CRIERI DI DIMENSIONAMENO DEI REAORI SEQUENZIALI DISCONINUI Piero Sirini, Agostina Chiavola INRODUZIONE Il reattore SBR rappresenta oggi la soluzione tecnologica forse più promettente in ambito depurativo fra le configurazioni impiantistiche proposte come modifica rispetto all originale sistema a fanghi attivi, per la rimozione della sostanza carboniosa e dei nutrienti. In un intervallo di tempo relativamente breve, l SBR è divenuto sempre più popolare fra i sistemi di trattamento biologico delle acque reflue di origine sia civile che industriale, principalmente per la sua semplicità ed ampia flessibilità operativa, dimostrandosi ampiamente competitivo rispetto ai tradizionali impianti a flusso continuo. L SBR è stato adottato con successo in molteplici applicazioni sia in scala di laboratorio e pilota, per la verifica dei livelli di depurazione conseguibili, che in piena scala con diverse tipologie di refluo. E tuttavia importante notare come in tutte queste applicazioni siano state adottate strategie operative selezionate principalmente sulla base dell esperienza acquisita piuttosto che su fondamenti teorici specifici; pertanto, anche per la depurazione di reflui della stessa natura sono state utilizzate strategie diverse, raggiungendo comunque efficienze di trattamento elevate e costanti nel tempo. Nella fattispecie, nell ambito della depurazione di reflui civili, si ritrova in letteratura che Imura et al. (1993), adottando un funzionamento con 4 cicli al giorno, ottennero la nitrificazione completa ed una rimozione del BOD, dei SS e del fosforo superiore al 95%. Bernardes e Klapwijk (1996) conseguirono un efficiente rimozione dei nutrienti utilizzando due SBR in serie, funzionanti ciascuno con 6 cicli al giorno, e diverse sequenze di fasi all interno di ogni ciclo, scelte su base comunque arbitraria. Un altro esempio particolarmente rappresentativo è dato dal trattamento del percolato da discarica: a tale scopo sono stati impiegati con successo valori del tempo di residenza idraulica variabili fra 1,5 e 10 giorni, del tempo di residenza cellulare compresi fra 20 e 50 giorni e durate del ciclo di 12-24 ore (Dollerer e Wilderer, 1996; Boni et al., 2003; Zaloum e Abbott, 1997; imur e Ozturk, 1999; Yilmaz e Ozturk, 2001). Anche nel caso del trattamento di reflui industriali, a parte rare eccezioni, in letteratura non sono indicati i fondamenti teorici che hanno portato alla scelta di specifici parametri operativi e criteri dimensionali, al fine di garantire l efficienza desiderata (Carucci et al., 1999; Chiavola et al., 2004). 1
Gli studi ed i progressi compiuti negli ultimi anni nel campo dei trattamenti depurativi non hanno coinvolto direttamente l SBR, che al contrario si è sviluppato nel tempo con poche modifiche rispetto alla sua configurazione originaria. Le ricerche e gli studi che hanno avuto come oggetto l SBR si sono concentrate prevalentemente sui vantaggi che questo tipo di impianto presenta rispetto a quello convenzionale a flusso continuo, e verso la modifica dei parametri caratteristici quali ad esempio le modalità di alimentazione, la distribuzione e la durata dei cicli e delle fasi, proponendo e verificando la validità e le potenzialità applicative delle diverse alternative. In breve, si può affermare che gli sforzi principali siano stati dedicati ad acquisire maggiore esperienza dal punto di vista ingegneristico dell SBR, così da poter sfruttare appieno le potenzialità da esso offerte. Nell ultimo documento tecnico dell International Water Association (IWA) sull SBR (Wilderer et al., 2001) si afferma in modo esplicito che allo stato attuale non esistono delle linee guida unificate per il dimensionamento di tale impianto; ciò ha portato in alcuni casi alla realizzazione e/o gestione di impianti discontinui non in grado di assicurare il rispetto dei limiti normativi allo scarico. Gli autori del documento, tuttavia, concludono affermando di non voler essi stessi fornire un criterio univoco per il dimensionamento, data la molteplicità delle tipologie di SBR attualmente disponibili. Infatti, l elevata flessibilità operativa, che rappresenta la caratteristica principale di un SBR, se da un lato ne rende particolarmente conveniente l impiego rispetto ad un sistema a flusso continuo, in quanto consente di adattare il processo depurativo alle inevitabili variazioni della corrente influente, d altro canto rende difficile la codificazione di linee guida unificate, che possano essere applicate per il dimensionamento di un SBR in tutte le sue molteplici configurazioni. La mancanza di un approccio unificato al dimensionamento, rappresenta probabilmente il maggiore ostacolo ad una più ampia diffusione degli SBR, in particolar modo in Italia. Pertanto, ai fini del dimensionamento si deve ricorrere inequivocabilmente alla esperienza personale acquisita nell ambito della depurazione biologica, ed alle indicazioni fornite da altri autori riferite ai casi specifici di interesse. A tale scopo, le informazioni disponibili in letteratura risultano di entità e grado di approfondimento estremamente vario. Ci si può, ad esempio, riferire alla Environmental Protection Agency (EPA, 1999) che suggerisce di utilizzare per la depurazione di reflui di origine civile, 6 cicli al giorno, ognuno della durata di 4 ore, un fattore di carico organico (F/M) compreso nell intervallo 0,15-4,0 kg BOD/kg SS d ed un tempo di residenza idraulica variabile fra 6 e 14 ore; nel caso del trattamento di reflui di origine industriale, i campi di variabilità dei suddetti parametri progettuali risultano molto più ampi, rendendosi quindi necessario uno studio dedicato nello specifico caso di interesse. 2
