atmosfären<br />
(Seviour et al., 2003). En ökad produktion av fytoplankton ökar vattnets turbiditet och mindre<br />
ljus når botten vilket gör det svårare för bottenlevande växter att överleva. Minskad växtlighet<br />
på botten innebär att mindre syre produceras vilket leder till syrebrist när den ökade mängd<br />
organiskt material som sedimenteras på botten ska brytas ned. Denna syrebrist påverkar alla<br />
syrekonsumerande organismer som lever nära botten och kan bli så allvarlig att stora<br />
populationer kvävs till döds (HELCOM, 2010).<br />
1.1.1 Fosforavskiljning i svenska avloppsreningsverk<br />
Fosforutsläppet från svenska avloppsreningsverk var som störst i slutet på 1960-talet, se Figur<br />
1.1, något som kan förklaras av att praktiskt taget alla hushåll i tätorterna med WC var<br />
kopplade till ett avloppsreningsverk men att ingen <strong>fosforavskiljning</strong> tillämpades (Holmqvist<br />
& Bengtsson, 2009). Allvarliga miljöproblem på grund av alla utsläpp gjorde att Miljöskyddslagen<br />
togs fram och togs i kraft 1969. Därefter gjorde staten stora investeringar inom<br />
avloppsreningstekniken i Sverige och flera avloppsreningsverk införde kemisk rening av<br />
fosfor. Detta resulterade i en halvering av fosforutsläppen redan år 1975. Allt fler<br />
avloppsreningsverk införde kemisk rening och idag är cirka 95 % av alla hushåll i tätorterna<br />
kopplade till ett avloppsreningsverk med kombinerad <strong>biologisk</strong> och kemisk rening<br />
(Naturvårdsverket, 2008).<br />
Figur 1.1. Diagrammet visar hur utsläppet av fosfor från avloppsreningsverk har förändrats<br />
sedan 1940 (Naturvårdsverket, 2008).<br />
Avloppsvattendirektivet (91/271/EEC) kräver idag att alla avloppsreningsverk inom EU större<br />
än 10 000 pe och som släpper ut sitt vatten i potentiellt känsliga vattendrag måste rena vattnet<br />
från fosfor. Utifrån detta direktiv gjordes i Sverige bedömningen att alla vattendrag i inlandet<br />
samt alla kustområden är väldigt känsliga för fosforutsläpp och att utsläpp skulle kunna leda<br />
1
Inledning<br />
till övergödning (Naturvårdsverket 2008). Utflödena från kommunala avloppsreningsverk i<br />
Sverige utgör tillsammans den största punktkällan för fosfor och ungefär 20 % av det totala<br />
utsläppet av antropogent fosfor, se Figur 1.2.<br />
För att minska problemen med övergödning orsakad av fosforutsläpp från avloppsreningsverk<br />
är fosforkravet för utgående vatten på de flesta avloppsreningsverk i Sverige 0,3-0,5 mg/l<br />
(Tykesson, 2005), vilket kan jämföras med det gränsvärde som är angivet i<br />
avloppsvattendirektivet på 1-2 mg/l (91/271/EEC). Man har även begränsat mängden fosfater<br />
i tvätt- och maskindiskmedel som säljs i Sverige för enskilt bruk till 0,2 respektive 0,5<br />
viktsprocent (Kemikalieinspektionen, 2010).<br />
Enskilda<br />
avlopp<br />
12%<br />
Dagvatten<br />
från tätorter<br />
5%<br />
Skogsbruk<br />
1%<br />
Industri<br />
17%<br />
Jordbruk<br />
45%<br />
Kommunala<br />
reningsverk<br />
20%<br />
Figur 1.2. Diagram som visar källfördelningen av utsläpp av antropogent fosfor under år<br />
2006. Totalt under året släpptes 2 080 ton antropogent fosfor ut från avloppsreningsverk<br />
(Naturvårdsverket, 2008).<br />
1.1.2 Återanvändning av fosfor<br />
Kretsloppstänkandet är en viktig del i strävan efter ett hållbart samhälle och detta gäller även<br />
näringsämnen. Jordbruket idag är inte självförsörjande när det gäller växtnäring utan förlitar<br />
sig till stor del på handelsgödsel i form av råfosfat. Detta innebär i sin tur en stadig ökning av<br />
fosfor i naturen och ett ökat problem med övergödning. Skulle den fosfor som finns i<br />
avloppsslammet istället kunna återanvändas innebär det både en ekonomisk och framförallt en<br />
miljömässig förbättring (Naturvårdsverket 2008). Återanvändning av fosfor innebär också att<br />
mängden slam minskar och på ställen där slamhanteringen är väldigt kostsam bidrar detta till<br />
den ekonomiska nyttan med återanvändning. Studier visar att ett avloppsreningsverk med en<br />
BOD:P kvot på 18 skulle kunna minska slammängden med cirka 17 % om ett system infördes<br />
där fosfor utvinns i ett sidoflöde (Woods et al., 1999), exempelvis PhoStrip som finns<br />
beskrivet i kapitel 2.4.4.<br />
Det finns även en annan väldigt viktig anledning att återanvända fosfor i vattenreningsprocessen<br />
och det är att den fosfor som bryts i gruvor för att användas som gödningsmedel<br />
inom jordbruket håller på att ta slut. Studier visar att inom 50-100 år kommer den globala<br />
fosfatreserven att vara förbrukad (Cordell et al., 2009). Fosfatbrytningen antas nå sitt<br />
maximum runt år 2030 då både kvantiteten och kvaliteten på fosfaten kommer att sjunka och<br />
kostnaderna öka. Detta samtidigt som fosfatbehovet beräknas öka med 50-100 % fram till år<br />
2050 (Cordell et al., 2009). I en studie där man studerade metoder för att undvika den kris<br />
2
Inledning<br />
som skulle kunna uppstå när fosfattillgången minskar betonades vikten av att återanvända den<br />
fosfor som finns i avfallsströmmarna i samhället idag (Cordell et al., 2011).<br />
För att närmare undersöka möjligheterna för återanvändning av fosfor i Sverige gav<br />
regeringen våren 2001 Naturvårdsverket uppdraget att utreda frågorna om miljö- och<br />
hälsoskyddskrav för återförande av fosfor från avloppsslam. Naturvårdsverket kom då bland<br />
annat fram med målet att minst 60 % av den fosfor som finns i avloppsvattnet ska återföras<br />
till produktiv mark år 2015 och att minst hälften av den fosforn bör användas på åkermark<br />
(Naturvårdsverket, 2002).<br />
Att återföra fosfor från avloppsslam är dock inte helt problemfritt. Slammet kan innehålla<br />
miljöfrämmande ämnen som inte bör hamna på åkermark. Naturvårdsverket har därför ställt<br />
kravet att metaller eller naturfrämmande ämnen på åkermark inte får öka till en nivå som<br />
skulle kunna påverka människors hälsa eller ekosystemet negativt. Vidare får ämnen som<br />
skulle kunna ha en allvarlig negativ påverkan på miljön eller människors hälsa inte<br />
förekomma i slammet (Naturvårdsverket, 2002). I Sverige finns den så kallade REVAQcertifieringen,<br />
framtagen av <strong>Svenskt</strong> vatten, som ett sätt att kvalitetssäkra slam från<br />
avloppsreningsverk. Ett avloppsreningsverk som är REVAQ-certifierat producerar ett slam<br />
som är säkert att använda på åkermark samtidigt som fortlöpande arbete sker för att förbättra<br />
kvaliteten på det till verket inkommande avloppsvattnet (<strong>Svenskt</strong> vatten, 2011).<br />
1.1.3 Fosfor i avloppsvattnet<br />
Fosfor finns i form av ortofosfat (PO 4 -P), polyfosfat (poly-P) eller organiskt bundet fosfor i<br />
det till avloppsreningsverket inkommande avloppsvattnet. Cirka 10 % av fosforn är partikulär<br />
och kan avlägsnas i en försedimenteringsbassäng (Metcalf & Eddy, 1991). I den <strong>biologisk</strong>a<br />
reningen i ett avloppsreningsverk, designat för att avlägsna BOD och kväve, avlägsnas i<br />
normala fall ytterligare 10-30 % av fosforn då bakterier utnyttjar fosfor för cellsyntes och<br />
energitransport (Metcalf & Eddy, 1991). Dessutom kan det ske viss fällning med hjälp av<br />
metallsalter som finns i avloppsvattnet (Tykesson, 2005). Resterande fosfor måste avlägsnas<br />
på annat sätt för att möta utsläppskraven.<br />
Kemisk rening<br />
Vid kemisk fällning tillsätts ett metallsalt, vanligtvis järn- eller aluminiumsalt, för att bilda<br />
större partiklar med den lösta fosforn i avloppsvattnet (Henze et al., 1997). Fosforpartiklarna<br />
avlägsnas sedan i en sedimentationsbassäng. Fällningen kan ske före, efter eller simultant med<br />
biosteget.<br />
Utökad <strong>biologisk</strong> rening<br />
Vid utökad <strong>biologisk</strong> rening av fosfor, även kallad bio-P, tas löst fosfor i avloppsvattnet upp<br />
av speciella fosforackumulerande bakterier för att användas som energireserv (Henze et al.,<br />
1997). För att detta ska ske krävs att bakterierna utsätts för alternerande anaeroba och aeroba<br />
förhållanden. Fosforn lämnar därmed avloppsreningsverket via slammet.<br />
Hybridrening<br />
Ibland räcker det inte att använda sig av enbart bio-P för att avlägsna tillräcklig mängd fosfor<br />
för att möta utsläppskraven, varför det kan vara nödvändigt att kombinera bio-P med kemisk<br />
fällning. Detta kallas då hybridrening.<br />
3
Inledning<br />
Övriga metoder<br />
Kemisk fällning och <strong>biologisk</strong> rening är de vanligaste metoderna för rening av fosfor, men<br />
man kan också använda sig av mekaniska metoder som filtrering, ultrafiltrering eller omvänd<br />
osmos (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
1.1.4 Varför bio-P<br />
Utav ovanstående metoder är kemisk fällning med järn- eller aluminiumsalter den i Sverige<br />
idag vanligaste metoden för <strong>fosforavskiljning</strong> (Borglund & Jönsson, 2003). Det finns dock<br />
vissa nackdelar med denna metod. Det största problemet är den ekonomiska och miljömässiga<br />
belastning som det innebär att tillsätta kemikalier till reningsprocessen, dels själva<br />
produktionen och inhandlingen av kemikalierna men också den inverkan kemikalierna kan ha<br />
på miljön efter att de lämnat avloppsreningsverket (Tykesson, 2005). Ett annat problem är den<br />
betydande mängd slam som produceras. I en studie gjord av Paul et al. (2001) analyserades<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en i 35 olika avloppsreningsverk i Frankrike med fokus på slamproduktion<br />
och kostnad per kg P inflöde . Samtliga verk hade en <strong>fosforavskiljning</strong>sgrad på minst 80 % och<br />
använde sig av antingen kemisk rening, bio-P-drift eller hybridrening för att rena<br />
avloppsvattnet från fosfor. Den extra mängd slam som produceras på grund av<br />
<strong>fosforavskiljning</strong> var <strong>vid</strong> bio-P-drift 40-70 % lägre än den extra mängd som produceras <strong>vid</strong><br />
kemisk rening. Kostnaderna som utvärderades i studien begränsades till kostnader för<br />
slambehandling och kemikalier. Slutsatsen blev att bio-P-drift är betydligt billigare i drift<br />
jämfört med kemisk rening, huvudsakligen beroende på kemikaliekostnaden. Kostnaden för<br />
bio-P-drift var som bäst 1/7 av kostnaden för kemisk rening (Paul et al., 2001).<br />
Inte enbart mängden slam påverkas av vilken typ av <strong>fosforavskiljning</strong> som används utan även<br />
slammets förmåga att sedimentera. Detta är en viktig faktor när det gäller <strong>fosforavskiljning</strong> då<br />
slammet är väldigt fosforrikt varpå konsekvensen om sedimenteringen inte fungerar<br />
tillräckligt bra är att fosforhalten i utflödet blir för hög. I en studie av <strong>fosforavskiljning</strong>en på<br />
Öresundsverket i Helsingborg konstaterades att det utspädda slamvolymindexet (DSVI) var<br />
både lägre och mer stabilt <strong>vid</strong> bio-P-drift jämfört med simultanfällning, se Figur 1.3. I samma<br />
studie visade det sig även att risken för slamflykt <strong>vid</strong> ökade flöden var mindre <strong>vid</strong> bio-P-drift<br />
än <strong>vid</strong> kemisk rening (Jönsson et al., 1996). En annan slamegenskap som tycks bero på<br />
reningsprocessen är avvattningen. Kemslam har visat sig vara svårare att avvattna än<br />
<strong>biologisk</strong>t slam, vilket skulle kunna innebära en ekonomisk fördel för bio-P-drift (Lees et al.,<br />
2001).<br />
Figur 1.3. Diagram för DSVI under 1993 och 1994 på Öresundsverket för en linje med bio-Pdrift<br />
och en referenslinje med simultanfällning (Jönsson et al., 1996).<br />
4
Inledning<br />
Ytterligare ett incitament för övergång från kemisk till <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> är<br />
möjligheten till återvinning av fosfor ur det <strong>biologisk</strong>a slammet, något som troligtvis kommer<br />
att bli väldigt viktigt för att uppnå ett hållbart samhälle. I en rapport av Jansen et al. (2009)<br />
konstateras att höga halter av fällningskemikalier i slammet försvårar möjligheterna till<br />
fosforåtervinning.<br />
Det finns naturligtvis även nackdelar med bio-P. Ett av de större problemen är att processen är<br />
betydligt mer känslig vilket gör den mer instabil än den kemiska reningen, mycket beroende<br />
på bristande kunskap och erfarenhet (Tykesson, 2005). Ett annat problem med bio-P är att det<br />
kan uppstå fosforsläpp under den anaeroba slambehandlingen. Om fosforn inte binds till<br />
slammet under slambehandlingen finns risk att stora mängder fosfor förs tillbaka till<br />
avloppsreningsverket med rejektvattnet.<br />
Bio-P-drift används oftast i avloppsreningsverk med aktivslamsystem och är svårt att<br />
kombinera med system med biobäddar. Detta beror dels på att för att kunna ackumulera de<br />
fosforupptagande bakterierna måste de utsättas för alternerande anaeroba och aeroba<br />
förhållanden vilket är svårt i ett system där bakterierna växer i en fast biobädd (Bei &<br />
Tengrui, 2008).<br />
I och med de strikta fosforkraven krävs oftast kemisk fällning som ett komplement till den<br />
<strong>biologisk</strong>a reningen (Tykesson, 2005). Sker fällningen före eller simultant med den <strong>biologisk</strong>a<br />
reningen kan fosforbrist för bakterierna uppstå varpå bio-P-processen hämmas (Seviour et al.,<br />
2003).<br />
Det finns alltså både för- och nackdelar med bio-P-drift men intresset för <strong>biologisk</strong><br />
<strong>fosforavskiljning</strong> i Sverige är mycket stort vilket ändå tyder på att många anser att fördelarna<br />
överväger nackdelarna (Jansen et al., 2009). Tabell 1.1 sammanfattar de för- och nackdelar<br />
med bio-P som finns idag.<br />
Tabell 1.1. Fördelar och nackdelar med bio-P-drift.<br />
Fördelar<br />
Mindre slamproduktion innebär lägre<br />
kostnader för slambehandling.<br />
Ingen tillsats av metallsalter innebär både<br />
ekonomisk och miljömässig förbättring.<br />
Mindre risk för ökade<br />
utflödeskoncentrationer <strong>vid</strong> varierande<br />
flöden.<br />
Enklare avvattning av slammet.<br />
Bättre förutsättningar för återvinning av<br />
fosfor.<br />
Nackdelar<br />
Lite kunskap och erfarenhet finns.<br />
Recirkulation av fosfor från slambehandlingen<br />
om fosforn inte binds till<br />
slammet.<br />
Väldigt svårt att implementera i ett biobäddssystem.<br />
Kompletterande kemisk <strong>fosforavskiljning</strong><br />
oftast nödvändig som säkerhetsåtgärd.<br />
5
Inledning<br />
1.2 Syfte med studien<br />
Syftet med denna studie var att göra en utvärdering av <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk med<br />
fokus på <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>. Avloppsreningsverket är byggt med bio-P-konfiguration<br />
men idag sker <strong>fosforavskiljning</strong>en med hjälp av kemisk fällning. Möjligheten att övergå till<br />
bio-P-drift undersöktes samt vilka åtgärder som eventuellt skulle krävas. Syftet var också att i<br />
viss mån optimera driften på verket främst med hjälp av modellering. De frågeställningar som<br />
låg som grund till arbetet är:<br />
Sker det någon <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> idag<br />
Går det att driva <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk med bio-P-drift<br />
Om det går att driva med bio-P, vilka förändringar krävs<br />
Om det inte går att driva anläggningen med bio-P, hur optimeras driften<br />
1.3 Litteratursökning<br />
Litteratursökningen till bakgrunden och teoridelen genomfördes i databasen LibHub på<br />
relevanta nyckelord. Utöver artiklar funna i databasen har mycket information hämtats från<br />
Eva Tykessons avhandling Enhanced biological phosphorus removal och böckerna<br />
Wastewater Treatment av Henze et al., 1997 och Wastewater Engineering av Metcalf &<br />
Eddy, 1991.<br />
6
Bio-P-drift<br />
2 Bio-P-drift<br />
Bio-P upptäcktes av en slump för mer än 50 år sedan i ett försök med risplantor i den aeroba<br />
bassängen i en aktivslamanläggning. Man upptäckte att plantorna led av fosforbrist trots en<br />
hög fosforhalt i inflödet (Srinath et al., 1959). Principen för bio-P-driften går enkelt förklarat<br />
ut på att man ”stressar” bakterierna i den <strong>biologisk</strong>a reningsfasen att ta upp mer fosfor än vad<br />
som krävs för den normala celltillväxten (Metcalf & Eddy, 1991). Detta kan man åstadkomma<br />
genom att utsätta dem för en anaerob miljö följd av en aerob eller anox miljö (Tykesson,<br />
2005). Nedan följer en beskrivning av biokemin bakom bio-P-processen, vikten av en<br />
kombinerad kväveavskiljning samt olika förutsättningar för en fungerande bio-P-drift.<br />
2.1 Biokemin i ett bio-P-system<br />
Bakterierna som tar upp fosfor kallas PAO (poly-P-ackumulerande organismer). Vissa av<br />
bakterierna har man kunnat identifiera, medan andra fortfarande är okända (Tykesson, 2005).<br />
I den anaeroba bassängen tar PAO upp flyktiga fettsyror (VFA) och lagrar det som PHA<br />
(poly-β-hydroxyalkanoater) (Seviour et al., 2003). Den kemiska kompositionen av PHA beror<br />
på vilken typ av VFA som tagits upp. Vid exempelvis upptag av acetat bildas poly-βhydroxybutyrat<br />
(PHB) och <strong>vid</strong> upptag av propionat bildas poly-β-hydroxyvalerat (PHV)<br />
(Seviour et al., 2003). I ett avloppsreningsverks biomassa kan man vanligtvis hitta en<br />
blandning av olika PHA.<br />
Flera empiriska modeller har gjorts för att försöka förklara de kemiska processer som sker i<br />
PAO under bio-P-drift. Modellerna baseras på försök med en okänd sammansättning mikroorganismer<br />
där acetat använts som kolkälla. Resultaten reflekterar alltså beteendet hos en<br />
grupp okända mikroorganismer och är därför omöjlig att använda på en enskild population,<br />
men man antar ändå i modellerna att alla PAO har samma metaboliska förhållanden (Seviour<br />
et al., 2003). Alla modeller kan dock konstatera att <strong>vid</strong> en lyckad bio-P-drift skaffar sig PAO<br />
en konkurrensfördel över andra bakteriepopulationer genom sin förmåga att syntetisera PHA<br />
under anaeroba förhållanden (Seviour et al., 2003).<br />
2.1.1 Anaerob bassäng<br />
I den anaeroba bassängen syntetiserar PAO PHA. För att kunna genomföra denna process<br />
använder PAO poly-P, som finns lagrat i cellen, som energikälla. Poly-P bryts då ned och<br />
ortofosfat frigörs till den omgivande bulkvätskan (Seviour et al., 2003). Det finns två olika<br />
teorier om varifrån processen får sin reducerande kraft; från citronsyracykeln, den så kallade<br />
Comeau/Wenzel-modellen, eller genom nedbrytning av glykogen, den så kallade Minomodellen<br />
(Tykesson, 2005). Mino-modellen har fått större genomslagskraft, men det har<br />
också kommit teorier om att även citronsyracykeln bidrar när nedbrytningen av glykogen inte<br />
räcker till (Seviour et al., 2003). Nedbrytning av glykogen bidrar också med mer energi till<br />
syntetiseringen av PHA, utöver energin från polyfosfatnedbrytningen (Tykesson, 2005). Det<br />
finns en teori om att tillgången på glykogen och inte mängden poly-P i cellerna kan vara den<br />
begränsande faktorn, för hur mycket VFA som cellerna kan tillgodogöra sig (Seviour et al.,<br />
2003). Figur 2.1 illustrerar de biokemiska processer som sker i PAO under anaeroba<br />
förhållanden, enligt Mino-modellen.<br />
7
Bio-P-drift<br />
glykogen<br />
Poly-P<br />
PHA<br />
energi<br />
kol<br />
PO 4<br />
3-<br />
VFA<br />
Figur 2.1. Processer i PAO under anaeroba förhållanden, enligt Mino-modellen (Tykesson,<br />
2005).<br />
2.1.2 Aerob bassäng<br />
I den aeroba bassängen använder sig PAO av sitt lager av PHA som kol- och energikälla för<br />
tillväxt och för att åter syntetisera poly-P av ortofosfat från den omgivande bulkvätskan<br />
(Tykesson, 2005). PAO som har syntetiserat PHA i den anaeroba bassängen skaffar sig<br />
därmed en konkurrensfördel <strong>vid</strong> brist på extern kolkälla i det inkommande avloppsvattnet<br />
(Seviour et al., 2003). I den aeroba bassängen syntetiserar PAO-cellerna dessutom nytt<br />
glykogen, enligt Mino-modellen (Tykesson, 2005). Är tillgången till PHA i cellen begränsad i<br />
den aeroba bassängen kan PAO istället oxidera glykogen för att skapa energi. Studier visar<br />
dock att det då inte sker något fosfatupptag (Brdjanovic et al., 1998). Utan fosfatupptag<br />
återbildas inget poly-P vilket i sin tur leder till att mindre PHA bildas och mindre fosfat tas<br />
upp i nästa cykel. Figur 2.2 nedan illustrerar de biokemiska processer som sker i PAO under<br />
aeroba förhållanden, enligt Mino-modellen.<br />
glykogen<br />
Poly-P<br />
energi<br />
kol<br />
&<br />
PHA<br />
O 2 / NO 3<br />
-<br />
CO 2<br />
PO 4<br />
3-<br />
Figur 2.2. Processer i PAO under aeroba förhållanden, enligt Mino-modellen (Tykesson,<br />
2005).<br />
8
Bio-P-drift<br />
Anox bassäng<br />
Även i en anox bassäng sker en liknande process som i en aerob bassäng. Detta innebär att<br />
vissa PAO kan använda sig av båda syre och nitrat som elektronacceptor (Tykesson, 2005).<br />
PAO som använder sig av nitrat kallas denitrifierande PAO (DPAO) eftersom de samtidigt<br />
reducerar nitrat (Monclús et al., 2010). Att gynna DPAO har tre stora fördelar; dels att<br />
behovet av kolkälla minskar då DPAO använder PHA både för att ta upp fosfor och för att<br />
reducera nitrat till kvävgas, dels att mindre syre krävs i den aeroba bassängen då mindre<br />
fosforupptag sker där och dels att mindre mängd slam bildas då färre organismer utför fosforoch<br />
kväveavskiljningen (Kuba et al., 1997). I studien gjord av Monclús et al. (2010) <strong>vid</strong> en<br />
pilotanläggning för bio-P fann man att DPAO stod för 18 % respektive 33 % av den totala<br />
denitrifikationen, efter drift under 75 respektive 100 dagar.<br />
2.1.3 Den övergripande processen<br />
Effekten av att utsätta PAO för alternerande anaeroba och aeroba förhållanden blir ett<br />
nettoupptag av fosfor då mer fosfor tas upp av PAO än vad som släpps (Brdjanovic et al.,<br />
1998), se Figur 2.3. Fosforavskiljningen sker i och med att fosfor förs ut ur systemet via<br />
överskottsslammet (Aspegren, 1995).<br />
Figur 2.3. Koncentrationen av olika ämnen i bulkvätska respektive PAO-celler <strong>vid</strong> anaeroba<br />
respektive aeroba förhållanden. Publicerad med vänlig tillåtelse av Dr. Adam Muszynski,<br />
Division of Biology, Faculty of Environmental Engineering, Warsaw University of<br />
Technology, Polen.<br />
9
Bio-P-drift<br />
2.2 Kväveavskiljning<br />
Precis som fosfor kan kväve renas <strong>biologisk</strong>t och för att få ett väl fungerande<br />
avloppsreningsverk med såväl <strong>biologisk</strong> kväve- som <strong>fosforavskiljning</strong> är det viktigt att se till<br />
att processerna fungerar bra tillsammans.<br />
Kväve finns i inkommande avloppsvatten i form av organiskt kväve, ammonium, nitrat och<br />
nitrit (Metcalf & Eddy, 1991). Kväveavskiljningen på ett avloppsreningsverk består dels av<br />
att bakterier tillgodogör sig kväve för cellsyntes, samt av omvandling av ammonium till<br />
kvävgas genom de två processerna nitrifikation och denitrifikation (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.2.1 Nitrifikation<br />
Den första processen kallas nitrifikation och där oxideras ammonium till nitrat. Processen sker<br />
i två delsteg, först oxideras ammonium till nitrit av Nitrosomonas och sedan oxideras nitrit<br />
<strong>vid</strong>are till nitrat av Nitrobacter (Henze et al., 1997). De nitrifierande bakterierna är autotrofer<br />
och använder sig därmed av koldioxid som kolkälla (Henze et al., 1997).<br />
NH 4 + + 2/3 O 2 NO 2 - + H 2 O + H +<br />
NO 2 - + 1/2 O 2 NO 3<br />
-<br />
Det är det första steget, oxidering av ammonium, som är det begränsande steget för processen.<br />
Det innebär att halten nitrit vanligtvis är mycket låg, utom <strong>vid</strong> icke stationära förhållanden<br />
som <strong>vid</strong> exempelvis uppstart, varierande belastning och utspolning (Henze et al., 1997).<br />
Enligt Metcalf & Eddy (1991) behövs en syrekoncentration på minst 1 mg/l för att undvika att<br />
syre blir den begränsande faktorn i processen. Droste (1997) hävdar istället att det behövs<br />
minst en syrekoncentration på 0,5 mg/l för att nitrifikationen ska fungera, men att<br />
koncentrationer under 2,5 mg/l kan innebära att syrehalten begränsar processen.<br />
2.2.2 Denitrifikation<br />
Processen där nitrat omvandlas till kvävgas kallas denitrifikation och sker under anoxa<br />
förhållanden, där nitrat används som elektronacceptor. Många av de denitrifierande<br />
bakterierna använder sig av syre som elektronacceptor då det finns tillgängligt och det är<br />
därför viktigt att det inte finns något syre i den bassäng som används för denitrifikation<br />
(Henze et al., 1997). De denitrifierande bakterierna är heterotrofer och använder sig av<br />
organiskt material som kolkälla. Denitrifikationen sker stegvis enligt formeln nedan (Henze et<br />
al., 1997).<br />
NO 3 - NO 2 - NO (g) N 2 O (g) N 2(g)<br />
De sista tre produkterna är i gasform (g) och kan därför lämna avloppsreningsverket till<br />
atmosfären.<br />
2.2.3 Aktivslamanläggningar med kväveavskiljning<br />
Det finns två alternativ till <strong>biologisk</strong> kväveavskiljning i en aktivslamanläggning; efterdenitrifikation<br />
och fördenitrifikation.<br />
Efterdenitrifikation<br />
Vid efterdenitrifikation designas anläggningen enligt Figur 2.4, där denitrifikationsbassängen<br />
(anox) följer efter nitrifikationsbassängen (aerob). Ett problem som kan uppstå i efter-<br />
10
Bio-P-drift<br />
denitrifikationsanläggningar är att den lättillgängliga kolkällan hinner förbrukas i den aeroba<br />
bassängen genom den koloxidering som också sker där, vilket leder till brist på kolkälla för de<br />
denitrifierande bakterierna. Ett sätt att lösa detta problem är att tillsätta en kolkälla, extern<br />
(exempelvis metanol, etanol eller acetat) eller intern (exempelvis inkommande vatten eller<br />
hydrolysat), i direkt anslutning till denitrifikationsbassängen (Henze et al., 1997).<br />
kolkälla<br />
inflöde<br />
aerob bassäng<br />
anox bassäng<br />
sedimentation<br />
utflöde<br />
returslam<br />
överskottsslam<br />
Figur 2.4. Flödesschema för efterdenitrifikation med tillsats av kolkälla (Henze et al., 1997).<br />
Fördenitrifikation<br />
Vid fördenitrifikation är som namnet antyder denitrifikationsbassängen placerad före<br />
nitrifikationsbassängen, se Figur 2.5. Här kan den lättillgängliga kolkällan i inkommande<br />
vatten direkt användas för denitrifikationen. Efter nitrifikationsbassängen är det nödvändigt<br />
med en intern recirkulation för att nitratet som bildats <strong>vid</strong> nitrifikationen ska kunna<br />
denitrifieras i den första denitrifierande bassängen (Henze et al., 1997).<br />
internrecirkulation<br />
inflöde<br />
anox bassäng<br />
aerob bassäng<br />
sedimentation<br />
utflöde<br />
returslam<br />
överskottsslam<br />
Figur 2.5. Flödesschema för fördenitrifikation (Henze et al., 1997).<br />
2.2.4 Kväveavskiljning i kombination med <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong><br />
För att kunna kombinera <strong>biologisk</strong> kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong> krävs därför att anaeroba,<br />
anoxa såväl som aeroba förhållanden finns på avloppsreningsverket. Ett problem som kan<br />
uppstå är brist på kolkälla då både de denitrifierande bakterierna såväl som PAO är beroende<br />
av lättillgängligt organiskt material.<br />
2.3 Förutsättningar för bio-P<br />
När bio-P fungerar optimalt är det ett bra och billigt alternativ till kemisk fällning, men under<br />
vissa förhållanden kan systemet stöta på problem och fungerar då sämre (Lopez-Vazquez et<br />
al., 2009). Förutsättningarna för en väl fungerande bio-P-process diskuteras nedan.<br />
11
Bio-P-drift<br />
2.3.1 VFA<br />
Eftersom VFA är kolkällan som PAO tillgodogör sig i den anaeroba bassängen <strong>vid</strong> bio-P-drift<br />
är tillgången på VFA i det inkommande avloppsvattnet avgörande för en fungerande drift.<br />
Normalt ligger halten VFA runt 2-10 % av det totala COD-innehållet i primärsedimenterat<br />
avloppsvatten, och då vanligtvis i form av acetat (Henze et al., 1995). Men ytterligare<br />
10-20 % (Henze et al., 1995) av COD-innehållet är lättfermenterande material och kan<br />
omvandlas till VFA i den anaeroba bassängen av fermenterande bakterier. Den totala mängd<br />
VFA som finns i det inkommande vattnet och den mängd som kan omvandlas till VFA utgör<br />
den så kallade VFA-potentialen (Lie & Welander, 1997). VFA-potentialen mäts i ett enkelt<br />
laboratorieförsök där det under anaeroba förhållanden sker spontan fermentering av det<br />
obehandlade avloppsvattnet tills det att inget mer fermenterbart material finns kvar. Därefter<br />
analyseras halten VFA som bildats (Lie & Welander, 1997). Tidiga studier visade att det<br />
krävs minst 20 mg COD VFA för att kunna avlägsna 1 mg fosfor (Abu-ghararah & Randall,<br />
1991). I en senare utvärdering av bio-P-driften på Öresundsverket visade det sig dock räcka<br />
med 14 mg COD VFA per mg fosfor (Jönsson et al., 1996).<br />
Om halten VFA i det inkommande vattnet är låg kan den ökas genom framtvingad hydrolys<br />
och fermentering (Tykesson, 2005). Hydrolys kan göras antingen av slammet från<br />
försedimenteringsbassängen eller av returslammet. Mer om hydrolys finns att läsa i kapitel<br />
2.6.<br />
2.3.2 Anaeroba / aeroba förhållanden<br />
Att bibehålla de anaeroba och aeroba förhållandena är viktigt för att PAO ska skaffa sig<br />
fördelar gentemot andra organismer (Henze et al., 1997). Om syre eller nitrat finns tillgängligt<br />
i den anaeroba bassängen minskas mängden VFA tillgängligt för PAO eftersom<br />
denitrifierarna och koloxiderarna då kan förbruka VFA. Samtidigt hämmas produktionen av<br />
VFA via fermentering, då endast fermentering i strikt anaerob miljö möjliggör produktion av<br />
