权利要求
1.一种废水废气联产生物油的装置，其特征在于，包括废气废水处理系统、脂质提取分离系统、溶剂回收再用系统和生物油制备系统;所述的废气废水处理系统包括顺次连接的接种克雷伯氏菌的厌氧池(1)、缺氧池(2)和接种小球藻的菌藻联合池(3);所述的脂质提取分离系统包括与菌藻联合池(3)连接的反应釜(4);所述的溶剂回收再用系统包括与反应釜(4)连接的降压闪蒸罐(7)，还包括与降压闪蒸罐(7)连接用于气相回收的压缩机(8)、用于油相回收的油脂存储罐(5)以及用于水相回收的精馏塔(10);所述的生物油制备系统通过酯交换反应将油脂存储罐(5)中的油相转换成生物柴油;所述的反应釜(4)还连接回收藻渣用于制备催化剂载体的流化床热解炉(6)。
2.根据权利要求1所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的厌氧池中克雷伯氏菌接种初始生物量MLSS为3500～4500mg/L。
3.根据权利要求1所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的菌藻联合池(3)分为前段曝气区和后段沉淀区，前段曝气区与后段沉淀区比为1.5～2.5：1，曝气区设置曝气系统和LED光照系统，小球藻接种在前段曝气区、初始接种密度为0.8～1.2×106cells/mL;所述的曝气系统为钛金属曝气管或者微纳米气泡曝气管，曝气管内通入含CO2的工业废气;所述的LED光照系统模拟自然光周期，昼夜时间比为16：8～8：16，曝气区的前段布置蓝光、曝气区后段布置红光，蓝光与红光的空间占比为3：2～1：1;沉淀区设置斜板沉淀器。
4.根据权利要求3所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的菌藻联合池(3)还连接分别将菌藻泥回流至厌氧池(1)维持菌群活性和回流至菌藻联合池(3)前段曝气区补充微藻密度的回流管。
5.根据权利要求1所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的精馏塔(10)顶端通过管道将夹带剂回流至反应釜(4)、底端通过管道将含糖蛋白废水回流至厌氧池(1)，精馏塔(10)与反应釜(4)之间设置用于暂存夹带剂的夹带剂储存罐(11)。
6.根据权利要求1所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的压缩机(8)顶端通过通道将二甲醚回流至反应釜(4)，压缩机(8)与反应釜(4)之间设置二甲醚储存罐(9)。
7.根据权利要求1所述的废水废气联产生物油的装置，其特征在于，所述的降压闪蒸罐(7)与压缩机(8)之间设置热交换反应器(12)。
8.一种废水废气联产生物油的方法，其特征在于，包括如下步骤：
工业废水除杂后泵入接种克雷伯氏菌的厌氧池(1)进行厌氧反硝化反应后泵入缺氧池(2)脱氮处理;
将上述步骤中的溶液泵入接种小球藻的菌藻联合池(3)，前段曝气区通入含CO2的工业废气协同脱氮除磷，停止曝气、静置实现菌藻共沉淀，上层溶液直排;
将上述步骤中的菌藻沉淀污泥分流，30～40%泵入反应釜(4)中投入二甲醚-夹带剂混合溶剂进行脂质提取反应，40～50%回流至厌氧池(1)维持菌群活性，20～30%回流至菌藻联合池(3)前端曝气区补充微藻密度;
将上述步骤中的反应釜(4)中脂质提取反应后的混合溶液进行固相分离后将萃取液泵入降压闪蒸罐(7)，二甲醚气化经过压缩机(8)液化回流至反应釜(4)，油水分离后油脂和色素进入油脂存储罐(5)、水和夹带剂进入精馏塔(10)分离后分别回流至厌氧池(1)和反应釜(4);固相进入流化床热解炉(6)制备C-N纳米催化剂载体;