L approccio della EPA, sebbene possa avere una certa utilità come base di partenza in assenza di indicazioni progettuali specifiche, risulta piuttosto generico; se utilizzato da solo, esso può condurre a valutazioni errate, poiché lascia ampia possibilità di scelta per i valori da assegnare a molti dei parametri necessari ai fini della progettazione completa di un impianto SBR. In alternativa e/o aggiunta alle indicazioni fornite dalla EPA, è comunque opportuno seguire l approccio che si adotta tipicamente nel dimensionamento degli impianti a flusso continuo, ovvero fare riferimento ai bilanci di materia del substrato e dei microrganismi. E però importante in questo caso prendere in considerazione al contempo anche tutti quei parametri che caratterizzano e distinguono il reattore a flusso discontinuo rispetto a quello a flusso continuo. Un supporto particolarmente valido alla progettazione è offerto in tal senso dalla modellizzazione di processo, in particolare quando fra gli obiettivi della depurazione vi è la rimozione dei nutrienti. Anche in questo caso, i tentativi riportati in letteratura sono molteplici (Artan et al., 2002; Artan et al., 2004; asli et al., 2001; Brenner, 2000). Gli studi a riguardo hanno evidenziato la necessità di integrare la modellizzazione di processo con l approccio basato sui bilanci di materia e sulla teoria della cinetica biologica, al fine di determinare l andamento dei profili di concentrazione dei parametri di interesse per un prefissato set di condizioni operative. Nel prosieguo della presente relazione verranno descritti alcuni criteri, fra i molteplici disponibili, per la progettazione di un impianto SBR per la rimozione della sostanza organica carboniosa e dei nutrienti, facendo riferimento unicamente ai sistemi a biomassa sospesa (Artan e Orhon, 2005). In anni recenti sono stati proposti ed applicati con successo, almeno in scala pilota o di laboratorio, impianti SBR a biomassa adesa (Sequencing Batch Biofilm Reactor, SBBR). I meccanismi che regolano i processi di rimozione degli inquinanti in tali sistemi sono piuttosto complessi, ed allo stato attuale non hanno raggiunto piena comprensione ed interpretazione; risulta, pertanto, prematuro proporre dei criteri univoci di dimensionamento per i sistemi SBBR, che conseguentemente non verranno presi in considerazione nel seguito (Wilderer, 1992). PRINCIPALI PARAMERI DI PROGEO Come noto, l SBR si compone di un singolo bacino che svolge le funzioni sia di reattore biologico che di sedimentatore secondario. In un SBR i processi biologici e la chiarificazione del refluo si alternano su base temporale all interno del medesimo reattore, piuttosto che avvenire simultaneamente in unità diverse come nei sistemi a flusso continuo. 3
In un impianto SBR, il volume complessivo del reattore si compone di una frazione volumetrica, V 0, nella quale si accumula il fango sedimentato, ed una frazione volumetrica, V F, pari al volume di refluo che viene introdotto nel reattore durante la fase di alimentazione e quindi allontanato durante la fase di scarico alla fine di ogni ciclo operativo. Il processo biologico viene attuato attraverso un funzionamento ciclico allo stato stazionario, con un alimentazione periodica e quindi intermittente per una prefissata durata di tempo, o anche continua durante tutto lo svolgimento del ciclo. Vediamo di seguito i principali parametri che caratterizzano il funzionamento ciclico di un SBR, e che risulta indispensabile selezionare ai fini della progettazione di tale impianto. Essi verranno definiti in analogia ai parametri corrispondenti nel caso di sistema a flusso continuo. 1) C durata complessiva di un ciclo, h 24/m (ovvero, se espressa in frazioni di giorno, 1/m) (1) dove m numero di cicli giornalieri, cicli/d 2) V F volume di refluo alimentato ad ogni ciclo, m 3 Q/m (2) dove Q portata volumetrica influente media giornaliera), m 3 /d V C + V 0 F 0 F 0 3) Θ tempo di residenza idraulica V /Q 1 ( 1+ R ) (3) dove V volume totale del reattore R V 0 /V F rapporto di ricircolo oppure 4) Θ V /Q (4) V C mvf VER V + V Q V + V mvf dove VER volumetric exchange ratio, o rapporto volumetrico di riempimento F C V F /V ale parametro ha importanza in quanto consente di visualizzare facilmente la percentuale di volume effettivamente utilizzata ai fini del trattamento; inoltre è correlato all effetto di diluizione che subisce l influente nella fase di riempimento. 4
5) C F + R + S + D + I (5) dove F, R, S, D, I rappresentano le durate rispettivamente delle fasi di alimentazione ( fill ), reazione ( react ), sedimentazione ( settle ), scarico ( draw ) e inattività ( idle ). Dal momento che le fasi attive del processo depurativo ai fini delle reazioni biologiche sono solo quelle di alimentazione (purché questa non sia di tipo stazionario o statico) e di reazione, è possibile anche riscrivere la (5) nel modo seguente: C A + S + D + I dove A F + R durata della fase attiva Inoltre le fasi di alimentazione e reazione possono essere miscelate oppure aerate (e miscelate), determinando conseguentemente la formazione di condizioni anossiche o anaerobiche (a seconda della presenza o meno dei nitrati come accettori di elettroni), e aerobiche. La scelta delle modalità di funzionamento delle apparecchiature elettromeccaniche a servizio dell impianto viene determinata dagli obiettivi da conseguire nel processo depurativo (ad esempio la denitrificazione, la rimozione biologica del fosforo, la rimozione della sostanza organica carboniosa da sola o in combinazione con la nitrificazione). 