VFA utan <strong>vid</strong>are nedbrytning (Jönsson et al., 1996). Nitrat eller syre i den anaeroba<br />
bassängen leder dessutom till att PAO tar upp fosfor istället för att släppa vilket totalt sett<br />
leder till ett mindre fosforupptag (Tykesson, 2005).<br />
Överluftning<br />
Överluftning kan uppstå <strong>vid</strong> bristande kontroll av luftningen i den aeroba bassängen under<br />
perioder med låg COD-halt i inflödet (Brdjanovic et al., 1998). Resultatet av överluftning har<br />
visat sig vara att glykogen oxideras istället för att bildas vilket leder till en brist på glykogen i<br />
den anaeroba bassängen. Eftersom glykogen behövs för att bilda PHA innebär detta att<br />
mindre PHA bildas i cellen, vilket i sin tur leder till att mindre fosfor kan tas upp i den aeroba<br />
bassängen (Stephens & Stensel, 1998). För att kunna komma till rätta med detta problem<br />
föreslås en mer flexibel och kontrollerad luftning i den aeroba bassängen, särskilt i perioder<br />
med låg COD-halt i inflödet. Genom att minska luftningen kontrolleras även nitrifieringen<br />
och därmed nitrat- och syrehalten i internrecirkulationen och returslammet (Brdjanovic et al.,<br />
1998).<br />
2.3.3 pH<br />
Ett högre pH i den anaeroba bassängen gynnar fosforsläppet, <strong>vid</strong> försök mellan pH 5,5 till 8,5<br />
påvisades ett stigande fosforsläpp (Tykesson, 2005). Ett för högt pH-värde i den anoxa<br />
bassängen är dock inte alltid önskvärt då det påverkar denitrifikationen negativt som fungerar<br />
optimalt <strong>vid</strong> pH 6,5 – 7,5 (Metcalf & Eddy, 1991). Nitrifikationen å andra sidan gynnas av ett<br />
högre pH (Tykesson, 2005). Att styra pH i ett avloppsreningsverk är dock inte en rimlig<br />
12
Bio-P-drift<br />
åtgärd. Den mängden syra eller bas som skulle krävas är allt för stor och skulle innebära<br />
väldigt stora kostnader.<br />
2.3.4 Temperatur<br />
Temperaturberoendet är en väldigt komplex fråga eftersom många olika bakterier och<br />
processer i ett avloppsreningsverk med kombinerad kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong> påverkas av<br />
temperaturen, exempelvis nitrifikationen och VFA-produktionen (Tykesson, 2005).<br />
Nitrifikationen som sker i den aeroba bassängen är känslig för låga temperaturer, vilket leder<br />
till att mindre ammonium oxideras och därmed bildas mindre nitrat. Detta är negativt för<br />
kväveavskiljningen, men kan verka positivt för <strong>fosforavskiljning</strong>en då mängden nitrat som<br />
kan återföras till den anaeroba bassängen minimeras (Tykesson, 2005).<br />
I bio-P-processen är de anaeroba processerna känsligare för temperaturförändringar än de<br />
aeroba (Tykesson, 2005). Liksom med pH är det dock generellt inte rimligt att styra<br />
temperaturen i bassängerna men det kan vara viktigt att känna till de lokala förutsättningarna<br />
<strong>vid</strong> dimensionering av ett avloppsreningsverk.<br />
2.3.5 Konkurrens med GAO<br />
Det är inte bara PAO som kan ta upp VFA <strong>vid</strong> anaeroba förhållanden, utan även så kallade<br />
glykogenackumulerande organismer (GAO). Då GAO inte tar upp något fosfor anses de vara<br />
konkurrenter till PAO (Tykesson, 2005), studier som gjorts har kunnat koppla samman<br />
driftproblem med bio-P med närvaro av GAO (Lopez-Vazquez et al., 2009).<br />
I en studie gjord av Lopez-Vazquez et al. (2009) undersöktes förhållandet mellan PAO och<br />
GAO <strong>vid</strong> olika pH, temperatur och sammansättning av kolkälla. Resultatet av studien går att<br />
finna i Figur 2.6.<br />
Figur 2.6. Resultatet från studien av Lopez-Vazquez et al. (2009). Figuren visar fördelningen<br />
av PAO och GAO (Competibacter och Alphaproteobacteria), <strong>vid</strong> olika temperaturer, pH samt<br />
sammansättning av kolkälla. Som kolkälla användes acetat (HAc) och propionat (HPr). De<br />
svarta respektive vita fälten indikerar dominans (minst 60 % av den totala bakteriepopulationen)<br />
och de grå fälten indikerar att där inte fanns någon dominant bakterie utan de<br />
två med högst fraktion ansågs samexistera.<br />
Vid lägre temperaturer har PAO större dominanskraft vilket därmed är positivt för bio-Pdriften.<br />
Med tanke på Sveriges avloppsvattens generellt låga medeltemperatur är risken för<br />
PAO att utkonkurreras på grund av för hög temperatur osannolik. Sammansättningen på VFA<br />
13
Bio-P-drift<br />
i inkommande avloppsvatten består av en blandning av acetat och propionat vilket också<br />
gynnar PAO. Detta innebär att enligt studien av Lopez-Vazquez et al. (2009) så bör inte pH<br />
påverka PAOs konkurrenskraft gentemot GAO i svenska avloppsreningsverk.<br />
Det finns dock andra studier som säger att konkurrensen mellan PAO och GAO påverkas av<br />
varierande pH. Enligt en studie av Filipe et al. (2001) kan GAO ta upp acetat snabbare än<br />
PAO <strong>vid</strong> pH lägre än 7,25. Även i den aeroba fasen är det fördelaktigt med högre pH då<br />
PAOs fosforupptag och nedbrytning av PHA kraftigt försämras av lägre pH (Tykesson, 2005).<br />
Dock är det så att om <strong>fosforavskiljning</strong>en ska kombineras med kvävereduktion så bör pH inte<br />
vara för högt, se kapitel 2.3.3. Samma motsättning finns vad gäller temperatur där en lägre<br />
temperatur ger långsammare hastighet för de biokemiska reaktionerna och gynnar PAO i<br />
konkurrensen med GAO men hämmar kvävereduktionen (Erdal et al., 2003).<br />
Flera studier har visat att förhållandet mellan COD och fosfor i inflödet påverkar<br />
konkurrensen mellan PAO och GAO. En hög COD:P kvot (>50 mg COD/mg P) leder oftast<br />
till en dominans av GAO medan en låg COD:P kvot (10-20 mg COD/mg P) gynnar PAO<br />
(Oehmen et al., 2007). Samtidigt är det viktigt att det finns en tillräcklig mängd VFA för att<br />
uppnå en fungerande <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
2.3.6 Motjoner<br />
Fosforsläppet och fosforupptaget sker simultant med släpp och upptag av en ekvivalent<br />
mängd motjoner. Motjonerna är positiva kalium- och magnesiumjoner som släpps/tas upp för<br />
att utjämna elektronegativiteten mot de negativa ortofosfatjonerna (Schönborn et al., 2001;<br />
Tykesson, 2005). Det har visat sig att brist på kalium och magnesium är negativt för<br />
bio-P-processen varför det är viktigt att mäta och kontrollera även dessa (Tykesson, 2005).<br />
Tykesson (2005) uppmätte för Öresundsverket 0,28 - 0,33 mol K/mol P respektive 0,27 - 0,32<br />
mol Mg/mol P med acetat som kolkälla.<br />
Poly-P-formationerna i PAO har visat sig innehålla magnesium och kalium så väl som<br />
kalcium (Schönborn et al., 2001). Det har diskuterats i olika studier huru<strong>vid</strong>a kalciumjoner<br />
fungerar som motjoner och påverkar bio-P-driften. Vissa hävdar att de är oviktiga medan<br />
andra hävdar att kalcium spelar en betydande roll och bör tas i beaktande om en anläggning<br />
inte fungerar tillfredsställande (Tykesson, 2005).<br />
2.3.7 Kemisk fällning som komplement<br />
För att nå strikta krav på fosforutsläpp krävs oftast kemisk rening som ett komplement till<br />
bio-P. Studier visar dock att både järnsalt och aluminiumsalt kan hindra den <strong>biologisk</strong>a<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en genom att minska mängden fosfor tillgänglig för PAO och på så sätt<br />
gynna GAO (Tykesson et al., 2003; Liu et al., 2011). Det finns två olika metoder att separera<br />
den <strong>biologisk</strong>a och kemiska processen; förfällning och efterfällning. Nackdelen med<br />
förfällning är dock att det är betydligt svårare att beräkna hur mycket kemikalier som bör<br />
tillsättas (Tykesson, 2005). Om det inte är tekniskt möjligt att separera processerna bör<br />
tillsatsen ske periodvis för att undvika ackumulering av fällningskemikalier i slammet och<br />
minska doserad kemikaliemängd (Liu et al., 2011).<br />
2.3.8 Sekundärt fosforsläpp<br />
Sekundärt fosforsläpp innebär att PAO släpper fosfor utan att ta upp något VFA. Om PAO<br />
inte tar upp något VFA kan de heller inte ta upp någon fosfor i den aeroba bassängen (Magro<br />
et al., 2005). Detta kan uppstå om uppehållstiden i den anaeroba bassängen är för lång och <strong>vid</strong><br />
anaerob slambehandling.<br />
14
Bio-P-drift<br />
Uppehållstid i den anaeroba bassängen<br />
En studie gjordes i USA där det planerades att införa bio-P-drift på ett avloppsreningsverk<br />
med begränsad anaerob volym. Undersökningar gjordes där den hydrauliska uppehållstiden i<br />
den anaeroba bassängen minskades från 1,5 till 1,08 timmar med resultatet att bio-Pprocessen<br />
fungerade bättre. Detta förklarades av den omfattande nedbrytning av organiskt<br />
material till VFA som skett redan innan avloppsvattnet nått den anaeroba bassängen (Magro<br />
et al., 2005). Är det inkommande vattnet redan fermenterat och därmed VFA-rikt så tar PAO<br />
upp denna kolkälla relativt snabbt varpå de under den resterande uppehållstiden ägnar sig åt<br />
sekundärt fosforsläpp. Det finns även andra studier som visar att en längre uppehållstid i den<br />
anaeroba bassängen leder till sämre <strong>fosforavskiljning</strong> på grund av sekundärt fosforsläpp<br />
(Stephens & Stensel, 1998). Om det inkommande vattnet däremot innehåller låga halter VFA<br />
kan en längre uppehållstid i den anaeroba bassängen krävas för att tillräcklig fermentering ska<br />
kunna ske (Magro et al., 2005).<br />
Slambehandling<br />
Under bio-P-processen har fosfor gått från att vara löst i vattnet till att vara bundet i slammet<br />
och det är viktigt att se till att fosforn lämnar biosteget via överskottsslammet. Sekundärt<br />
fosforsläpp kan uppkomma i exempelvis slambehandling i rötkammare. Det finns då risk för<br />
att fosfor återförs till inflödet på avloppsreningsverket genom rötkammarens rejektvatten. Upp<br />
till 2/3 av fosforn bundet till det <strong>biologisk</strong>a slammet kan komma att recirkuleras och det är<br />
därför viktigt att man <strong>vid</strong> implementering av en bio-P-anläggning också utvärderar<br />
slambehandlingen (Aspegren, 1995). Vid hybridrening löses det här problemet oftast i och<br />
med att slammet innehåller metallsalter som kan binda den fosfor som eventuellt släpps i<br />
slambehandlingen. På Öresundsverket där man övergått till enbart <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong><br />
har det visat sig att fosforn binds i form av struvit och kalciumfosfat och att endast 25 % av<br />
fosforn recirkuleras tillbaka in i verket. Det kan uppstå problem i recirkulationsledningarna på<br />
grund av denna fällning men det kan räcka att spola ledningarna ett par gånger per år för att<br />
undvika dessa problem (Jönsson et al., 2007).<br />
2.4 Optimering<br />
Då bio-P-drift oftast kombineras med kvävereduktion är det vissa aspekter som man bör titta<br />
lite extra på för att få en så optimal bio-P-drift som möjligt:<br />
Undvika nitrat och syre i inloppet och i recirkulationen till den anaeroba bassängen.<br />
Undvika sekundärt fosforsläpp i den anaeroba bassängen genom att inte ha för långa<br />
uppehållstider.<br />
Säkerställa tillräcklig mängd VFA i den anaeroba bassängen.<br />
Minimera recirkulation av fosfor från slambehandlingen.<br />
2.5 Processer för bio-P-drift<br />
Det finns olika system att använda sig av när man designar en bio-P-anläggning. Nedan följer<br />
några olika exempel.<br />
2.5.1 A/O<br />
A/O är den enklaste processen med endast två bassänger; en anaerob följd av en aerob.<br />
Resultatet blir koloxidering och <strong>fosforavskiljning</strong>. Returslam från sedimenteringen efter den<br />
aeroba bassängen återförs till inflödet till den anaeroba bassängen. Nitrifikation kan erhållas<br />
<strong>vid</strong> tillräcklig uppehållstid i den aeroba bassängen men skulle kunna påverka<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en negativt då höga halter nitrat i sedimentationsbassängen kan leda till nitrat<br />
15
Bio-P-drift<br />
i returslammet (Metcalf & Eddy, 1991). Någon denitrifikation sker inte då det inte finns<br />
någon anox bassäng. Flödesschemat för A/O-processen illustreras i Figur 2.7.<br />
inflöde<br />
anaerob<br />
bassäng<br />
aerob<br />
bassäng<br />
Sedimentation<br />
utflöde<br />
returslam<br />
överskottsslam<br />
Figur 2.7. Flödesschema för A/O-processen (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.5.2 A 2 /O<br />
Till skillnad från A/O-processen har A 2 /O även en anox bassäng för fördenitrifikation, se<br />
Figur 2.8. Nitrat tillförs den anoxa bassängen via internrecirkulationen från den aeroba<br />
bassängen (Metcalf & Eddy, 1991). I och med att där även sker denitrifikation minskar<br />
mängden nitrat som följer med returslammet till den anaeroba bassängen.<br />
internrecirkulation<br />
inflöde<br />
anaerob<br />
bassäng<br />
anox<br />
bassäng<br />
aerob bassäng<br />
sedimentation<br />
utflöde<br />
returslam<br />
överskottsslam<br />
Figur 2.8. Flödesschema för A 2 /O-processen (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.5.3 UCT<br />
UCT-processen (University of Cape Town) påminner om A 2 /O-processen med skillnaderna<br />
att returslammet återförs till den anoxa bassängen istället för till den anaeroba samt att det<br />
förutom internrecirkulationen från den aeroba bassängen till den anoxa bassängen också finns<br />
ett återflöde från den anoxa bassängen till den anaeroba, se Figur 2.9. Genom att tillföra<br />
returslammet till den anoxa bassängen istället för till den anaeroba minimeras risken att<br />
tillföra nitrat och syre till den anaeroba bassängen (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
Återflödet från den anoxa till den anaeroba bassängen möjliggör cirkulation av PAO mellan<br />
anaeroba och aeroba förhållanden, något som krävs för att uppnå optimal bio-P (Henze et al.,<br />
1997). Det är viktigt att denitrifikationen i den anoxa bassängen är fullständig för att undvika<br />
återrecirkulation av nitrat till den anaeroba bassängen. Pluggflöde istället för en<br />
totalomblandad anox bassäng kan därmed vara en fördel (Kuba et al., 1997).<br />
16
Bio-P-drift<br />
återflöde<br />
internrecirkulation<br />
inflöde<br />
anaerob<br />
bassäng<br />
anox<br />
bassäng<br />
aerob bassäng<br />
sedimentation<br />
utflöde<br />
returslam<br />
överskottsslam<br />
Figur 2.9. Flödesschema för UCT-processen (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.5.4 PhoStrip<br />
PhoStrip är en process där man behandlar en del av returslammet från den <strong>biologisk</strong>a<br />
reningsprocessen i ett sidoflöde. Slammet utsätts för en anaerob miljö i en så kallad ”stripper”<br />
där PAO släpper ut fosfor till den omgivande bulkvätskan (Metcalf & Eddy, 1991). Den<br />
fosforrika supernatanten separeras från slammet och behandlas med kalk för att fälla ut<br />
fosforn i en sedimentationsbassäng (Metcalf & Eddy, 1991). Slammet från strippern och<br />
supernatanten efter sedimenteringen återförs sedan till det resterande returslammet. Ett<br />
flödesschema över PhoStrip-processen finns i Figur 2.10 nedan.<br />
inflöde<br />
aktivslambehandling<br />
sedimentation<br />
utflöde<br />
direkt returslam<br />
överskottsslam<br />
fosforstrippat returslam<br />
supernatantretur<br />
anaerob<br />
stripper<br />
Kemisk fällning &<br />
sedimentation<br />
fosforrik supernatant<br />
kalk<br />
kemiskt överskottsslam<br />
Figur 2.10. Flödesschema för PhoStrip-processen (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.5.5 SBR<br />
SBR (Sequencing Batch Reactor) är en process som kan var lämplig <strong>vid</strong> mindre flöden till<br />
avloppsreningsverket. I en SBR utförs de olika stegen i den <strong>biologisk</strong>a reningen i en och<br />
samma tank istället för i separata. Processen avslutas med sedimentering och tömning av<br />
vätske- respektive slamfasen. För att uppnå koloxidation, kvävereduktion samt<br />
<strong>fosforavskiljning</strong> används ofta den sekvens som visas i Figur 2.11. I den anaeroba fasen sker<br />
17
Bio-P-drift<br />
fosforsläpp, i den aeroba koloxidation, nitrifikation och fosforupptag och i den anoxa<br />
denitrifikation. Under den aeroba fasen förbrukas all lättillgänglig kolkälla, vilket medför att<br />
kolhalten är mycket låg när processen går in i den anoxa fasen. Det är därför nödvändigt att<br />
tillsätta en extern kolkälla i den anoxa fasen för att gynna denitrifikationen (Metcalf & Eddy,<br />
1991).<br />
kolkälla<br />
inflöde<br />
utflöde<br />
påfyllning<br />
Figur 2.11. Flödesschema för SBR med <strong>fosforavskiljning</strong> (Metcalf & Eddy, 1991).<br />
2.6 Hydrolys<br />
anaerob fas<br />
aerob fas<br />
ORGANISKT MATERIAL<br />
Proteiner<br />
Kolhydrater<br />
Fetter<br />
anox fas<br />
sedimentering<br />
tömning<br />
Anaerob nedbrytning av organiskt material sker enligt fyra delprocesser; hydrolys,<br />
syrabildning, ättiksyrabildning och metanbildning, se Figur 2.12.<br />
HYDROLYS<br />
LÖSLIGA ORG. FÖRENINGAR<br />
Aminosyror<br />
Sockerarter<br />
Fettsyror<br />
SYRABILDNING<br />
ALKOHOLER &<br />
FLYKTIGA FETTSYROR (VFA)<br />
ÄTTIKSYRABILDNING<br />
Vätgas<br />
Koldioxid<br />
METANBILDNING<br />
Metan<br />
Koldioxid<br />
Ättiksyra<br />
Figur 2.12. Anaerob nedbrytning av organiskt material (Norlander, 2008).<br />
18
Bio-P-drift<br />
Slutprodukterna, metan och koldioxid, kallas också biogas och är den önskvärda produkten<br />
<strong>vid</strong> anaerob nedbrytning i en rötkammare. Efter de två första processerna, hydrolys och<br />
syrabildning, bildas bland annat VFA. Dessa processer kan uppstå spontant under anaeroba<br />
förhållanden <strong>vid</strong> ett avloppsreningsverk, men kan också framtvingas för att höja VFA-halten i<br />
inflödet till den anaeroba bassängen <strong>vid</strong> bio-P-drift. För att förhindra att nedbrytningen går<br />
<strong>vid</strong>are med metanbildning krävs att uppehållstiden hålls kortare än i en rötkammare. Den<br />
första delprocessen av dessa två, hydrolysen, är den hastighetsbegränsande processen <strong>vid</strong><br />
VFA-bildning och har därför blivit processen man har fokuserat på. Därför kallas nu<br />
vanligtvis hydrolysen och syrabildningen tillsammans för enbart hydrolys inom VA-teknikbranschen<br />
(Norlander, 2008). För enkelhetens skull kommer även denna rapport<br />
fortsättningsvis att använda hydrolys som samlingsnamnet för de VFA-producerande<br />
processerna.<br />
Det finns olika alternativ för var i processen hydrolys kan ske och vilken metod som är bäst<br />
lämpad beror på de lokala förhållandena på verket (Tykesson, 2005). Det är främst tre olika<br />
metoder för hydrolys som används för VFA-produktion för bio-P: längre uppehållstid i den<br />
anaeroba bassängen, primärslamhydrolys och returslamhydrolys.<br />
2.6.1 Längre uppehållstid i den anaeroba bassängen<br />
Ett alternativ är att genom en längre uppehållstid i den anaeroba fasen i en<br />
aktivslambehandling möjliggöra hydrolys och VFA-produktion, som då sker simultant med<br />
fosforsläppet (Tykesson, 2005). Detta gäller dock endast fall med låga VFA-halter i det<br />
inkommande vattnet, i annat fall kan det leda till sekundärt fosforsläpp, se kapitel 2.3.8.<br />
2.6.2 Primärslamhydrolys<br />
Ett annat alternativ är att använda försedimenteringsbassängen för hydrolys. Istället för att<br />
pumpa ut slammet direkt när det nått slamfickan byggs ett slamtäcke upp där slammet börjar<br />
brytas ned. Delar av slammet cirkuleras sedan tillbaka upp till ytan av sedimentationsbassängen<br />
så att de VFA som producerats och som nu är vattenlösliga kan ”tvättas” ur och gå<br />
<strong>vid</strong>are till det anaeroba biosteget (Tykesson, 2005). Vid Öresundsverket i Helsingborg<br />
introducerades denna metod 1993 när det upptäcktes att halten VFA var för låg, och har<br />
fungerat bra för att höja VFA-halten i den anaeroba bassängen (Tykesson et al., 2005). I Figur<br />
2.13 illustreras den metod för primärslamhydrolys som används på Öresundsverket (Jönsson<br />
et al., 1996).<br />
19
Bio-P-drift<br />
Figur 2.13. Exempel på design av primärslamhydrolys (Jönsson et al., 1996).<br />
För att primärslamhydrolys ska fungera tillfredsställande krävs att bassängen är tillräckligt<br />
djup för att förhindra slamflykt från bassängen <strong>vid</strong>are till den anaeroba bassängen.<br />
Anledningarna till risken för slamflykt är den ökade slamnivån i och med att det krävs en<br />
förhöjd slamålder för att skapa hydrolys samt den ökade partikelbelastning som<br />
slamrecirkulationen innebär (Christensson et al., 1998). För att få en bättre hydrolys och en<br />
mer kontrollerad VFA-produktion vore det bättre att utföra hydrolysen i en separat bassäng,<br />
där man också kan kontrollera pH, temperatur och slamålder för att uppnå optimala<br />
förhållanden (Christensson et al., 1998). Huru<strong>vid</strong>a det är lönsamt att bygga en separat bassäng<br />
är dock en kostnadsfråga.<br />
2.6.3 Returslamhydrolys<br />
Ett tredje alternativ är hydrolys av returslam där man låter allt eller en del av returslammet<br />
passera en anaerob tank innan det förs tillbaka till biosteget (Tykesson, 2005), se Figur 2.14.<br />
En stor fördel med denna metod är det faktum att man kan ta till vara på all producerad VFA<br />
då hela slammängden förs tillbaka in i processen till skillnad från primärslamhydrolys där<br />
hydrolysatet separeras i försedimentationsbassängen och delar av den producerade VFA följer<br />
med primärslammet till slambehandlingen (Jönsson & Jansen, 2006). Dessutom har det visat<br />
sig effektivare att använda sig av returslamhydrolys än primärslamhydrolys med tanke på<br />
mängden VFA som kan produceras (Jönsson & Jansen, 2006). En nackdel som dock bör<br />
nämnas är det faktum att en extra bassäng avsedd för hydrolys måste finnas vilket kan<br />
innebära extra drifts- och investeringskostnader.<br />
20
Bio-P-drift<br />
a)<br />
Aktivslambehandling<br />
Hydrolys<br />
b)<br />
Aktivslambehandling<br />
Hydrolys<br />
Figur 2.14. Två olika alternativ för returslamhydrolys där allt (a) respektive delar av (b)<br />
returslammet hydrolyseras i en separat tank (Jönsson & Jansen, 2006).<br />
Om samma mängd VFA önskas produceras kan man ha en kortare uppehållstid om man väljer<br />
att hydrolysera hela returslamsflödet till skillnad från en sidoströmshydrolys där endast en del<br />
av flödet hydrolyseras (Jönsson & Jansen, 2006). Det kan innebära fördelar med en kortare<br />
uppehållstid då risken för metanproduktion minskar.<br />
En fördel med sidoströmshydrolys är att det har visat sig att den anaeroba bassängen för<br />
hydrolys kan ersätta den anaeroba bassängen i biosteget för fosforsläpp (Tykesson, 2005). Det<br />
har visat sig fungera bra på flera fullskaleanläggningar och innebär då att de denitrifierande<br />
bakterierna slipper konkurrera med PAO om den inkommande kolkällan. Behålls den<br />
anaeroba bassängen i biosteget bör man se till att den totala anaeroba slamåldern inte blir för<br />
lång för att därmed undvika sekundärt fosforsläpp.<br />
2.6.4 Optimering av hydrolysprocessen<br />
Hur mycket VFA som kan produceras genom hydrolys beror på slammängden som<br />
produceras i verket, vilket i sin tur beror på inflödet av COD (Jönsson & Jansen, 2006).<br />
Använder man sig av returslamhydrolys kan en större mängd VFA bildas om verket inte<br />
använder sig av någon försedimentering, då det slam som annars skulle avlägsnats i<br />
försedimenteringsbassängen istället kommer att sedimenteras i den sekundära sedimentationsbassängen<br />
och bli en del av returslammet (Jönsson & Jansen, 2006).<br />
Ett sätt att effektivisera hydrolysen har visat sig vara att tillsätta sulfatreducerande bakterier,<br />
vilka genom att bryta upp partiklar av organiskt material gör det mer lättåtkomligt för de<br />
hydrolytiska enzymerna (Norlander, 2008). Förutom dessa metoder för att effektivisera<br />
hydrolysen har det även i labbskala visat sig att processen gynnas av högre temperaturer<br />
(Norlander, 2008). Vidare är slamåldern en viktig parameter som måste vara tillräckligt lång<br />
för att möjliggöra så stor VFA-produktion som möjligt samtidigt som man vill undvika att<br />
nedbrytningsprocessen går <strong>vid</strong>are till metanproduktion. Även om det inte går att styra<br />
temperaturen kan det vara bra att vara medveten om att hydrolyshastigheten är kraftigt<br />
temperaturberoende. I ett fullskaleförsök visade det sig att hydrolyshastigheten sjunker snabbt<br />
<strong>vid</strong> temperaturer under 20 ˚C (Christensson, 1998).<br />
21
Bio-P-drift<br />
2.6.5 Hydrolysförsök<br />
Ett sätt att utvärdera resultatet av ett eventuellt införande av hydrolys på ett avloppsreningsverk<br />
är att göra hydrolysförsök i laboratorium. Försöket görs på den typ av slam som är tänkt<br />
att användas för hydrolys, primärslam eller returslam. Under anaeroba förhållanden mäts<br />
sedan löst COD, VFA, ammonium och fosfat under reaktionstiden som oftast varar i cirka 10<br />
dagar. Löst COD mäts då det anses vara en indikation på producerat organiskt material men<br />
även VFA mäts för att kunna avgöra VFA-potentialen i det organiska materialet. Ammonium<br />
mäts för att utvärdera C/N förhållandet i det producerade hydrolysatet för att säkerställa<br />
kolbehovet för denitrifikation på 4-5 mg COD/mg N (Henze et al., 1997). Fosforkoncentrationen<br />
mäts för att kunna utvärdera eventuell närvaro av PAO då de kan ta upp<br />
eventuell producerad VFA samtidigt som de släpper fosfor då försöket utförs under anaeroba<br />
förhållanden (Jönsson & Jansen, 2006).<br />
22
Bio-P i Sverige<br />
3 Bio-P i Sverige<br />
Kemisk <strong>fosforavskiljning</strong> har länge varit standarden på kommunala avloppsreningsverk i<br />
Sverige. Sedan introduktionen av kväveavskiljning har dock behovet av att tillsätta<br />
metallsalter för kemisk fällning av fosfor minskat, vilket skulle kunna förklaras av oavsiktlig<br />
<strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>. Det tycks alltså finnas en potential för bio-P-drift i Sverige<br />
(Tykesson, 2005).<br />
Idag är totalt 28 avloppsreningsverk i Sverige med i nätverket för bio-P som är ett nätverk för<br />
alla som jobbar med <strong>biologisk</strong> fosforrening eller planerar att starta upp en bio-P-process.<br />
Syftet med nätverket är att främja erfarenhetsutbyte via seminarier, gruppdiskussioner, kurser<br />
etc. (Nätverket för bio-P, 2012). Fyra avloppsreningsverk i Sverige som använder sig av bio-P<br />
presenteras nedan.<br />
3.1 Öresundsverket<br />
Öresundsverket ligger i Helsingborg och har en total belastning på ungefär 144 000 pe<br />
(Tykesson et al., 2005). 1990-1991 byggdes verket om för att vara det första verket i Sverige<br />
byggt för kombinerad <strong>biologisk</strong> kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong>. Den <strong>biologisk</strong>a reningen består<br />
av fyra separata linjer byggda enligt UCT-modellen och sedan sommaren 2006 tillsätts inga<br />
kemikalier för att rena vattnet (Jönsson et al., 2007). Motiveringen att övergå till bio-P-drift<br />
har främst varit bättre slamegenskaper, mindre slamproduktion, mindre konsumtion av<br />
kemikalier och en miljövänligare drift. Det senare har även inneburit att myndigheterna<br />
tillåter att utsläppskravet för fosfor mäts som årsmedelvärde istället för som<br />
månadsmedelvärden samt att gränsvärdet höjts från 0,3 mg/l till 0,5 mg/l (NSVA, 2010b).<br />
Från det att verket byggdes om i början på 90-talet tog det cirka 3 år för processen att<br />
stabiliseras och därefter har optimeringsåtgärder lett till en effektiv och väl fungerande bio-Pdrift<br />
(Tykesson et al., 2005). De främsta förbättringarna har skett i och med införandet av<br />
primärslamhydrolys samt en mer kontrollerad luftning.<br />
3.2 Käppalaverket<br />
Käppalaverket som ligger på Lidingö har idag en belastning på ungefär 520 000 pe och består<br />
av en äldre och en nyare del. I den äldre delen har man sedan 2004 använt sig av bio-P-drift<br />
med goda resultat (Käppala, 2011). Man använder sig av UCT-processen med kompletterande<br />
kemisk rening i form av tillsatt järnsalt i det avslutande sandfiltret. Under en försöksperiod<br />
upptäcktes bland annat problem med nitrat i returflödet in i den anaeroba bassängen. Detta har<br />
man löst genom att införa redoxmätningar för att styra nitratpumparna och på så sätt undvika<br />
att mer nitrat recirkuleras till den anoxa bassängen än vad som kan denitrifieras. Ett annat<br />
problem som uppstått på Käppalaverket är en hög halt av fosfor i rejektvattnet. Detta<br />
kontrolleras av det järnsalt som finns i slammet från den nya delen av verket då allt slam<br />
blandas i rötkammaren (Borglund & Jönsson, 2003).<br />
Försök med bio-P gjordes även i den nya delen av verket men med betydligt sämre resultat.<br />
Exakt varför det inte fungerade vet man inte men en förklaring kan vara att de olika delarna<br />
har olika dimensioner. De nya bassängerna är djupare vilket leder till ett lägre pH då mer<br />
koldioxid löses i vattnet vilket är ogynnsamt för PAO. De olika bassängerna har också olika<br />
hydraulik vilket skulle kunna påverka processen (Borglund & Jönsson, 2003).<br />
23
Bio-P i Sverige<br />
På Käppalaverket gjordes även ett försök att införa bio-P-drift utan att först avsluta tillsatsen<br />
av järnsalt i försedimenteringen. Avsikten var att testa hypotesen att detta skulle gynna GAO<br />
istället för PAO. Detta visade sig vara riktigt då stora svårigheter att få en stabil bio-P-process<br />
uppstod som en konsekvens av större populationer GAO än PAO (Tykesson, 2005). Det går<br />
inte att börja tillsätta VFA innan man stängt av tillsatsen av fällningskemikaler då den låga<br />
fosforhalten begränsar PAO varpå GAO istället gynnas av den tillsatta mängden VFA. För att<br />
få en gynnsam bio-P-drift kan man därför konstatera att man bör införa VFA till den anaeroba<br />
bassängen samtidigt som man stänger av tillsatsen av fällningskemikalier (Tykesson, 2005).<br />