将上述步骤中的油脂存储罐(5)中油脂和色素分离得到粗藻油，通过酯交换反应生成生物柴油。
9.根据权利要求8所述的废水废气联产生物油的方法，其特征在于，所述的反应釜(4)中夹带剂选自丙酮、乙醇或者正丙胺，二甲醚与夹带剂体积比为4:1～10:1，藻泥与二甲醚与夹带剂混合溶液的固液比1:5～1:20。
10.根据权利要求8所述的废水废气联产生物油的方法，其特征在于，所述流化床热解炉(6)还添加硝酸铁粉，制备Fe负载纳米催化剂。
说明书
技术领域
[0001]本发明涉及一种生物油制备方法，尤其涉及一种废水废气联产生物油的装置及其方法。
背景技术
[0002]一般工业生产中废水和废气是同步产生的，但是因为产线布局废水废气、处理技术的差异，使得目前很多废气和废水处理是分开进行的，无形中增加了废弃物处理处理成本。在工业废水处理过程中，多采用物理、化学和生物等方式来去除污水中的悬浮物质和有机物质，具有操作稳定、成本低廉等特别。但是随着工业化发展的不断革新以及环境环境治理需求的不断提高，传统废水处理工艺仍然存在很多缺陷：1、传统的活性污泥法对低碳氮比污水脱氮效率低，需外加碳源导致成本增加;2、硝化/反硝化过程需多级池体构建溶解氧梯度，占地面积大且能耗高;3、现有微藻培养光生物反应器，存在微藻收获困难、CO2传质效率低(常规曝气利用率<30%)及昼夜光合作用波动等问题;4、剩余污泥处置仍以填埋焚烧为主，资源化途径单一且易产生二次污染。废气处理工艺中也存在诸多缺陷：1、冷凝法和吸收法，设备投资大、能耗高，二次污染严重;2、燃烧法设备投资小，但是能耗高、运行成本大，容易发生催化剂中毒;3、生物法适用范围广、无二次污染，但是受微生物种类和生长条件的限制，处理速度较慢。随着废弃物处理技术的不断发展，废气和废水中的物质在处理过程中可以协同提升资源化利用，降低对自然资源的依赖，节约或者减少能源和原材料投入，降低整体处理成本，因此废水废气同步治理需求日益迫切。微藻在污水处理过程中，因藻细胞密度低(<0.5g/L)、脂质含量波动大(10%–25%)、藻水分离困难等问题，限制了其在工业化应用中的可行性。公开号为CN119263498A专利申请文献，公开了采用单一反应器结合间歇曝气，实现菌藻共生，但是难以同步处理工业废气CO2，从而降低了碳固定效率。公开号为CN106399109A专利申请文献，公开了一种废水与废气联合处理的技术，但是由于菌藻竞争性生长，系统稳定性较差，难以长期高效运行，未能实现微藻的高值资源化。公开号为CN106281639A专利申请文献，公开了通过微藻生产生物柴油的工艺，需要经历絮凝、离心、干燥或破壁等步骤，能耗高、产物附加值较低，尽管微藻被视为理想的生物柴油替代单一油料作物或废油脂，可以克服原料供应不稳定、预处理成本高等问题，但其规模化培养仍面临诸多技术瓶颈，例如光生物反应器投资成本高、采收过程能耗过大(占生产总成本的20%–30%)，而且对于高含水率的藻浆的脂质提取效率较低，微藻的资源化利用潜力未能得到充分发挥。综合来看，如何提高微藻培养效率、提升菌藻共生处理系统的稳定性，实现废水和废气的高效协同处理及产物高值化利用方面仍存在较大局限性，整个工艺链条尚不完整，难以形成高效、稳定、低成本的产业化解决方案。
发明内容
[0003]发明目的：本发明的目的是为了提升菌藻协同效率和藻渣的增值效益，降低生物柴油生产的能耗，提供了一种废水废气联产生物油的装置;本发明的另一个目的是提供废水废气联产生物油的方法。