6) FR fill time ratio, o rapporto di durata dell alimentazione F / C (6) Anche tale parametro risulta di estrema importanza dal momento che influenza il valore della concentrazione residua di substrato alla fine della fase di alimentazione, e quindi all inizio di quella di reazione, condizionando pertanto la cinetica complessiva del processo biologico depurativo. Un impianto SBR si può comporre di un singolo reattore oppure di una serie di reattori SBR in parallelo. Nel primo caso, se l alimentazione della corrente influente risulta continua, è necessario realizzare un bacino di equalizzazione a monte del reattore al fine di disconnettere il regime di produzione dell influente da quello di alimentazione dell impianto. Nel secondo caso, il bacino di equalizzazione non si rende necessario dal momento che il sistema di alimentazione viene realizzato in modo tale che, mentre uno dei reattore della serie riceve l influente, gli altri svolgono le altre funzioni appartenenti ad un tipico ciclo operativo. Sulla base di queste considerazioni, risulta evidente che, nel caso di una serie di N R reattori, caratterizzati tutti dalla stessa durata della fase di alimentazione, valgono le seguenti relazioni: 5
7) C N R F (7) Inoltre: FR 1/N R 8) Θ x tempo medio di residenza cellulare o età del fango M x Px (8) dove M x massa totale di biomassa presente all interno del reattore P x massa di fango spurgata complessivamente ogni giorno dal reattore Nel caso in cui lo spurgo avvenga prima dell inizio della fase di sedimentazione, la concentrazione di biomassa spurgata è pari a quella,, presente all interno del reattore. Pertanto si può scrivere: V Θ V x C (8 ) mvw VW dove V W volume di fango spurgato ad ogni ciclo dalla miscela liquida Il tempo di residenza cellulare effettivo per la biomassa autotrofa, Θ xa, risulta una frazione del tempo di residenza cellulare totale, dal momento che essa può vivere solo in condizioni aerobiche. Pertanto si può scrivere: Θ xa Θ AE x (8 ) C La biomassa eterotrofa può sopravvivere sia in condizioni aerobiche che in quelle anossiche. Pertanto, il tempo di residenza cellulare effettivo per la biomassa eterotrofa, Θ x, è pari a: Θ + AN AE x Θx (8 ) C dove AN e AE rappresentano le durate delle fasi di reazione rispettivamente anossica e aerobica. BILANCI DI MAERIA Una volta definiti i principali parametri di progetto, è opportuno formulare i bilanci di materia rispetto al sistema di interesse. A tale scopo si considera l intero volume del reattore come volume di controllo, e si assume che il contenuto dello stesso risulta completamente miscelato; 6
inoltre, essendo il volume variabile all inizio del ciclo, è necessario formulare i bilanci di materia sia nella fase di alimentazione che in quella di reazione. Gli andamenti temporali delle concentrazioni di substrato e di biomassa all interno del reattore discendono direttamente dalle caratteristiche idrauliche e di miscelazione dello stesso. In questo contesto, l SBR può essere considerato un reattore batch, dal momento che l alimentazione e l estrazione dell effluente avvengono su base periodica. Le culture batteriche che si selezionano in un reattore discontinuo sono, inoltre, diverse da quelle che si instaurano in un sistema a flusso continuo a causa delle particolari pressioni selettive e condizioni di crescita che si realizzano unicamente in un reattore alimentato in modo discontinuo. E opportuno evidenziare come l SBR, se gestito correttamente e se le condizioni di funzionamento e di alimentazione rimangono invariate, dopo un certo periodo di tempo, raggiunga condizioni di pseudo-stazionarietà, dal momento che ogni ciclo si ripete in modo identico al successivo, e conseguentemente anche gli andamenti temporali delle concentrazioni dei principali parametri. Il bilancio di materia relativo ad un generico componente, A, presente nell influente in concentrazione C Ain, si formula per le sole fasi attive, come segue: fase di alimentazione [ C (t)] d V(t) dt A Q C Ain + r A V(t) dove C A (t) concentrazione di A nel reattore al generico istante di tempo t V(t) volume del reattore al generico istante di tempo t durante la fase di alimentazione r A velocità di reazione del componente A Da cui, essendo dv/dt Q e V(t) V 0 + Q t la (9) diventa: dc A dt (t) Q + Q t [ C C () t ] + r (9 ) V 0 Ain A A fase di reazione dc A (t) r A (10) dt La risoluzione delle equazioni differenziali (9 ) e (10) porta alla determinazione dei profili temporali di concentrazione della generica sostanza A all interno del reattore, durante le fasi di alimentazione e di reazione. Ai fini della integrazione, è necessario fissare le condizioni al contorno: la concentrazione di substrato nell effluente, ovvero alla fine della fase di reazione, coincide con la concentrazione di substrato nel volume residuo, V 0, presente all inizio del ciclo successivo. Inoltre, la quantità di biomassa,, nel volume complessivo V, si trasferisce integralmente, a meno della quantità spurgata, al ciclo operativo successivo. 7 (9)