3.3 Sjöstadsverket<br />
Sjöstadsverket ligger i anslutning till Henriksdals avloppsreningsverk i Stockholm och är<br />
byggt för forskning och utveckling. Verket invigdes 2003 och drivs sedan 2008 av ett<br />
konsortium bildat av Kungliga Tekniska Högskolan och IVL Svenska Miljöinstitutet.<br />
Forskningsanläggningen tar emot vatten från cirka 600-1000 pe och består idag av fem olika<br />
linjer där man har testat flera olika reningsmetoder, bland annat UCT-processen. Det<br />
avloppsvatten som kommer in till Sjöstadsverket består av endast spillvatten, inget dagvatten,<br />
och det är därmed rikt på fosfor. Detta innebär att det krävs stora mängder VFA för att en<br />
bio-P-process ska kunna reducera fosforhalten tillräckligt. Preliminära undersökningar av det<br />
inkommande vattnet tydde på ett behov av 130-200 mg/l COD VFA men att VFA-potentialen<br />
som högst låg på endast 130 mg/l vilket är på gränsen för att få ett bra resultat (Dagerskog,<br />
2002). Senare studier har dock visat att det bör gå att med hjälp av primärslamhydrolys få upp<br />
VFA-halten i den anaeroba bassängen så att bio-P processen kan ge en tillräcklig<br />
fosforreduktion (Sjöstrand, 2007). Under försöksperioden hade man även vissa problem med<br />
nitrat i recirkulationsflödet in i den anaeroba bassängen. Detta berodde troligtvis på antingen<br />
ett för stort nitratflöde in i den anoxa bassängen eller en för kort uppehållstid i den anoxa<br />
bassängen.<br />
3.4 Duvbackens reningsverk<br />
Duvbackens reningsverk ligger i Gävle och togs i drift 1967. Verket är dimensionerat för<br />
100 000 pe och 2010 togs vatten emot från totalt cirka 88 500 pe (Gästrike vatten, 2011).<br />
Verket har inget krav på kväveavskiljning men utsläppskravet på BOD 7 och fosfor är 8<br />
respektive 0,4 mg/l. 2003 byggdes Duvbackens reningsverk om för att införa <strong>biologisk</strong><br />
<strong>fosforavskiljning</strong>. Tidigare hade man använt sig av både förfällning och efterfällning men <strong>vid</strong><br />
ombyggnationen togs förfällningen bort. Efterfällning behöll man som en komplettering till<br />
bio-P men målet var att minimera kemikalieanvändningen. De mellansedimentationsbassänger<br />
som användes innan ombyggnationen används idag för att samla upp bräddat vatten<br />
och ibland även industrivatten för att skydda bio-P-processen. Detta vatten leds sedan tillbaka<br />
in i början av reningsprocessen med ett lägre flöde (Örnmark, 2007).<br />
Efter införandet av bio-P hade man problem med tidvis för höga fosforhalter i utflödet från<br />
biosteget och tillsats av fällningskemikalie var nödvändig. De förhöjda halterna uppstod<br />
sporadiskt utan någon märkbar kontinuitet. Dock upptäcktes ett samband med lägre syrehalter<br />
i den aeroba delen av biosteget. I en studie gjord av Örnmark (2007) konstaterades att orsaken<br />
till de sänkta syrehalterna och därefter förhöjda fosforhalter är en extern tillförsel av<br />
syreförbrukande material, mest troligt från betydande industrier i området. Bio-P-processen<br />
ansågs generellt fungera väldigt bra men att processen är känslig för störningar. I studien<br />
konstaterades även att primärslamhydrolys skulle kunna förbättra processen.<br />
24
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
4 <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk är beläget <strong>vid</strong> kusten i södra delen av tätorten Torekov i<br />
nordvästra Skåne. Verket togs i bruk på 1960-talet men har blivit ombyggt i omgångar, senast<br />
2001. Avloppsreningsverket renar främst kommunalt avloppsvatten men det finns även några<br />
mindre industrier kopplade till <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Avloppsreningsverket är<br />
dimensionerat för 14 000 pe (NSVA, 2010a). En karta med Torekov markerad och en flygbild<br />
över <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk finns i Figur 4.1 och Figur 4.2.<br />
Figur 4.1. Karta över södra Sverige med Torekov markerad med en nål.<br />
Figur 4.2. Flygbild över <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
25
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
Avloppsreningsverket i Torekov är byggt för rening av avloppsvatten med hjälp av mekanisk,<br />
<strong>biologisk</strong> och kemisk rening, ett processchema finns i Figur 4.3. I ett första steg renas vattnet<br />
mekaniskt genom att först silas genom två parallellt uppställda rotosiler med en spalt<strong>vid</strong>d på<br />
3 mm och sedan renas i ett sandfång där sand och grus avlägsnas genom sedimentering<br />
(NSVA, 2009). Sandfångsbassängen är luftad för att undvika att organiskt material<br />
sedimenterar. Sand och grus som avlägsnats tvättas och används för att fylla ut mark, till<br />
exempel <strong>vid</strong> utgrävningar på grund av förorenad mark. Tvättvattnet återförs sedan in i<br />
reningsprocessen. Någon försedimenteringsbassäng finns inte då man ville försäkra sig om att<br />
tillräckligt mycket organiskt material finns tillgängligt i biosteget.<br />
Figur 4.3. Processchema för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (NSVA, 2012). Förstorad version<br />
finns i Bilaga A.<br />
Den <strong>biologisk</strong>a reningen sker med hjälp av aktivslam och fördenitrifikation. Verket är även<br />
byggt för bio-P-drift med en anaerob bassäng som första steg i den <strong>biologisk</strong>a reningen, enligt<br />
A 2 /O-modellen. Fosforavskiljningen sker dock idag med kemisk efterfällning. För att<br />
optimera driften tillsätts etanol som extern kolkälla i den anaeroba bassängen.<br />
Torekov är en populär turistort på sommaren och man har därför problem med stora skillnader<br />
i föroreningsbelastning under olika säsonger. Det kan vara dubbelt så höga koncentrationer i<br />
inflöde under sommaren jämfört med under vintern, vilket innebär stora variationer i<br />
syrebehovet. Det finns idag ett problem med regleringen av luftningen i de aeroba<br />
bassängerna då det endast finns två system; ett med hög kapacitet och ett med låg kapacitet,<br />
vilket gör det svårt att uppnå optimal luftning. Under vinterhalvåret är luftningen oftast för<br />
intensiv varpå syrehalten blir för hög och under sommaren är den otillräcklig varpå syrehalten<br />
blir för låg och fler bassänger måste luftas vilket påverkar denitrifikationen negativt.<br />
Efter de luftade bassängerna sker en mellansedimentering där det <strong>biologisk</strong>a slammet tas ut.<br />
Därefter följer en flockuleringsbassäng där polyaluminiumklorid tillförs för fällning av fosfor<br />
som i en sista sedimenteringstank tas ut som kemiskt slam. Det renade vattnet leds slutligen ut<br />
i Skälderviken som är en vik i Kattegatt.<br />
26
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
Bioslammet och kemslammet leds till fyra slambehandlingsbassänger för <strong>vid</strong>are nedbrytning<br />
och stabilisering. Största delen av slammet leds tillbaka till den anaeroba bassängen i form av<br />
returslam, medan en del tas ut som överskottsslam. Överskottsslammet avvattnas innan det<br />
omhändertas och används för tillverkning av anläggningsjord.<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverks utsläppsvillkor och dimensionerade belastning finns<br />
sammanfattade i Tabell 4.1 och Tabell 4.2.<br />
Tabell 4.1. Utsläppsvillkor för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (NSVA, 2010a).<br />
Riktvärde<br />
Gränsvärde<br />
BOD 7 10 mg/l, kvartalsmedel 10 mg/l, årsmedel<br />
N-tot. 12 mg/l, årsmedel endast riktvärde<br />
P-tot. 0,3 mg/l, kvartalsmedel 0,3 mg/l, årsmedel<br />
Tabell 4.2. <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverks dimensionerade belastning (NSVA, 2010a).<br />
Dimensionerad belastning<br />
Flöde, medeldygn 5400 m 3 /d<br />
Maxflöde in i biosteget 212,4 m 3 /h<br />
BOD 7 , årsmedel<br />
800 kg/d<br />
N-tot., årsmedel<br />
160 kg/d<br />
P-tot., årsmedel<br />
42 kg/d<br />
4.1 Biosteget och slamstabiliseringen<br />
Den <strong>biologisk</strong>a reningen och slamstabiliseringen sker i nio olika bassänger, se Figur 4.4. De<br />
olika bassängernas funktioner förklaras mer i detalj nedan. En sammanställning av de olika<br />
bassängernas volymer finns i Tabell 4.3 och Tabell 4.4.<br />
27
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
flytslam<br />
till kemisk fällning<br />
mellansed.<br />
b.5<br />
b.4<br />
överskottsslam<br />
b.7<br />
bottenslam<br />
b.6<br />
b.2<br />
b.3<br />
etanol<br />
b.8<br />
kemslam<br />
b.9<br />
flytslam<br />
returslam<br />
b.1<br />
sandfång<br />
rejektvatten<br />
från centrifug<br />
Figur 4.4. Bild över de olika bassängerna i den <strong>biologisk</strong>a reningen på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
samt illustration av tänkta förhållande (b.=bassäng, rutigt =anaerob, randigt<br />
=anox, prickigt =aerob).<br />
Tabell 4.3. Sammanställning av de olika bassängernas dimensioner i biosteget på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk (uppmätta av personal på verket).<br />
bassäng Förhållande Volym (m 3 ) Längd (m) Bredd (m) Djup (m)<br />
1 Omrörd 99 12,5 2,65 3,0<br />
2 Omrörd 87 11 2,65 3,0<br />
3 Omrörd/Luftad 109 13,7 2,65 3,0<br />
4 Luftad 276 34,7 2,65 3,0<br />
5 Luftad 276 34,7 2,65 3,0<br />
Biosteget 920<br />
28
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
Tabell 4.4. Sammanställning av de olika bassängernas dimensioner i slambehandlingen på<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (uppmätta av personal på verket).<br />
bassäng Förhållande Volym (m 3 ) Längd (m) Bredd (m) Djup (m)<br />
6 Luftad 69 11 1,8 3,5<br />
7 Omrörd 13,5 2,7 2 2,5<br />
8 Omrörd 13,5 2,7 2 2,5<br />
9 Luftad 69 11 1,8 3,5<br />
Slambehandling 165<br />
Bassäng 1 är tänkt att användas som en strikt anaerob bassäng för att möjliggöra en <strong>biologisk</strong><br />
<strong>fosforavskiljning</strong>. Bassängen är omrörd med hjälp av omrörare som är fästa på botten av<br />
bassängen. Etanol tillförs som en extern kolkälla och returslam från slamstabiliseringen<br />
tillförs i början av bassängen. Även rejektvatten från slamcentrifugen återförs till denna<br />
bassäng.<br />
Bassäng 2 och vanligtvis även bassäng 3 är till för denitrifikation och ska då vara anoxa.<br />
Bassängerna är omrörda och nitratrikt slam tillförs bassäng 2 från bassäng 4.<br />
Bassäng 4, 5 och <strong>vid</strong> behov även bassäng 3 är luftade bassänger för nitrifikation, oxidering<br />
av organiskt material och fosforupptag. Bassäng 4 och 5 är parallella men sammankopplade i<br />
slutet av bassängerna där det nitratrika slammet tas ut för recirkulation in i bassäng 2.<br />
Bassäng 6-9 är bassänger för slambehandling där returslammet ytterligare renas från kväve<br />
och <strong>biologisk</strong>t material i alternerande anoxa och aeroba bassänger. Bassäng 6 är luftad och<br />
omrörd och tillförs slam från mellansedimenteringen. Bassäng 7 är endast omrörd och från<br />
denna bassäng tas överskottsslam ut för <strong>vid</strong>are behandling. I bassäng 8, som också är endast<br />
omrörd, tillförs kemslammet från sista sedimenteringen. Bassäng 9 är luftad men mindre<br />
luftad än bassäng 6. Här tillförs flytslam från mellansedimenteringen och returslam tas ut för<br />
att återföras till biosteget.<br />
Överskottsslammet går <strong>vid</strong>are till en gravitationsförtjockare som ökar slammets<br />
torrsubstanshalt (TS). Avslutningsvis avvattnas slammet med hjälp av en centrifug. En<br />
polymer tillsätts även i sista steget för att få en bättre avvattning. Klarfasen från förtjockaren<br />
förs in i den bassäng där fällningskemikalie tillsätts, det vill säga efter biosteget, det<br />
rejektvatten som bildas i centrifugen återförs till första steget i den <strong>biologisk</strong>a reningen och<br />
det avvattnade slammet omhändertas av Nordvästra Skånes Renhållning AB (NSR) och<br />
används för tillverkning av anläggningsjord (NSVA, 2010a).<br />
29
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
30
5 Material och Metod<br />
Material och Metod<br />
Utvärderingen av bio-P-potentialen på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk gjordes med hjälp av<br />
insamlad mätdata från tidigare år, egna mätningar på verket, laborationsförsök och<br />
modellering med EFOR. Beskrivning av analysmetoderna finns i Bilaga B. Metod och resultat<br />
från modelleringen redovisas i Kapitel 7.<br />
5.1 Analys av mätdata för åren 2008-2010<br />
Tidigare års mätdata från <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk undersöktes i ett första steg för att<br />
utvärdera situationen på verket idag. Mätvärden från <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverks<br />
inkommande och utgående vatten som analyserats av Alcontrol Laboratories samlades in och<br />
sammanställdes för åren 2008 till 2010. Detta gjordes även för avloppsreningsverken<br />
Öresundsverket i Helsingborg och Nyvångsverket i Åstorp för år 2010 för jämförelse. Dessa<br />
verk valdes då Öresundsverket har en fungerande bio-P-drift och Nyvångsverket har liknande<br />
dimensionering som <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Övriga data som analyserats är mängden<br />
tillsatt fällningskemikalie. All datahantering gjordes med hjälp av Microsoft Excel 2010.<br />
5.1.1 Utvärdering av eventuellt inläckage<br />
För att undersöka eventuellt inläckage till avloppsledningarna gjordes en jämförelse mellan<br />
inkommande koncentrationer av BOD 7 , totalfosfor och totalkväve på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk, Öresundsverket och Nyvångsverket. Grafer gjordes i Excel från<br />
mätvärden som samlats in från respektive avloppsreningsverk. En beräkning gjordes också för<br />
att jämföra antalet pe kopplade till <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk utifrån parametrarna; BOD 7 ,<br />
totalfosfor och flöde.<br />
5.1.2 Utvärdering av kemikalieförbrukning<br />
Då misstanke fanns om ovanligt stort inläckage till avloppsledningarna och med tanke på att<br />
tillsatsen av fällningskemikalier styrs på inflöde gjordes en beräkning av mängden tillsatt<br />
aluminium (mol Al/mol P) för att utvärdera eventuell överdosering. Alla beräkningar gjordes i<br />
Excel och går att hitta i Bilaga C. Då det inte fanns några exakta siffror på hur stor mängd<br />
fällningskemikalier som tillsats har ett antagande gjorts att den mängd fällningskemikalier<br />
som köpts in en månad har använts upp till nästa inköpstillfälle, det vill säga att det finns<br />
ungefär lika mycket kemikalier kvar <strong>vid</strong> varje inköpstillfälle.<br />
5.2 Mätningar gjorda på verket<br />
De mätningar som gjordes på plats på verket var; syrehalt, VFA-titrering, fosfat, totalfosfor,<br />
ammonium och totalkväve. Prover för SS och VSS togs med till VA-laboratoriet på<br />
Kemicentrum i Lund för analys. En beskrivning av alla analysmetoder finns i Bilaga B.<br />
5.2.1 Slamålderanalys<br />
Utifrån SS- och VSS-halterna som uppmätts och med hjälp av givna volymer och flöden på<br />
avloppsreningsverket beräknades slamåldern biosteget (aktivslambehandlingen och<br />
slambehandlingsbassängerna). Beräkningen gjordes med hjälp av Ekvation 1.<br />
bassäng bassäng<br />
SRT (Ekvation 1)<br />
SS<br />
SS<br />
utflöde<br />
Q<br />
utflöde<br />
V<br />
SS<br />
ös<br />
Q<br />
ös<br />
31
Material och Metod<br />
5.3 Hydrolysförsök<br />
Tre olika två liter stora glasbehållare fylldes upp med vardera 1800 ml slam från det näst sista<br />
steget i slambehandlingen (bassäng 8) på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Bassäng 8 valdes då<br />
idén var att använda bassäng 9 för hydrolys. Behållarna placerades i vattenbad på 15 ˚C och<br />
omrörare installerades och justerades till minsta möjliga omrörning. Lock sattes på och<br />
kvävgas tillsattes via slang ovanför vätskefasen. Alla eventuella hål i locken tejpades igen för<br />
att säkerställa anaerob miljö i reaktorerna. I Figur 5.1 ses uppställningen av hydrolysförsöket.<br />
Figur 5.1. Uppställning av hydrolysförsök (12-22 november 2011).<br />
Direkt efter starten av hydrolysförsöket togs 10-15 ml prov ut för filtrering och senare analys<br />
av löst COD, ammonium, fosfat och VFA. Sex timmar senare togs prov återigen ut för<br />
filtrering och analys av ovan nämnda parametrar. Därefter gjordes samma analyser en gång<br />
dagligen <strong>vid</strong> samma tidpunkt som försöket startade. Vid starten av försöket, samt efter tre,<br />
fyra och tio dygn togs även prover ut för bestämning av SS och VSS.<br />
Reaktor 1 stoppades efter tre dygn och slammet centrifugerades för att hydrolysatet<br />
(vätskefasen) skulle kunna avlägsnas, se Figur 5.2. Hydrolysatet användes sedan till ett<br />
P-släppsförsök med luftat bioslam från Öresundsverket, se kapitel 5.4. Reaktor 2 stoppades<br />
efter fyra dygn och hydrolysat avlägsnades på samma sätt som från reaktor 1 och användes till<br />
denitrifikationsförsök med luftat bioslam från Öresundsverket, se kapitel 5.5. Reaktor 3<br />
stoppades efter tio dagar.<br />
32
Material och Metod<br />
Figur 5.2. Uttag av hydrolysat efter centrifugering.<br />
Vid försökets slut upptäcktes att stora mängder vätska avdunstat från reaktor 3, troligtvis<br />
beroende på en för stor mängd tillsatt kvävgas. Beslut togs att göra om hydrolysförsöket, men<br />
med endast en reaktor. Försöken med P-släpp och denitrifikation var redan genomförda och<br />
då dessa är tidskrävande och kostsamma bestämdes att dessa försök inte skulle göras om.<br />
I hydrolysförsök nummer två kontrollerades vätskenivån i reaktorn dagligen med hjälp av en<br />
markering och <strong>vid</strong> behov fylldes reaktorn på med destillerat vatten. Reaktorn fylldes på innan<br />
provet tagits ut och efter att prov tagits ut flyttades markeringen. Kvävgasflödet minskades<br />
också i jämförelse med hydrolysförsök 1. Under hydrolysförsök 2 gjordes samma analyser<br />
som <strong>vid</strong> hydrolysförsök 1. Dock togs inte prover ut dagligen, dels på grund av tidsbrist och<br />
dels på grund av ekonomiska skäl.<br />
5.3.1 Beräkning av hydrolyskonstanten<br />
En beräkning av den hydrolyskonstant som används i modelleringen med EFOR gjordes<br />
utifrån resultatet från hydrolysförsök 2 och med hjälp av artikeln Activated Sludge Model No.<br />
2d, ASM2d skriven av Henze et al. (1999) som är den modell som ligger till grund för EFOR.<br />
En mer utförlig beskrivning av beräkningarna finns i Bilaga C.<br />
5.4 P-släppsförsök<br />
Ett P-släppsförsök utförs för att undersöka slammets eller olika kolkällors (till exempel det<br />
inkommande vattnets) potential för <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>. I försöket simuleras den<br />
anaeroba bassängen på avloppsreningsverket och den förhoppningsvis stigande halten fosfat<br />
och/eller kalium (motjon) till följd av fosforsläpp i vattenfasen mäts. I denna studie utfördes<br />
tre olika P-släppsförsök, <strong>vid</strong> två olika tillfällen. Vid försöken användes luftat bioslam<br />
tillsammans med en av tre olika kolkällor; acetat, inkommande vatten och hydrolysat från<br />
hydrolysförsök 1. Vid varje försök gjordes även ett referensförsök med Öresundsverket som<br />
är en väl fungerande bio-P-anläggning och därmed en lämplig referens i utvärderingen av<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Uppställningen av de två första P-släppsförsöken ses i Figur<br />
5.3.<br />
33
Material och Metod<br />
Figur 5.3. Uppställningen av de första två P-släppsförsöken (26 oktober 2011).<br />
5.4.1 Försök med acetat som kolkälla<br />
1800 ml bioslam från en aerob bassäng på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (bassäng 4)<br />
respektive Öresundsverket överfördes till varsin två liter stor bägare. Bägarna ställdes i ett<br />
vattenbad med magnetrörare och temperaturen ställdes på 15 ˚C, för att efterlikna<br />
förhållandena på verket. För att uppnå maximalt fosforupptag innan själva P-släppsförsöket<br />
syresattes reaktorerna under cirka en timme. Syrehalten, temperatur och pH mättes före och<br />
efter luftningen. Dessutom togs prover ut för att mäta SS samt VSS i början och slutet av<br />
försöket. När luftningen avslutats täcktes bägarna över med lock och alla lufthål täpptes igen<br />
med plast och tejp för att säkerställa anaeroba förhållanden under försöket. Därefter tillsattes<br />
27 ml stamlösning natriumacetat med en koncentration på 20 000 mg COD/l vilket<br />
resulterade i en koncentration på 300 mg COD/l i reaktorerna. Efter en minut togs första<br />
provet ut och filtrerades, se Figur 5.4. Därefter togs prov ut var 15 minut i totalt 180 minuter.<br />
Vid provtagningen efter den första kvarten mättes dessutom syrehalten igen för att försäkra<br />
sig om att anaeroba förhållanden förelåg i bägarna.<br />
Figur 5.4. Filtrering av prover.<br />
34
Material och Metod<br />
Proverna som filtrerats analyserades senare med Dr. Lange kyvettest för att mäta fosfatrespektive<br />
kaliumhalten. Kaliumhalten mättes då misstanke fanns att slammet från Torekov<br />
innehöll aluminiumjoner som kan fälla ut den släppta fosforn.<br />
5.4.2 Försök med inkommande vatten<br />
Försök gjordes också för att undersöka kvalitén på <strong>Torekovs</strong> inkommande vatten som<br />
kolkälla. Eftersom driften på Öresundsverket fungerar tillfredsställande och slammet där<br />
uppenbarligen fungerar bra användes slam från Öresundsverket både <strong>vid</strong> försöket med<br />
<strong>Torekovs</strong> inkommande vatten samt <strong>vid</strong> referensen med Öresundsverkets inkommande vatten.<br />
Med inkommande vatten menas här vatten som tagits från inflödet till aktivslamanläggningen.<br />
Detta innebär att vattnet från Torekov genomgått mekanisk rening och att vattnet från<br />
Öresundsverket förutom mekanisk rening även genomgått primärslamhydrolys.<br />
Vid förberedelse av proven skakades bioslam från Öresundsverket väl innan 1800 ml hälldes<br />
upp. Därefter tilläts slammet sedimentera tills slamnivån nått 900 ml. Vätskefasen på 900 ml<br />
avlägsnades varpå omrörning och luftning av resterande slammängd startades. Efter<br />
luftningen, när man i det föregående försöket tillsatte acetatlösning, tillsattes nu istället<br />
900 ml inkommande vatten som tagits från inflödet till den anaeroba bassängen på<br />
avloppsreningsverken. Därefter fortlöpte försöket på samma sätt som <strong>vid</strong> försök med acetat<br />
som beskrevs tidigare.<br />
5.4.3 Försök med hydrolysat<br />
Vid ett av hydrolysförsöken (kapitel 5.3) stoppades försöket efter 3 dagar och hydrolysat togs<br />
ut för att undersöka dess potential som kolkälla i ett P-släppsförsök. Försöket utfördes på<br />
liknande sätt som med inkommande vatten, det vill säga bioslammet från Öresundsverket fick<br />
sedimentera och 900 ml av den klara vätskefasen avlägsnades varefter 900 ml hydrolysat<br />
tillsattes efter luftning av slammet. Som referens gjordes ett försök med bioslam från<br />
Öresundsverket och acetat som kolkälla.<br />
5.5 Denitrifikationsförsök<br />
Denitrifikationsförsök går ut på att mäta hur snabbt nitrat och nitrit omvandlas till kvävgas<br />
och kan användas för att utvärdera en kolkällas eller ett avloppsvattens denitrifikationspotential<br />
och för att undersöka denitrifikationsaktiviteten hos ett slam. I denna studie gjordes<br />
tre parallella denitrifikationsförsök; ett med luftat bioslam från Öresundsverket med acetat<br />
som kolkälla, ett med luftat bioslam från Torekov med acetat som kolkälla och ett med luftat<br />
bioslam från Öresundsverket med hydrolysat från hydrolysförsök 1 som kolkälla. Det första<br />
försöket gjordes som referens till försöket med slam från Torekov och försöket med<br />
hydrolysat gjordes för att utvärdera kvalitén på hydrolysatet. Utvärderingen av hydrolysatet<br />
gjordes med slam från Öresundsverket då denitrifikationen på detta verk fungerar bra<br />
samtidigt som det var mer osäkert hur denitrifikationsaktiviteten var i bioslammet från<br />
Torekov. Metoden för försöken med acetat som kolkälla är identiska men metoden för<br />
försöket med hydrolysat som kolkälla skiljer sig något från de andra två. Uppsättningen av<br />
försöket går att se i Figur 5.5.<br />
35
Material och Metod<br />
Figur 5.5. Uppställningen av försöket med denitrifikation.<br />
5.5.1 Acetat som kolkälla<br />
Till dessa försök användes 1800 ml omrört och luftat bioslam. Försöken utfördes i bägare<br />
med lock under konstant omrörning i 180 minuter. Under försökens gång kontrollerades<br />
temperaturen till 15 ˚C med hjälp av ett vattenbad. Innan försöken startades luftades slammet i<br />
cirka en timme för att omvandla all eventuell ammonium till nitrat. Därefter tillsattes kvävgas<br />
som en ridå ovan vätskeytan för att säkerställa anox miljö. Vid försökens start tillsattes 18 ml<br />
näringslösning och 4,5 ml nitratlösning, en beskrivning av tillsatta lösningar finns i Bilaga F.<br />
31 minuter efter försökens start tillsattes kolkällan, i detta fall 18 ml acetatlösning. Under<br />
försöksförloppen togs cirka 10 ml prov ut var 15 minut. Proven filtrerades och<br />
koncentrationerna NO 3 -N och NO 2 -N mättes med hjälp av Dr Lange kyvettest. Vid start och<br />
slut av försöken togs även prov ut för bestämning av SS och VSS.<br />
5.5.2 Hydrolysat som kolkälla<br />
Vid ett av hydrolysförsöken (kapitel 5.3) stoppades försöket efter 4 dagar och hydrolysat togs<br />
ut för att undersöka dess potential som kolkälla i ett denitrifikationsförsök. Innan försöket<br />
bestämdes att mängden hydrolysat som skulle tillsättas skulle vara lika stor som mängden<br />
slam. För att inte minska på SS koncentrationen fick, på samma sätt i som i P-släppsförsöket,<br />
1800 ml slam sedimentera tills det att 900 ml vätska kunde tas ut. Det sedimenterade slammet<br />
luftades sedan i cirka en timme innan försöket startades och näringslösningarna tillsattes.<br />
Efter 31 minuter tillsattes 900 ml hydrolysat. Prov för SS och VSS togs ut direkt efter det att<br />
hydrolysatet tillsats samt i slutet av försöket. I övrigt utfördes försöket på samma sätt som<br />
försöken med acetat som kolkälla.<br />
36
mg P-tot / l<br />
Resultat och diskussion<br />
6 Resultat och diskussion<br />
Resultat från analyser av mätdata, provtagningar och laborationsförsök presenteras nedan.<br />
6.1 Analys av mätdata<br />
Vid en första anblick på inkommande koncentrationer uppstod en misstanke om ovanligt stort<br />
inläckage av grundvatten eller havsvatten till avloppsledningarna då föroreningshalterna<br />
ansågs vara ovanligt låga. Detta skulle i sådana fall även kunna påverka tillsatsen av<br />
fällningskemikalier då dessa doseras utifrån inflödet till verket.<br />
6.1.1 Inläckage<br />
För att undersöka eventuellt inläckage jämfördes först inflödeskoncentrationerna på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk med två andra avloppsreningsverk. Därefter gjordes även en beräkning av<br />
antal personekvivalenter som motsvaras av koncentrationer och inflöden till verket.<br />
Jämförelse med två andra avloppsreningsverk<br />
Till att börja med gjordes en jämförelse mellan inkommande koncentrationer på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk och inkommande koncentrationer på Öresundsverket och Nyvångsverket.<br />
Öresundsverket valdes som jämförande verk då det har en fungerande bio-P-drift och<br />
Nyvångsverket då det har en liknande dimensionering som Torekov. Båda verken ligger<br />
dessutom geografiskt tämligen nära Torekov. Indata för år 2010 samlades in och resultatet ses<br />
i Figur 6.1, Figur 6.2 och Figur 6.3.<br />
9<br />
8<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
1 6 11 16 21 26 31 36 41 46 51<br />
vecka<br />
Öresundsverket Nyvångsverket Torekov<br />
Figur 6.1. Jämförelse mellan inkommande fosforkoncentrationer på avloppsreningsverken<br />
Torekov, Öresundsverket och Nyvångsverket år 2010.<br />
37
mg N-tot / l<br />
mg BOD 7 / l<br />
Resultat och diskussion<br />
400<br />
350<br />
300<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
Öresundsverket Nyvångsverket Torekov<br />
Figur 6.2. Jämförelse mellan inkommande BOD 7 -halter på avloppsreningsverken Torekov,<br />
Öresundsverket och Nyvångsverket år 2010. Värdet från Nyvångsverket i juli (3 mg/l) har<br />
tagits bort då det var kraftigt avvikande från de andra.<br />
80<br />
70<br />
60<br />
50<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
Öresundsverket Nyvångsverket Torekov<br />
Figur 6.3. Jämförelse mellan inkommande koncentrationer av totalkväve på<br />
avloppsreningsverken Torekov, Öresundsverket och Nyvångsverket år 2010. Värdet från<br />
Torekov i juli (96 mg/l) har tagits bort då det var kraftigt avvikande från de andra.<br />
Enligt figurerna ovan ligger de inkommande koncentrationerna på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk en bra bit under de på Öresundsverket och Nyvångsverket, särskilt vad<br />
gäller fosfor och BOD 7 . Detta skulle kunna bero på inläckage.<br />
38
pe<br />
Resultat och diskussion<br />
Beräkning av personekvivalenter (pe)<br />
För att ytterligare undersöka huru<strong>vid</strong>a inläckage kan vara en rimlig orsak till de låga<br />
inflödeskoncentrationerna gjordes beräkningar av hur många pe som inkommande mängden<br />
fosfor, BOD 7 och flöde motsvarar. Till beräkningarna användes schablonvärden för<br />
kommunalt avloppsvatten (Tabell 6.1). Resultatet för 2010 är sammanfattat i Figur 6.4.<br />
Tabell 6.1. Schablonvärden för kommunalt avloppsvatten med fosfor, BOD 7 och flöde per<br />
personekvivalent (pe) (Gillberg et al., 2003).<br />
Fosfor (g P/ (pe×dygn)) 2,0<br />
BOD 7 (g BOD 7 / (pe×dygn)) 70<br />
Flöde (l/ (pe×dygn)) 200<br />
35000<br />
30000<br />
25000<br />
20000<br />
15000<br />
10000<br />
5000<br />
0<br />
pe (flöde) pe (P-tot) pe (BOD7)<br />
Figur 6.4. Pe beräknat utifrån mängden fosfor, halten BOD 7 och flödet 2010.<br />
I Figur 6.4 syns det tydligt att det beräknade antalet pe blir betydligt högre när man beräknar<br />