[0004]技术方案：本发明的所述的废水废气联产生物油的装置，包括废气废水处理系统、脂质提取分离系统、溶剂回收再用系统和生物油制备系统;所述的废气废水处理系统包括顺次连接的接种克雷伯氏菌的厌氧池、缺氧池和接种小球藻的菌藻联合池;所述的脂质提取分离系统包括与菌藻联合池连接的反应釜;所述的溶剂回收再用系统包括与反应釜连接的降压闪蒸罐，还包括与降压闪蒸罐连接用于气相回收的压缩机、用于油相回收的油脂存储罐以及用于水相回收的精馏塔;所述的生物油制备系统通过酯交换反应将油脂存储罐中的油相转换成生物柴油;所述的反应釜还连接回收藻渣用于制备催化剂载体的流化床热解炉。
[0005]进一步的，废水和废气经过所述的废气废水处理系统后在菌藻联合池的后段沉淀区进行固液分离，符合标准的液体排出，沉淀后的菌藻泥(98%含水率)分流至厌氧池维持菌群活性、至菌藻联合池前段曝气区补充微藻密度和进入反应釜在高含水率下直接进行脂质提取分离，仅经过絮凝藻浆，无需离心、细胞破壁、干燥等预处理步骤，不需要多次转移、操作简单、成本低廉、处理量也大且脂质提取率明显提升，提取的粗糙油通过酯交换反应制成生物柴油、溶剂回收后回流再用，藻渣回收后进入流化床热解炉制备纳米催化剂载体。
[0006]进一步的，所述的厌氧池中克雷伯氏菌接种初始生物量MLSS为3500～4500mg/L，厌氧池中的条件适合克雷伯氏菌快速的生长;所述的菌藻联合池分为前段曝气区和后段沉淀区，前段曝气区与后段沉淀区比为(1.5～2.5):1。曝气区设置曝气系统和LED光照系统，小球藻接种在前段曝气区、初始接种密度为0.8～1.2×106cells/mL，曝气系统内通入含CO2的工业废气，曝气区内小球藻吸收二氧化碳后快速生长;LED光照系统模拟自然光周期，昼夜时间比为16：8～8：16，避免微藻光照过度导致的光抑制;曝气区的前段布置蓝光、曝气区后段布置红光，蓝光与红光的空间占比为3：2～1：1;前段的蓝光能促进藻类细胞快速分裂与增殖，后段的红光促进藻类细胞体积增大、碳水化合物脂质合成;所述的曝气系统为钛金属曝气管或者微纳米气泡曝气管，选择不同的曝气管可以提升小球藻的固碳量，提升废水废气处理效果。针对高COD废水(如COD≥1000mg/L)，通过提高菌藻联合池前段曝气量和延长HRT时间来提升COD值的去除效率。沉淀区设置斜板沉淀器，克雷伯氏菌分泌的胞外聚合物具有絮凝功效，可以促进小球藻在此有效的沉降，提升COD值的去除效率，增加藻泥的回收率进而提升生物油的生产效果。
[0007]进一步的，所述的菌藻联合池还连接分别将菌藻泥回流至厌氧池维持菌群活性和回流至菌藻联合池前段曝气区补充微藻密度的回流管，控制克雷伯氏菌接种初始生物量和小球藻的初始接种密度，可以维持体系中菌藻平衡实现连续化生产。菌藻泥30～40%泵入反应釜中投入二甲醚-夹带剂混合溶剂进行高含水率下的脂质提取反应，40～50%回流至厌氧池、20～30%回流至菌藻联合池前端曝气区，结合控制克雷伯氏菌接种初始生物量和小球藻的初始接种密度，在满足脂质提取制备生物油的同时满足废水废气处理系统的菌藻自给自足。藻类回流进入到厌氧池中没有光照，逐渐死亡被菌分解，可作为反硝化脱氮的补充碳源，有利于废水处理效率。
[0008]进一步的，所述的精馏塔顶端通过管道将夹带剂回流至反应釜、底端通过管道将含糖蛋白废水回流至厌氧池，精馏塔与反应釜之间设置用于暂存夹带剂的夹带剂储存罐。所述的压缩机顶端通过通道将二甲醚回流至反应釜，压缩机与反应釜之间设置二甲醚储存罐。经过此处溶剂进行回收再用，回收率高达98.5%，损耗量非常小仅为2L/d。
[0009]进一步的，所述的降压闪蒸罐与压缩机之间设置热交换反应器，将热解气用于系统供热，降低能耗。
[0010]本发明还提供了一种废水废气联产生物油的方法，包括如下步骤：