Il bilancio di materia deve essere formulato per tutti i componenti di interesse: il substrato carbonioso ed azotato, eventualmente distinti nelle diverse frazioni, la biomassa, considerata globalmente o anche nelle componenti autotrofa ed eterotrofa. La concentrazione di substrato alla fine della fase di alimentazione varia in funzione della durata di questa: in particolare, fissato il volume di influente da aggiungere, V F, al diminuire della durata di tale fase, aumenta inevitabilmente la portata volumetrica da alimentare, e anche la concentrazione di substrato che viene raggiunta alla fine della stessa, e che quindi si ritrova all inizio della successiva fase di reazione. Questo ha diretta conseguenza sulla durata di quest ultima, vista la dipendenza delle cinetiche biologiche dalla concentrazione del componente interessato. ali considerazioni risultano particolarmente importanti nel caso del trattamento di un refluo civile, poiché la riduzione della durata del ciclo operativo consente di massimizzare i volumi di refluo che possono essere trattati giornalmente. Fasi di alimentazione piuttosto brevi portano alla formazione di elevati gradienti di concentrazione all interno del reattore, che si ripetono nel tempo ad ogni ciclo. Questo condiziona fortemente i processi di selezione ed arricchimento delle biomasse, che a regime sono caratterizzate da popolazioni batteriche più resistenti rispetto a quelle che prevalgono negli impianti a flusso continuo, ed in grado di assicurare elevate efficienze depurative anche a fronte di eventuali fluttuazioni del carico organico e idraulico in ingresso. Infine, le medesime pressioni selettive sono responsabili anche della prevalenza di batteri fiocco-formatori rispetto ai filamentosi, con conseguenti evidenti miglioramenti della fase di chiarificazione. Nel caso del trattamento di un refluo industriale, contenente sostanze potenzialmente tossiche o inibenti, o anche un elevato carico ammoniacale, le considerazioni suddette devono essere valutate attentamente e verificate caso per caso. Infatti, un elevata concentrazione di substrato all inizio della fase di reazione può determinare fenomeni di inibizione della biomassa, che portano ad un rallentamento se non alla cessazione delle reazioni biodegradative. ALERNAIVE DI PROCESSO Un impianto SBR consente, con un unico bacino, di realizzare i diversi processi biochimici, e quindi di conseguire molteplici obiettivi di trattamento. E necessario a tale scopo definire opportunamente le caratteristiche e la durata delle diverse fasi all interno di ogni tipico ciclo operativo. Rimangono validi, al contempo, i principi teorici alla base de processi biochimici, e 8
pertanto è necessario primariamente selezionare il valore più adeguato del tempo di residenza cellulare. In un sistema SBR destinato alla rimozione della sostanza organica carboniosa ed alla nitrificazione, le fasi attive del processo (ovvero, come già detto, alimentazione e reazione) devono essere di tipo aerobico e, pertanto, il sistema di controllo dell impianto deve essere programmato al fine di mantenere attivo il sistema di aerazione per una durata sufficiente a conseguire il grado di rimozione desiderato. I parametri di progetto da definire nel caso specifico, riguardano la durata della fase di alimentazione ed il numero delle unità di tipo SBR che compongono il sistema. Relativamente al primo aspetto, si ricorda come elevate concentrazioni di azoto ammoniacale possano risultare inibenti per l attività dei batteri nitrificanti, ed in particolare per quelli che ossidano i nitriti a nitrati. Conseguentemente, la durata della fase di alimentazione deve essere sufficientemente lunga al fine di evitare pericolosi accumuli di azoto ammoniacale all interno del reattore, ed invece consentire la progressiva ossidazione del carico in ingresso con l influente. In taluni casi, si può anche prevedere l adozione di una fase di alimentazione avente durata pari all intero ciclo; è necessario quindi inserire nel reattore un sistema che minimizza il contatto fra l influente e l effluente trattato e che favorisce la sedimentazione in condizioni di quiete. Per quanto riguarda il numero delle unità, si può prevedere l adozione di due o più bacini funzionanti in parallelo, eventualmente preceduti da un comparto di equalizzazione al fine di controllare con maggiore efficacia il flusso di alimentazione. Il numero delle unità generalmente non risulta superiore a quattro, anche nei grandi impianti, per evitare un eccessivo aumento dei costi delle apparecchiature elettromeccaniche. In un SBR dedicato alla rimozione dell azoto, nel medesimo bacino si devono alternare in una determinata sequenza temporale condizioni anossiche e condizioni aerobiche. Le strategie operative che possono essere adottate a tale scopo sono diverse. E importante sottolineare come in un SBR i nitrati vengano ricircolati all inizio di ogni ciclo operativo unicamente attraverso il volume residuo dal ciclo precedente, V 0. E pertanto è impossibile distinguere fra ricircolo dei nitrati dal sedimentatore secondario e ricircolo dal comparto di ossidazione, come invece avviene negli impianti a flusso continuo. Il ciclo può essere composto da unica fase di alimentazione, presente all inizio dello stesso, che risulta completamente miscelata, seguita da una fase di reazione anossica, anch essa miscelata, ed infine da una fase di reazione aerobica, in presenza di aerazione ed, eventualmente, di miscelazione. ale strategia risulta del tutto confrontabile con lo schema di pre-denitrificazione che si realizza negli impianti a flusso continuo (Ludzack-Ettinger modificato, MLE). Il ricircolo 9