utifrån flöde jämfört med när man utgår från totalfosfor eller BOD 7 som är den vanligaste<br />
parametern att använda <strong>vid</strong> beräkning av pe. Detta är ett tydligt tecken på inläckage. Jämför<br />
man med siffror på antal fasta boende i området år 2005 så visar det sig att närmast<br />
verkligheten kommer man om man räknar på totalfosfor, 6750 personer enligt Statistiska<br />
centralbyrån (2011) och 5682 pe beräknat utifrån totalfosfor (sammanställning finns i<br />
Bilaga C). Förklaringen till varför antalet pe blir lägre när man räknar utifrån BOD 7 jämfört<br />
med totalfosfor kan vara att organiskt material bryts ned i ledningarna innan vattnet når<br />
avloppsreningsverket, något som diskuterades i konsultrapporten av ERAN miljökonsult AB<br />
(Ander, 2009). Man kan även i Figur 6.4 se en ökning av antalet pe i området kring Torekov<br />
på sommaren. Detta förklaras enkelt med att området är en populär sommarsemesterort.<br />
Sammanställning av resultat angående inläckage<br />
Efter jämförelse med inkommande koncentrationer till två andra avloppsreningsverk samt<br />
beräkning av antal pe utifrån olika parametrar kan det konstateras att det förmodligen sker ett<br />
ovanligt stort inläckage till avloppsledningsnätet kopplat till <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
39
Resultat och diskussion<br />
Det vore därför lämpligt att göra en grundlig undersökning av avloppsledningsnätet för att<br />
kunna genomföra eventuella åtgärder.<br />
6.1.2 Kemikalieförbrukning<br />
För att utvärdera tillsatsen av fällningskemikaler på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk beräknades<br />
hur många mol aluminium som tillsattes per mol fosfor i inflödet. Mängden tillsatt kemikalie<br />
utgick från inköpsmängd och tillfälle. Mängden borttagen fosfor antas vara skillnaden mellan<br />
totalfosfor i inflöde och totalfosfor i utflöde. En mer ingående beskrivning av beräkningarna<br />
finns i Bilaga C. Resultatet för åren 2008 till 2010 är sammanställt i Tabell 6.2.<br />
Tabell 6.2. Molförhållandet mellan aluminium och fosfor utifrån tillsatt mängd fällningskemikalier<br />
och borttagen fosfor.<br />
Datum<br />
mol Al /<br />
mol Al /<br />
mol Al /<br />
Datum<br />
Datum<br />
mol P borttagen<br />
mol P borttagen<br />
mol P borttagen<br />
jan-08 jan-09 2,9 jan-10 2,9<br />
feb-08 2,1 feb-09 2,8 feb-10 2,7<br />
mar-08 1,2 mar-09 2,3 mar-10 3,3<br />
apr-08 1,4 apr-09 2,1 apr-10 2,7<br />
maj-08 1,7 maj-09 1,3 jun-10 2,5<br />
jun-08 1,5 jun-09 2,0 jun-10 0,9<br />
jul-08 8,7 jul-09 1,7 jul-10 1,7<br />
aug-08 1,3 aug-09 2,3 aug-10 4,1<br />
sep-08 2,6 sep-09 1,5 sep-10 4,7<br />
okt-08 2,0 okt-09 1,9 okt-10 1,6<br />
nov-08 3,1 nov-09 2,2 nov-10 1,8<br />
dec-08 5,7 dec-09 2,9 dec-10 1,9<br />
årsmedel 2,8 årsmedel 2,1 årsmedel 2,5<br />
Det bör nämnas att antagandet att lika mycket kemikalier finns kvar <strong>vid</strong> varje inköpstillfälle<br />
kanske inte alltid stämmer. Det höga värdet i juli 2008 kan till exempel förklaras av att<br />
mycket kemikalier köptes in under en kort tidsperiod. Detta innebär att det är mer osäkert att<br />
analysera månadsvärdena varpå fokus lades på årsmedelvärdena.<br />
Den normalt rekommenderade kvoten mol aluminium per mol fosfor är 1,5 och jämförs<br />
årsmedel med detta värde så tillsätts för mycket kemikalier på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk,<br />
se Tabell 6.2. Då det inkommande vattnet innehåller låga halter fosfor krävs dock troligtvis en<br />
högre kvot än den rekommenderade på 1,5. De uppmätta fosforkoncentrationerna i utflödet, se<br />
Tabell 6.3, är långt under gränsvärdet vilket ändå tyder på att det tillsätts onödigt mycket<br />
fällningskemikalier på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
40
Resultat och diskussion<br />
6.2 Mätningar på verket<br />
6.2.1 Syrehalt<br />
Som en del i utvärderingen av <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk mättes syrehalterna i biostegets<br />
och slambehandlingens bassänger på verket. Det gjordes enstaka mätningar i olika delar av<br />
bassängerna och de mest relevanta resultaten är sammanställda i Figur 6.5. En komplett tabell<br />
med alla resultat finns i Bilaga C.<br />
till kemisk fällning<br />
mellansed.<br />
6,2<br />
mg/l<br />
b.5<br />
5,0<br />
mg/l<br />
6,2<br />
mg/l<br />
b.4<br />
3,5<br />
mg/l<br />
0,9<br />
mg/l<br />
b.7<br />
b.8<br />
6,8<br />
mg/l<br />
b.6<br />
b.9<br />
3,4<br />
mg/l<br />
1,2<br />
mg/l<br />
0,54<br />
mg/l<br />
b.1<br />
b.2<br />
2,2<br />
mg/l<br />
0,2<br />
mg/l<br />
7,7<br />
mg/l<br />
b.3<br />
sandfång<br />
Figur 6.5. Uppmätta syrehalter i biostegets och slambehandlingens bassänger (25 oktober<br />
2011).<br />
Mätningen av syrehalter som gjordes i slutet på oktober och som redovisas i Figur 6.5, visar<br />
på de problem med överluftning som sker i bassäng 4 och 5 under vinterhalvåret. Detta leder i<br />
sin tur till att syrehalten i den första anoxa bassängen (b.2) blir för hög, då mycket syre följer<br />
med den interna recirkulationen, vilket påverkar denitrifikationen negativt. Att syrehalten i<br />
den första slambassängen ligger på 6,8 mg/l tyder på överluftning även där. Bassäng 7 blir<br />
därmed inte anox utan har en tämligen hög syrehalt på 3,5 mg/l. En lösning på problemet med<br />
överluftningen i de aeroba bassängerna vore att införa en mer kontrollerad och flexibel<br />
styrning av luftningen.<br />
Den höga syrehalten i början på den anaeroba bassängen (b.1) beror troligtvis dels på den<br />
höga syrehalten i sandfånget, dels på den höga syrehalten i returslammet (slutet på b.9) och<br />
dels på det fall som finns i inloppet till bassängen se Figur 6.6. Eventuellt bör man titta på<br />
möjligheten att minska luftningen i sandfånget och installera en ramp i inloppet.<br />
41
Resultat och diskussion<br />
Figur 6.6. Inloppet till den anaeroba bassängen (b.1).<br />
6.2.2 Fosfor- kväve- och COD-halter<br />
Vid tre tillfällen under studien gjordes mätningar av fosfor och kväve på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk (Bilaga C) och resultaten från dessa mätningar är sammanställda i Tabell<br />
6.3.<br />
Tabell 6.3. Uppmätta medelkoncentrationer på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (25 oktober, 2<br />
november och 8 december 2011).<br />
PO 4 -P P-tot. NO 3 -N NH 4 -N<br />
(mg/l) (mg/l) (mg/l) (mg/l)<br />
Inkommande 1,0 1,9 5,3 11<br />
Slutet sandfång 0,95 x x x<br />
Början anaerob (b.1) x x 5,3 3,3<br />
Slutet anaerob (b.1) 0,27 x x x<br />
Början aerob (b.4) x x 1,2 x<br />
Början aerob (b.5) x x 1,5 x<br />
Slutet aerob (b.4) x x 3,2 x<br />
Slutet aerob (b.5) x x 3,0 x<br />
Slutet mellansed. 0,18 0,25 x x<br />
Utgående < 0,05 < 0,05 7,2 0,73<br />
Rejektvatten x x 0,32 0,11<br />
Returslam x x 5,3 0,44<br />
Tabell 6.4. Typiska koncentrationer i inkommande avloppsvatten enligt Henze et al., (1997).<br />
PO 4 -P P-tot. NO 3 -N NH 4 -N<br />
(mg/l) (mg/l) (mg/l) (mg/l)<br />
Normalt inkommande avloppsvatten 7 10 0,5 30<br />
Väldigt utspätt inkommande avloppsvatten 3 4 0,5 12<br />
42
Resultat och diskussion<br />
Jämförs de inkommande koncentrationerna i Tabell 6.3 med de typiska koncentrationerna i<br />
Tabell 6.4, med antagandet att det inkommande vattnet är väldigt utspätt, kan man se att<br />
fosforkoncentrationerna är väldigt låga och att nitrathalten är väldigt hög. Förklaring till<br />
varför nitrathalten är så hög skulle kunna vara höga nitratkoncentrationer i grundvattnet eller<br />
nitrifikation i ledningsnätet.<br />
Redan i mellansedimenteringen ligger koncentrationen totalfosfor under gränsvärdet på<br />
0,3 mg/l. I och med den låga koncentrationen i inkommande vatten försvinner en stor del av<br />
fosforn i den vanliga cellsyntesprocessen. Resten försvinner förmodligen med den mängd<br />
fällningskemikalier som följer med returslammet. Att förklaringen skulle vara bio-P är inte<br />
troligt då laboratorieförsök visar på att det inte finns några PAO i <strong>Torekovs</strong> bioslam, se<br />
kapitel 6.4 om P-släppsförsök. Koncentrationerna i utflödet från verket är väldigt låga. Med<br />
hänsyn till gränsvärdet på 0,3 mg/l och det faktum att koncentrationen sjunkit kraftigt redan<br />
efter biosteget tyder detta på att det tillsätts onödigt mycket fällningskemikalier.<br />
Att ammoniumhalten sjunker så drastiskt från inflödet till bassäng 1 beror på utspädning med<br />
returslammet som innehåller väldigt låga halter ammonium. Nitrathalten däremot är<br />
oförändrad då returslammet innehåller samma koncentration som det inkommande vattnet. Att<br />
nitrathalten i bassäng 1 är så hög innebär att bassängen inte är anaerob vilket i sin tur innebär<br />
att något P-släpp inte kan uppstå.<br />
Nitrathalten i de aeroba bassängerna mättes både i början och i slutet av bassängerna, dels för<br />
att mäta skillnaden i koncentration, men också för att undersöka om koncentrationerna i de två<br />
bassängerna skiljer sig mycket från varandra, då de endast är sammankopplade i slutet.<br />
Resultatet visar på väldigt lika koncentrationsvärden, vilket innebär att det inte sker någon<br />
snedbelastning.<br />
6.2.3 SS och VSS<br />
Prover för SS och VSS togs från olika bassänger på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk och<br />
analyserades på VA-laboratoriet på Kemicentrum i Lund. Resultatet från analysen presenteras<br />
i Tabell 6.5. Att prover för SS och VSS togs ut i både bassäng 4 och 5 som har exakt samma<br />
funktion var återigen för att undersöka om någon snedbelastning sker. Det kan alltid<br />
förekomma lokala skillnader i SS och VSS i en och samma bassäng och då bassäng 4 och 5 är<br />
långa (34,7 meter) togs prover ut både i början och i slutet i båda bassängerna. Det upptäcktes<br />
dock att halterna inte varierade mycket varpå ett medelvärde beräknades för varje bassäng.<br />
Tabell 6.5. SS och VSS mätt i olika bassänger på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk (20 oktober<br />
2011).<br />
Bassäng SS VSS VSS/SS<br />
(mg/l) (mg/l) (%)<br />
4 3270 2650 81<br />
5 3110 2590 83<br />
6 (slamb. 1) 6780 5230 77<br />
7 (slamb. 2) 6920 5420 78<br />
8 (slamb. 3) 4860 3830 79<br />
9 (slamb. 4) 6210 4830 78<br />
43
Resultat och diskussion<br />
Som ses i Tabell 6.5 ligger både SS- och VSS-halten väldigt nära varandra i bassäng 4 och<br />
bassäng 5 vilket bekräftar att ingen snedbelastning sker. Slambehandlingsbassängerna<br />
innehåller relativt liknande SS- och VSS-halter, undantaget bassäng 8 som har en lägre<br />
koncentration. Anledningen till detta kan vara att kemslam tillsätts i denna bassäng och att<br />
kemslammet har en betydligt lägre SS-halt och en speciellt lägre VSS-halt. Kemslammet<br />
tillsätts inte konstant utan kommer i omgångar. Om provet för analysen togs samtidigt som<br />
eller strax efter kemslam tillsattes skulle provet av misstag kunna vara till största del kemslam<br />
istället för bioslam. Att halterna sedan stiger igen till bassäng 9 kan bero på att kemslammet<br />
då har blandat sig med bioslammet. Dessutom bör det åter igen nämnas att SS- och VSShalter<br />
kan variera kraftigt även i samma bassäng, varför det är svårt att analysera<br />
koncentrationsvariationer baserat på enstaka provtagningar.<br />
6.2.4 Slamålder<br />
Resultatet från beräkningarna av slamålder (Bilaga C) presenteras i Tabell 6.6.<br />
Tabell 6.6. Slamålder på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk, baserat på SS-halter uppmätta den 20<br />
oktober 2011.<br />
Slamålder<br />
(dagar)<br />
aerob (b.4, b.5, b.6, b.9) 7,8<br />
anaerob (b.1) 0,93<br />
anox (b.2, b.3, b.7, b.8) 2,3<br />
total slamålder 11<br />
Beräkning av slamåldern utifrån rekommendationer i den tyska standarden ATV-DVWK-A<br />
131E (2000), ger en nödvändig aerob slamålder på 8,2 dagar <strong>vid</strong> 12 ˚C, som var den<br />
temperatur som uppmättes den 20 oktober 2011. Den aeroba slamåldern som beräknades till<br />
7,8 dagar, se Tabell 6.6, ligger därmed precis på gränsen för vad som rekommenderas. Detta<br />
innebär att om en eller flera bassänger i slambehandlingen ska användas för hydrolys genom<br />
att luftningen stängs av, är det nödvändigt att kompensera för den minskade aeroba slamålder<br />
som detta innebär.<br />
Den totala slamåldern ligger även den på gränsen till vad som rekommenderas. Utifrån den<br />
tyska standarden bör den vara 12 dagar <strong>vid</strong> 12 ˚C, vilket är något högre än vad den faktiska<br />
slamåldern är. Det bör dock nämnas att beräkningarna bygger på SS-koncentrationer som är<br />
uppmätta <strong>vid</strong> ett enda tillfälle under hösten vilket inte är en korrekt approximation för hela<br />
året.<br />
6.2.5 VFA-mätning<br />
I Tabell 6.7 presenteras resultatet från VFA-mätningarna med hjälp av 5-stegstitrering utförda<br />
på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. En detaljerad beskrivning av uträkningarna finns i Bilaga C.<br />
Tabell 6.7. Resultat från VFA-titrering i fem olika punkter på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
(20 oktober 2011).<br />
bassäng 9<br />
inkommande efter sandfång rejektvatten bassäng 6<br />
(returslam)<br />
COD VFA (mg/l) 6,8 0,2 17 10 11<br />
44
Resultat och diskussion<br />
I sandfånget förbrukas större delen av de VFA som kommer med inkommande vatten,<br />
troligtvis genom att de oxideras eller avdunstar då de är lättflyktiga. Då en tillräcklig mängd<br />
VFA i den anaeroba bassängen är en förutsättning för bio-P vore det därför eventuellt lönsamt<br />
att undersöka möjligheten att minska på VFA-förlusten genom att minska på luftningen i<br />
sandfånget.<br />
VFA-behov för bio-P<br />
Med hjälp av de olika inflödena till den anaeroba bassängen samt produktion av VFA genom<br />
hydrolys i den anaeroba bassängen (baserat på hydrolyshastigheten beräknad från<br />
hydrolysförsök 2, Kapitel 6.3) beräknades VFA-potentialen i den anaeroba bassängen till<br />
3,9 mg COD VFA /l, se Tabell 6.8.<br />
Tabell 6.8. VFA-behov i b.1. En mer detaljerad beskrivning av beräkningarna finns i Bilaga<br />
C.<br />
Mängd VFA in i b.1 (g COD VFA ) (från returslam och inflöde) 361<br />
produktion VFA i b.1 (g COD VFA ) (från hydrolys) 26<br />
VFA-potential i b.1 (g COD VFA ) 387<br />
VFA-potential i b.1 (mg COD VFA /l) 3,9<br />
VFA-behov b.1 (g COD VFA ) 1790<br />
VFA-behov b.1 (mg COD VFA /l) 18<br />
VFA som behövs genom ex. returslamhydrolys (g COD VFA ) 1410<br />
VFA som behövs genom ex. returslamhydrolys (mg COD VFA /l) 14<br />
Det skulle dock behövas totalt cirka 18 mg COD VFA / l för att få en fungerande bio-P-drift,<br />
baserat på VFA-potentialen på 14 mg COD VFA / mg P borttagen (Jönsson et al., 1996) och en<br />
borttagen mängd fosfor på 1,9 mg/l. För att få en fungerande bio-P drift är det därmed<br />
nödvändigt att öka VFA-halten i den anaeroba bassängen avsevärt. Detta skulle kunna göras<br />
genom att exempelvis införa returslamhydrolys. Returslamhydrolys vore passande på<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk då där inte finns någon primärsedimentation vilket innebär att<br />
allt det partikulära organiska materialet i det inkommande vattnet följer med in i biosteget och<br />
blir därmed en del av returslammet och även en del av det material som är grunden för VFAproduktionen<br />
i returslamhydrolysen.<br />
45
mg COD f / g VSS<br />
mg COD VFA / g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
6.3 Hydrolysförsök<br />
Resultatet från hydrolysförsök 1 och 2 är redovisat i Figur 6.7 till Figur 6.10. Resultaten är<br />
presenterade i figurer som visar mg COD VFA / g initialt VSS.<br />
250<br />
200<br />
150<br />
100<br />
50<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Försök 1: R1 Försök 1: R2 Försök 1: R3 Försök 2<br />
Figur 6.7. VFA-koncentrationen i de olika reaktorerna under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011) och hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011). R=reaktor<br />
800<br />
700<br />
600<br />
500<br />
400<br />
300<br />
200<br />
100<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Försök 1: R1 Försök 1: R2 Försök 1: R3 Försök 2<br />
Figur 6.8. Koncentrationen av löst COD i de olika reaktorerna under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011) och hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011). R=reaktor<br />
46
mg NH 4 -N / g VSS<br />
mg PO 4 -P / g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
9<br />
8<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Försök 1: R1 Försök 1: R2 Försök 1: R3 Försök 2<br />
Figur 6.9. Fosfatkoncentrationen i de olika reaktorerna under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011) och hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011). R=reaktor<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Försök 1: R1 Försök 1: R2 Försök 1: R3 Försök 2<br />
Figur 6.10. Ammoniumkoncentrationen i de olika reaktorerna under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011) och hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011). R=reaktor<br />
Koncentrationerna VFA, COD f , fosfat och ammonium stiger under hela försökstiden under de<br />
två olika försöken. Jämför man resultatet från det första hydrolysförsöket med det andra så ser<br />
man dock att koncentrationerna stiger betydligt mer under det första hydrolysförsöket jämfört<br />
med under det andra. Koncentrationsökningen bör visa ett linjärt beteende (Jönsson & Jansen,<br />
2006; Juncà, 2010) vilket det gör i det andra hydrolysförsöket men inte i det första.<br />
Vid slutet av det första hydrolysförsöket upptäcktes i reaktor 3 att mängden vätska var väldigt<br />
låg och misstanke om avdunstning uppstod. För att kontrollera om det skett någon<br />
avdunstning gjordes en överslagsräkning av hur mycket vätska som tagits ut och eventuellt<br />
avdunstat under försöket. Resultatet presenteras i Tabell 6.9.<br />
47
mg COD VFA / g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
Tabell 6.9. Beräkning av avdunstad volym i reaktor 3 efter 10 dagar i hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011).<br />
volym reaktor <strong>vid</strong> start 1800 ml<br />
uttag prov<br />
-290 ml<br />
volym dag 10 -450 ml<br />
Avdunstad volym 1060 ml<br />
Tabell 6.9 visar att en stor mängd vätska avdunstat under försöket. En förklaring kan vara att<br />
kvävgasflödet var för stort varpå luften i reaktorn alltid är torr vilket i sin tur ökar<br />
avdunstningen.<br />
För att kunna titta närmare på hydrolysförsök 2 redovisas endast resultaten från detta försök i<br />
Figur 6.11 till Figur 6.14.<br />
70<br />
60<br />
50<br />
y = 0,27x + 1,1<br />
R² = 0,9915<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Figur 6.11. VFA-koncentrationen under hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011).<br />
48
mg PO4-P / g VSS<br />
mg COD f / g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
180<br />
160<br />
140<br />
y = 0,65x + 15<br />
R² = 0,9948<br />
120<br />
100<br />
80<br />
60<br />
40<br />
20<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Figur 6.12. Koncentrationen löst COD under hydrolysförsök 2 (29 nov - 5dec 2011).<br />
2,5<br />
2<br />
1,5<br />
1<br />
y = 0,0098x + 0,085<br />
R² = 0,9972<br />
0,5<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Figur 6.13. Fosfatkoncentrationen under hydrolysförsök 2 (29 nov - 5 dec 2011).<br />
49
mg NH 4 -N / g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
12<br />
10<br />
8<br />
y = 0,045x - 0,31<br />
R² = 0,9947<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
0 24 48 72 96 120 144 168 192 216 240<br />
timmar<br />
Figur 6.14. Ammoniumkoncentrationen under hydrolysförsök 2 (29 nov - 5 dec 2011).<br />
Sammanställningen av resultatet från hydrolysförsök 2 i Figur 6.11 till Figur 6.14 visar att<br />
ingen av koncentrationsökningarna visar någon tydligen utplaning efter 10 dagar. Detta skulle<br />
kunna bero på att hydrolyshastigheten är låg. Eftersom försöket är gjort <strong>vid</strong> 15 ˚C är detta<br />
troligt då tidigare försök visat att hydrolyshastigheten sjunker snabbt <strong>vid</strong> temperaturer under<br />
20 ˚C.<br />
Ökningen av ammonium och fosfat bör vara nära relaterad till ökningen av COD, det vill säga<br />
att kurvorna bör ha samma utseende. Detta stämmer bra för ammonium men inte fullt lika bra<br />
för fosfat som dag 5 och dag 8 inte ökar linjärt. Tittar man istället på ammonium- och<br />
fosfatkoncentrationen som en funktion av COD f -koncentrationen (Figur 6.15 och Figur 6.16)<br />
syns, som förväntat, ett tydligt linjärt förhållande även om den är mer tydlig för ammonium<br />
än för fosfat. En linjär regression gjordes även för att ta reda på kvoten NH 4 -N/COD f och<br />
PO 4 -P/COD f .<br />
50
mg PO 4 -P / l<br />
mg NH 4 -N /l<br />
Resultat och diskussion<br />
70<br />
60<br />
50<br />
y = 0,069x - 7,7<br />
R² = 0,9881<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
0 200 400 600 800 1000<br />
mg COD f /l<br />
Figur 6.15. Förhållandet mellan ammonium och löst COD i hydrolysförsök 2 samt en linjär<br />
regression för sambandet (29 nov – 5 dec 2011).<br />
12<br />
10<br />
y = 0,011x - 0,060<br />
R² = 0,9784<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
0 200 400 600 800 1000<br />
mg COD f /l<br />
Figur 6.16. Förhållandet mellan fosfat och löst COD i hydrolysförsök 2 samt en linjär<br />
regression för sambandet (29 nov – 5 dec 2011).<br />
För att beräkna hur stor del av den lösta COD som frigörs genom hydrolysen som utgörs av<br />
VFA gjordes en linjär regression av sambandet mellan VFA och löst COD (Figur 6.17).<br />
51
mg COD VFA / l<br />
Resultat och diskussion<br />
400,0<br />
350,0<br />
300,0<br />
250,0<br />
y = 0,39x - 25<br />
R² = 0,9935<br />
200,0<br />
150,0<br />
100,0<br />
50,0<br />
0,0<br />
0 200 400 600 800 1000<br />
mg COD f /l<br />
Figur 6.17. Förhållandet mellan VFA och löst COD i hydrolysförsök 2 samt en linjär<br />
regression för sambandet (29 nov – 5 dec 2011).<br />
Resultaten från hydrolysförsök 2 är sammanfattade i Tabell 6.10.<br />
Tabell 6.10. Resultat från hydrolysförsök 2 utfört med returslam <strong>vid</strong> 15 ˚C.<br />
Hydrolyshastighet (mg COD VFA / (g VSS × h)) 0,27<br />
Hydrolyshastighet (mg COD f / (g VSS × h)) 0,65<br />
Hydrolyshastighet (mg PO 4 -P / (g VSS × h)) 0,0098<br />
Hydrolyshastighet (mg NH 4 -N / (g VSS × h)) 0,045<br />
mg COD VFA / mg COD f 0,39<br />
mg NH 4 -N / mg COD f 0,069<br />
Korresponderande kvot mg COD f / mg NH 4 -N 15<br />
mg PO 4 -P / mg COD f 0,011<br />
Korresponderande kvot mg COD VFA /mg PO 4 -P 35<br />
De två hydrolyshastigheterna för löst COD och för ammonium som redovisas i Tabell 6.10<br />
verkar rimliga då de stämmer väl överens med de resultat som tagits fram i en studie av<br />
Jönsson & Jansen (2006). I studien gjordes hydrolysförsök på returslam från ett verk med<br />
liknande förutsättningar som <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk <strong>vid</strong> 10 ˚C och man fick fram<br />
hydrolyshastigheter på 0,64 mg COD f / (g VS × h) och 0,03 mg NH 4 -N/ (g VS × h). Mängden<br />
VFA per löst COD som i denna studie konstaterades vara 39 vikt% var även den liknande<br />
resultatet från studien av Jönsson & Jansen på 40 %.<br />
Att ammoniumkoncentrationen ökar under hydrolysen kan innebära en större belastning på<br />
kväveavskiljningen. Under hydrolysförsök 2 frigörs dock betydligt mer kol än ammonium (se<br />
Tabell 6.10), långt över kolbehovet för denitrifikation på 4-5 mg COD/mg N (Henze et al.,<br />
1997), vilket innebär att den ökade ammoniumkoncentrationen inte bör innebära något<br />
problem. Även fosfat frigörs under hydrolysen vilket kan innebära en belastning på<br />
52
Resultat och diskussion<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en. Det bör dock heller inte innebära något problem på <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk då mängden VFA som frigörs är betydligt större än den rekommenderade<br />
minimumhalt på 14 mg COD VFA / mg P som framtagits i en tidigare studie (Jönsson et al.,<br />
1996).<br />
6.3.1 Hydrolyskonstanten<br />
Hydrolyskonstanten beräknades med hjälp av Ekvation 2 (Henze et al., 1999).<br />
anaerob hydrolys<br />
K<br />
h<br />
fe<br />
K<br />
K<br />
O2<br />
O2<br />
S<br />
O2<br />
K<br />
K<br />
NO 3<br />
NO 3<br />
S<br />
NO 3<br />
K<br />
X<br />
X<br />
S<br />
/ X<br />
H<br />
X / X<br />
S<br />
H<br />
X<br />
H<br />
(Ekvation 2)<br />
Då andelen löst syre och nitrat anses vara noll under hydrolysförsöket blir de första två<br />
kvoterna ett varpå ekvationen blir såsom den är skriven i Ekvation 3, definitioner av de<br />
parametrar som används i ekvationen finns sammanställda i Tabell 6.11.<br />
anaerob hydrolys<br />
K<br />
h<br />
fe<br />
K<br />
X<br />
X<br />
S<br />
/ X<br />
H<br />
X / X<br />
S<br />
H<br />
X<br />
H<br />
(Ekvation 3)<br />
Tabell 6.11. Definitioner av parametrarna som används i Ekvation 3 (Henze et al., 1999).<br />
ρ anaerob hydrolys Anaerob hydrolyshastighet<br />
η fe Anaerobisk hydrolysreduktionsfaktor 0,4<br />
K h<br />
Hydrolyskonstant (/dag)<br />
K x Mättnadskoefficient för partikulärt COD 0,1<br />
X h Heterotrof biomassa (g COD/m 3 )<br />
X s Långsamt <strong>biologisk</strong>t nedbrytbart substrat (g COD/m 3 )<br />
Hydrolyshastigheten bestämdes utifrån koncentrationsökningen av fosfat, ammonium och<br />
VFA omräknat till mängd COD, se Tabell 6.12. En temperaturkorrigering gjordes även då<br />
ASM2d bygger på en hydrolyskonstant <strong>vid</strong> 20 ˚C (se Bilaga D).<br />
Tabell 6.12. Beräkning av den anaeroba hydrolyshastigheten (mg COD/l×dag).<br />
ρ anaerob hydrolys<br />
ρ anaerob hydrolys<br />
mg / l×dag 1 mg / mg mg COD / mg COD /<br />
2<br />
COD f l×dag<br />
l×dag<br />
(15 ˚C) (20 ˚C)<br />
PO 4 -P 1,3 0,011 120 170<br />
NH 4 -N 6,0 0,069 86 130<br />
COD VFA 36 0,39 91 140<br />
COD f 87 1 87 130<br />
1 Utifrån resultat från hydrolysförsök 2, se Bilaga D.<br />
2 Utifrån värden från hydrolysförsök 2 sammanställda i Tabell 6.10.<br />
53
mg/g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
Mängden heterotrof biomassa (X h ) och mängden långsamt <strong>biologisk</strong>t nedbrytbart substrat (X s )<br />
hittades med hjälp av referensscenariot i EFOR, se kapitel 7.2. Då det krävs en<br />
hydrolyskonstant för att kunna köra referensscenariot utfördes en iterering för att komma fram<br />
till den rätta hydrolyskonstanten, se Tabell 6.13. Den beräknade hydrolyskonstanten är ett<br />
medelvärde av hydrolyskonstanterna utifrån hydrolyshastigheten för fosfat, ammonium, VFA<br />
och löst COD.<br />
Tabell 6.13. Iterering med hjälp av EFOR och Ekvation 3 för att hitta hydrolyskonstanten.<br />
K h - EFOR X s X h K h<br />
(PO 4 -P)<br />
K h<br />
(NH 4 -N)<br />
K h<br />
(COD VFA )<br />
K h<br />
(COD f )<br />
K h<br />
(medel)<br />
dag -1 mg/l mg/l dag -1 dag -1 dag -1 dag -1 dag -1<br />
3,0 136 3340 0,45 0,33 0,35 0,34 0,37<br />
1,0 1160 3000 0,18 0,14 0,14 0,14 0,15<br />
0,60 3980 1810 0,25 0,19 0,20 0,19 0,21<br />
0,20 5225 1145 0,39 0,29 0,30 0,29 0,32<br />
0,30 5040 1264 0,35 0,26 0,27 0,27 0,29<br />
0,29 5078 1255 0,35 0,26 0,28 0,27 0,29<br />
6.4 P-släppsförsök<br />
Resultaten för de tre olika P-släppsförsöken är redovisade som mängden fosfat/kalium per<br />
gram initialt VSS och finns sammanställda i figurer nedan.<br />
6.4.1 Med acetat som kolkälla<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
0<br />
0,0 30,0 60,0 90,0 120,0 150,0 180,0<br />
minuter<br />
PO4-P K PO4-P (referensförsök) K (referensförsök)<br />
Figur 6.18. P-släppsförsök med bioslam från Torekov respektive bioslam från Öresundsverket<br />
(referensförsök) med acetat som kolkälla (26 oktober 2011). Då koncentrationerna var<br />
mycket låga i huvudförsöket <strong>vid</strong> slutet av försöket valdes av besparingsskäl att inte analysera<br />
alla prover.<br />
54
mg /g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
Utifrån Figur 6.18 är det ganska uppenbart att det inte finns någon bio-P-potential i slammet<br />
från Torekov då det i jämförelse med referensförsöket inte skett något P-släpp alls. Detta<br />
beror förmodligen på att det inte finns några PAO i slammet. Då fosforkoncentrationen i slutet<br />
av försöket var så pass låg valdes att inte analysera alla prover av besparingsskäl. En<br />
förklaring till varför det inte finns några PAO i bioslammet från <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
skulle kunna vara fosforbrist, brist på VFA samt syre och nitrat i den anaeroba bassängen, se<br />
Kapitel 6.2.<br />
6.4.2 Med inkommande vatten<br />
I försöket med inkommande vatten till biosteget som kolkälla gjordes P-släppsförsöket med<br />
bioslam från Öresundsverket istället för från Torekov. Detta gjordes då syftet med försöket<br />
var att undersöka det inkommande vattnets potential som kolkälla <strong>vid</strong> bio-P-drift och då det<br />
<strong>vid</strong> tidigare försök framgått att det inte fanns några PAO i slammet från Torekov är det<br />
meningslöst att göra försöket med detta slam.<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
0<br />
0 30 60 90 120 150 180<br />
minuter<br />
PO4-P<br />
PO4-P (referensförsök)<br />
Figur 6.19. P-släppsförsök med bioslam från Öresundsverket med inkommande vatten till<br />
biosteget från Torekov respektive från Öresundsverket (referensförsök) som kolkälla (26<br />
oktober 2011). Då koncentrationerna var mycket låga i huvudförsöket <strong>vid</strong> slutet av försöket<br />
valdes av besparingsskäl att inte analysera alla prover.<br />
Figur 6.19 visar att det inte är möjligt att använda endast det inkommande vattnet som<br />
kolkälla <strong>vid</strong> bio-P-drift på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk då inget P-släpp skedde med bioslam<br />
från Öresundsverket som i försöket med inkommande vatten från Öresundsverket ger ett<br />
märkbart P-släpp. En viktig förklaring till varför det inkommande vattnet från Öresundsverket<br />
fungerar så mycket bättre än det från Torekov är att vattnet från Öresundsverket genomgått<br />
