[0020] 以下结合具体实施例对本发明作进一步说明，但本发明的保护范围并不限于此。
[0021] 实施例1
[0022] 所用的氧化还原介体为核黄素，发酵预处理的有机物为污水处理厂剩余污泥(30％初沉污泥+70％二沉污泥)，发酵体系中有机物浓度为TCOD＝18000mg·L-1，氧化还原介体的投加量为10mg/L，发酵接种污泥来源于污泥厌氧消化池，接种浓度为5g/L。发酵体系中pH值控制在6.0～6.5，HRT＝48h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为100S-1。经-1固液分离(重力沉淀)后，发酵上清液中乙酸浓度为4860mg·COD·L 。
[0023] 生物脱氮系统中为A/O/A连续流运行方式，污泥浓度为3.5g·MLVSS·L-1，SRT为25d，系统低温运行68d，温度为10～12℃，进水TN为75～88mg·L-1。外加发酵上清液之前，COD为160～180mg·L-1，反硝化HRT为5h，内回流比为250％，出水总氮浓度为46～52mg·L-1 -1
。前缺氧反硝化单元DO为0.12～0.36mg·L 之间，补充适量发酵上清液后，进水COD提高至450～500mg·L-1，反硝化池HRT缩短至4h，内回流比提高至400％；在好氧单元，DO利用PLC反馈控制在1.3～1.6mg·L-1之间，HRT为6h，好氧体系出水氨氮浓度在0.66～0.85mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为4h。脱氮系统最终出水TN降低至8.4～13.6mg·L-1，稳定达到《城-1
镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg L )。
[0024] 实施例2
[0025] 所用的氧化还原介体为指甲花醌，发酵预处理的有机物为淀粉废水(已经过化学除磷)，废水有机物浓度为TCOD＝1800mg·L-1，发酵体系为UASB连续流反应器，氧化还原介体的投加量为2.6mg/L。UASB中接种污泥来源于淀粉废水处理厂UASB反应器，污泥浓度为4g/L，废水pH值为6.0～7.0，HRT＝40h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为50S-1。
UASB出水发酵液中乙酸浓度为1160mg·COD·L-1。
[0026] 生物脱氮系统为序批式反应器，采用A/O/A运行方式，反应器中污泥浓度为3.0g·MLVSS·L-1，SRT为30d，系统低温运行57d，温度为8～11℃，进水TN为70～95mg·L-1。外加发酵上清液之前，COD为100～130mg·L-1，反硝化HRT为7h，出水总氮浓度为34～42mg·L-1。补充适量发酵上清液后，在前缺氧运行阶段DO为0.11～0.18mg·L-1之间，进水COD提高至420～460mg·L-1。反硝化阶段HRT缩短至4.5h；在好氧阶段，DO利用PLC控制在1.0～1.8mg·L-1之间，HRT为5h，好氧池出水氨氮浓度在0.24～0.45mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为4.5h。脱氮系统最终出水TN降低至7.4～10.5mg·L-1，稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg·L-1)。
[0027] 实施例3
[0028] 所用的氧化还原介体为腐植酸，发酵预处理的有机物为芦苇枯叶生物质，经磨碎-1后配制成有机物浓度为TCOD＝8000mg·L 的浑浊液，发酵体系中氧化还原介体的投加量为
15mg/L。发酵接种污泥来源于淀粉废水处理厂UASB反应器，接种浓度为3g/L。发酵体系中pH值控制在5.5～6.5，HRT＝50h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为100S-1。经固液分离(重力沉淀)后，发酵上清液中乙酸浓度为2100mg·COD·L-1。
[0029] 生物脱氮系统为A/O/A连续流运行方式，污泥浓度为4.0g·MLVSS·L-1，SRT为30d，系统低温运行45d，温度为12～14℃，进水TN为92～104mg·L-1。前缺氧反硝化单元DO为0.12～0.36mg·L-1之间，外加发酵上清液之前，COD为220～245mg·L-1，HRT为4.5h，内回流比为250％，出水总氮浓度为46～52mg·L-1。补充适量发酵上清液后，进水COD提高至360～
480mg·L-1，反硝化池HRT缩短至2.7h，内回流比提高至500％；在好氧单元，DO利用PLC反馈控制在1.5～2.0mg·L-1之间，HRT为10h，好氧单元出水氨氮浓度在0.75～0.90mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为1h。脱氮系统最终出水TN降低至6.8～9.3mg·L-1，稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg·L-1)。