dei nitrati attraverso il volume residuo, e quindi il rapporto V 0 /V F, risulta equivalente alla somma dei ricircoli dal sedimentatore e dal reattore di ossidazione; lo schema suddetto, come anche l MLE, non consente di controllare la concentrazione di nitrati nell effluente, se non attraverso la regolazione del ricircolo. Pertanto, negli impianti a flusso continuo, talvolta si inserisce una unità aggiuntiva di tipo anossico a valle della fase aerobica, al fine di assicurare la denitrificazione completa dei nitrati prodotti. Nel sistema SBR, un eventuale post-denitrificazione non risulta conveniente poiché porterebbe ad annullare la quantità di nitrati ricircolati con il volume residuo, rendendo conseguentemente inutile la fase di pre-denitrificazione. In un SBR, quindi, come configurazione alternativa, si può adottare una doppia sequenza di fasi anossiche-aerobiche, con l alimentazione all inizio di ogni fase anossica; o anche si può realizzare un alternanza di numerose fasi anossiche-aerobiche, ciascuna di durata ridotta, con una fase di alimentazione avente durata pari a quella complessiva delle fasi attive. Infine, la rimozione dell azoto può essere conseguita attraverso la nitrificazione-denitrificazione simultanea, mantenendo la concentrazione di ossigeno disciolto prossima a 1 mg/l. In questo caso le fasi anossiche e aerobiche si distinguono con difficoltà, dipendendo dalle fluttuazioni della concentrazione di ossigeno nel bacino. Il sistema SBR può essere impiegato efficacemente anche per la rimozione biologica del fosforo. In tal caso, è necessario prevedere un alternanza di condizioni anaerobiche-aerobiche durante ogni ciclo operativo, così da selezionare e consentire l attività dei batteri fosforo-accumulanti. E possibile conseguire anche la simultanea rimozione del fosforo e dell azoto. Dal momento che la rimozione del fosforo per via biologica è molto rara nel nostro paese, e quando necessario si preferisce effettuarla per precipitazione chimica, di seguito si riporteranno i criteri di dimensionamento dei reattori SBR solo nel caso di rimozione della sostanza carboniosa. DIMENSIONAMENO DI UN SBR PER LA RIMOZIONE DEL CARBONIO Come già detto, il dimensionamento di un SBR può essere condotto facendo riferimento alle condizioni di stato stazionario, dal momento che a lungo termine, se le condizioni operative e le caratteristiche dell influente rimangono sostanzialmente invariate, i profili di concentrazione dei principali parametri risultano identici nei diversi cicli operativi e così anche la qualità dell effluente. Come per gli impianti a flusso continuo, anche il dimensionamento di un SBR richiede, come base di partenza, la conoscenza il più possibile approfondita delle caratteristiche della corrente influente ed inoltre i dati cinetici e stechiometrici. Relativamente alle caratteristiche idrauliche 10
dell influente, è necessario che siano note le fluttuazioni di portata su base giornaliera e stagionale. Per quanto riguarda i parametri di inquinamento, generalmente è sufficiente prendere in considerazione parametri di tipo globale, quali il Biochemical Oxygen Demand (BOD 5 ) e il Chemical Oxygen Demand (COD); in alcuni casi, diversamente è necessario fare riferimento allo specifico inquinante presente nella corrente influente. La sostanza organica carboniosa deve poi essere ulteriormente caratterizzata in relazione al contenuto nelle diverse frazioni distinte sulla base del grado di biodegradabilità: si individuano, pertanto, le frazioni prontamente e lentamente biodegradabile, inerte solubile e particolata. E inoltre necessario verificare che i macro e micronutrienti siano presenti in quantità sufficiente a soddisfare i requisiti metabolici. Per quanto riguarda i coefficienti cinetici e stechiometrici, questi dovrebbero essere determinati per via sperimentale utilizzando il refluo di interesse, soprattutto nel caso di liquami di origine industriale; nel caso di reflui civili, è possibile comunque fare riferimento ai valori riportati nella letteratura specializzata. Come per gli impianti a flusso continuo, anche negli SBR il principale parametro operativo e dimensionale di interesse è rappresentato dal tempo medio di residenza cellulare o età del fango (indicato spesso nella letteratura anglosassone con Sludge Retention ime, SR); da esso, infatti, dipende il valore della concentrazione di substrato nell effluente, della concentrazione di microrganismi nel reattore biologico, della produzione di fanghi, della richiesta di ossigeno. Come noto, l inverso dell età del fango è pari al tasso netto di crescita batterica, µ. Facendo riferimento alla sola biomassa eterotrofa che opera in condizioni aerobiche, dal momento che in questo paragrafo ci occupiamo unicamente del processo di rimozione del carbonio, possiamo scrivere: 1 Θx 1 ' µ 1) µ b (11) dove µ tasso di crescita della biomassa eterotrofa b tasso di decadimento endogeno della biomassa eterotrofa Il tasso di crescita è legato alla concentrazione di substrato solubile biodegradabile, C s, presente nel reattore attraverso la seguente relazione: 2) µ C s µ max (12) K s + Cs dove µ max tasso massimo di crescita della biomassa eterotrofa K s costante di semisaturazione del substrato carbonioso 11