[0011]工业废水除杂后泵入接种克雷伯氏菌的厌氧池进行厌氧反硝化反应后泵入缺氧池脱氮处理;
[0012]将上述步骤中的溶液泵入接种小球藻的菌藻联合池，前段曝气区通入含CO2的工业废气协同脱氮除磷，停止曝气、静置实现菌藻共沉淀，上层溶液满足排放指标后直排;
[0013]将上述步骤中的菌藻沉淀污泥分流，30～40%泵入反应釜中投入二甲醚-夹带剂混合溶剂进行高含水率下的脂质提取反应，40～50%回流至厌氧池维持菌群活性，20～30%回流至菌藻联合池前端曝气区补充微藻密度;
[0014]将上述步骤中的反应釜中脂质提取反应后的混合溶液进行固相分离后将萃取液泵入降压闪蒸罐，二甲醚气化经过压缩机液化回流至反应釜，油水分离后油脂和色素进入油脂存储罐、水和夹带剂进入精馏塔分离后分别回流至厌氧池和反应釜;固相进入流化床热解炉制备C-N纳米催化剂载体;
[0015]将上述步骤中的油脂存储罐中油脂和色素分离得到粗藻油，通过酯交换反应生成生物柴油。
[0016]进一步的，所述的反应釜中夹带剂选自正丙胺、乙醇或者丙酮，二甲醚与夹带剂体积比为4:1～10:1，藻泥与二甲醚与夹带剂混合溶液的固液比1:5～1:20。提取脂质的同时如果需要同时提取色素夹带剂选择丙酮，或者同时提取更多蛋白质及多糖夹带剂选择乙醇。
[0017]进一步的，所述流化床热解炉还可以添加硝酸铁粉，藻渣与硝酸铁粉末混合制备Fe负载纳米催化剂。将藻渣与一定比例的硝酸铁、硝酸镍、硝酸铜等直接混合，在氮气氛围下煅烧小时，可获得相应的金属单原子均匀负载于纳米颗粒载体表面形式的高性能催化剂，优选硝酸铁制备Fe负载纳米催化剂，其性能更稳定适用性更广泛。针对高灰分藻渣(灰分≥10%)，热解温度提升至850℃，提升载体比表面积。
[0018]有益效果：与现有技术相比，本发明具有如下显著优点：1、废水经过处理后的COD≤30mg/L、去除率≥95%，TN≤5mg/L、去除率≥93%，TP≤0.3mg/L、去除率≥89%;2、含CO2工业废气经过处理后，CO2固定率≥85%;3、废水废气联合处理后，全过程无化学絮凝剂添加，吨水处理成本4.2元、较活性污泥法降低41%，工厂废水的年减排量≥500吨/万立方米，碳排放强度-1.2tCO2e/吨废水、实现负碳运行;4、生物柴油产率0.32g/g干藻，热值≥41MJ/kg，满足GB/T 20828-2014标准;5、纳米催化剂载体或者催化剂的附加值≥13500元/吨，较传统热解炭增值500%;6、溶剂进行回收再用，回收率高达98.5%，损耗量非常小仅为2L/d。
附图说明
[0019]图1为本发明的结构示意图。
具体实施方式
[0020]下面结合附图对本发明的技术方案作进一步说明。
[0021]如图1所示的一种废水废气联产生物油的装置，包括废气废水处理系统、脂质提取分离系统、溶剂回收再用系统和生物油制备系统。
[0022]废气废水处理系统包括顺次连接的厌氧池1、缺氧池2和菌藻联合池3，厌氧池1为钢筋混凝土结构、有效容积250m3、内部配置配功率7.5kW和转速30～50rpm的机械搅拌器、外部包裹50mm厚的聚氨酯保温层，缺氧池2为推流式结构、有效容积150m3、微孔曝气盘Φ200mm、数量80个，菌藻联合池3为长条形反应池L×W×H=60m×5m×3m、分为前段曝气区和后段沉淀区，前后段的长度比为2：1，也可以根据生产需求前后段的长度比在(1.5～2.5)：1范围内调整。