[0030] 实施例4
[0031] 所用的氧化还原介体为AQDS，发酵预处理的有机物为污水厂二沉池剩余污泥，发-1酵系统中有机物浓度为TCOD＝35000mg·L ，发酵体系为连续流厌氧消化池，氧化还原介体的投加量为20mg/L。厌氧消化池中无需污泥接种，pH值控制在6.0～6.5，HRT＝96h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为200S-1。连续流厌氧消化池出水发酵液中乙酸浓度为
12000mg·COD·L-1。
[0032] 生物脱氮系统为序批式反应器，采用A/O/A运行方式，反应器中污泥浓度为3.0g·MLVSS·L-1，SRT为30d，系统低温运行57d，温度为8～11℃，进水TN为95～125mg·L-1。外加发酵上清液之前，COD为100～130mg·L-1，反硝化HRT为7h，出水总氮浓度为34～42mg·L-1。补充适量发酵上清液后，在前缺氧运行阶段DO为0.11～0.18mg·L-1之间，进水COD提高至-1
480～520mg·L 。反硝化阶段HRT缩短至3h；在好氧阶段，DO利用PLC控制在1.0～1.8mg·L-1之间，HRT为5h，好氧池出水氨氮浓度在0.24～0.45mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为
4.5h。脱氮系统最终出水TN降低至7.4～10.5mg·L-1，稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg·L-1)。
[0033] 实施例5
[0034] 所用的氧化还原介体为核黄素和AQDS混合物(1:1)，发酵预处理的有机物为糖蜜废水，废水有机物浓度为TCOD＝500mg·L-1，发酵体系中氧化还原介体的投加量为0.1mg/L。发酵接种污泥来源于淀粉废水处理厂UASB反应器，污泥浓度为0.5g/L。发酵体系中pH值控制在5.5～7.0，HRT＝2h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为30S-1。经固液分离(膜分离)后，发酵液中乙酸浓度为330mg·COD·L-1。
[0035] 生物脱氮系统为序批式反应器，采用A/O/A运行方式，反应器中污泥浓度为2.0g·MLVSS·L-1，SRT为15d，系统低温运行47d，温度为10～15℃，进水TN为45～65mg·L-1。外加发酵上清液之前，COD为70～100mg·L-1，反硝化HRT为8h，出水总氮浓度为28～33mg·L-1。补充适量发酵上清液后，进水COD提高至220～300mg·L-1，在前缺氧运行阶段DO为0.1～
0.25mg·L-1之间；反硝化阶段HRT缩短至4h；在好氧阶段，DO利用PLC控制在1.0～1.5mg·L-1之间，HRT为3h，好氧池出水氨氮浓度在0.54～0.95mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为1h。
脱氮系统最终出水TN降低至7.8～10.8mg·L-1，稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标-1
准》(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg·L )。
[0036] 实施例6
[0037] 所用的氧化还原介体为核黄素、AQDS和腐植酸混合物(1:1:1)，发酵预处理的有机物为污水厂初沉污泥，发酵体系中有机物浓度为TCOD＝25000mg·L-1，发酵体系中氧化还原介体的投加量为2mg/L。发酵接种污泥来源于淀粉废水处理厂UASB反应器，污泥浓度为3g/L。发酵体系中pH值控制在6.5～7.0，HRT＝96h，为加速传质，采用潜流搅拌器进行搅拌，G值为100S-1。经固液分离(离心沉淀)后，发酵液中乙酸浓度为7340mg·COD·L-1。
[0038] 生物脱氮系统为序批式反应器，采用A/O/A运行方式，反应器中污泥浓度为4.0g·MLVSS·L-1，SRT为20d，系统低温运行60d，温度为12～15℃，进水TN为70～90mg·L-1。外加发酵上清液之前，COD为150～180mg·L-1，反硝化HRT为8h，出水总氮浓度为22～35mg·L-1。补充适量发酵上清液后，进水COD提高至300～380mg·L-1，在前缺氧运行阶段DO为0.1～
0.3mg·L-1之间；反硝化阶段HRT缩短至5h；在好氧阶段，DO利用PLC控制在1.5～2.0mg·L-1之间，HRT为4h，好氧池出水氨氮浓度在0.42～0.83mg·L-1之间；后反硝化单元HRT为2h。脱氮系统最终出水TN降低至4.9～11.2mg·L-1，稳定达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》-1
(GB18918-2002)中的一级A标准(15mg·L )。
[0039] 上述实施例并非是对于本发明的限制，本发明并非仅限于上述实施例，只要符合本发明要求，均属于本发明的保护范围。