Per quanto riguarda la scelta del valore da assegnare in sede progettuale all età del fango, si può fare riferimento alle indicazioni che si seguono tipicamente nel caso di impianto a flusso continuo. Per quanto riguarda la qualità dell effluente, è verosimile attendersi una rimozione completa della frazione di substrato biodegradabile, almeno nel caso di refluo civile. Pertanto, il COD residuale nell effluente, S R, sarà dovuto alla sola componente inerte solubile, la quale viene in parte prodotta dal metabolismo, S P, ed in parte è recapitata con l influente, S Ii. Pertanto: S R S P + S Ii Il valore di S P può essere determinato a mezzo della seguente equazione: S P Y fse b CSi Θ (13) 1+ b Θ dove f SE frazione inerte solubile della biomassa, ovvero è un coefficiente stechiometrico che consente di valutare la quantità di biomassa in condizioni endogene che non viene ossidata, ma convertita in prodotti inerti solubili. C Si substrato biodegradabile totale presente nell influente Y rendimento di crescita batterico La (13) si ottiene da un bilancio di materia allo stato stazionario che porge: 0 QSP + rs V P 0 dove Per cui: r sp velocità di produzione di S P f SE b V SP fse b fse b Θ Q dove Poiché: concentrazione di biomassa eterotrofa nel reattore Θ Θ 1+ b Y Θ ( C C ) Si S Sostituendo questa nella precedente si ricava proprio la (13). La produzione totale di fango, P, comprende sia la biomassa in eccesso prodotta nel processo biochimico, P,sia la frazione particolata già presente nell influente di origine sia organica che 12
inorganica (rispettivamente P Ii e P SFi ), sia i prodotti particolati del metabolismo, P P. Pertanto, nell ipotesi in cui tutto il substrato biodegradabile venga rimosso, si può scrivere: P P + P P + P Ii + P SFi dove: P Y 1+ b Θ x Q C Si P P f E b Y 1+ b Θ Q C S i Θ dove f E frazione inerte particolata della biomassa, ovvero è un coefficiente stechiometrico che rende conto della quantità di prodotti microbici particolati generati a seguito del metabolismo endogeno. Esso assume generalmente il valore di 0.2 nei reflui civili. Pertanto: P + P P Y 1+ b Θ Q C Si ( 1+ f E b Θ ) YN Q CSi Da cui: 3) P iss,cod ( YNQCSi + QIi ) + QSFi (14) dove Ii frazione inerte particolata presente nell influente SFi frazione inerte particolata di origine inorganica presente nell influente; è pari alla differenza fra SS e Solidi Sospesi Volatili (SSV), anche indicata con il termine Solidi Sospesi Fissi (SSF) i SS,COD coefficiente che consente la conversione del COD in Solidi Sospesi otali (SS); esso si adotta nel caso in cui il rendimento di crescita batterico non venga espresso come [g SSV prodotti/g COD rimosso], ma piuttosto come [g cellule, come COD, prodotte/g COD rimosso]. Poiché 1 g cellule 1 g SSV 1,42 g O 2 1,42 g COD, assumendo che SSV/SS 0,8, ne consegue che a 1,25 g SS corrispondono 1,42 g COD e quindi 1 g COD 0,9g SS, o al contrario 1 g SS 1,14 g COD. Pertanto, si può porre i SS,COD 0,9. Nel caso in cui non sia disponibile la caratterizzazione completa del refluo influente, la (14) si semplifica nel modo seguente: P Y N QCS i Anche la quantità complessiva di biomassa presente nel reattore, M, può essere determinata in funzione del valore dell età del fango, così come evidenziato nella relazione seguente: 13
4) M C C V P Θ P ΘE P ΘE (15) A C S+ D+ I Il dimensionamento di un SBR richiede la scelta del valore di C, ovvero della durata complessiva del ciclo; conseguentemente viene determinato il valore del tempo di residenza idraulica, Θ. A tale scopo risulta però necessario selezionare il valore di V 0, ovvero del volume residuo alla fine di ogni ciclo. Questo deve essere sufficientemente elevato per consentire di contenere tutto il fango sedimentato; pertanto per calcolarlo, si applica un fattore di sicurezza SF al volume V s occupato dal fango sedimentato. Risulta quindi: 5) V0 M SF Vs SF R (16) dove R concentrazione di biomassa a fine sedimentazione Il valore di R dipende dalla durata della fase di sedimentazione ma anche dalle caratteristiche di sedimentabilità del fango. Queste ultime possono essere ben rappresentate dal parametro Sludge Volume Index (SVI), il quale esprime il volume occupato da 1 g di fango dopo sedimentazione per 30 minuti in condizioni di quiete. Pertanto, si può scrivere: 6) 6 10 R SVI (17) Sostituendo la (15) e la (17) nella (16) si ottiene: 7) V 6 0 10 P SF Θ SVI (18) Dividendo ambo i membri della (18) per V F, si ricava: 8) V0 VF 6 10 P SF Θ SVI m Q 6 10 P SF Θ SVI Q C (19) La (19) mette in evidenza come il rapporto V 0 /V F sia inversamente proporzionale al C. Pertanto, il tempo di residenza idraulica, che dipende sia da C che da V 0 /V F, può aumentare al diminuire di C come conseguenza dell incremento del rapporto V 0 /V F e della riduzione della durata della fase attiva A (le durate delle fasi di sedimentazione e scarico generalmente rimangono invariate). Quindi per ogni set di condizioni operative e fissato un valore dell età del fango, è possibile individuare un valore di C in corrispondenza del quale il tempo di residenza idraulica, e quindi il volume totale del reattore risulta minimo. 14
La concentrazione di biomassa presente nel reattore può essere calcolata nel modo seguente: 9) V0 M RV0 VF R (20) V V SF V 1 + 0 SF V F Un ulteriore aspetto da considerare nell ambito della progettazione di un SBR per la rimozione della sostanza carboniosa è rappresentato dalla richiesta di ossigeno da parte della biomassa eterotrofa. In generale, la quantità di ossigeno da fornire per unità di volume di reattore può essere espressa nel modo seguente: 10) ( 1 YN ) QCSi mvf ( 1- YN ) CSi OR (21) Il dosaggio effettivo di ossigeno deve essere poi riportato alle condizioni standard, attraverso opportuni coefficienti di conversione, per consentire la scelta delle apparecchiature di aerazione. In un SBR, l aerazione viene attivata solo per il tempo necessario allo svolgimento delle reazioni biochimiche, e quindi per una durata pari a quella della fase aerobica, AE. Pertanto, il tasso di rifornimento dell ossigeno ad un SBR, AOR, deve essere espresso nel modo seguente: 11) AOR OR 24 AE C OR C OR 1 24 AE 24 m AE (22) Per ragioni economiche, generalmente il sistema di aerazione è utilizzato anche per assicurare la miscelazione all interno del reattore. E pertanto necessario fare riferimento anche al volume del reattore. Si considera quindi il tasso volumetrico di trasferimento dell ossigeno, r O (g/m 3 h) rappresentato come segue: 12) ro OR ( 1 YN ) mvfcsi ( 1 YN ) CSi (23) V mae V mae Θ AE C Si osserva come al diminuire della durata della fase aerobica, aumenti il tasso volumetrico di ossigeno da conferire al reattore, a parità di tempo di residenza idraulica. Poiché AE si riduce al diminuire di C, se S+D+I rimane invariato, ne consegue che r O viene incrementato se C diminuisce. Quindi il valore di C deve essere scelto in modo da ottimizzare il volume del reattore ed il parametro r O. 15