primärslamhydrolys vilket ökat mängden VFA. Återigen gjordes endast två mätningar i slutet<br />
av försöket med <strong>Torekovs</strong> inkommande vatten av besparingsskäl.<br />
6.4.3 Med hydrolysat<br />
Hydrolysat från ett 3 dagar långt hydrolysförsök av returslam från <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk användes som kolkälla i ett P-släppsförsök. Även i detta försök användes<br />
55
mg /g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
endast slam från Öresundsverket då syftet var att undersöka hydrolysatets potential som<br />
kolkälla.<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
0<br />
0 30 60 90 120 150 180<br />
minuter<br />
PO4-P<br />
PO4-P (referensförsök)<br />
Figur 6.20. P-släppsförsök med bioslam från Öresundsverket med hydrolysat från<br />
hydrolysförsök med slam från Torekov som kolkälla respektive acetat som kolkälla<br />
(referensförsök) (15 november 2011).<br />
Resultatet från försöket med hydrolysat som kolkälla visar att det är möjligt att använda<br />
hydrolysat för att skapa P-släpp, se Figur 6.20. I referensförsöket med acetat som kolkälla<br />
tillsätts acetat i överskott. Initialt sker P-släppet med hydrolysat som kolkälla med samma<br />
hastighet som <strong>vid</strong> referensförsöket, vilket innebär att hydrolysatet fungerar bra som kolkälla.<br />
Det som begränsar P-släppet är mängden VFA i hydrolysatet. Vid jämförelse med försöket<br />
med inkommande vatten, Figur 6.19, där referensförsöket representerar förhållandena på<br />
Öresundsverket där bio-P fungerar, är det tydligt att hydrolysatet innehåller tillräcklig mängd<br />
VFA.<br />
6.5 Denitrifikationsförsök<br />
Resultaten från de tre denitrifikationsförsöken presenteras i Figur 6.21 där denitrifikationshastigheten<br />
från de tre olika försöken är framtagen genom linjär regression av den sjunkande<br />
NO x -koncentrationen.<br />
56
mg NOx-N/ g VSS<br />
Resultat och diskussion<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
0,0 0,5 1,0 1,5 2,0 2,5 3,0<br />
Timmar<br />
Öresundsverket + acetat Torekov + acetat Öresundsverket + hydrolysat<br />
y = -2,0x + 10<br />
y = -2,7x + 9,5<br />
y = -1,9x + 10<br />
R² = 0,982<br />
R² = 0,9735<br />
R² = 0,9609<br />
Figur 6.21. Denitrifikationshastigheten (mg NO x /g VSS×h) <strong>vid</strong> de tre olika denitrifikationsförsöken;<br />
bioslam från Öresundsverket med hydrolysat som kolkälla från Torekov, bioslam<br />
från Öresundsverket med acetat som kolkälla och bioslam från Torekov med acetat som<br />
kolkälla (16 november 2011).<br />
Tabell 6.14. Denitrifikationshastigheten från de tre olika denitrifikationsförsöken (16<br />
november 2011).<br />
Denitrifikationshastighet<br />
(mg NO x /(g VSS×h))<br />
Öresundsverket + acetat 2,0<br />
Torekov + acetat 2,7<br />
Öresundsverket + hydrolysat 1,9<br />
Utifrån Figur 6.21 och Tabell 6.14 kan slutsatsen dras att bioslammen från <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk har den högsta denitrifikationsaktiviteten och att koncentrationen NO x<br />
därmed sjunker snabbast. De två olika försöken gjorda med bioslam från Öresundsverket, dels<br />
med acetat som kolkälla och dels med hydrolysat som kolkälla, visar att hydrolysatet fungerar<br />
väl som kolkälla då denitrifikationshastigheten i de två olika fallen är mycket nära varandra.<br />
Troligtvis skulle därför hydrolysatet även fungera väl som extra kolkälla för denitrifikationen<br />
på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
57
Resultat och diskussion<br />
58
Modellering med hjälp av EFOR<br />
7 Modellering med hjälp av EFOR<br />
Målet med modelleringen var att undersöka möjligheten att minimera tillsatsen av<br />
fällningskemikalie för fällning av fosfor genom etablering av bio-P. Modelleringen gjordes<br />
med hjälp av EFOR 2003 som är ett program framtaget av DHI Water and Environment i<br />
Danmark specifikt för modellering av avloppsreningsverk. Den modelltyp som användes<br />
kallas CNDP och är en modell som bygger på ASM-1 och ASM-2d med kolreducering,<br />
nitrifikation, denitrifikation och <strong>fosforavskiljning</strong>. För en mer ingående beskrivning av<br />
ASM-2d hänvisas till artikeln Activated sludge model No.2d skriven av Henze et al. (1999).<br />
7.1 Indata<br />
7.1.1 Inflödeskoncentrationer<br />
Mätvärden från analyser av Alcontrol Laboratories mellan 2008 och 2010 användes som<br />
indata till modelleringen. 2011 års värden användes inte då det under en längre period detta år<br />
varit problem med provuppsamlingen på verket. På grund av detta problem gjordes först en<br />
genomgång av alla mätvärden. Vissa värden justerades för att massbalanserna i EFOR skulle<br />
stämma. Justerade mätvärden finns redovisade i en tabell i Bilaga G. Koncentrationer i<br />
inflödet har mätts som dygnsprover alternativt veckoprover en gång per månad. För att få ett<br />
jämnare resultat har en linjär interpolering gjorts för att generera två extra mätvärden per<br />
månad. Detta har även gjorts för de flöden som fanns som månadsmedelvärden.<br />
7.1.2 Temperaturprofil<br />
I modellen måste förutom inflödeskoncentrationerna även en temperaturprofil på<br />
inkommande vatten under året göras i EFOR. Temperaturen på det inkommande vattnet mäts<br />
med onlinemätare på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk, men sparas tyvärr inte. Istället användes i<br />
modellen temperaturerna uppmätta i mellansedimenteringen på Öresundsverket år 2011<br />
(Bilaga G). <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk och Öresundsverket är båda belägna <strong>vid</strong> kusten i<br />
nordvästra Skåne cirka 4 mil ifrån varandra och antas därför ha liknande väderbetingelser. Det<br />
finns dock flera faktorer som kan påverka temperaturen på det inkommande avloppsvattnet.<br />
Öresundsverket har till exempel fler industrier kopplande till verket än vad Torekov har,<br />
vilket kan påverka temperaturerna. Dessutom har Torekov ett väldigt långt ledningsnät vilket<br />
innebär längre transporttider där vattnet kan kylas ned.<br />
7.1.3 Årsindelning (faser)<br />
Då inflödeskoncentrationerna under sommarmånaderna skiljer sig en del från resten av året<br />
delades året in i tre olika faser för att ha möjlighet att anpassa exempelvis etanoldosering och<br />
luftning för särskilda behov under sommaren. De tre faserna varade i 90, 120 respektive 155<br />
dagar. Sommarmånaderna då höga värden uppmätts definierades därmed från början av april i<br />
samband med påsk fram till slutet av juli. De två ”vinterperioderna” före och efter sommaren<br />
behandlas alltid på samma sätt vad gäller anpassade styrningar, men delas här upp då EFOR<br />
modellerar för ett år i taget.<br />
7.2 Referensscenario<br />
Ett referensscenario togs fram där målet var att få ett resultat som liknar förhållandena på<br />
verket som de ser ut idag. Dock modellerades endast de <strong>biologisk</strong>a processerna, den kemiska<br />
fällning av fosfor som sker idag togs inte med. Detta gjordes för att kunna jämföra resultatet<br />
59
Modellering med hjälp av EFOR<br />
från referensscenariot med det som fås <strong>vid</strong> införandet av <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>. För att<br />
underlätta hanteringen i EFOR modellerades referensscenariot endast med mätdata från 2010.<br />
I modellen i EFOR slogs de två parallella aeroba bassängerna (bassäng 4 och 5) först ihop till<br />
en stor bassäng, då bassängerna är sammankopplade antogs de fungera lika. För att lättare<br />
kunna se hur processerna i bassängen fungerar och hur koncentrationerna förändras delades<br />
sedan den stora bassängen upp i två seriekopplade bassänger, se Figur 7.1.<br />
För att få ett så trovärdigt scenario som möjligt jämfördes sedan utgående koncentrationer<br />
(kväve, SS-halt och uttagen slammängd) från modelleringen med uppmätta koncentrationer på<br />
verket. Modellen kalibrerades med hjälp av styrningen på uttaget överskottsslam, luftning i<br />
bassäng 3 samt hydrolyskonstanten (se Bilaga G för detaljerad beskrivning av kalibreringen).<br />
Figur 7.1. Bild av den modell i EFOR som använts som referensscenario. En förstorad<br />
version är bifogad i Bilaga G.<br />
7.2.1 Styrningar<br />
I modellen över referensscenariot sker ett antal olika styrningar. Majoriteteten av styrningarna<br />
sker på samma sätt som de gör på verket, men i vissa fall var det oklart exakt hur styrningen<br />
sker. I dessa fall anpassades styrningen i modellen för att resultatet så bra som möjligt skulle<br />
stämma överens med verkligheten. Ett antagande gjordes att mängden uttaget överskottsslam<br />
styrs på den SS-halt som finns i de aeroba bassängerna. Det antogs även i referensscenariot att<br />
syretillförseln i de aeroba bassängerna går att styras bättre än idag då problemet med för<br />
mycket syre på vintern och för lite på sommaren är något som kommer att åtgärdas. Uttag av<br />
slam från den sekundära sedimenteringen antogs vara konstant då endast en siffra på volym<br />
per dygn fanns tillgänglig. Slutligen antogs mängden rejektvatten från centrifugeringen av<br />
överskottsslam vara försumbar. Följande styrningar har använts i modellen:<br />
Bräddning sker då inflödet överstiger 212,4 m 3 /h.<br />
Den interna recirkulationen är 75 % av inflödet (före bräddning).<br />
Slam från mellansedimenteringen tas ut med ett konstant flöde på 72 m 3 /h.<br />
Slam från slutsedimenteringen tas ut med ett konstant flöde på 12,7 m 3 /h.<br />
Luftningen i de aeroba bassängerna styrs på ett börvärde på 3 g O 2 /m 3 .<br />
Tillsats av etanol sker konstant med en hastighet på 0,0036 m 3 /h.<br />
Överskottsslam tas ut så att SS-koncentrationen i de aeroba bassängerna ligger på<br />
3000 mg/l under vintern och 4000 mg/l under sommaren.<br />
60
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
Volymer och pumpkapaciteter har fåtts från driftspersonal på avloppsreningsverket och finns<br />
redovisade i Bilaga G.<br />
7.2.2 Resultat från referensscenariot<br />
Figur 7.2 visar kvävekoncentrationerna i utflödet från modelleringen med det slutgiltiga<br />
referensscenariot och Figur 7.3 visar de uppmätta utflödeskoncentrationerna. I kalibreringen<br />
visade det sig svårt att få ett realistiskt resultat med en hydrolyskonstant på 0,29 d -1 . Istället<br />
har modelleringen gjorts med en konstant på 2 d -1 som också ligger inom det<br />
rekommenderade intervallet (Henze et al., 1999). Det visade sig även ge ett mer<br />
överrensstämmande resultat att inte lufta bassäng 3 under sommaren trots att det idag ofta<br />
sker på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
gränsvärde N-tot. (12 mg/l) årsmedel N-tot. (8,0 mg/l)<br />
Figur 7.2. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet med referensscenariot 2010.<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
Tot-N NH4-N Riktvärde<br />
Figur 7.3. Uppmätta kväveskoncentrationer i utflödet på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk 2010.<br />
61
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
Enligt Figur 7.2 och Figur 7.3 stämmer referensscenariot bättre överrens med verkligheten<br />
under sommarmånaderna, särskilt med tanke på totalkväve. En förklaring skulle kunna vara<br />
att indata till referensscenariot bygger på värden som endast är uppmätta en gång per månad<br />
vilket innebär att det är en dålig representation av variationen under hela månaden.<br />
Ammoniumkoncentrationen stämmer däremot bra överrens med de uppmätta.<br />
De modellerade fosforkoncentrationerna i utflödet (Figur 7.4) går ej att jämföra med de<br />
uppmätta (Figur 7.5) då det i modellen inte finns med någon kemisk fällning.<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
P-tot,in P-tot,ut PO4-P,in PO4-P,ut årsmedel P-tot. (1,6 mg/l)<br />
7<br />
Figur 7.4. Modellerade fosforkoncentrationer med referensscenariot 2010.<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
totalfosfor inkommande<br />
totalfosfor utgående<br />
Figur 7.5. Uppmätta fosforkoncentrationer i utflödet på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk 2010.<br />
Även om fosforkoncentrationerna i utflödet inte kan jämföras kan man i alla fall utifrån<br />
modellens fosforhalter konstatera att det idag inte sker någon <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
Någon poly-P-biomassa (PAO) fanns heller inte i modellen. Detta stämmer väl med<br />
62
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
verkligheten då P-släppsförsöken som gjordes tidigare också tyder på att det inte finns någon<br />
PAO i bioslammet. Den fosfor som förbrukas i verket och som ändå leder till en aning lägre<br />
halter i utflödet än i inflödet består antagligen av bakteriers upptag av fosfor för cellsyntes.<br />
Förutom fosfor och kväve undersöktes även utgående koncentration på COD vilket i de<br />
analyser som gjorts på utgående vatten låg under 30 mg/l hela året undantaget slutet på juli<br />
och i början på november då det är uppmätt till 30 mg/l respektive 36 mg/l. Figur 7.6 visar<br />
utgående COD-koncentrationer i modellen där värdena ligger något högre än 30 mg/l under<br />
andra halvan av året. Mönstret med topparna, i modellen i slutet på juni istället för i slutet på<br />
juli, och i början på november är dock inte långt ifrån verkligheten.<br />
50<br />
45<br />
40<br />
35<br />
30<br />
25<br />
20<br />
15<br />
10<br />
5<br />
0<br />
Figur 7.6. Modellerade COD-koncentrationer i utflödet med referensscenariot 2010.<br />
SS-halten i utgående flöde undersöktes också och låg i princip konstant på 10 mg/l hela året i<br />
modellen, till skillnad från verkligheten där koncentrationen låg under 5 mg/l större delen av<br />
året. Skillnaden är dock inte stor och modellen ansågs vara en god approximation av<br />
verkligheten.<br />
7.3 Förslag på förändringar i driften<br />
COD-tot,ut<br />
Utifrån referensscenariot med inflödesdata från 2010 gjordes förändringar för att uppnå bästa<br />
möjliga kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong>. Det visade sig vara svårt att kombinera båda<br />
processerna och nedan presenteras därför först två olika scenarion där kväveavskiljningen<br />
respektive <strong>fosforavskiljning</strong>en fungerar ultimat <strong>vid</strong> ”rimliga” förändringar utifrån dagens<br />
förutsättningar. Därefter följer två lösningar som ger en bra kombinerad <strong>biologisk</strong> kväve- och<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>, men som kräver större och mer kostsamma förändringar.<br />
7.3.1 Förbättrad kväveavskiljning<br />
I Figur 7.2 som visar kvävekoncentrationen i utflödet med referensscenariot är det tydligt att<br />
den största delen av det kväve som lämnar verket är i form av nitrat eller nitrit. För att få lägre<br />
kvävekoncentrationer i utflödet fokuserades därför modelleringen på att gynna<br />
denitrifikationen. En bättre kväveavskiljning uppnåddes dels genom att öka<br />
internrecirkulationen som styrs på inflödet från 75 % till 150 % och dels genom att tillsätta<br />
63
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
etanolen i trefas med tredubblad etanoldosering (från 0,0036 m 3 /h till 0,0108 m 3 /h) under<br />
sommaren då kvävekoncentrationerna i inflödet är som högst. Resultatet går att se i Figur 7.7.<br />
Att internrecirkulationen inte är för stor, det vill säga att det inte återförs mer nitrat än vad<br />
denitrifierarna kan omvandla, ses i Figur 7.8 nedan där koncentrationen nitrat/nitrit sjunker till<br />
nästan noll från bassäng 2 till 3.<br />
Som Figur 7.9 visar förblir fosforkoncentrationerna som <strong>vid</strong> referensscenariot, det vill säga<br />
någon <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> sker inte.<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
årsmedel N-tot. (6,2 mg/l)<br />
Figur 7.7. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> förbättrad kväveavskiljning.<br />
2<br />
1,8<br />
1,6<br />
1,4<br />
1,2<br />
1<br />
0,8<br />
0,6<br />
0,4<br />
0,2<br />
0<br />
NOx,b.3<br />
NOx,b.2<br />
Figur 7.8. Modellerade koncentrationen nitrat och nitrit i de anoxa bassängerna b.2 och b.3.<br />
64
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
P-tot,in P-tot,ut PO4-P,in PO4-P,ut årsmedel P-tot.(1,6 mg/l)<br />
Figur 7.9. Modellerade fosforkoncentrationer <strong>vid</strong> förbättrad kväveavskiljning; totalfosfor<br />
inflöde (blå), ortofosfat inflöde (röd), totalfosfor utflöde (grön), ortofosfat utflöde (svart).<br />
7.3.2 Biologisk <strong>fosforavskiljning</strong><br />
Vid modellering för att uppnå <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> användes modellen för en förbättrad<br />
kväveavskiljning som grund (som beskrevs ovan), för att försöka kombinera bra<br />
<strong>fosforavskiljning</strong> med bra kväveavskiljning. För att etablera <strong>biologisk</strong> fosforrening räckte det<br />
dock inte, som idén var från början, med att stänga av luftningen i bassäng 9 för att etablera<br />
hydrolys. Det krävdes även att luftningen i bassäng 6 stängdes av. Tillväxten av PAO som då<br />
skedde visas i Figur 7.10. Det tog dock minst ett år för dem att etablera sig vilket är en<br />
tämligen lång tidsperiod. För att underlätta etableringen av PAO kan acetat tillsättas under<br />
uppstartsperioden.<br />
Etableringen av PAO resulterade i låga fosforkoncentrationer i utflödet (Figur 7.11).<br />
Koncentrationen totalfosfor i utflödet är mycket lägre än i referensscenariot men<br />
årsmedelvärdet på 0,4 mg/l är ändå över gränsvärdet (0,3 g/ m 3 ) (Figur 7.12). Öresundsverket<br />
fick dock <strong>vid</strong> införandet av <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> ett tidigare gränsvärde på 0,3 mg/l<br />
justerat till 0,5 mg/l. Att undersöka möjligheterna till en liknande lösning för <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk kunde därför vara av intresse, då det skulle kunna innebära att kemisk<br />
fällning inte längre är nödvändig.<br />
Den minskade aeroba slamåldern som uppstod då luftningen i bassäng 6 och 9 stängdes av<br />
orsakade problem med kväveavskiljningen under sommarmånaderna på grund av höga<br />
ammoniumhalter. För att kompensera för detta luftades även bassäng 3 under sommaren med<br />
ett börvärde på 3 g/ m 3 , men det var inte tillräckligt för att få ner totalkvävets koncentration<br />
under riktvärdet på 12 mg/l dessa månader, se Figur 7.13. Beräknas däremot ett<br />
årsmedelvärde, som riktvärdet är baserat på, ligger utflödeskoncentrationen under 12 mg/l. På<br />
grund av de väldigt höga koncentrationer i utflödet som blir under sommaren så anses ändå<br />
det här scenariot som ett osäkert alternativ.<br />
65
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
3500<br />
3000<br />
2500<br />
2000<br />
1500<br />
1000<br />
500<br />
0<br />
biomassa PAO,b.1 biomassa PAO, b.5 biomassa PAO, b.9<br />
Figur 7.10. Modellerade koncentrationen biomassa PAO <strong>vid</strong> <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
P-tot,in P-tot,ut PO4-P,in PO4-P,ut årsmedel P-tot. (0,4 mg/l)<br />
Figur 7.11. Modellerade fosforkoncentrationer <strong>vid</strong> <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
66
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
1<br />
0,9<br />
0,8<br />
0,7<br />
0,6<br />
0,5<br />
0,4<br />
0,3<br />
0,2<br />
0,1<br />
0<br />
P-tot,ut PO4-P,ut Gränsvärde P-tot. (0,3 mg/l) årsmedel P-tot. (0,4 mg/l)<br />
Figur 7.12. Modellerade fosforkoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
28<br />
24<br />
20<br />
16<br />
12<br />
8<br />
4<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
Riktvärde N-tot. (12 mg/l) årsmedel N-tot.(11 mg/l)<br />
Figur 7.13. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong>.<br />
7.3.3 Ökad luftad volym bassäng 4 och 5<br />
Utifrån resultaten <strong>vid</strong> optimering av <strong>fosforavskiljning</strong>en med ”rimliga” förändringar var det<br />
tydligt att den aeroba slamåldern blir för låg för kväveavskiljningen <strong>vid</strong> avstängning av<br />
luftningen i bassäng 6 och 9. Ett sätt att lösa problemet kan därför vara att göra de aeroba<br />
bassängerna 4 och 5 större. Luftningen i bassäng 3 stängdes åter igen av året runt, men etanol<br />
tillsattes fortfarande i trefas. Luftningen i bassäng 6 och 9 stängdes av och den interna<br />
recirkulationen sattes på 150 %. Efter olika försök visade det sig att 50 % större volym av<br />
bassäng 4 och 5 resulterar i väl fungerande kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong>, se Figur 7.14 och<br />
67
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
Figur 7.15. Årsmedelvärdet på 0,4 mg/l är precis som i det tidigare scenariot med fungerande<br />
<strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> över gränsvärdet på 0,3 mg/l men klarar sig under<br />
Öresundsverkets gränsvärde <strong>vid</strong> <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> på 0,5 mg/l.<br />
Den fosforkoncentrationsökning som syns i november beror på intern bräddning.<br />
Volymökningen kan exempelvis uppnås genom att göra bassängerna 50 % djupare, från<br />
dagens 3 meter till 4,5 meter.<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
Riktvärde N-tot. (12 mg/l) årsmedel N-tot. (6,9 mg/l)<br />
Figur 7.14. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> 50 % större aerob volym (b.4<br />
och b.5).<br />
0,8<br />
0,7<br />
0,6<br />
0,5<br />
0,4<br />
0,3<br />
0,2<br />
0,1<br />
0<br />
P-tot,ut PO4-P,ut Gränsvärde P-tot. (0,3 mg/l) årsmedel P-tot.(0,4 mg/l)<br />
Figur 7.15. Modellerade fosforkoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> 50 % större aerob volym (b.4<br />
och b.5).<br />
68
Modellering med hjälp av EFOR<br />
Vid ett försök att stänga av etanoldoseringen under hela året för att undersöka om kolkällan<br />
som genereras <strong>vid</strong> hydrolysen räcker även för denitrifikationen, blev resultatet högre<br />
kvävehalter och bristande <strong>biologisk</strong> fosforrening. Det är därför nödvändigt att fortsätta med<br />
etanoldoseringen.<br />
7.3.4 Ändrad position för den interna recirkulationen<br />
Genom att istället för att ändra volymerna dra en ny ledning för den interna recirkulationen till<br />
bassäng 1 istället för till bassäng 2 och förändra luftningen i befintliga bassänger fås optimala<br />
förhållanden för kombinerad kväve- och <strong>fosforavskiljning</strong> med processchemat enligt<br />
Figur 7.16.<br />
Figur 7.16. Processchema med flyttad intern recirkulation.<br />
Förutom den nya recirkulationen stängdes luftningen som tidigare av i bassäng 6 och 9 men<br />
startades i bassäng 3 året runt och i bassäng 2 under sommaren, med börvärden på 3 mg/l, för<br />
att öka den aeroba uppehållstiden. Som tidigare är den interna recirkulationen satt på 150 %<br />
och etanolen tillsattes i trefas. Genom ovanstående ändringar sker fosforsläpp i de anaeroba<br />
slambehandlingsbassängerna, bassäng 1 och 2 (förutom under sommaren) blir anoxa och där<br />
sker denitrifikationen och bassäng 3, 4 och 5 är aeroba för nitrifikation, kolreduktion och<br />
fosforupptag.<br />
Resultatet blir lägre koncentrationer i utflödet av både kväve och fosfor, men inte fullt lika bra<br />
resultat som <strong>vid</strong> ändrade volymer, se Figur 7.17 och Figur 7.18. Årsmedelvärdet (0,4 mg/l) är<br />
även här över gränsvärdet på 0,3 mg/l men klarar sig under Öresundsverkets gränsvärde <strong>vid</strong><br />
<strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> på 0,5 mg/l. Fosforkoncentrationsökningen i november beror på<br />
intern bräddning.<br />
69
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
Riktvärde N-tot. (12 mg/l) årsmedel N-tot. (7,3 mg/l)<br />
Figur 7.17. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> flyttad intern recirkulation.<br />
0,8<br />
0,7<br />
0,6<br />
0,5<br />
0,4<br />
0,3<br />
0,2<br />
0,1<br />
0<br />
P-tot,ut PO4-P,ut Gränsvärde P-tot. (0,3 mg/l) årsmedel P-tot. (0,4 mg/l)<br />
Figur 7.18. Modellerade fosforkoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> flyttad intern recirkulation.<br />
En nackdel med denna lösning är dock att mängden uttaget överskottsslam blir större än <strong>vid</strong><br />
referensscenariot, 188 ton SS/år istället för tidigare 164 ton SS/år. Detta beror förmodligen på<br />
att det sker mindre nedbrytning i slambehandlingsbassängerna då de är anaeroba istället för<br />
aeroba. Dock medför en <strong>biologisk</strong> <strong>fosforavskiljning</strong> fördelen att mängden fällningskemikalier<br />
minskar så det är möjligt att den totala mängden slam ändå inte kommer att skilja sig mycket<br />
från dagsläget på 178 ton SS/år.<br />
I scenariot med en ökad aerob volym är mängden uttaget överskottsslam 161 ton SS/år vilket<br />
är ungefär samma som <strong>vid</strong> referensscenariot trots avstängd luftning i slambehandlingen.<br />
Detta beror på den ökade totala slamåldern i och med den ökade volymen.<br />
70
mg/l<br />
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
7.4 Längre tidsperiod (2008-2010)<br />
Utifrån de två fallen med stora förändringar, ändrade volymer och ändrad position för<br />
internrecirkulationen kördes modellen även med mätdata från hela tidsspannet 2008-2010.<br />
7.4.1 Ökad luftad volym bassäng 4 och 5<br />
Figur 7.19 och Figur 7.20 visar resultaten <strong>vid</strong> 50 % större aerob volym för tidsperioden 2008-<br />
2010.<br />
20<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
Figur 7.19. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> 50 % större aerob volym<br />
(bassäng 4 och 5) för tidsperioden 2008-2010.<br />
3,5<br />
3<br />
2,5<br />
2<br />
1,5<br />
1<br />
0,5<br />
0<br />
P-tot,ut PO4-P,ut Gränsvärde P-tot. (0,3 mg/l)<br />
Figur 7.20. Modellerade fosforkoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> 50 % större aerob volym<br />
(bassäng 4 och 5) för tidsperioden 2008-2010.<br />
71
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
Resultatet visar på en effektiv kväveavskiljning med totalkvävekoncentrationer under<br />
riktvärdet på 12 mg/l i princip hela perioden. Enda undantaget är precis i början av 2008 där<br />
koncentrationen uppnår cirka 16 mg/l. En förklaring varför januarivärdet ligger mycket högre<br />
år 2008 än de andra åren kan ligga i inflödesdata där koncentrationen totalkväve i december<br />
2010 är 15 mg/l och i januari 2008 30 mg/l. Då EFOR kör simuleringen i cykler påverkar<br />
antagligen övergången från 15 mg/l till 30 mg/l hur processerna går och därmed utflödeskoncentrationerna.<br />
Fosforkoncentrationerna i utflödet håller sig runt 0,4 mg/l större delen av perioden, alltså nära<br />
gränsvärdet på 0,3 mg/l. Det räcker alltså inte med den <strong>biologisk</strong>a <strong>fosforavskiljning</strong>en enligt<br />
modellen, men det är mycket möjligt att det kan gå att uppnå i verkligheten. Det är dock<br />
troligt att det kan behövas kompletteras med kemisk fällning för att alltid klara av<br />
gränsvärdet. En märklig stigning i utgående koncentration sker dock i sista kvartalet av 2009.<br />
Förklaringen ligger i att biomassan PAO sjunker kraftigt under den perioden.<br />
7.4.2 Ändrad position för den interna recirkulationen<br />
Figur 7.21 och Figur 7.22 visar resultaten <strong>vid</strong> ändrad flödesriktning för internrecirkulationen<br />
och stänga av/starta luftning för tidsperioden 2008-2010.<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
Figur 7.21. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> flyttad intern recirkulation för<br />
tidsperioden 2008-2010.<br />
72
mg/l<br />
Modellering med hjälp av EFOR<br />
2,5<br />
2<br />
1,5<br />
1<br />
0,5<br />
0<br />
P-tot,ut PO4-P,ut Gränsvärde P-tot. (0,3 mg/l)<br />
Figur 7.22. Modellerade fosforkoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> flyttad intern recirkulation för<br />
tidsperioden 2008-2010.<br />
Dessa förändringar ger ett bra resultat på kväveavskiljningen med totalkvävekoncentrationer<br />
under riktvärdet på 12 mg/l större delen av perioden, men med en topp på cirka 16 mg/l i<br />
början av perioden, precis som i fallet med ändrade volymer.<br />
Precis som <strong>vid</strong> ändrade volymer stiger också de utgående fosforkoncentrationerna i slutet av<br />
2009, men det är även en topp i mitten på året.<br />
73
Modellering med hjälp av EFOR<br />
74
Slutsatser<br />
8 Slutsatser<br />
8.1 Utvärdering av verket som det ser ut idag<br />
Inkommande koncentrationer COD, kväve och fosfor är ovanligt låga vilket kan<br />
förklaras av ovanligt stort inläckage till avloppsledningarna som leder till avloppsreningsverket.<br />
Det vore därför lämpligt att göra en grundlig undersökning av<br />
avloppsledningsnätet för att kunna genomföra eventuella åtgärder.<br />
Tillsatsen av fällningskemikalier kan eventuellt vara överflödig men på grund av de<br />
låga fosforkoncentrationerna är det troligt att det krävs en högre kvot mellan mängden<br />
aluminium och fosfor än vad som normalt rekommenderas. Eventuellt skulle det vara<br />
lönsamt att införa en koncentrationsmätare i den bassäng där fällningskemikalier<br />
tillsätts och styra tillsatsen på denna koncentration istället för på flöde.<br />
Den höga syrehalten i de luftade bassängerna (bassäng 4 och 5) resulterar i en för hög<br />
syrehalt i den första anoxa bassängen då höga halter syre följer med den interna<br />
recirkulationen. Även i slambehandlingsbassäng 6 sker överluftning som resulterar i<br />
att bassäng 7 inte är anox. Förutom de problem som uppstår i de anoxa och anaeroba<br />
bassängerna så innebär överluftningen också en stor ekonomisk belastning. En lösning<br />
på problemet vore att införa en mer kontrollerad och flexibel styrning av luftningen.<br />
Det finns förmodligen inga PAO i bioslammet på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk idag.<br />
Orsakerna till detta är troligtvis flera;<br />
- För hög syre- och nitrathalt i den anaeroba bassängen. Ett sätt att lösa<br />