曝气区设置曝气系统和LED光照系统、并接种小球藻，曝气管内通入含CO2的工业废气实现小球藻光合固碳，曝气系统可以选择钛金属曝气管或者微纳米气泡曝气管，LED光照系统光照强度设置为8000～12000lux，模拟自然光周期昼夜时间比12h：12h，也可以根据藻类生长需求在16：8～8：16范围内调整昼夜时间比;曝气区的前段布置能促进藻类细胞快速分裂与增殖的蓝光、曝气区后段布置促进藻类细胞体积增大、碳水化合物脂质合成的红光，蓝光与红光的空间占比为3：2，也可以根据藻类的生长需求在3：2～1：1范围内调整;沉淀区设置斜板沉淀器，倾角60°、板间距80mm。菌藻联合池3还连接分别将菌藻泥回流至厌氧池1维持菌群活性和回流至菌藻联合池3前段曝气区补充微藻密度的回流管，废水废气经过厌氧池1、缺氧池2和菌藻联合池3处理后在菌藻联合池3的后段沉淀区进行固液分离，符合标准的液体排出、沉淀后的菌藻泥分流至厌氧池1维持菌群活性、至菌藻联合池3前段曝气区补充微藻密度和进入反应釜4进行脂质提取分离。
[0023]脂质提取分离系统包括与菌藻联合池3连接的反应釜4，其为316L不锈钢、容积500L，设计压力0.6MPa、变频搅拌器转速50-500rpm、夹套温控系统精度±1℃。反应釜4还连接回收藻渣用于制备多孔C-N基纳米催化剂载体的流化床热解炉6，流化床热解炉6的尺寸为Φ0.8m×6m、氮气流速1.3m3/h、PID温控仪精度±5℃、尾气冷凝器换热面积为5m2。也可以向流化床热解炉6内通入硝酸铁粉与藻渣混合热解也可以制备Fe负载纳米催化剂。
[0024]溶剂回收再用系统包括与反应釜4连接的降压闪蒸罐7，降压闪蒸罐7的容积为2m3、设计压力0.1MPa、内置蛇管换热器换热面积为10m2。还包括与降压闪蒸罐7连接用于气相回收的压缩机8、用于油相回收的油脂存储罐5以及用于水相回收的精馏塔10。降压闪蒸罐7与压缩机8之间设置热交换反应器12、压缩机8顶端通过通道将二甲醚回流至反应釜4，压缩机8与反应釜4之间设置二甲醚储存罐9;精馏塔10的塔板数15～20层，回流比的调控范围为3:1～5:1，其顶端通过管道将夹带剂回流至反应釜4、底端通过管道将含糖蛋白废水回流至厌氧池1，精馏塔10与反应釜4之间设置用于暂存夹带剂的夹带剂储存罐11。
[0025]生物油制备系统通过酯交换反应将油脂存储罐5中的油相转换成生物柴油，反应容器为搪瓷反应釜，容积200L、带回流冷凝器，催化剂选用NaOH-活性炭固体碱。
[0026]实施例1
[0027]利用上述装置进行食品加工废水与燃煤烟气系统处理联产生物油的方法，包括如下步骤：
[0028](S1)工业废水除杂后(COD值850±50mg/L，BOD5/NH3-N/TN/TP：450/25/65/8mg/L，pH：6.8±0.2，悬浮固体SS：120±20mg/L)控制流速500m3/d(±5%)泵入接种初始生物量MLSS为4000mg/L克雷伯氏菌的厌氧池1(也可以根据厌氧池1的体积和待处理废气废水的性质，克雷伯氏菌的接种初始生物量MLSS在3500～4500mg/L之间选择)，控制水力停留时间HRT为10小时、pH为7.0±0.2、温度32±1℃进行厌氧反硝化反应，反应结束后废水的COD去除率47%(850→450mg/L)、总氮(TN)去除率60%(65→26mg/L)、污泥产率0.15kg/m3(干重75kg/d);
[0029](S2)将步骤(S1)中的溶液泵入缺氧池2，控制水力停留时间HRT为7h、溶解氧DO值0.3±0.1mg/L、机械搅拌40rpm脱氮处理，反应结束后溶液的COD总去除率65%(450→156mg/L)、TN总去除率70%(26→7.8mg/L)、污泥增量0.08kg/m3(干重40kg/d);