Il tasso di aerazione deve essere sufficientemente elevato da assicurare le necessarie condizioni di miscelazione, senza però portare alla rottura dei fiocchi di fango biologico. Generalmente, sono adottati valori limiti superiori di r O pari a 40-80 g/m 3 h. ale valore deve essere rispettato soprattutto all inizio del ciclo, quando il volume del reattore risulta inferiore. Per sistemi di aerazione di tipo diffuso, sono consigliati valori pari a 20-30 m 3 di aria/minuto per 1000 m 3 di volume di reattore. Per aeratori meccanici con asse verticale, la potenza da applicare deve risultare nell intervallo 15-30 W/m 3 di volume di reattore; questo corrisponde a valori del tasso volumetrico di trasferimento dell ossigeno pari a 15-30 g O 2 /m 3 h, dal momento che si considera che tali aeratori trasferiscono 1 g O 2 /W h alla miscela liquida dei fanghi attivi. Durante la fase di reazione il consumo di ossigeno da parte della biomassa varia in relazione allo svolgimento delle reazioni biochimiche; l andamento temporale della concentrazione di ossigeno disciolto può essere determinato attraverso il relativo bilancio di materia: ds dt O 13) K a( S S ) OUR (24) L OS O dove K L a coefficiente di trasferimento dell ossigeno S OS concentrazione di saturazione dell ossigeno alle condizioni operative S O concentrazione effettiva di ossigeno nel reattore Il primo termine del secondo membro della (23) rappresenta il tasso di trasferimento dell ossigeno alla miscela liquida, mentre il termine OUR, acronimo di Oxygen Uptake Rate, indica la velocità di consumo dell ossigeno da parte dei microrganismi. Di seguito si riporta la procedura di dimensionamento a stadi per un SBR destinato alla sola rimozione del carbonio. PROCEDURA DI DIMENSIONAMENO [1]. Principali dati progettuali: Portata di refluo influente, media giornaliera ed oraria, valori di punta e minimi, variazioni giornaliere e stagionali Concentrazione media giornaliera di COD influente, ed eventualmente sue principali frazioni. Per un refluo civile, se non sono disponibili i valori specifici del liquame di interesse, si può assumere che rispetto al COD totale la frazione biodegradabile sia pari all 85%, la solubile inerte al 5% e la particolata inerte al 10%. 16
Come già detto, nel caso di refluo industriale, è necessario effettuare una caratterizzazione del liquame influente specifica caso per caso. Altri parametri inquinanti di interesse, quali otal Kjeldhal Nitrogen (KN), fosforo totale, N-N 3, SS, SSV, p, alcalinità, fattori inibenti. Coefficienti cinetici e stechiometrici. Anche in questo caso, come già detto, nel caso di trattamento di un refluo civile, è possibile, senza incorrere in errori di valutazione apprezzabili, utilizzare i valori riportati in letteratura; al contrario, per i reflui industriali, è necessario determinarli caso per caso attraverso specifiche prova di laboratorio. Caratteristiche qualitative dell effluente dal trattamento. Generalmente, si fa riferimento ai valori limite fissati nell autorizzazione allo scarico. [2]. Selezionare il valore più opportuno dell età del fango effettiva, sulla base dell esperienza acquisita o di indicazioni da letteratura. Il valore va comunque scelto tenendo conto della temperatura operativa più gravosa ai fini delle reazioni biochimiche, ovvero la minima possibile. [3]. Calcolare la concentrazione di COD solubile biodegradabile nell effluente attraverso la (11) e la (12). Il COD inerte solubile si ritrova invariato nell effluente, e contribuisce al valore del COD totale allo scarico così come la eventuale biomassa non sedimentata. [4]. Calcolare la produzione giornaliera totale di fango, P, attraverso la (14). [5]. Calcolare la quantità giornaliera di ossigeno da fornire al sistema, OR, attraverso la (21). [6]. Selezionare un valore di C, tale da ottimizzare il volume totale del reattore e la richiesta di ossigeno. E possibile procedere per iterazioni successive, partendo da un valore iniziale piuttosto basso. [7]. Selezionare i valori di S, D, I. La durata della fase di sedimentazione deve essere scelta in relazione alle caratteristiche di sedimentabilità del fango biologico; la durata dello scarico dipende invece dalle caratteristiche tecniche dei dispositivi meccanici disponibili in commercio. Infine, la fase di inattività viene inserita per assicurare al reattore una capacità di riserva nel caso di variazioni idrauliche della corrente influente; può essere omessa quando è presente una vasca di equalizzazione a monte. [8]. Calcolare il valore del rapporto V 0 /V F in funzione dello SVI, attraverso la relazione (19). [9]. Calcolare il valore del tempo di residenza idraulica, attraverso la (3), e quindi il volume totale del reattore. [10]. Calcolare il tasso volumetrico di trasferimento dell ossigeno, r O, attraverso la (23). [11]. Calcolare il rapporto F / C. 17