problemet med de höga syre- och nitrathalterna vore att minska på luftningen i<br />
sandfånget samt att undvika det fall som finns i inloppet till den anaeroba<br />
bassängen.<br />
- Otillräcklig mängd lättnedbrytbar kolkälla i det inkommande vattnet till<br />
<strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Detta problem kan lösas med hjälp av<br />
returslamhydrolys samt eventuellt att minska VFA-förlusten som sker i det<br />
luftade sandfånget.<br />
- Fosforbrist på grund av de låga koncentrationerna av fosfor i inflödet samt det<br />
faktum att fällningskemikalier följer med returslammet in i biosteget vilket<br />
försvårar etableringen av PAO. Vid etablering av bio-P innebär detta att<br />
tillsatsen av fällningskemikalier måste avslutas vilket kan leda till förhöjda<br />
fosforhalter i utflödet under uppstartsperioden. Under denna period kan det<br />
därför vara lämpligt att tillsätta acetat för att underlätta etableringen av PAO.<br />
Denitrifikationsaktiviteten i bioslammet på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk är hög. Även<br />
denitrifikationen är begränsad av mängden lättnedbrytbar kolkälla, vilket innebär att<br />
det är nödvändigt att kontinuerligt dosera en extern kolkälla.<br />
75
Slutsatser<br />
8.2 Modellering i EFOR<br />
Simuleringar i EFOR visar att det är svårt att med endast enklare metoder etablera<br />
bio-P i kombination med en tillräckligt bra kväveavskiljning. Bevaras den kemiska<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en går det dock att med enklare metoder förbättra<br />
kväveavskiljningen. Detta uppnås i EFOR genom att öka den interna recirkulationen<br />
samt att öka etanoldoseringen under sommarmånaderna.<br />
För att etablera bio-P i kombination med bra kväveavskiljning krävs något större<br />
förändringar. För att skapa returslamhydrolys och för att öka den anaeroba<br />
uppehållstiden stängs luftningen i slambehandlingsbassängerna av (b.6 och b.9).<br />
Detta innebär dock att den aeroba slamåldern minskar och för att kompensera för<br />
detta föreslås ett av följande alternativ:<br />
- Öka volymerna i de aeroba bassängerna (b.4 och b.5), förslagsvis genom att<br />
öka djupet.<br />
- Byta position på den interna recirkulationen så att den går in i den första<br />
bassängen i biosteget (b.1) istället för den andra (b.2). Bassäng 3, som<br />
tidigare använts för denitrifikation, kan då luftas hela året och bassäng 2 kan<br />
<strong>vid</strong> behov luftas under sommaren.<br />
För att uppnå en så bra kväveavskiljning som möjligt har ovanstående förslag även<br />
kombinerats med en ökad internrecirkulation och ökad etanoldosering på sommaren.<br />
Det är inte möjligt att utesluta fällningskemikalierna helt för att klara gränsvärdet på<br />
0,3 mg P/ l, utan efterfällning blir ett nödvändigt komplement. Införs något av de<br />
större förändringarna går det enligt simuleringarna i EFOR att nå ett årsmedelvärde på<br />
0,4 mg P/ l i utflödet. Öresundsverket fick dock <strong>vid</strong> införandet av <strong>biologisk</strong><br />
<strong>fosforavskiljning</strong> ett tidigare gränsvärde på 0,3 mg/l justerat till 0,5 mg/l. Att<br />
undersöka möjligheterna till en liknande lösning för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
kunde därför vara av intresse, då det skulle kunna innebära att kemisk fällning inte<br />
längre är nödvändig.<br />
76
Framtida studier<br />
9 Framtida studier<br />
För att med större säkerhet kunna fastslå att föreslagna åtgärder kan etablera en <strong>biologisk</strong><br />
<strong>fosforavskiljning</strong> på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk krävs fler provtagningar under en längre<br />
tidsperiod. Dessutom görs i dagsläget endast en provtagning i månaden på inkommande<br />
vatten, varför det för att få ett mer pålitligt resultat på modelleringen vore önskvärt med tätare<br />
provtagningar.<br />
Det vore önskvärt med provtagning under en längre tidsperiod också för att inkludera<br />
sommarmånaderna i studien. Denna studie utfördes under höst/vinter-månader då<br />
koncentrationerna in till avloppsreningsverket är låga och det kan vara nödvändigt att närmare<br />
analysera förhållandena även under vår- och sommarmånaderna.<br />
77
Framtida studier<br />
78
Referenser<br />
10 Referenser<br />
91/271/EEC (1991) Council directive concerning urban waste water treatment. Official<br />
Journal of the European Communities, L 135/40.<br />
Abu-ghararah Z.H., Randall C.W. (1991) The effect of organic compounds on biological<br />
phosphorus removal. Water Science and Technology 23, 585-594.<br />
Ander E. (2009) Noteringar från genomgång av kvävereduktionsförhållandena <strong>vid</strong> <strong>Torekovs</strong><br />
avloppsreningsverk. ERAN miljökonsult AB.<br />
Aspegren H. (1995) Evaluation of a high loaded activated sludge process for biological<br />
phosphorus removal. TVVA-1004. Lund. Department of Water and Environmental<br />
Engineering, Lund institute of Technology/ Lund University.<br />
ATV-DVWK-A 131E (2000) Dimensioning of Single-Stage Activated Sludge Plants.<br />
Deutsche Vereinigung für Wasserwirtschaft, Abwasser und Abfall e.V. ISBN 3-935669-96-8.<br />
Bei Z., Tengrui L. (2008) Transformation of phosphorus in intermittent aerated biofilter<br />
under aerobic continuous feeding with long backwashing intervals. Journal of Hazardous<br />
Materials 156, 267–276.<br />
Borglund A.M., Jönsson L-E. (2003) Drifterfarenheter av bio-P i Sverige. Nordisk<br />
avloppskonferens, Helsingfors. Hämtat från:<br />
http://www.kappala.se/default.aspshow=11&varuid=11&lid=1&ulid=98&uulid=130.<br />
Brdjanovic D., Slamet A., van Loosdrecht M.C.M., Hooijmans C.M., Alaerts G.J., Heijnen<br />
J.J. (1998) Impact of excessive aeration on biological phosphorus removal from wastewater.<br />
Water Research 32 (1), 200-208.<br />
Christensson M., Lie E., Jönsson K., Johansson P., Welander T. (1998) Increasing substrate<br />
for polyphosphate accumulating bacteria in municipal wastewater through hydrolysis and<br />
fermentation of sludge in primary clarifiers. Water Environment Research 70 (2), 138-145.<br />
Cordell D., Drangert J-O., White S. (2009) The story of phosphorus: Global food security and<br />
food for thought. Global Environmental Change 19, 292–305.<br />
Cordell D., Rosemarin A., Schröder J.J., Smit A.L. (2011) Towards global phosphorus<br />
security: A systems framework for phosphorus recovery and reuse options. Chemosphere 84,<br />
747–758.<br />
Dagerskog L. (2002) Förutsättningar för <strong>biologisk</strong> fosforrening i avloppsvatten från<br />
Hammarby Sjöstad-en förstudie. Examensarbete UPTEC W02 029. ISSN 1401-5765<br />
Droste R.L. (1997) Theory and practice of water and wastewater treatment. John Wiley &<br />
Sons, Inc. ISBN 0-471-12444-3.<br />
Erdal U.G., Erdal Z.K., Randall C.W. (2003) The competition between PAOs (phosphorus<br />
accumulating organisms) and GAOs (glycogen accumulating organisms) in EBPR (enhanced<br />
79
Referenser<br />
biological phosphorus removal) systems at different temperatures and the effects on system<br />
performance. Water Science and Technology 47 (11), 1-8.<br />
Filipe C.D.M., Daigger G.T., Grady Jr.C.P.L. (2001) pH as a key factor in the competition<br />
between Glycogen-Accumulating Organisms. Water Environment Research 73 (2), 223-232.<br />
Gästrike vatten (2011) Miljörapport 2010 Duvbackens reningsverk Gävle kommun.<br />
Gillberg L., Hansen B., Karlsson I., Nordström Enkel A., Pålsson A. (2003) Konsten att rena<br />
vatten. Helsingborg. Kemira Kemwater. ISBN 91-631-4353-4.<br />
HELCOM. (2010) Ecosystem Health of the Baltic Sea 2003–2007: HELCOM Initial Holistic<br />
Assessment. Baltic Sea Environment Proceedings 122.<br />
Henze M., Gujer W., Mino T., Matsuo T., Wentzel M.C., Marais G.v.R. (1995) Wastewater<br />
and biomass characterization for the activated sludge model no.2: Biological phosphors<br />
removal. Water Science and Technology 31 (2), 13-23.<br />
Henze M., Harremoës P., Arvin E., Jansen J. la C. (1997) Wastewater treatment: biological<br />
and chemical processes (second edition). Berlin. Springer-Verlag Berlin Heidelberg. ISBN 3-<br />
540-62702-2.<br />
Henze M., Gujer W., Mino T., Matsuo T., Wentzel M.C., Marais G.v.R., Loosdrecht M.C.M.<br />
(1999) Activated Sludge Model No.2d, ASM2D. Water Science and Technology 39 (1), 165-<br />
182.<br />
Holmqvist J., Bengtsson G. (2009) Samband mellan åtgärder mot övergödning och<br />
ekologiska effekter i vattendrag – en litteraturstudie. SWECO Environment, Rapport 2009.<br />
Uppdragsgivare: Naturvårdsverket. Uppdragsnummer 1288103.<br />
Jansen J. la C., Särner E., Tykesson E., Jönsson K. Jönsson L-E. (2009) Biologisk<br />
<strong>fosforavskiljning</strong> i Sverige – uppstart och drift. <strong>Svenskt</strong> <strong>Vatten</strong> utveckling. Rapport 2009-08.<br />
Stockholm. <strong>Svenskt</strong> <strong>Vatten</strong> AB.<br />
Juncà S. (2010) Production of easily biodegradable carbon source for nutrient removal from<br />
wastewater through primary sludge hydrolysis – Impact on methane potential. Examensarbete<br />
2010-09. <strong>Vatten</strong>försörjnings- och avloppsteknik, Institutionen för Kemiteknik, Lunds<br />
Universitet.<br />
Jönsson K., Johansson P., Christensson M., Lee N., Lie E., Welander T. (1996) Operational<br />
factors affecting enhanced biological phosphorus removal at the waste water treatment plant<br />
in Helsingborg, Sweden. Water Science and Technology, 34 (1-2), 67-74.<br />
Jönsson K., Jansen J. la C. (2006) Hydrolysis of return sludge for production of easily<br />
degradable carbon: effect of pretreatment, sludge age and temperature. Water Science and<br />
Technology 53 (12), 47-54.<br />
Jönsson K., Jönsson L-E., Jansen J. la C. (2007) Fosforavskiljning utan kemikalier –<br />
Erfarenheter av bio-P i vatten- och slambehandling. 10th Nordic/ NORDIWA Wastewater<br />
Conference, Hamar, Norway, november 2008.<br />
80
Referenser<br />
Käppala (2011) Om Käppala. Hämtat från:<br />
http://www.kappala.se/default.aspshow=1&varuid=&lid=1&ulid=106 (2011-10-24).<br />
Kemikalieinspektionen (2010) Nationell reglering av fosfor i tvättmedel och maskindiskmedel<br />
för enskilt bruk. ISSN: 0284 -1185.<br />
Kuba T., van Loosdrecht M.C.M., Brandse F.A., Heijnen J.J. (1997) Occurrence of<br />
denitrifying phosphorus removing bacteria in modified UCT-type wastewater treatment<br />
plants. Water Research 31 (4), 777-786.<br />
Lees E.J., Noble B., Hewitt R., Parsons S.A. (2001) The impact of residual coagulation on<br />
downstream treatment processes. Environmental Technology 22, 113-122.<br />
Lie E., Welander T. (1997) A method for determination of the readily fermentable organic<br />
material in municipal wastewater. Water Research 31 (6), 1269-1274.<br />
Liu Y., Shi H., Li W., Hou Y., He M. (2011) Inhibition of chemical dose in biological<br />
phosphorus and nitrogen removal in simultaneous chemical precipitation for phosphorus<br />
removal. Bioresource Technology 102, 4008–4012.<br />
Lopez-Vazquez C.M., Oehmen A., Hooijmans C.M., Brdjanovic D., Gijzen H. J., Yuan Z.,<br />
van Loosdrecht M.C.M. (2009) Modelling the PAO-GAO competition: Effects of carbon<br />
source, pH and temperature. Water Research 43, 450-562.<br />
Magro D., Elias S.L., Randall A.A. (2005) Effects of reduced return activated sludge flows<br />
and volume on anaerobic performance for a septic wastewater biological phosphorus<br />
removal system. Water Environment Research 77, 455.<br />
Metcalf & Eddy, Inc. (1991) Engineering – treatment, disposal, reuse (Third edition).<br />
Singapore. McGraw-Hill, Inc. ISBN 0-07-041690-7.<br />
Monclús H., Sipma J., Ferraro G., Comas J., Rodriguez-Roda I. (2010) Optimization of<br />
biological nutrient removal in a pilot plant UCT-MBR treating municipal wastewater during<br />
start-up. Desalination 250, 592-597<br />
Naturvårdsverket (2002) Aktionsplan för återföring av fosfor ur avlopp. Rapport 5214.<br />
Huvudrapport till Bra slam och fosfor i kretslopp.<br />
Naturvårdsverket (2008) Näringsbelastningen på Östersjön och Västerhavet 2006. Rapport<br />
5815. Underlag till Sveriges PLC5-redovisning till HELCOM.<br />
Norlander H. (2008) Slamhydrolys för förbättrad denitrifikation på Klagshamns<br />
avloppsreningsverk. Examensarbete 2008-08. <strong>Vatten</strong>försörjnings- och avloppsteknik,<br />
Institutionen för Kemiteknik, Lunds Universitet.<br />
NSVA (2009) Miljörapport 2009; <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk Båstads kommun, Tekniska<br />
förvaltningen.<br />
NSVA (2010a) <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk Båstad; Miljörapport 2010.<br />
NSVA (2010b) Öresundsverket Helsingborg; Miljörapport 2010.<br />
81
Referenser<br />
NSVA (2012) via Marinette Hagman, 2012-01-10.<br />
Nätverket för bio-P (2012) via Karin Jönsson, 2012-01-26.<br />
Oehmen A., Lemos P.C., Carvalho G., Yuan Z., Keller J., Blackall L.L., Reis M.A.M. (2007)<br />
Advances in enhanced biological phosphorus removal: From micro to macro scale. Water<br />
Research 41, 2271-2300.<br />
Paul E., Laval M.L., Sperandio M. (2001) Excess sludge production and costs due to<br />
phosphorus removal. Environmental Technology 22, 1363-1371.<br />
Schönborn C., Bauer H-D., Röste I. (2001) Stability of enhanced biological phosphorus<br />
removal and composition of polyphosphate granules. Water Research 35 (13), 3190-3196.<br />
Seviour R.J., Mino T., Onuki M. (2003) The microbiology of biological phosphorus removal<br />
in activated sludge systems. FEMS Microbiology Reviews 27, 99-127.<br />
Sjöstrand A. (2007) Optimering av <strong>biologisk</strong> fosfor- och kvävereduktion I ett reningsverk för<br />
hushållsspillvatten. Examensarbete UPTEC W06 010.<br />
Srinath E.G., Sastry C.A., Pillai S.C. (1959) Rapid removal of phosphorus from sewage by<br />
activated sludge. Cellular and molecular life sciences 15 (9), 339-340.<br />
Statistiska centralbyrån (2011) Befolkningsstatistik. Hämtat från:<br />
http://www.ssd.scb.se/databaser/makro/Produkt.aspproduktid=BE0101 (2011-12-02).<br />
Stephens H.L. & Stensel H.D. (1998) Effect of operating conditions on biological phosphorus<br />
removal. Water Environment Research 70 (3), 362-369.<br />
<strong>Svenskt</strong> vatten (2011) Vad är REVAQ Hämtat från:<br />
http://www.svensktvatten.se/<strong>Vatten</strong>tjanster/Avlopp-och-Miljo/REVAQ/om-REVAQ/<br />
(2011-11-28).<br />
Tykesson E., Blackall L., Keller J., Jansen J. la C. (2003) Growth of glycogen accumulating<br />
organisms as a probable consequence of simultaneous chemical precipitation in enhanced<br />
biological phosphorus removal. Rapport från IWA conference on environmental<br />
biotechnology in Kuala Lumpur Malaysia. ISBN 1843395037.<br />
Tykesson E. (2005) Enhanced biological phosphorus removal – processes, competing<br />
substances and tools for operation of wastewater treatment plants. TVVA-1008. Lund.<br />
Department of Water and Environmental Engineering, Lund institute of Technology / Lund<br />
University. ISBN 91-628-6478-5.<br />
Tykesson E., Jönsson L-E., Jansen J. la C. (2005) Experiences from 10 years full-scale<br />
operation with enhanced biological phosphorus removal at Öresundsverket. Water Science<br />
and Technology 52 (12), 151-159.<br />
Woods N.C., Sock S.M., Daigger G.T. (1999) Phosphorus recovery technology modeling and<br />
feasibility evaluation for municipal wastewater treatment plants. Environmental Technology<br />
20, 663-679.<br />
82
Referenser<br />
Örnmark J. (2007) Utvärdering, problemidentifiering och optimering av den <strong>biologisk</strong>a<br />
<strong>fosforavskiljning</strong>en <strong>vid</strong> Duvbackens reningsverk. Examensarbete, Institutionen för Ekologi,<br />
Miljö och Geovetenskap, Umeå Universitet.<br />
83
Referenser<br />
84
Bilaga A<br />
Processchema för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk
Bilaga B<br />
Analysmetoder<br />
Filtrering<br />
För filtrering av prover användes Munktells cellulosafilter grade 1002 med en diameter på<br />
110 mm.<br />
Syrehalt<br />
På plats mättes syrehalten direkt i bassängerna med hjälp av en bärbar syrehaltsmätare av<br />
märket Hach HQ 40d multi med en elektrod av typen LDO101. I laboratoriet användes en<br />
mätare av märket WTW Oxi 730.<br />
VFA<br />
VFA-halten analyserades antingen via en 5-stegstitrering eller med hjälp av en<br />
gaskromatograf.<br />
5-stegstitrering<br />
5-stegstitreringen utfördes med 0,05 M saltsyra. Innan titreringen startades mättes<br />
konduktiviteten, pH, temperatur och halten ortofosfat i provet. Saltsyra tillsattes sedan stegvis<br />
för att nå pH 6,7, 5,9, 5,2 samt 4,3 medan volymen tillsatt saltsyra noterades. Vid mätning av<br />
VFA av slamprover filtrerades alternativt centrifugerades proverna för att få ut vattenfasen<br />
som sedan användes till titreringen. Vid provtagning på exempelvis inkommande vatten och<br />
rejektvatten gjordes ingen förbehandling av proverna.<br />
Resultaten från provtagningarna och titreringen fördes sedan in i programmet Titra5 varpå<br />
halten VFA beräknades.<br />
Gaskromatografi<br />
VFA mätningar med hjälp av gaskromatografi gjordes med en gaskromatograf utrustad med<br />
en flamjoniseringsdetektor (FID) samt HP-FFAP kolonn (1909F-123E) 30m+0,530 mm +<br />
1,00 µM.<br />
Fosfat och totalfosfor<br />
Dr Lange kyvetter typ 349 (mätområde 0,05-1,5 mg/l PO 4 -P) och typ 348 (mätområde 0,5-5<br />
mg/l PO 4 -P). Avläsning gjordes med hjälp av Dr Langes spektrofotometer av typen DR 2800.<br />
För totalfosfor användes även ett värmeblock av typen Thermostat LT 1 W.<br />
Ammonium<br />
Dr Lange kyvetter typ 303 (mätområde 2-47 mg/l NH 4 -N). Avläsning gjordes med hjälp av Dr<br />
Langes spektrofotometer av typen DR 2800.<br />
Nitrat<br />
Dr Lange kyvetter typ 339 (mätområde 0,23-13,5 mg/l NO 3 -N). Avläsning gjordes med hjälp<br />
av Dr Langes spektrofotometer av typen DR 2800.
Nitrit<br />
Dr Lange kyvetter typ 341 (mätområde 0,015-0,6 mg/l NO 2 -N). Avläsning gjordes med hjälp<br />
av Dr Langes spektrofotometer av typen DR 2800.<br />
Totalkväve<br />
Dr Lange kyvetter typ 138 (mätområde 1-16 mg/l N-tot.). Avläsning gjordes med hjälp av Dr<br />
Langes spektrofotometer av typen DR 2800.<br />
COD<br />
Dr Lange kyvetter typ 114 (mätområde 150-1000 mg/l O 2 ). Avläsning gjordes med hjälp av<br />
Dr Langes spektrofotometer av typen DR 2800.<br />
SS och VSS<br />
Proverna för SS och VSS filtrerades genom ett glasfiberfilter (VWR Ø55mm, 1,6μm) med<br />
hjälp av en vakuumpump och torkades sedan i 105 ˚C under en timme. SS kunde sedan<br />
bestämmas som vikten av det torkade provet per volym filtrerat slam. Provet glödgades sedan<br />
i en ugn på 550 ˚C under en timme för att förbränna VSS som då kunde bestämmas som<br />
viktskillanden före och efter glödgningen per volym filtrerat slam.<br />
pH och temperatur<br />
pH och temperatur mättes samtidigt med hjälp av en WTW 320 pH-mätare.
Bilaga C<br />
Analys av mätdata<br />
Pe-beräkning<br />
Pe är beräknat med hjälp av schablonvärden för kommunalt avloppsvatten med<br />
koncentrationer och flöden per pe och dygn (Tabell C.1). Resultatet för 2010 är<br />
sammanfattade i Figur 6.4.<br />
Tabell C.1. Schablonvärden för kommunalt avloppsvatten med fosfor, BOD och flöde per<br />
personekvivalent (pe).<br />
Fosfor (g P/ pe×dygn) 2,0<br />
BOD 7 (g BOD 7 / pe×dygn) 70<br />
Flöde (l/ pe×dygn) 200<br />
Tabell C.2. Pe beräknat utifrån totalfosfor, BOD 7 och flöde.<br />
Datum Flöde P-tot. P-tot. BOD 7 BOD 7 pe (flöde) pe (P-tot.) pe (BOD 7 )<br />
m 3 /d mg/l kg/d mg/l kg/d<br />
jan-10 3296 2 6.6 18 59 16478 3296 847<br />
feb-10 2857 2.4 6.9 36 103 14284 3428 1469<br />
mar-10 5489 1.1 6.0 11 60 27447 3019 863<br />
apr-10 3985 2.6 10.4 61 243 19923 5180 3472<br />
jun-10 3570 3.2 11.4 14 50 17850 5712 714<br />
jun-10 4535 6.8 30.8 150 680 22675 15419 9718<br />
jul-10 3415 5 17.1 170 581 17077 8538 8294<br />
aug-10 3425 2.1 7.2 42 144 17125 3596 2055<br />
sep-10 3179 1.9 6.0 39 124 15893 3020 1771<br />
okt-10 3713 3.2 11.9 95 353 18563 5940 5038<br />
nov-10 6507 1.8 11.7 19 124 32535 5856 1766<br />
dec-10 4318 2.4 10.4 34 147 21589 5181 2097<br />
medel 20120 5682 3175<br />
En sammanställning av befolkningsmängden samt uppdelningen på respektive<br />
avloppsreningsverk finns sammanställd i Tabell C.3.
Tabell C.3. Tabell över befolkningsmängd samt tillhörande avloppsreningsverk, hämtat från<br />
Statistiska Centralbyrån (2011) för år 2005 undantaget de markerade med stjärna som<br />
hänvisas till Anders Mårtensson på NSVA.<br />
Avloppsreningsverk<br />
Antal Hedehusen Torekov<br />
inv.<br />
Båstad 4 793 4 793<br />
Förslöv 1 998 1 998<br />
Torekov 888 888<br />
Grevie 769 769<br />
Östra Karup 563 563<br />
Västra Karup 556 556<br />
Vejbystrand 195* 195*<br />
Perstorp + Svenstorp 160 160<br />
Ängelbäcksstrand +<br />
130 130<br />
Segelstorpsstrand<br />
Rammsjö 119 119<br />
Eskilstorp + Hemmeslövsgård 108 108<br />
Rammsjöstrand 93 93<br />
Storahults strand 90 90<br />
Hov 73 73<br />
Kattvik 68 68<br />
Killebäckstorp 61 61<br />
Ängalag + Svenstorp 58 58<br />
Axelstorp 55 55<br />
Ängelsbäck 55 55<br />
Spridd befolkning 3 446* 1 723* 1 723*<br />
Totalt 14 278 7 528 6 750<br />
* siffror hänvisas till Anders Mårtensson (NSVA).<br />
Kemikalieförbrukning<br />
Beräkning av molförhållandet mellan aluminium och fosfor utifrån tillsatt mängd<br />
fällningskemikalier och fosforkoncentration i inflödet. Flödena är medelvärdet för den<br />
månaden. Använd fällningskemikalie är Feralcos PLUSPAC S 1465 som innehåller 7,3 vikt%<br />
aluminium.
Tabell C.4. Beräkning av molförhållandet mellan aluminium och fosfor utifrån tillsatt mängd<br />
fällningskemikalier och fosforkoncentration i inflödet år 2008.<br />
Datum Flöde ΔP-tot. ΔP-tot. inköp<br />
kem.<br />
använd<br />
kem.<br />
kg Al /<br />
kg ΔP<br />
mol Al /<br />
mol ΔP<br />
m 3 /mån mg/l kg /mån ton kg/mån<br />
jan-08 127370 3,47 441<br />
feb-08 113005 2,24 253 20,1 6324 1,82 2,09<br />
mar-08 145027 3,37 488 7001 1,05 1,20<br />
apr-08 96102 4,31 414 6775 1,20 1,37<br />
maj-08 85321 5,88 502 20,1 10215 1,49 1,71<br />
jun-08 71481 7,65 547 9885 1,32 1,51<br />
jul-08 88468 2,19 193 20,1 20100 7,59 8,71<br />
aug-08 145015 3,03 439 20,1 6773 1,13 1,29<br />
sep-08 88551 2,40 213 6554 2,25 2,58<br />
okt-08 137082 2,07 284 6773 1,74 2,00<br />
nov-08 155643 1,71 266 20,1 9885 2,71 3,11<br />
dec-08 171563 0,87 149 10215 5,00 5,73<br />
årsmedel 2,48 2,85<br />
Tabell C.5. Beräkning av molförhållandet mellan aluminium och fosfor utifrån tillsatt mängd<br />
fällningskemikalier och fosforkoncentration i inflödet år 2009.<br />
Datum Flöde ΔP-tot. ΔP-tot. inköpt<br />
kem.<br />
använd<br />
kem.<br />
kg Al /<br />
kg ΔP<br />
mol Al /<br />
mol ΔP<br />
m 3 /mån mg/l kg /mån ton kg/mån<br />
jan-09 113534 1,78 202 20,1 6923 2,50 2,87<br />
feb-09 94240 1,97 185 6253 2,47 2,83<br />
mar-09 109191 2,31 252 6923 2,00 2,30<br />
apr-09 91296 4,40 402 20,1 9885 1,80 2,06<br />
maj-09 86301 7,37 636 10215 1,17 1,35<br />
jun-09 116202 3,64 422 20,1 9885 1,71 1,96<br />
jul-09 113534 4,39 498 10215 1,50 1,72<br />
aug-09 108934 2,25 245 20,1 6773 2,02 2,32<br />
sep-09 79593 4,55 362 6554 1,32 1,52<br />
okt-09 79521 3,78 300 6773 1,65 1,89<br />
nov-09 104331 3,54 370 20,1 9885 1,95 2,24<br />
dec-09 124784 2,35 293 10215 2,54 2,92<br />
årsmedel 1,83 2,10
Tabell C.6. Beräkning av molförhållandet mellan aluminium och fosfor utifrån tillsatt mängd<br />
fällningskemikalier och fosforkoncentration i inflödet år 2010.<br />
Datum Flöde ΔP-tot. ΔP-tot. inköpt<br />
kem.<br />
använd<br />
kem.<br />
kg Al /<br />
kg ΔP<br />
mol Al /<br />
mol ΔP<br />
m 3 /mån mg/l kg /mån ton kg/mån<br />
jan-10 102164 1,96 200 19,95 6872 2,51 2,88<br />
feb-10 79988 2,37 190 6207 2,39 2,74<br />
mar-10 170171 1,04 176 6872 2,85 3,27<br />
apr-10 119535 2,52 301 19,95 9811 2,38 2,73<br />
jun-10 110670 3,1 343 10139 2,16 2,48<br />
jun-10 136047 6,64 904 19,95 9811 0,79 0,91<br />
jul-10 105874 4,76 503 10139 1,47 1,69<br />
aug-10 106175 1,96 208 19,95 10139 3,57 4,09<br />
sep-10 95358 1,82 174 9811 4,12 4,72<br />
okt-10 115088 3,11 358 19,95 6722 1,37 1,57<br />
nov-10 195210 1,59 311 6505 1,53 1,75<br />
dec-10 133849 2,26 303 6722 1,62 1,86<br />
årsmedel 2,20 2,53
Syrehaltsmätning<br />
Syrehaltsmätning genomfördes i oktober på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Resultatet ses i<br />
Tabell C.7.<br />
Tabell C.7. Uppmätta syrehalter i biosteget och slambehandlingsbassängern (2011-10-25).<br />
Bassäng uppmätt onlinemätare<br />
(mg/l) (mg/l)<br />
Sandfång början 8.01<br />
mitten 8.15<br />
slutet 7.72<br />
Anaeroba början 2.21<br />
mitten 1.23<br />
slutet 0.54<br />
Anoxa 1 början 1.22<br />
slutet 0.31<br />
Anoxa 2 början 0.26<br />
slutet 0.23<br />
Aeroba 1 början 3.77<br />
mitten 6.19 6.1<br />
slutet 5.02<br />
Aeroba 2 början 3.47<br />
mitten 6.18 6.04<br />
slutet 3.89<br />
Slam 1 början 6.73<br />
slutet 6.77<br />
Slam 2 mitten 3.54<br />
Slam 3 mitten 0.95<br />
Slam 4 början 2.73<br />
slutet 3.37 3,8<br />
inkommande 7.53<br />
utgående 3.77 4.56
Mätningar gjorda på verket<br />
Tabell C.8. Mätningar på inkommande vatten efter rotosiler <strong>vid</strong> <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
(2011-11-02).<br />
NH 4 -N NO 3 -N PO 4 -P P-tot. N-tot COD<br />
mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l mg/l<br />
9,97 5,82 1,14 2,2 24,6 183<br />
Tabell C.9. Mätningar av fosfat, nitrat och ammonium på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
(2011-10-25).<br />
PO 4 -P NO 3 -N NH 4 -N<br />
(mg/l) (mg/l) (mg/l)<br />
Inkommande 0,193 3,2 12,3<br />
Utgående < 0,05 7,21 0,734<br />
Returslam x 5,27 0,439<br />
Rejektvatten x 0,316 0,111<br />
Anaeroba x 5,33 3,34<br />
Tabell C.10. Mätningar av totalfosfor och fosfat på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk<br />
(2011-12-08).<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
P-tot.<br />
(mg/l)<br />
Inkommande 0,946 1,48<br />
Slutet sandfång 0,95<br />
slutet anaeroba 0,266<br />
slutet mellansed. 0,177 0,248<br />
utgående < 0,05 < 0,05
SS och VSS<br />
SS och VSS beräknades i olika bassänger på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk. Försöken utfördes<br />
på VA-laboratoriet på Kemicentrum i Lund.<br />
Tabell C.11. SS- och VSS-beräkningar (10 oktober 2011).<br />
papperets<br />
vikt<br />
prov vikt efter<br />
torkning<br />
vikt efter<br />
glödgning<br />
SS VSS SS<br />
medel<br />
VSS<br />
medel<br />
(g) (ml) (g) (g) (mg/l) (mg/l) (mg/l) (mg/l)<br />
4b 0,1201 10 0,1532 0,1274 3310 2580<br />
4b 0,1207 5 0,1370 0,1235 3260 2700<br />
4b 0,1202 5 0,1375 0,1236 3460 2780 3270 2650<br />
4s 0,1201 5 0,1360 0,1229 3180 2620<br />
4s 0,1208 5 0,1369 0,1238 3220 2620<br />
4s 0,1216 5 0,1375 0,1244 3180 2620<br />
5b 0,1210 5 0,1359 0,1234 2980 2500<br />
5b 0,1207 5 0,1348 0,1230 2820 2360<br />
5b 0,1199 5 0,1345 0,1223 2920 2440 3110 2590<br />
5s 0,1209 5 0,1374 0,1237 3300 2740<br />
5s 0,1206 5 0,1371 0,1234 3300 2740<br />
5s 0,1212 5 0,1379 0,1242 3340 2740<br />
6 0,1214 5 0,1555 0,1292 6820 5260<br />
6 0,1203 5 0,1545 0,1282 6840 5260 6780 5230<br />
6 0,1214 5 0,1548 0,1289 6680 5180<br />
7 0,1202 5 0,1542 0,1276 6800 5320<br />
7 0,1205 5 0,1555 0,1279 7000 5520 6920 5420<br />
7 0,1191 5 0,1539 0,1268 6960 5420<br />
8 0,1203 5 0,1452 0,1255 4980 3940<br />
8 0,1201 5 0,1444 0,1252 4860 3840 4860 3830<br />
8 0,1202 5 0,1439 0,1253 4740 3720<br />
9 0,1202 5 0,1511 0,1270 6180 4820<br />
9 0,1202 5 0,1516 0,1270 6280 4920 6210 4830<br />
9 0,1201 5 0,1510 0,1272 6180 4760<br />
b: början på bassängen<br />
s: slutet på bassängen<br />
Slamålder<br />
Beräkningarna av slamålder enligt Ekvation 1 på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk presenteras i<br />
Tabell C.12, Tabell C.13 och Tabell C.14.<br />
bassäng bassäng<br />
SRT (Ekvation 1)<br />
SS<br />
SS<br />
utflöde<br />
Q<br />
utflöde<br />
V<br />
SS<br />
ös<br />
Q<br />
ös
Tabell C.12. Beräkning av aerob slamålder, baserat på SS-halter uppmätta 10 oktober 2011.<br />
SS 4/5 V 4+5 SS 6 V 6 SS 9 V 9 SS ös Q ös SS ut Q ut SRT<br />
g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 /d g/m 3 m 3 /d dagar<br />
3189 552 6780 69 6213 69 6920 1 47 5 2 3110,4 3 7,8<br />
1 SS-halten i bassäng 7, där överskottsslammet tas ut<br />
2 SS-halten i utflödet är för det mesta < 5 mg/l eller strax över, efter laborationsanalyser av Alcontrol<br />
Laboratories.<br />
3 utflödet 2011-10-20, när prover för SS- och VSS-analyserna togs, var 3110,4 m 3 .<br />
Tabell C.13. Beräkning av anaerob slamålder, baserat på SS-halter uppmätta 10 oktober<br />
2011.<br />
SS 1 V 1 SS ös Q ös SS ut Q ut SRT<br />
g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 /dag g/m 3 m 3 /dag dagar<br />
3189 99 6920 47 5 3110,4 0,93<br />
Tabell C.14. Beräkning av anox slamålder, baserat på SS-halter uppmätta 10 oktober 2011.<br />
SS 2+3 V 2+3 SS 7 V 7 SS 8 V 8 SS ös Q ös SS ut Q ut SRT<br />
g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 g/m 3 m 3 /dag g/m 3 m 3 /dag dagar<br />
3189 196 6920 14 4860 14 6920 47 5 3110,4 2,3<br />
Total slamålder för <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk är därmed 11 dagar.<br />
Beräkning av rekommenderad slamålder<br />
Beräkning av rekommenderad slamålder görs enligt den tyska standarden ATV-DVWK-A<br />
131E (2000) med hjälp av Ekvation 4 och 5.<br />
(15 T )<br />
t<br />
SS , aerob<br />
SF 3,4 1, 103<br />
(Ekvation 4)<br />
t<br />
SS<br />
t<br />
1<br />
,<br />
(Ekvation 5)<br />
1 V V<br />
SS aerob<br />
D<br />
AT<br />
Tabell C.15. Beskrivning av parametrar och resultat från ekvation 4 och 5.<br />
SF Säkerhetsfaktor 1,8<br />
T Temperatur 12 ˚C 1<br />
V D Anox volym 224 m 3<br />
V AT Luftad volym 690 m 3<br />
t ss,aerob Aerob slamålder 8,2 dagar<br />
t ss Total slamålder 12 dagar<br />
1<br />
Uppmätt i inkommande vatten på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk den 20 oktober 2011.