[12]. Calcolare il numero dei reattori SBR o il volume della vasca di equalizzazione. Di seguito viene mostrata l applicazione della procedura sopra riportata al dimensionamento di un SBR per la rimozione della sostanza carboniosa da un refluo industriale. [1]. Principali parametri progettuali: Caratteristiche dell influente Q portata influente 1000 m 3 /d C i sostanza carboniosa totale nell influente 1900 mg COD/L C Si sostanza solubile totale biodegradabile nell influente 1600 mg COD/L Ii sostanza particolata inerte nell influente 200 mg COD/L S Ii sostanza solubile inerte nell influente 100 mg COD/L SFi sostanza particolata inerte di natura inorganica nell influente trascurabile emperatura operativa 20 C Costanti cinetiche e coefficienti stechiometrici Y rendimento di crescita della biomassa eterotrofa 0,64 g cellule come COD/ g COD b tasso di decadimento endogeno della biomassa eterotrofa 0,15 1/d Caratteristiche dell effluente L effluente dal trattamento deve contenere una concentrazione di COD totale non superiore a 220 mg COD/L. [2]. Selezionare il valore più opportuno dell età del fango effettiva. Sulla base dei dati di letteratura e di esperienze in scala di laboratorio, si ritiene che un valore dell età del fango effettiva per gli eterotrofi, Θ, pari a 10 giorni, sia adeguato a conseguire i prefissati obiettivi di trattamento. [3]. Calcolare la concentrazione di COD solubile biodegradabile nell effluente E verosimile attendersi una completa rimozione della sostanza organica solubile biodegradabile, almeno per il valore scelto dell età del fango. Pertanto, nell effluente sarà presente unicamente il substrato inerte solubile derivante sia dall influente, S Ii, che dal metabolismo microbico, S P, insieme a quello particolato legato alla biomassa che eventualmente non ha sedimentato. Per quanto riguarda il valore di S Ii, dai dati progettuali si ricava che questo risulta pari a 100 mg COD/L, mentre il valore di S P può essere determinato a mezzo della equazione (13), adottando per f SE il valore di 0,07, calcolato sperimentalmente per il refluo industriale in esame. In particolare ipotizzando un valore dell età del fango complessiva pari a 13 d, da riconfermare 18
successivamente, ed utilizzando i valori delle costanti cinetiche riportati fra i dati di progetto, risulta che S P è uguale a circa 60 mg COD/L. Ne consegue che la concentrazione di COD totale solubile presente nell effluente (pari alla somma di S Ii e S P ) è uguale a circa 160 mg COD/L. Considerando un valore di i SS,COD 0,9 mg SS/mg COD, si ricava la massima concentrazione di SS che può essere ammessa nell effluente affinché venga rispettato il limite allo scarico di 220 mg COD/L, ovvero: 220 160 SSeffluen te 67mgSS/L 0,9 [4]. Calcolare la produzione complessiva di fango, P, attraverso la relazione (14). In particolare risulta che: 0, 64 Y N, 1+ 0, 15 10 gcellule come COD ( 1+ 0, 2 0, 15 10) 0 33 gcod P + P 0, 33 1600 1000 P 533kg cellule come COD 3 ( 533 + 200 1000 10 ) 660kg SS d P 0, 9 d [5]. Calcolare la quantità giornaliera di ossigeno da fornire al sistema, OR, attraverso la relazione (21). Si ricava che: OR O2 ( 1 0,33) 1000 1600 1070 kg d [6]. Scegliere un valore della durata complessiva di un ciclo, C. Fissiamo C 6 h in prima approssimazione. Ne discende direttamente il valore del numero di cicli giornalieri, ovvero N C 1/ C (1/6) 24 4 cicli/d [7]. Scegliere il valore di S, D e I. Fissiamo un valore di S + D + I 2 h. Ne discende direttamente la durata della fase attiva, ovvero A C ( S + D + I ) 4 h [8]. Scegliere un valore dello SVI e calcolare il rapporto fra volume residuo e volume di influente, V 0 /V F. Se il valore dello SVI non è stato determinato sperimentalmente per il fango biologico in esame, si può fissare SVI 100 ml/g ed assumere un coefficiente di sicurezza SF 1,3. Applicando l equazione (19), e considerando che Θ / C Θ / E, si ricava quindi: 19
V 0 6 V F 1,3 0,9 10 24 4 [ ( 0,33 1600 + 200) ] 100 10 5,1 Il valore così ottenuto risulta piuttosto elevato; potrebbe risultare utile ripetere i calcoli dal punto [6] in poi, partendo da un valore di C 8 h. [9]. Calcolare il valore del tempo di residenza idraulica, Θ, e del volume complessivo del reattore, V. V V0 + VF V0 Θ C 1 6 Q mv + F V F 1000 V Q Θ 36,6 1530m 24 V 0 1280 m 3 V F 250 m 3 3 ( 1 + 5,1) 36,6h E possibile calcolare anche la concentrazione di biomassa all interno del reattore,. Infatti dalla (17) si ricava che la concentrazione di biomassa nel volume residuo, R 10 kg SS/m 3 ; dalla (15) risulta poi che la quantità complessiva di biomassa nel reattore, M 9900 kg SS, e quindi dalla (20) discende che 6,5 kg SS/m 3. Poiché tale risultato risulta piuttosto elevato rispetto ai valori consigliati, sarebbe opportuno ripetere le iterazioni precedenti. [10]. Calcolare il tasso volumetrico di trasferimento dell ossigeno, r O, e attraverso la (23). r OR V 1070 1000 6 1530 24 4 C O A 43,8g O 2 m 3 h ORC 1070 6 kgo AOR 66,9 2 4 24 h A E possibile quindi calcolare la potenza impegnata adottando un valore di 1,3 kg O 2 /kwh. Si ricava pertanto: 66,9 P 1,3 51,5 kw [11]. Calcolare il rapporto FR F / C A tale scopo è necessario fissare il numero di reattori della serie, N R. Come già detto, si può adottare un singolo reattore e quindi prevedere a monte di questo una vasca di equalizzazione, oppure prevedere più reattori in assenza di equalizzazione. Fissando ad esempio N R 2, ne consegue che: 20