VFA-titrering<br />
VFA-titrering utfördes i laboratoriet på <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk.<br />
Tabell C.16. Protokoll över VFA-titreringen (10 oktober 2011).<br />
Källa inkommande efter sandfång rejektvatten bassäng 6<br />
bassäng 9<br />
(returslam)<br />
Provvolym (ml) 50 50 50 50 50<br />
Spädfaktor 1:1 1:1 1:1 1:1 1:1<br />
Konc. HCl<br />
(mol/l)<br />
0,05 0,05 0,05 0,05 0,05<br />
pH initialt 7,53 7,55 7,89 7,23 7,18<br />
pH 1 6,7 6,71 6,7 6,67 6,72<br />
pH 2 5,87 5,93 5,9 5,9 5,9<br />
pH 3 5,16 5,21 5,11 5,19 5,21<br />
pH 4 4,21 4,32 4,33 4,33 4,29<br />
Volym HCl 1 (ml) 1,13 1,08 2,18 0,86 0,76<br />
Volym HCl 2 (ml) 2,74 2,52 4,94 2,36 2,2<br />
Volym HCl 3 (ml) 3,37 3,1 6,12 2,99 2,76<br />
Volym HCl 4 (ml) 3,66 3,32 6,52 3,28 3,06<br />
Temperatur 14,2 15,7 17 17 15,9<br />
Konduktivitet<br />
(mS/m)<br />
6,38 63,4 102,4 76,6 74<br />
PO4-P (mg/l) 0,159 0,179 0,278 0,044 0,036<br />
Alkalinitet<br />
(mg CaCO3/l)<br />
167 169 315 155 136<br />
HAc (mg/l) 6,4 0,2 16 9,6 10,3<br />
COD VFA (mg/l) 1 6,8 0,2 17 10 11<br />
1 Omvandlingsfaktor 1,07 mg COD VFA / mg HAc (Henze et. al, 1997).<br />
Tabell C.17. Tabell över flöden i de olika bassängerna där VFA beräknades.<br />
bassäng 9<br />
inkommande efter sandfång rejektvatten bassäng 6<br />
(returslam)<br />
Flöde (l/s) 50,1 1 50,1 1 20 2 23,5 3<br />
1 Utgående flöde 4328,4 m 3 den 2011-10-20, från månadsrapport oktober 2011.<br />
2 Pump på 20 l/s från mellansedimenteringen till bassäng 6.<br />
3 Flödet i bassäng 6 adderat med 304,3 m 3 /dygn från slutsedimenteringen, uttaget överskottsslam försummas<br />
Genom massbalans kan mängden VFA in till den anaeroba bassängen (b.1) beräknas, se<br />
Tabell C.18. Rejektvattnets flöde är inte känt, men antas vara så litet att det är försumbart.<br />
Returslammets flöde grundas på att uttaget av överskottsslam försummas då uppskattningen<br />
av detta flöde visade sig vara mycket svårt. Försumningen av överskottsslammet skulle dock<br />
kunna kompensera för det försummade rejektvattnet. Produktionen av VFA beräknades<br />
utifrån hydrolyshastigheten från hydrolysförsök 2 och VSS-halten uppmätt den 20 oktober<br />
2011. Resultatet finns sammanställt i Tabell C.19.<br />
VFA-potentialen som behövs för bio-P är beräknat till 14 mg COD VFA /mg P (Jönsson et<br />
al.,1996). Denna siffra används i Tabell C.20 för beräkning av mängd COD VFA nödvändig för
io-P samt hur mycket COD VFA som skulle behöva produceras i eventuell hydrolys för att<br />
tillgodogöra behovet.<br />
Tabell C.18. Beräkning av mängd VFA in till b.1<br />
VFA i inkommande, efter sandfång (mg COD VFA /l) 0,2<br />
Flöde inkommande, efter sandfång (l/s) 50,1<br />
VFA i returslam (mg COD VFA /l) 11<br />
Flöde returslam (l/s) 23,5<br />
Massflöde in till b.1 (mg/s) 269<br />
Uppehållstid b.1 (h) 0,37<br />
Mängd VFA in i b.1 (g) 361<br />
Tabell C.19. Beräkning av producerad mängd VFA i b.1<br />
hydrolyshastighet (mg COD VFA / g VSS x h) 0,27 1<br />
uppehållstid b.1 (h) 0,37<br />
VSS b.1 (g/l) 2,62 2<br />
Produktion VFA b.1 (mg COD VFA /l) 0,26<br />
Volym b.1 (m 3 ) 99<br />
Produktion VFA b.1 (g COD VFA ) 25,5<br />
1 från hydrolysförsök 2.<br />
2 antaget att VSS-halten i b.1 är samma som i b.4 och b.5. Medelvärde från b.4 och b.5, se Tabell 6.5.<br />
Tabell C.20. Beräkning av VFA-behov i b.1<br />
Nödvändig Bio-P-potential (mg COD VFA / mg P borttagen ) 14 1<br />
P borttagen (mg/l) 1,9 2<br />
VFA-behov inflöde (mg COD VFA /l) 27<br />
Flöde inkommande (l/s) 50,1<br />
Uppehållstid b.1 (h) 0,37<br />
VFA-behov b.1 (g COD VFA ) 1790<br />
VFA-potential i b.1 (g) (mängd VFA in+Produktion) 387<br />
VFA som behövs genom ex. returslamhydrolys (g) 1410<br />
VFA som behövs genom ex. returslamhydrolys (mg/l) 14,2<br />
1 VFA-potentialen 14 mg COD VFA /mg P (Jönsson et al.,1996).<br />
2 skillnad mellan inkommande koncentration totalfosfor och utgående, se Tabell 6.3.
Bilaga D<br />
Hydrolysförsök<br />
Hydrolysförsök 1<br />
Uttagen mängd prov är den totala mängden, det vill säga både den mängd som togs ut för<br />
analys av COD, fosfat, ammonium och VFA och den mängd som togs ut för SS- och VSSanalys.<br />
Tabell D.1. Uppmätta värden i reaktor 1 under hydrolysförsök 1 (12-22 november 2011).<br />
Dag<br />
Temp.<br />
(˚C)<br />
pH<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
Acetat<br />
(mg/l)<br />
Propionat<br />
(mg/l)<br />
COD VFA<br />
(mg/l)<br />
0 14 6,54 150 0,763 2 7 1 8 50<br />
0,25 14,6 6,93 155 1,7 2,07 8 2 10 10<br />
1 14,3 7,3 242 2,93 4,6 29 6 35 15<br />
2 13,7 7,39 340 4,8 8 61 8 69 10<br />
3 13,7 7,52 339 4,28 10,9 73 29 102 30<br />
Prov<br />
(ml)<br />
Tabell D.2. Uppmätta samt beräknade värden i reaktor 1 under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011). Koncentrationerna är beräknade per g initial VSS.<br />
Dag<br />
SS<br />
(mg/l)<br />
VSS<br />
(mg/l)<br />
mg COD VFA<br />
/ g VSS<br />
mg COD f<br />
/ g VSS<br />
mg PO 4 -P<br />
/ g VSS<br />
mg NH 4 -N<br />
/ g VSS<br />
0 5967 4733 1,69 31,7 0,16 0,42<br />
0,25 2,11 32,8 0,36 0,44<br />
1 7,39 51,1 0,62 0,97<br />
2 14,6 71,8 1,01 1,69<br />
3 6533 5147 21,6 71,6 0,90 2,30
Tabell D.3. Uppmätta värden i reaktor 2 under hydrolysförsök 1 (12-22 november 2011).<br />
Dag<br />
Temp.<br />
(˚C)<br />
pH<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
Acetat<br />
(mg/l)<br />
Propionat<br />
(mg/l)<br />
COD VFA<br />
(mg/l)<br />
0 13,8 6,63 150 0,727 2 7 0 7 50<br />
0,25 14,5 7,17 155 1,87 4,57 6 2 8 10<br />
1 14,2 7,26 211 2,24 4,57 26 6 32 15<br />
2 13,7 7,52 361 5,49 8,29 63 7 70 10<br />
3 13,5 7,77 354 6,95 11,8 76 28 104 40<br />
4 14,9 7,7 673 9,36 20,8 123 68 191 40<br />
Prov<br />
(ml)<br />
Tabell D.4. Uppmätta samt beräknade värden i reaktor 2 under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011). Koncentrationerna är beräknade per g initial VSS.<br />
Dag<br />
SS<br />
(mg/l)<br />
VSS<br />
(mg/l)<br />
mg COD VFA<br />
/ g VSS<br />
mg COD f<br />
/ g VSS<br />
mg PO 4 -P /<br />
g VSS<br />
mg NH 4 -N /<br />
g VSS<br />
0 5987 4680 1,50 32,1 0,155 0,427<br />
0,25 1,71 33,1 0,400 0,976<br />
1 6,84 45,1 0,479 0,976<br />
2 15,0 77,1 1,17 1,77<br />
3 6913 5347 22,2 75,6 1,49 2,52<br />
4 7287 5600 40,8 144 2,00 4,44
Tabell D.5. Uppmätta värden i reaktor 3 under hydrolysförsök 1 (12-22 november 2011).<br />
Dag<br />
Temp.<br />
(˚C)<br />
pH<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
Acetat<br />
(mg/l)<br />
Propionat<br />
(mg/l)<br />
COD VFA<br />
(mg/l)<br />
0 14,1 6,73 150 0,847 2 7 0 7 50<br />
0,25 14,2 7,3 164 1,58 2,14 8 2 10 15<br />
1 14 7,7 299 4,7 5,92 34 7 41 15<br />
2 13,6 7,69 499 8,34 12,1 75 18 93 10<br />
3 13,6 7,84 504 8,63 18,9 89 41 130 40<br />
4 14,9 7,88 833 12,5 17,8 141 84 225 40<br />
5 15 7,88 1070 18,0 36,9 198 131 329 10<br />
6 15 7,91 1310 19,7 50,1 259 172 431 10<br />
7 15 7,83 1700 19,6 60,3 326 220 546 30<br />
8 15 7,83 3450 31 90 408 279 687 15<br />
9 15 7,73 2350 27 105 500 351 851 15<br />
10 15,2 7,67 3010 40,4 112,5 588 426 1014 40<br />
Prov<br />
(ml)<br />
Tabell D.6. Uppmätta samt beräknade värden i reaktor 3 under hydrolysförsök 1 (12-22<br />
november 2011). Koncentrationerna är beräknade per g initial VSS.<br />
Dag<br />
SS<br />
(mg/l)<br />
VSS<br />
(mg/l)<br />
mg COD VFA<br />
/ g VSS<br />
mg COD f /<br />
g VSS<br />
mg PO 4 -P /<br />
g VSS<br />
mg NH 4 -N /<br />
g VSS<br />
0 6173 4860 1,44 30,9 0,174 0,412<br />
0,25 2,06 33,7 0,325 0,440<br />
1 8,44 61,5 0,967 1,22<br />
2 19,1 103 1,72 2,49<br />
3 7313 5693 26,8 104 1,78 3,89<br />
4 7120 5507 46,3 171 2,57 3,66<br />
5 67,7 219 3,71 7,59<br />
6 88,7 269 4,06 10,3<br />
7 112 349 4,04 12,4<br />
8 141 711 6,38 18,5<br />
9 175 483 5,56 21,6<br />
10 13640 9987 209 619 8,31 23,1
Hydrolysförsök 2<br />
Tabell D.7. Uppmätta värden under hydrolysförsök 2 (29 nov-5 dec 2011).<br />
Dag<br />
Temp.<br />
(˚C)<br />
pH<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
Acetat<br />
(mg/l)<br />
Propionat<br />
(mg/l)<br />
COD VFA<br />
(mg/l)<br />
Prov<br />
(ml)<br />
0 13,9 6,65 69 0,316 < 2 19 1 20,3 13,9<br />
0,25 15,1 7,12 91 0,924 1,36 12 0 12,2 15,1<br />
1 15,2 7,52 193 1,91 4,48 36 2 38,5 15,2<br />
2 15,1 7,61 237 3,04 8,08 58 2 60,1 15,1<br />
3 15,1 7,77 348 4,38 15,7 107 0 107 15,1<br />
4 15,8 7,91 458 5,76 21,4 127 26 153 15,8<br />
5 15,3 7,97 550 5,84 29,2 141 47 189 15,3<br />
6 15,2 7,96 162 66 228 15,2<br />
7 15,2 7,99 670 6,68 42,4 170 78 248 15,2<br />
8 15,9 8,01 207 102 309 15,9<br />
9<br />
10 16 8,03 952 11,0 57,6 226 124 350 16<br />
Tabell D.8. Uppmätta samt beräknade värden under hydrolysförsök 2 (29 nov-5 dec 2011).<br />
Koncentrationerna är beräknade per g initial VSS.<br />
Dag<br />
SS<br />
(mg/l)<br />
VSS<br />
(mg/l)<br />
mg COD VFA<br />
/ g VSS<br />
mg COD f<br />
/ g VSS<br />
mg PO 4 -P /<br />
g VSS<br />
0 8120 5593 3,64 12,3 0,06<br />
mg NH 4 -N /<br />
g VSS<br />
0,25 2,19 16,3 0,17 0,24<br />
1 6,88 34,5 0,34 0,80<br />
2 10,7 42,4 0,54 1,44<br />
3 19,0 62,2 0,78 2,81<br />
4 27,3 81,9 1,03 3,83<br />
5 6900 4787 33,7 98,3 1,04 5,22<br />
6 40,8<br />
7 44,3 120 1,19 7,58<br />
8 55,2<br />
9<br />
10 6607 4380 62,6 170 1,96 10,30
Hydrolyskonstanten<br />
Beräkningen av den hydrolyskonstant som används i EFOR utifrån hydrolysförsök 2 som<br />
utfördes i denna studie utgick ifrån en artikel som beskriver ASM2d modellen skriven av<br />
Henze et al. 1999. Från denna artikel hämtades Ekvation 2 som användes för att beräkna<br />
hydrolyskonstanten.<br />
anaerob hydrolys<br />
K<br />
h<br />
fe<br />
K<br />
K<br />
O2<br />
O2<br />
S<br />
O2<br />
K<br />
K<br />
NO 3<br />
NO 3<br />
S<br />
NO 3<br />
K<br />
X<br />
X<br />
S<br />
/ X<br />
H<br />
X / X<br />
S<br />
H<br />
X<br />
H<br />
(Ekvation 2)<br />
Då andelen löst syre och nitrat anses vara noll under hydrolysförsöket blir de första två<br />
kvoterna ett varpå ekvationen blir såsom den är skriven i Ekvation 3, definitioner av de<br />
parametrar som används i ekvationen finns sammanställda i Tabell D.9.<br />
anaerob hydrolys<br />
K<br />
h<br />
fe<br />
K<br />
X<br />
X<br />
S<br />
/ X<br />
H<br />
X / X<br />
S<br />
H<br />
X<br />
H<br />
(Ekvation 3)<br />
Tabell D.9. Definitioner av parametrarna som används i Ekvation 3 (Henze et al., 1999).<br />
ρ anaerob hydrolys Anaerob hydrolyshastighet<br />
η fe Anaerobisk hydrolysreduktionsfaktor 0,4<br />
K h<br />
Hydrolyskonstant (/dag)<br />
K x Mättnadskoefficient för partikulärt COD 0,1<br />
X h Heterotrof biomassa (g COD/m 3 )<br />
X s Långsamt <strong>biologisk</strong>t nedbrytbart substrat (g COD/m 3 )<br />
Den anaerobiska hydrolyshastigheten bestämdes utifrån hydrolysförsök 2 som<br />
koncentrationsökningen av löst COD per dag. För att inte enbart titta på<br />
COD-koncentrationerna beräknades även hydrolyshastigheten utifrån fosfat, ammonium och<br />
VFA med hjälp av en linjär regression av mätdata, se Figur D.1 till Figur D.4. För att kunna<br />
omvandla koncentrationsökningen av fosfat, ammonium och VFA till löst COD beräknades<br />
kvoten mellan dessa med hjälp av linjär regression, se kapitel 6.3. Hydrolyshastigheten<br />
di<strong>vid</strong>erades sedan med denna kvot för att omvandlas till en ökning av COD. Resultatet<br />
redovisas i Tabell D.10.
mg NH4-N / l<br />
mg PO4-P / l<br />
7<br />
6<br />
5<br />
y = 1,3x + 0,48<br />
R² = 0,9972<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10<br />
dagar<br />
Figur D.1. Fosfatkoncentrationen under hydrolysförsök 2 samt en linjär regression.<br />
70<br />
60<br />
50<br />
y = 6,0x - 1,3<br />
R² = 0,9948<br />
40<br />
30<br />
20<br />
10<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10<br />
dagar<br />
Figur D.2. Ammoniumkoncentrationen under hydrolysförsök 2 samt en linjär regression.
mg COD / l<br />
mg VFA / l<br />
400,0<br />
350,0<br />
y = 36x + 6,0<br />
R² = 0,9915<br />
300,0<br />
250,0<br />
200,0<br />
150,0<br />
100,0<br />
50,0<br />
0,0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10<br />
dagar<br />
Figur D.3. VFA-koncentrationen under hydrolysförsök 2 samt en linjär regression.<br />
1200<br />
1000<br />
y = 87x + 83<br />
R² = 0,9948<br />
800<br />
600<br />
400<br />
200<br />
0<br />
0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10<br />
dagar<br />
Figur D.4. COD-koncentrationen under hydrolysförsök 2 samt en linjär regression<br />
Tabell D.10. Beräkning av hydrolyshastigheten <strong>vid</strong> 15 ˚C.<br />
mg / l×dag 1 2<br />
mg / mg COD f mg COD / l×dag<br />
(15 ˚C)<br />
PO 4 -P 1,3 3 0,011 120<br />
NH 4 -N 6,0 0,069 86<br />
COD VFA 36 0,39 91<br />
COD f 87 1 87<br />
1 Utifrån resultat från hydrolysförsök 2 Figur D.1, Figur D.2, Figur D.3 och Figur D.4.<br />
2 Utifrån värden från hydrolysförsök 2 samanställt i Tabell 6.10.<br />
3 Beräknad utifrån fosforkoncentrationsökningen de första 4 dagar.
Då den hydrolyskonstant som används i EFOR är beräknad för 20 ˚C gjordes en temperaturkorrigering<br />
med hjälp av en exponentiell ekvation (Ekvation 6) (Henze et al.,1997). Den<br />
slutliga hydrolyshastigheten redovisas i Tabell D.11.<br />
max<br />
( T)<br />
max<br />
(20<br />
C)<br />
exp(<br />
( T<br />
20))<br />
(Ekvation 6)<br />
µ max max specific tillväxthastighet (d -1 )<br />
κ temperaturkonstant för µ max (˚C -1 ) 0,08<br />
Tabell D.11. Hydrolyshastigheten <strong>vid</strong> 20 ˚C.<br />
mg COD / l×dag (20 ˚C)<br />
PO 4 -P 170<br />
NH 4 -N 130<br />
COD VFA 140<br />
COD f 130<br />
För att få fram mängden heterotrof biomassa (X h ) och mängden långsamt <strong>biologisk</strong>t<br />
nedbrytbart substrat (X s ) användes referensscenariot i EFOR, se kapitel 7.2. Värdet för X s och<br />
X h avlästes i slutet på november för att överrensstämma med tidpunkten då hydrolysförsök 2<br />
gjordes. Då det krävs en hydrolyskonstant för att kunna köra referensscenariot utfördes en<br />
iterering för att komma fram till den rätta hydrolyskonstanten. Den beräknade<br />
hydrolyskonstanten är ett medelvärde av hydrolyskonstanterna utifrån hydrolyshastigheten för<br />
fosfat, ammonium och VFA-ökningen.<br />
Tabell D.12. Iterering med hjälp av EFOR och Ekvation 3 för att hitta hydrolyskonstanten<br />
(K h ).<br />
K h - EFOR X s X h K h<br />
(PO 4 -P)<br />
K h<br />
(NH 4 -N)<br />
K h<br />
(COD VFA )<br />
K h<br />
(COD f )<br />
K h<br />
(medel)<br />
dag -1 mg/l mg/l dag -1 dag -1 dag -1 dag -1 dag -1<br />
3,0 136 3340 0,45 0,33 0,35 0,34 0,37<br />
1,0 1160 3000 0,18 0,14 0,14 0,14 0,15<br />
0,60 3980 1810 0,25 0,19 0,20 0,19 0,21<br />
0,20 5225 1145 0,39 0,29 0,30 0,29 0,32<br />
0,30 5040 1264 0,35 0,26 0,27 0,27 0,29<br />
0,29 5078 1255 0,35 0,26 0,28 0,27 0,29
Bilaga E<br />
P-släppsförsök<br />
Med acetat<br />
Samtliga resultat från P-släppsförsöket med bioslam från Torekov och acetat som kolkälla<br />
samt referensförsöket med bioslam från Öresundsverket. Försöket utfördes i laboratoriet på<br />
Öresundsverket i Helsingborg.<br />
Tabell E.1. Mätvärden från P-släppsförsöket med bioslam från Torekov och acetat som<br />
kolkälla (26 oktober 2011).<br />
start avslutad<br />
luftning luftning<br />
t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
Temp. (˚C) 14,4 15,0 x 15,0 15,5<br />
pH 7,13 7,96 8,05 x 7,97<br />
O 2 (mg/l) x 9,25 x 0,11 0,18<br />
SS (mg/l) x x 3460 x 3510<br />
VSS (mg/l) x x 2650 x 2630<br />
Tabell E.2. Resultat från P-släppsförsöket med bioslam från Torekov och acetat som kolkälla<br />
(26 oktober 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
K<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
K/VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 x x x x<br />
15.0 x x x x<br />
30.0 x x x x<br />
45.0 x x x x<br />
60.0 x x x x<br />
75.0 x x x x<br />
90.0 x x x x<br />
105.0 x x x x<br />
120.0 x x x x<br />
135.0 x x x x<br />
150.0 x x x x<br />
165.0 1,02 < 8 0,39 x<br />
180.0 1,06 8,24 0,40 3,11
Tabell E.3. Mätvärden från referensförsöket med bioslam från Öresundsverket och acetat som<br />
kolkälla (26 oktober 2011).<br />
start avslutad<br />
luftning luftning<br />
t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
Temp. (˚C) 16,9 15,0 x 15,0 15,0<br />
pH 6,87 8,20 7,87 x 7,67<br />
O 2 (mg/l) x 9,63 x 0,10 0,12<br />
SS (mg/l) x x 3480 x 3220<br />
VSS (mg/l) x x 2690 x 2550<br />
Tabell E.4. Resultat från referensförsöket med bioslam från Öresundsverket och acetat som<br />
kolkälla (26 oktober 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
K<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
K/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 < 0,5 22,1 8,22<br />
15.0 2,38 20,9 0,88 7,77<br />
30.0 11,3 28,6 4,20 10,6<br />
45.0 20,7 31,0 7,70 11,5<br />
60.0 26,6 33,6 9,89 12,5<br />
75.0 36,6 37,1 13,6 13,8<br />
90.0 36,8 36,4 13,7 13,5<br />
105.0 54,0 40,0 20,1 14,9<br />
120.0 48,8 41,0 18,1 15,2<br />
135.0 57,4 37,6 21,3 14,0<br />
150.0 64,4 39,8 23,9 14,8<br />
165.0 60,6 46,4 22,5 17,3<br />
180.0 79,0 44,8 29,4 16,7<br />
Med inkommande vatten<br />
Samtliga resultat från P-släppsförsöket med bioslam från Öresundsverket och inkommande<br />
vatten från Torekov som kolkälla samt referensförsöket med bioslam och inkommande vatten<br />
från Öresundsverket. Försöket utfördes i laboratoriet på Öresundsverket i Helsingborg.<br />
Tabell E.5. Mätvärden från P-släppsförsöket med bioslam från Öresundsverket och<br />
inkommande vatten från Torekov (26 oktober 2011).<br />
start avslutad<br />
luftning luftning<br />
t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
Temp. (˚C) 17,7 16,6 x x 15,0<br />
pH 6,87 8,05 7,55 x 7,62<br />
O 2 (mg/l) x 9,40 x 0,11 0,13<br />
SS (mg/l) x x 3500 x 3190<br />
VSS (mg/l) x x 2700 x 2430
Tabell E.6. Resultat från P-släppsförsöket med bioslam från Öresundsverket och inkommande<br />
vatten från Torekov (26 oktober 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 x x<br />
15.0 x x<br />
30.0 x x<br />
45.0 x x<br />
60.0 x x<br />
75.0 x x<br />
90.0 x x<br />
105.0 x x<br />
120.0 x x<br />
135.0 x x<br />
150.0 x x<br />
165.0 0,220 0,081<br />
180.0 0,224 0,083<br />
Tabell E.7. Mätvärden från referensförsöket med bioslam och inkommande vatten från<br />
Öresundsverket (26 oktober 2011).<br />
start avslutad<br />
luftning luftning<br />
t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
Temp. (˚C) 17,7 16,6 x x 14,9<br />
pH 6,92 8,06 7,44 x 7,46<br />
O 2 (mg/l) x 8,55 x 0,07 0,10<br />
SS (mg/l) x x 3700 x 3580<br />
VSS (mg/l) x x 2870 x 2760
Tabell E.8. Resultat från referensförsöket med bioslam och inkommande vatten från<br />
Öresundsverket (26 oktober 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 2,2 0,75<br />
15.0 10,8 3,75<br />
30.0 13,3 4,62<br />
45.0 14,6 5,07<br />
60.0 14,8 5,16<br />
75.0 12,8 4,45<br />
90.0 14,3 4,98<br />
105.0 15,2 5,29<br />
120.0 13,9 4,84<br />
135.0 15,5 5,39<br />
150.0 14,1 4,91<br />
165.0 15,1 5,26<br />
180.0 15,8 5,50<br />
Med hydrolysat<br />
Samtliga resultat från P-släppsförsöket med hydrolysat som kolkälla samt referensförsöket<br />
med acetat som kolkälla. Försöket utfördes i VA-laboratoriet på Kemicentrum i Lund.<br />
Tabell E.9. Mätvärden från P-släppsförsöket med hydrolysat som kolkälla (15 november<br />
2011).<br />
start avslutad t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
luftning luftning<br />
Temp. (˚C) 16,1 16,2 x 16,5 15,8<br />
pH 6,86 x x 7,15 7,33<br />
O 2 (mg/l) x 6,33 x 0,30 x<br />
SS (mg/l) x x 3340 x 3050<br />
VSS (mg/l) x x 2820 x 2650
Tabell E.10. Resultat från P-släppsförsöket med hydrolysat som kolkälla (15 november 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 2,9 1,04<br />
15.0 15,0 5,32<br />
30.0 25,8 9,15<br />
45.0 31,5 11,2<br />
60.0 30,3 10,7<br />
75.0 34,0 12,1<br />
90.0 32,6 11,6<br />
105.0 36,2 12,8<br />
120.0 36,6 13,0<br />
135.0 38,2 13,6<br />
150.0 36,8 13,1<br />
165.0 37,0 13,1<br />
180.0 40,8 14,5<br />
Tabell E.11. Mätvärden från referensförsöket med acetat som kolkälla (15 november 2011).<br />
start avslutad t = 1 min t = 15 min t = 180 min<br />
luftning luftning<br />
Temp. (˚C) 16,0 16,5 x 15,8 15,8<br />
pH 6,87 x x 7,31 7,31<br />
O 2 (mg/l) x 6,49 x 0,28 x<br />
SS (mg/l) x x 3490 x 3430<br />
VSS (mg/l) x x 3030 x 3010<br />
Tabell E.12. Resultat från referensförsöket med acetat som kolkälla (15 november 2011).<br />
Tid<br />
(min)<br />
PO 4 -P<br />
(mg/l)<br />
PO 4 -P/ VSS initialt<br />
(mg/g)<br />
1.0 0,5 0,17<br />
15.0 6,4 2,11<br />
30.0 20,1 6,63<br />
45.0 19,2 6,33<br />
60.0 38,0 12,5<br />
75.0 46,4 15,3<br />
90.0 51,0 16,8<br />
105.0 62,4 20,6<br />
120.0 67,0 22,1<br />
135.0 65,4 21,6<br />
150.0 59,8 19,7<br />
165.0 69,0 22,8<br />
180.0 69,8 23,0
Bilaga F<br />
Denitrifikationsförsök<br />
Denitrifikationsförsöket utfördes på VA-laboratoriet på Kemicentrum i Lund. De tillsatta<br />
lösningar som användes <strong>vid</strong> försöket finns presenterade i Tabell F.1.<br />
Tabell F.1. Beskrivning av de lösningar som tillsattes under denitrifikationsförsöket.<br />
Lösning Innehåll Tillsatt mängd<br />
Näringslösning 4720 mg/l (NH 4 ) 2 SO 4<br />
2830 mg/l K 2 HPO 4<br />
18 ml<br />
Kaliumnitratlösning 72 000 mg/l KNO 3<br />
(10 000 mg/l NO 3 -N)<br />
4,5 ml<br />
Acetatlösning 20 000 mg COD/l 18 ml<br />
Bioslam från Öresundsverket med acetat som kolkälla<br />
Tabell F.2. Mätvärden från denitrifikationsförsöket med bioslam från Öresundsverket och<br />
acetat som kolkälla, i samband med uppstart och avslut (16 november 2011).<br />
start avslutad t = 15 min t = 31 min t = 180 min<br />
luftning luftning<br />
Temp. (˚C) x 15,4 x x 15,1<br />
pH x 7,36 x x 7,98<br />
O 2 (mg/l) x 8,20 0,27 x x<br />
SS (g/l) x x x 3,53 3,42<br />
VSS (g/l) x x x 2,97 2,82<br />
NH 4 -N (mg/l) < 2 < 2 x 16,8 17,6<br />
NO 2 -N (mg/l) 0,057 0,15 0,52 0,46 2,30<br />
NO 3 -N (mg/l) 3,45 3,81 66,0 29,1 11,6
Tabell F.3. Mätvärden och beräkningar från denitrifikationsförsöket med bioslam från<br />
Öresundsverket och acetat som kolkälla, under försökets gång (16 november 2011).<br />
tid<br />
(h)<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 3 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 2 -N<br />
(mg/l)<br />
NO x -N<br />
(mg/l)<br />
mg NO x -N/<br />
g VSS initialt<br />
0,0 < 150 17,6 57,0 0,34 57,3 19,3<br />
0,3 x x 66,0 0,52 66,5 22,4<br />
0,5 x 16,8 57,8 0,72 58,5 19,7<br />
0,5 293 16,8 29,1 0,46 29,6 10,0<br />
0,8 x x 25,7 1,07 26,8 9,0<br />
1,0 x x 22,5 1,74 24,2 8,2<br />
1,3 x x 20,8 2,18 23,0 7,7<br />
1,5 x x 19,3 2,54 21,8 7,4<br />
1,8 x x 17,8 2,67 20,5 6,9<br />
2,0 x x 16,7 2,54 19,2 6,5<br />
2,3 x x 14,8 2,90 17,7 6,0<br />
2,5 x x 13,5 2,75 16,3 5,5<br />
2,8 x x 12,9 2,25 15,2 5,1<br />
3,0 153 17,6 11,6 2,30 13,9 4,7<br />
Bioslam från Torekov med acetat som kolkälla<br />
Tabell F.4. Mätvärden från denitrifikationsförsöket med bioslam från Torekov och acetat som<br />
kolkälla, i samband med uppstart och avslut (16 november 2011).<br />
start avslutad t = 15 min t = 180 min<br />
luftning luftning<br />
Temp. (˚C) x 14,9 x 15,3<br />
pH x 7,10 x 8,52<br />
O 2 (mg/l) x 7,82 0,22 x<br />
SS (g/l) x 4,35 x 4,24<br />
VSS (g/l) x 3,45 x 3,30
Tabell F.5. Mätvärden och beräkningar från denitrifikationsförsöket med bioslam från<br />
Torekov och acetat som kolkälla, under försökets gång (16 november 2011).<br />
tid<br />
(h)<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 3 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 2 -N<br />
(mg/l)<br />
NO x -N<br />
(mg/l)<br />
mg NO x -N/<br />
g VSS initialt<br />
0,0 < 150 8,50 28,0 0,28 28,3 8,20<br />
0,3 x x 30,0 0,64 30,6 8,88<br />
0,5 x 8,01 28,0 0,85 28,9 8,36<br />
0,5 259 6,44 28,6 1,08 30,0 8,60<br />
0,8 x x 24,0 2,04 26,0 7,55<br />
1,0 x x 18,7 4,22 22,9 6,64<br />
1,3 x x 14,3 7,25 21,6 6,25<br />
1,5 x x 9,27 9,70 19,0 5,50<br />
1,8 x x 4,70 12,8 17,5 5,06<br />
2,0 x x 3,06 11,4 14,4 4,18<br />
2,3 x x 2,17 8,85 11,0 3,19<br />
2,5 x x 1,74 6,70 8,44 2,45<br />
2,8 x x 1,30 4,55 5,85 1,70<br />
3,0 170 8,18 0,72 2,20 2,92 0,85<br />
Bioslam från Öresundsverket med hydrolysat som kolkälla<br />
Tabell F.6. Mätvärden från denitrifikationsförsöket med bioslam från Öresundsverket med<br />
hydrolysat som kolkälla, i samband med uppstart och avslut (16 november 2011).<br />
start avslutad t = 15 min t = 31 min t = 180 min<br />
luftning luftning<br />
Temp. (˚C) x 15,0 15,1 x 15,2<br />
pH x 7,52 x x 7,90<br />
O 2 (mg/l) x 7,60 0,22 x x<br />
SS (g/l) x x x 3,83 3,31<br />
VSS (g/l) x x x 3,15 2,77
Tabell F.7. Mätvärden och beräkningar från denitrifikationsförsöket med bioslam från<br />
Öresundsverket och hydrolysat som kolkälla, under försökets gång (16 november 2011).<br />
tid<br />
(h)<br />
COD f<br />
(mg/l)<br />
NH 4 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 3 -N<br />
(mg/l)<br />
NO 2 -N<br />
(mg/l)<br />
NO x -N<br />
(mg/l)<br />
mg NO x -N/<br />
g VSS initialt<br />
0,0 < 150 8,09 29,8 0,10 29,9 9,5<br />
0,3 x x 31,4 0,42 31,8 10,1<br />
0,5 x 7,59 29,0 0,56 29,6 9,4<br />
0,5 249 7,05 29,9 0,46 30,4 9,6<br />
0,8 x x 28,9 0,50 29,4 9,3<br />
1,0 x x 27,1 0,72 27,8 8,8<br />
1,3 x x 25,8 1,06 26,9 8,5<br />
1,5 x x 23,5 1,27 24,8 7,9<br />
1,8 x x 21,6 1,51 23,1 7,3<br />
2,0 x x 19,9 1,81 21,7 6,9<br />
2,3 x x 15,7 2,45 18,2 5,8<br />
2,5 x x 14,7 2,80 17,5 5,6<br />
2,8 x x 12,8 3,10 15,9 5,0<br />
3,0 < 150 7,12 11,0 3,05 14,0 4,4
Bilaga G<br />
Modellering i EFOR<br />
Referensscenario
Tabell G.1. De olika bassängernas dimensioner.<br />
Volym<br />
(m 3 )<br />
Area<br />
(m 2 )<br />
Djup<br />
(m)<br />
Sandfång 73 29 2,5<br />
b.1 (anaerob) 99 33 3,0<br />
b.2 (anox) 87 29 3,0<br />
b.3 (anox) 109 36 3,0<br />
b.4 (aerob) 276 92 3,0<br />
b.5 (aerob) 276 92 3,0<br />
b.6 (slamb.) 69 20 3,5<br />
b.7 (slamb.) 13,5 5,4 2,5<br />
b.8 (slamb.) 13,5 5,4 2,5<br />
b.9 (slamb.) 69 20 3,5<br />
Mellansed. tot. 690 230 3,0<br />
Slutsed. tot. 1820 560 3,25<br />
Tabell G.2. Maxkapacitet på de blåsmaskiner som finns i de olika bassängerna.<br />
Luftkapacitet kg luft/h<br />
Sandfång 92<br />
b.4+b.5 695<br />
b.3 100<br />
b.6 87<br />
b.9 87<br />
Tabell G.3. Pumpkapaciteter<br />
Pumpkapacitet l/s m 3 /h m 3 /dygn<br />
Slam från mellansed. 20 72<br />
Slam från slutsed. 12,7 304<br />
Överskottsslam 18<br />
Internrecirkulation 140 504<br />
Tabell G.4. Beskrivning av de kolkällor som användes i modelleringen.<br />
Kolkälla konc. g COD /m 3<br />
Etanol 97 % 2090000 1<br />
Acetat 100 % 1070000<br />
1 Som lättnedbrytbart substrat
Tabell G.5. Uppmätta och justerade inflödeskoncentrationer 2008.<br />
Uppmätta<br />
Justerade<br />
COD N-tot. P-tot. Susp. COD N-tot. P-tot. Susp. Flöde<br />
Datum kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d m 3 /d<br />
2008-01-08 740 123 14,8 407 400 123 14,8 407 4108,7<br />
2008-02-05 387 105 9,7 339 387 105 9,7 339 4035,9<br />
2008-03-18 2105 75 16,4 426 400 75 16,4 426 4678,3<br />
2008-04-15 609 67 14,4 58 609 67 14,4 400 3203,4<br />
2008-05-27 1018 99 16,5 358 1018 99 16,5 358 2752,3<br />
2008-06-24 1168 100 19,1 953 1168 100 19,1 953 2382,7<br />
2008-07-22 571 106 7,1 400 571 106 16,0 400 2853,8<br />
2008-08-19 982 136 15,0 178 400 136 15,0 350 4677,9<br />
2008-09-16 384 56 7,4 384 384 56 7,4 384 2951,7<br />
2008-10-07 752 88 9,7 442 752 88 9,7 442 4422<br />
2008-11-04 519 83 9,9 316 519 83 9,9 316 5188,1<br />
2008-12-09 371 66 6,1 144 371 66 6,1 300 5534,3<br />
Tabell G.6. Uppmätta och justerade inflödeskoncentrationer 2009.<br />
Uppmätta<br />
Justerade<br />
COD N-tot P-tot Susp. COD N-tot P-tot Susp. Flöde<br />
Datum kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d m 3 /d<br />
2009-01-13 326 55 7,0 348 326 55 7,0 348 3662,4<br />
2009-02-03 404 71 7,1 47 404 71 7,1 300 3365,7<br />
2009-03-17 335 60 8,8 194 335 60 8,8 194 3522,3<br />
2009-04-14 426 88 14,3 700 426 88 14,3 700 3043,2<br />
2009-05-26 696 109 20,9 668 696 109 20,9 668 2783,9<br />
2009-06-23 232 136 14,7 368 232 136 14,7 368 3873,4<br />
2009-07-21 1245 125 16,8 344 1000 125 16,8 400 3662,4<br />
2009-08-18 225 77 8,4 162 225 77 8,4 162 3514<br />
2009-09-15 584 85 12,2 716 584 85 12,2 716 2653,1<br />
2009-10-06 462 110 9,7 308 462 110 9,7 308 2565,2<br />
2009-11-03 452 108 12,5 417 452 108 12,5 417 3477,7<br />
2009-12-08 334 68 9,7 2898 334 68 9,7 300 4025,3
Tabell G.7. Uppmätta och justerade inflödeskoncentrationer 2010.<br />
Uppmätta<br />
Justerade<br />
COD N-tot P-tot Susp. COD N-tot P-tot Susp. Flöde<br />
Datum kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d kg/d m 3 /d<br />
2010-01-19 260 66 6,6 211 260 66 6,6 211 3295,6<br />
2010-02-09 400 74 6,9 191 400 74 6,9 191 2856,7<br />
2010-03-22 351 77 6,0 187 351 77 6,0 187 5489,4<br />
2010-04-20 797 183 10,4 363 797 183 10,4 363 3984,5<br />
2010-06-01 714 46 11,4 86 714 100 11,4 700 3570<br />
2010-06-29 2721 186 30,8 862 1000 186 20,0 862 4534,9<br />
2010-07-27 990 328 17,1 683 990 200 17,1 683 3415,3<br />
2010-08-24 271 62 7,2 264 271 62 7,2 264 3425<br />
2010-09-21 763 73 6,0 251 763 73 6,0 500 3178,6<br />
2010-10-12 854 93 11,9 668 854 93 11,9 668 3712,5<br />
2010-11-09 651 104 11,7 98 651 104 11,7 500 6507<br />
2010-12-14 691 65 10,4 298 350 65 10,4 298 4317,7<br />
Tabell G.8. Temperaturprofil i EFOR för modellering av år 2010.<br />
Datum Temp. (˚C) Datum Temp. (˚C) Datum Temp. (˚C)<br />
01-01-2010 10 19-05-2010 16 16-09-2010 18<br />
29-01-2010 12 29-05-2010 15 26-09-2010 18<br />
08-02-2010 11 08-06-2010 17 06-10-2010 18<br />
18-02-2010 12 18-06-2010 17 16-10-2010 17<br />
28-02-2010 12 28-06-2010 18 26-10-2010 17<br />
10-03-2010 12 08-07-2010 18 05-11-2010 17<br />
20-03-2010 11 18-07-2010 18 15-11-2010 17<br />
30-03-2010 13 28-07-2010 18 25-11-2010 16<br />
09-04-2010 13 07-08-2010 19 05-12-2010 14<br />
19-04-2010 14 17-08-2010 18 31-12-2010 12<br />
29-04-2010 14 27-08-2010 19<br />
09-05-2010 15 06-09-2010 18
g/m3<br />
mg/l<br />
Kalibrering<br />
SS-halt i de aeroba bassängerna<br />
SS-halter uppmättes i bassäng 4 och 5 den 2011-10-20 till 3270 mg/l respektive 3110 mg/l. I<br />
modellen styrs uttaget av överskottsslam för att bibehålla ett bestämt värde på SS-halten i de<br />
aeroba bassängerna och halten valdes därför att ställas in på 3000 mg/l året runt.<br />
Hydrolyskonstanten (K h ) sattes till 0,29 d -1 vilket beräknats utifrån hydrolysförsök 2 i 6.3.<br />
Utgående kvävekoncentrationer från modellen visas i Figur G.1 och kan jämföras med de<br />
uppmätta koncentrationerna i Figur G.2.<br />
22<br />
20<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
Figur G.1. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> kalibrering av referensscenariot<br />
2010 med 3000 mg SS/l året runt och K h =0,29 d -1 .<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
Tot-N NH4-N Riktvärde<br />
Figur G.2. Uppmätta kvävekoncentrationer i utflödet år 2010.
mg/l<br />
Vid jämförelse mellan figurerna är det tydligt att ammoniumkoncentrationerna i modellen är<br />
alldeles för höga i jämförelse med de uppmätta. För att uppnå bättre resultat ökades SS-halten<br />
i de aeroba bassängerna till 4000 mg/l under sommaren (fas 2). Att SS-halten stiger på<br />
sommaren anses vara ett troligt antagande då flertalet inflödeskoncentrationer har visat sig<br />
stiga markant under sommarmånaderna, se kapitel 6.1 om inläckage. Resultatet av den<br />
justerade SS-halten ses i Figur G.3.<br />
20<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
Figur G.3. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> kalibrering av referensscenariot<br />
2010 med 4000 mg SS/l under sommaren och K h =0,29 d -1 .<br />
Ammoniumkoncentrationerna sjunker markant, dock är det fortfarande långt ifrån de<br />
uppmätta koncentrationerna. Koncentrationerna totalkväve sjunker också något medan<br />
koncentrationerna av nitrat och nitrit stiger. Utseendet på totalkvävekoncentrationens kurva<br />
stämmer inte så väl överens med den modellerade, vilken ligger på ett mer konstant värde runt<br />
12 mg/l hela året. De stämmer relativt bra övrerens under sommarmånaderna men sämre<br />
under resten av året. En trolig förklaring till detta kan vara det faktum att modellen arbetar<br />
utifrån inflödesdata som bara uppmätts en gång per månad och därmed är en dålig<br />
representation av variationen under hela månaden. Utflödeskoncentrationerna är uppmätta två<br />
gånger per månad och ger därmed en säkrare bild av verkligheten. Vad som dock kan läggas<br />
märke till är att de modellerade koncentrationerna håller sig under eller strax över riktvärdet<br />
på 12 mg/l och har likande max- och minvärde som de uppmätta, även om tidpunkterna inte<br />
stämmer överens.<br />
Luftning i bassäng 3 på sommaren<br />
Då de i dagsläget luftar i bassäng 3 under sommaren för att få ner höga ammoniumhalter<br />
undersöktes möjligheterna med det även i modellen, då just höga ammoniumhalter visade sig<br />
vara ett problem under sommarmånaderna. Resultatet blir betydligt bättre<br />
ammoniumkoncentrationer i utflödet, men koncentrationerna nitrat och nitrit stiger drastiskt<br />
på grund av minskad denitrifikation och därmed stiger totalkvävekoncentrationen långt över<br />
15 mg/l vilket inte är önskvärt. Alternativet att lufta i bassäng 3 på sommaren valdes därför<br />
bort i modellen.
mg/l<br />
Hydrolyskonstanten<br />
Då ammoniumkoncentrationerna fortfarande är högre än vad som uppmäts i verkligheten<br />
justerades hydrolyskonstanten i modellen. Enligt modellen ASM-2d (Henze et al., 1999)<br />
vilken EFOR är anpassad efter bör hydrolyskonstanten ligga mellan 2 d -1 (10 ˚C) och 3 -1<br />
(20 ˚C), vilket innebär att den beräknade konstanten på 0,29 d -1 kan vara alldeles för låg. Det<br />
finns en temperaturkorrigeringskonstant i EFOR som omvandlar K h baserat på ett inmatat K h<br />
för 20 ˚C, varför K h på 3 d -1 användes i modellen för att undersöka hur<br />
utflödeskoncentrationerna påverkades. Resultatet ses i Figur G.4.<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut Riktvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
Figur G.4. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet <strong>vid</strong> kalibrering av referensscenariot<br />
2010 med Kh=3 d -1 .<br />
Ammoniumkoncentrationerna i utflödet stämmer nu mycket bättre överens med verkligheten.<br />
Totalkvävekoncentrationen sjunker dessutom något trots en stigande koncentration av nitrat<br />
och nitrit.<br />
Då modellen nu anses stämma bra överens med verkligheten baserat på kvävekoncentrationer<br />
i utflödet undersöktes sedan andra parametrar som finns uppmätta på avloppsreningsverket.<br />
Först undersöktes hur stor slammängd som tas bort i verkligheten och i modellen. Mängden<br />
bortkört slam med en TS-halt på 20 % finns presenterat i Tabell G.9. Mängden SS i ton/år<br />
beräknades både för modellen och för verkligheten. Resultatet finns sammanställt i Tabell<br />
G.11 och Tabell G.12.<br />
Tabell G.9. Bortkört slam från <strong>Torekovs</strong> avloppsreningsverk 2010.<br />
bortkört slam (ton) bortkört slam (ton)<br />
jan-10 66 jul-10 132<br />
feb-10 66 aug-10 99<br />
mar-10 66 sep-10 33<br />
apr-10 33 okt-10 66<br />
maj-10 99 nov-10 99<br />
jun-10 66 dec-10 66
Tabell G.10. Beräkning av mängd producerat kemslam 2010.<br />
Tillsatt mängd fällningskemikalie (ton/år) 100<br />
Mängd aluminium (vikt%) 7,3<br />
Mängd järn (vikt%) 0,01<br />
Kloridhalt (g/kg) 150<br />
Sulfathalt (g/kg) 5<br />
kemikalier i slam (ton/år) 23<br />
Tabell G.11. Beräkning av mängd bortkört bioslam år 2010.<br />
bortkört slam, TS 20 % (ton/år) 891<br />
bortkört slam (ton SS/år) 178<br />
kemikalier i slam (ton/år) 23<br />
bioslam (ton SS/år) 155<br />
Tabell G.12. Beräkning av mängd uttaget överskottsslam <strong>vid</strong> kalibrering i EFOR för år 2010.<br />
K h =3 d -1 K h =2 d -1<br />
pumpkapacitet överskottsslam (m 3 /dag) 432 432<br />
antal dagar uttag öveskottsslam 35 44<br />
uttaget överskottsslam (m 3 /år) 15120 19008<br />
SS-halt AS7 (g SS/m 3 ) 8648 8645<br />
uttaget överskottsslam (ton SS/år) 131 164<br />
Vid jämförelse mellan uttagen mängd bioslam i verkligheten (155 ton SS/år) med resultaten<br />
från scenariorna med hydrolyskonstant på 3 d -1 respektive 2 d -1 i Tabell G.12 resulterade i<br />
valet att fortsätta modelleringen med hydrolyskonstanten 2 d -1 då det var närmast<br />
verkligheten.<br />
Resultatet av kalibreringen blev ett referensscenario med SS-halt i de luftade bassängerna på<br />
4000 mg SS/l på sommaren och 3000 mg SS/l resterande del av året och en hydrolyskonstant<br />
på 2 d -1 . Bassäng 3 luftades inte på sommaren. Resultatet på kvävekoncentrationerna i utflödet<br />
ses i Figur G.5.
mg/l<br />
18<br />
16<br />
14<br />
12<br />
10<br />
8<br />
6<br />
4<br />
2<br />
0<br />
N-tot,ut NH4-N,ut NOx,ut<br />
gränsvärde N-tot. (12 mg/l)<br />
årsmedel N-tot. (8,0 mg/l)<br />
Figur G.5. Modellerade kvävekoncentrationer i utflödet med referensscenariot 2010.<br />
Beräkning av överskottsslam för föreslagna förändringar<br />
Tabell G.13 visar beräkningen av uttaget överskottsslam <strong>vid</strong> de två scenariona med 50 %<br />
större aerob volym och ändrad placering av internrecirkulationen.<br />
Tabell G.13. Beräkning av mängd uttaget överskottsslam <strong>vid</strong> optimering i EFOR för år 2010.<br />
50 % större aerob volym<br />
Ändrad<br />
internrecirkulation<br />
pumpkapacitet överskottsslam (m 3 /dag) 432 432<br />
antal dagar uttag öveskottsslam 43 50<br />
uttaget överskottsslam (m 3 /år) 18576 21600<br />
SS-halt b.7 (g SS/m 3 ) 8656 8688<br />
uttaget överskottsslam (ton SS/år) 161 188
Evaluation of the potential for<br />
biological phosphorus removal at Torekov<br />
wastewater treatment plant using dynamic<br />
simulations<br />
Abstract<br />
Lisa Magnusson, Frida Skult<br />
Water and Environmental Engineering, Department of Chemical Engineering, Lund University,<br />
Sweden<br />
2012-02-27<br />
Enhanced biological phosphorus removal (EBPR) has both financial and environmental advantages<br />
compared to chemical removal through precipitation. To establish EBPR the biosludge must be exposed to<br />
alternating anaerobic and aerobic environments, where the poly-P accumulating organisms release phosphate<br />
during the anaerobic phase and take up an excessive amount of phosphate during the aerobic phase. Torekov<br />
wastewater treatment plant is located in the southern part of Sweden. It is built with an EBPR configuration but<br />
is today operated with chemical phosphorus removal. The possibility to operate the plant with EBPR has been<br />
investigated through simulation of the plant in EFOR ® 2003.<br />
Simulations show that it is difficult to combine EBPR with a sufficient nitrogen removal through minor<br />
alterations. It is however possible to improve the nitrogen removal through only minor alterations if the chemical<br />
phosphorus removal is kept. This is accomplished by increasing the internal recirculation and increasing the<br />
ethanol dosage during the summer. If this is combined with creating hydrolysis and P-release in the sludge<br />
treatment tanks, establishment of EBPR is possible. It is however necessary to do some more expensive changes<br />
to compensate for the reduced aerobic sludge age. Two alternatives were found; increasing the aerobic volume in<br />
the biostage or moving the location of the internal recirculation to be able to aerate the tanks that today are used<br />
for denitrification.<br />
Keywords: EBPR, modeling, EFOR ® , hydrolysis, PAO, VFA<br />
Introduction<br />
Eutrophication in the Baltic Sea has been a<br />
serious problem for a long time [1]. It is caused<br />
by high amounts of nitrogen and phosphorus<br />
increasing the growth of photosynthetic<br />
organisms, such as the Cyanobacteria causing<br />
algal blooms. Phosphorus is considered to be<br />
the most critical nutrient for the Cyanobacteria<br />
since they can bind nitrogen from the<br />
atmosphere [2]. To reduce the problems with<br />
eutrophication caused by phosphorus released<br />
from wastewater treatment plants (WWTP) the<br />
phosphorus limit in the effluent from most<br />
Swedish WWTP is set to 0.3-0.5 mg/l [3]. This<br />
is a rather strict limit compared to the limit set<br />
by the EU Urban Wastewater Directive<br />
(91/271/EEC) of 1-2 mg/l [4].<br />
The most common method for phosphorus<br />
removal in Sweden is chemical precipitation<br />
[5]. The interest for enhanced biological<br />
phosphorus removal (EBPR) is however<br />
growing since it has both financial and<br />
environmental advantages compared to<br />
chemical precipitation [3].
In this study simulations with EFOR ®<br />
2003 were made to investigate the possibility<br />
to operate Torekov WWTP with EBPR. The<br />
plant is currently operated with chemical<br />
precipitation but is designed with EBPR<br />
configuration.<br />
EBPR<br />
To establish EBPR the biosludge must be<br />
exposed to alternating anaerobic and aerobic<br />
environments where the poly-P accumulating<br />
organisms (PAO) release phosphate during the<br />
anaerobic phase [2] and take up and<br />
accumulate an excessive amount of<br />
phosphorus during the aerobic phase [6].<br />
A requirement for the phosphate release in<br />
the anaerobic environment is that there is a<br />
sufficient available amount of easily<br />
biodegradable substrate in the form of volatile<br />
fatty acids (VFA) [7]. If the amount of VFA in<br />
the anaerobic tank is too low it is possible to<br />
produce VFA through anaerobic hydrolysis.<br />
There are three main alternatives for creating<br />
hydrolysis for VFA production at a WWTP<br />
with EBPR; primary sludge hydrolysis, return<br />
sludge hydrolysis and longer retention time in<br />
the anaerobic tank [3].<br />
Torekov WWTP<br />
Torekov WWTP is located in the southern<br />
part of Sweden releasing its water into the<br />
Kattegat. It is a rather small plant dimensioned<br />
for 14 000 pe receiving mainly municipal<br />
wastewater. The area is a popular tourist<br />
location during the summer which causes up to<br />
the double load of pollutants at the WWTP<br />
during this period. The plant is built for EBPR<br />
with A 2 O configuration [8] but is today<br />
operated with chemical post-precipitation.<br />
Laboratory tests showed very low EBPR<br />
potential in the biosludge, probably because of<br />
low amounts of PAO [9]. The laboratory tests<br />
also showed that the incoming water does not<br />
contain sufficient amounts of VFA.<br />
Process scheme<br />
A process scheme of the plant is seen in<br />
Figure 1. The plant is operated with one line<br />
consisting of mechanical treatment (micro<br />
strainer and an aerated sand trap) followed by<br />
an activated sludge treatment (predenitrification).<br />
Figure 1. Process scheme of Torekov WWTP [10].
The activated sludge treatment consists of<br />
five tanks designed for the following<br />
processes:<br />
t.1: anaerobic tank to enable P-release. Here<br />
ethanol is added as an external carbon<br />
source to improve the denitrification in tank<br />
2 and 3.<br />
t.2+t.3: anoxic tanks for denitrification.<br />
t.4+t.5: aerobic tanks for carbon oxidation,<br />
nitrification and P-uptake.<br />
Following the activated sludge treatment<br />
is an intermediate sedimentation tank (IS)<br />
removing biosludge. Since the plant today is<br />
operated with chemical precipitation a<br />
flocculation tank, where aluminum chloride is<br />
added to the water, follows the sedimentation<br />
tank. Thereafter a secondary sedimentation<br />
tank (SS) enables the aluminum phosphate<br />
particles to settle before the water is released to<br />
the Kattegatt.<br />
The sludge withdrawn from the<br />
sedimentation tanks are treated biologically in<br />
four tanks in series:<br />
t.6: aerobic tank receiving the biosludge.<br />
t.7: anoxic tank where excess sludge is<br />
withdrawn for dewatering in a centrifuge.<br />
t.8: anoxic tank receiving chemical sludge.<br />
t.9: aerobic tank where return sludge is<br />
withdrawn. The return sludge enters t.1<br />
together with supernatant from the<br />
centrifuge.<br />
Table 1, Table 2 and Table 3 give the<br />
basic technical information of Torekov<br />
WWTP.<br />
Table 1. Volumes and conditions of the activated<br />
sludge tanks at Torekov WWTP.<br />
Tank Condition Volume (m 3 )<br />
t.1 anaerobic 99<br />
t.2 anoxic 87<br />
t.3 anoxic 109<br />
t.4 aerobic 276<br />
t.5 aerobic 276<br />
Table 2. Volumes and conditions of the sludge<br />
treatment tanks at Torekov WWTP.<br />
Tank Condition Volume (m 3 )<br />
t.6 aerobic 69<br />
t.7 anoxic 13.5<br />
t.8 anoxic 13.5<br />
t.9 aerobic 69<br />
Table 3. Dimensioning load and limits for Torekov<br />
WWTP.<br />
Dimensioning<br />
load<br />
Limit<br />
values<br />
Flow 5400 m 3 /d<br />
BOD 7, yearly mean 800 kg/d 10 mg/l<br />
N-tot. yearly mean 160 kg/d 12 mg/l<br />
P-tot. yearly mean 42 kg/d 0.3 mg/l<br />
Method<br />
The program used for simulating Torekov<br />
WWTP is called EFOR ® 2003. The program is<br />
developed by the DHI Water & Environment<br />
in Denmark specifically for modeling of<br />
WWTP. The model used is called CNDP,<br />
based on ASM-1 and ASM-2d [11] and<br />
includes carbon reduction, nitrification,<br />
denitrification and EBPR.<br />
Inlet data<br />
Monthly measured values of pollutant<br />
concentrations in the influent to Torekov<br />
WWTP in 2010, analyzed by Alcontrol<br />
Laboratories, were used as inlet data for the<br />
model. Some values were subject to minor<br />
adjustments in order to fit the mass balance<br />
equations in EFOR ® . To get a smoother<br />
transition between the measured values a linear<br />
interpolation was made, creating two extra<br />
values per month. The same was done with<br />
monthly mean values of the influent flow.<br />
Since no temperature profile of incoming<br />
water to Torekov WWTP was available a<br />
temperature profile for 2011 from the<br />
intermediate sedimentation tank at<br />
Öresundsverket WWTP in Helsingborg,<br />
approximately 40 km from Torekov WWTP,<br />
was used in the model.
mg/l<br />
Calibration of the reference scenario<br />
All tanks and connections at Torekov<br />
WWTP were drawn in EFOR ® (Figure 2) and<br />
known information regarding pump capacities,<br />
aeration capacities and the bypass flow at<br />
Torekov WWTP was transmitted into the<br />
model. The chemical precipitation was not<br />
included in the model to be able to see the<br />
effect when establishing EBPR. Thereafter a<br />
reference scenario was found through<br />
calibration of the model in order to get results<br />
similar to the real measured values regarding<br />
effluent concentrations. The calibration was<br />
performed by adapting the outtake rate of<br />
excess sludge and the hydrolysis constant. For<br />
a more detailed description of the calibration<br />
reference is made to Magnusson & Skult [9].<br />
The resulting nitrogen and phosphorus<br />
concentrations in the effluent are presented in<br />
Figure 3 and Figure 4. Note that since the<br />
model does not include the chemical<br />
precipitation the phosphorus concentration in<br />
the effluent is very high, confirming that there<br />
is no EBPR at the plant today.<br />
Figure 2. Process scheme of Torekov WWTP drawn in EFOR ® 2003.<br />
20<br />
16<br />
12<br />
8<br />
4<br />
0<br />
N-tot,out<br />
NH4-N,out<br />
NOx,out<br />
limit value N-tot.<br />
yearly mean N-tot.<br />
(8.0 mg/l)<br />
Figure 3. Modeled nitrogen concentrations in the effluent with the reference scenario year 2010.
mg/l<br />
7<br />
6<br />
5<br />
4<br />
3<br />
2<br />
1<br />
0<br />
P-tot,in<br />
P-tot,out<br />
PO4-P,in<br />
PO4-P,out<br />
yearly mean P-tot.<br />
(1.6 mg/l)<br />
Figure 4. Modeled phosphorus concentrations in the effluent with the reference scenario year 2010.<br />
Finding a scenario for EBPR<br />
The aim was to establish EBPR in<br />
combination with nitrogen removal at Torekov<br />
WWTP through minor alterations. Minor<br />
alterations includes turning on/off aeration in a<br />
tank, changing internal recirculation, changing<br />
ethanol dosage and changing the outtake of<br />
excess sludge.<br />
More expensive alterations were also<br />
investigated to find a scenario with optimal<br />
EBPR in combination with nitrogen removal.<br />
Example of expensive alterations includes<br />
increased tank volumes, changing pipe flows,<br />
addition of acetate and addition of tanks.<br />
Results & Discussion<br />
After trying different minor alterations in<br />
the model in EFOR ® 2003 it became e<strong>vid</strong>ent<br />
that it was difficult to establish EBPR<br />
combined with nitrogen removal at Torekov<br />
WWTP. It is possible to establish EBPR, but<br />
the nitrogen removal is then deteriorating. Two<br />
different scenarios with minor alterations are<br />
presented below, one to improve the nitrogen<br />
removal and one to establish EBPR. Thereafter<br />
follows two more expensive solutions to<br />
establish EBPR combined with improved<br />
nitrogen removal.<br />
Improved nitrogen removal<br />
To lower the nitrogen levels in the effluent<br />
the denitrification has to be improved. To<br />
accomplish this the internal recirculation is<br />
increased from todays 75% of the influent to<br />
150% and by increasing the dosage of ethanol<br />
during the summer period with high pollution<br />
load.<br />
As a result the nitrate/nitrite concentration<br />
in the effluent is significantly lower and the<br />
yearly mean of total nitrogen is lowered from<br />
8.0 mg/l to 6.2 mg/l, well below the limit of<br />
12 mg/l.<br />
Establishment of EBPR<br />
Based on the alterations above for<br />
improved nitrogen removal, other alterations<br />
were made to establish EBPR. It was necessary<br />
to turn off the aeration in both tank 6 and 9 in<br />
the sludge treatment to achieve return sludge<br />
hydrolysis and P-release. An increased<br />
biomass of PAO was noticed although it took<br />
about one year before the level was stable.<br />
Dosage of acetate into tank 6 can speed up this<br />
process. The scenario resulted in a yearly mean<br />
of 0.4 mg/l total phosphorus in the effluent,<br />
compared to 1.6 mg/l in the reference scenario.<br />
This is however above todays limit of 0.3 mg/l<br />
but below the limit of 0.5 mg/l that<br />
Öresundsverket WWTP got as a limit when<br />
they introduced EBPR [12]. Investigating the<br />
possibility for a similar solution for Torekov<br />
WWTP might be of interest, no chemical<br />
precipitation would then be necessary.<br />
As a result of the decreased aerobic sludge<br />
age, due to less aerated tanks, the nitrification<br />
at the plant was deteriorated. The yearly mean
of total nitrogen increased to 11 mg/l. This<br />
value is below the limit value of 12 mg/l, but<br />
during the summer period the concentration<br />
reached values as high as 26 mg/l which is<br />
why this solution was considered unreliable.<br />
Increased aerobic volume<br />
To compensate for the decreased aerobic<br />
sludge age that occurred when establishing<br />
EBPR an expensive solution by increasing the<br />
aerobic volume was found. This was done in<br />
the model by increasing the volume of tank 4<br />
and 5 with 50%, which could be done e.g. by<br />
increasing the depth from 3 to 4.5 meter.<br />
A yearly mean of 0.4 mg/l total<br />
phosphorus and 6.9 mg/l total nitrogen was<br />
reached.<br />
Changed position of the internal<br />
recirculation<br />
Instead of increasing the volume of the<br />
aerobic tanks another solution was found<br />
where the internal recirculation from tank 4 to<br />
tank 2 was moved so that it entered tank 1<br />
instead. The aerobic sludge age at the plant<br />
could then be increased by aerating tank 3 all<br />
year as well as tank 2 during heavy loads in the<br />
summer period. The P-release occurs then only<br />
in tank 6 to 9 simultaneously with the<br />
hydrolysis. In tank 1 and 2 there will be<br />
denitrification and nitrification will occur in<br />
tank 3, 4 and 5.<br />
A yearly mean of 0.4 mg/l total<br />
phosphorus and 7.3 mg/l total nitrogen was<br />
then reached.<br />
Conclusions<br />
The following conclusions were made<br />
after simulations in EFOR ® 2003:<br />
It is possible to improve the nitrogen<br />
removal by increasing the internal<br />
recirculation and increasing the ethanol<br />
dosage during the summer.<br />
To be able to establish EBPR it is necessary<br />
to create return sludge hydrolysis to<br />
increase the amount of VFA in the<br />
anaerobic tank. This is done by turning off<br />
the aeration in the sludge treatment tanks<br />
(t.6 and t.9) but it is then necessary to<br />
compensate for the decreased aerobic<br />
sludge age. One of the two following<br />
alternatives are suggested:<br />
- Increase the volume of the aerobic<br />
tanks in the biostage (t.4 and t.5), for<br />
example by increasing the depth.<br />
- Moving the location of the internal<br />
recirculation so that it enters tank 1<br />
instead of tank 2, enabling aeration in<br />
tank 3.<br />
When establishing EBPR a yearly mean for<br />
the effluent concentration of phosphorus of<br />
0.4 mg/l was reached. This is above todays<br />
limit of 0.3 mg/l but below the limit of 0.5<br />
mg/l that Öresundsverket WWTP got as a<br />
limit when they introduced EBPR.<br />
Investigating the possibility for a similar<br />
solution for Torekov WWTP might be of<br />
interest.<br />
Acknowledgement<br />
This article is a part of a master thesis at<br />
Water and Environmental Engineering,<br />
Department of Chemical Engineering, Lund<br />
University together with NSVA. It could not<br />
have been made without the help from Karin<br />
Jönsson, Marinette Hagman, Jes la Cour<br />
Jansen, Tobias Hey and the great staff at<br />
NSVA.<br />
References<br />
[1] HELCOM. (2010) Ecosystem Health of the<br />
Baltic Sea 2003–2007: HELCOM Initial Holistic<br />
Assessment. Baltic Sea Environment Proceedings<br />
122.<br />
[2] Seviour R.J., Mino T., Onuki M. (2003)<br />
The microbiology of biological phosphorus removal<br />
in activated sludge systems. FEMS Microbiology<br />
Reviews 27, 99-127.<br />
[3] Tykesson E. (2005) Enhanced biological<br />
phosphorus removal – processes, competing<br />
substances and tools for operation of wastewater<br />
treatment plants. TVVA-1008. Lund. Department<br />
of Water and Environmental Engineering, Lund
institute of Technology / Lund University. ISBN<br />
91-628-6478-5.<br />
[4] 91/271/EEC (1991) Council directive<br />
concerning urban waste water treatment. Official<br />
Journal of the European Communities, L 135/40.<br />
[5] Borglund A.M., Jönsson L-E. (2003)<br />
Drifterfarenheter av bio-P i Sverige. Nordisk<br />
avloppskonferens, Helsingfors. From:<br />
http://www.kappala.se/default.aspshow=11&varui<br />
d=11&lid=1&ulid=98&uulid=130.<br />
[6] Brdjanovic D., Slamet A., van Loosdrecht<br />
M.C.M., Hooijmans C.M., Alaerts G.J., Heijnen J.J.<br />
(1998) Impact of excessive aeration on biological<br />
phosphorus removal from wastewater. Water<br />
Research 32 (1), 200-208.<br />
[7] Abu-ghararah Z.H., Randall C.W. (1991)<br />
The effect of organic compounds on biological<br />
phosphorus removal. Water Science and<br />
Technology 23, 585-594.<br />
[8] Metcalf & Eddy, Inc. (1991) Engineering –<br />
treatment, disposal, reuse (Third edition).<br />
Singapore. McGraw-Hill, Inc. ISBN 0-07-041690-<br />
7.<br />
[9] Magnusson L., Skult F. (2012) Pontential<br />
for biological phosphorus removal at Torekov<br />
WWTP. Master thesis 2012-03. Department of<br />
Chemical Engineering, Lund University, Sweden<br />
[10] NSVA (2012) through Marinette<br />
Hagman, 2012-01-10.<br />
[11] Henze M., Gujer W., Mino T., Matsuo T.,<br />
Wentzel M.C., Marais G.v.R., Loosdrecht M.C.M.<br />
(1999) Activated Sludge Model No.2d, ASM2D.<br />
Water Science and Technology 39 (1), 165-182.<br />
[12] NSVA (2010) Öresundsverket<br />
Helsingborg; Miljörapport 2010.