[0030](S3)将步骤(S2)中的溶液泵入接种初始密度为1.0×106cells/mL小球藻的菌藻联合池3中(也可以根据菌藻联合池3的体积和待处理废气废水的性质，小球藻的接种密度在0.8～1.2×106cells/mL之间选择)，前段曝气区40m，曝气系统选择钛金属曝气管(间距0.5m，孔径1mm)、LED光照光强10000lux，以800±50m3/h的流量通入含CO2的工业废气(CO2浓度12±0.5%v/v、O2含量5-7%、温度130±10℃，含SO2≤50mg/Nm3、颗粒物浓度：≤30mg/Nm3)控制溶解氧DO值5±0.5mg/L、温度28±2℃协同脱氮除磷;后段沉淀区20m，斜板沉淀器的表面负荷为1.2m3/(m2·h)，停止曝气后静置1.5h实现菌藻共沉淀，反应结束上层清液直排(出水指标：COD值为40±5mg/L、TN含量4.2±0.3mg/L、总磷TP含量0.4±0.05mg/L)，菌藻沉淀污泥中藻生物量1.8×107cells/mL、脂质含量32±2%(由气相色谱法测定)，污泥固含率3.0%，沉降速率3.5m/h;
[0031](S4)将上述步骤中的菌藻沉淀污泥通过三通污泥泵(流量20m3/h、扬程15m、精度±2%)分流，30%泵入反应釜4中投入二甲醚-夹带剂混合溶剂进行脂质提取反应，45%回流至厌氧池1维持菌群活性，25%回流至菌藻联合池3前端曝气区补充微藻密度;
[0032](S5)反应釜4中添加体积比为5：1二甲醚与夹带剂-正丙胺、菌藻泥与二甲醚与夹带剂混合溶液的固液比13.5kg：135L(也可以根据脂质提取的要求调整二甲醚与夹带剂体积比为4:1～10:1，藻泥与二甲醚与夹带剂混合溶液的固液比1:5～1:20)，控制压力为0.60±0.05MPa、温度25±2℃、搅拌速度150rpm，反应30分钟，反应后脂质提取率93%(粗油脂产量4.0kg/d，由索氏抽提法检定);
[0033](S6)将上述步骤中脂质提取反应后的混合溶液进行固相分离后，将萃取液泵入降压闪蒸罐7，降压至常压、温度维持35±1℃、闪蒸时间15min，二甲醚气化经过压缩机8(压缩比8:1)液化回流至反应釜4，二甲醚回收量129L/d、纯度≥99.5%，由GC-FID检定，油水分离后油脂和色素进入油脂存储罐5(油相产量4.2kg/d、含水率≤0.5%)、水和夹带剂进入精馏塔10分离后分别回流至厌氧池1和反应釜4(溶剂回收率98.5%，损耗量2L/d);固相(菌藻渣产量干重9.9kg/d)进入流化床热解炉6，控制升温速率20℃/min升温至终温650℃，保温35min，制备多孔C-N基纳米催化剂载体(产量8.5kg/d、比表面积1050±50m2/g、孔容0.8cm3/g，由BET法测定)，热解气(CO/H2/CH4=45%/30%/15%)用于系统供热;
[0034](S7)将上述步骤油脂存储罐5中油脂和色素分离得到粗藻油，置于搪瓷反应釜，在NaOH-活性炭固体碱催化剂(用量为粗藻油质量的1%)的作用下，控制甲醇与油脂的摩尔比6：1、温度60±2℃，反应时间1h后，得到生物柴油(产率96%：4.0→3.84kg/d，转化率由HPLC测定)和甘油副产物(产量0.4kg/d，纯度85%)。
[0035](S8)对制备的多孔C-N基纳米催化剂载体进行酸处理，使用20%浓硝酸回流12小时，去除表面杂质并引入羧基官能团，并增强孔隙结构，在60℃真空干燥36小时成型后，可获得比表面积≥1400m2/g、酸性官能团含量≥1.2mmol/g的改性活性炭催化剂载体。
[0036]实施例2
[0037]利用上述装置进行石化废水和化工尾气处理联产生物油的方法，与实施例1不同的是工业废水除杂后(COD值2200±100mg/L，BOD5/NH3-N/TN/TP：1200/40/95/12mg/L，pH7.2±0.3，含苯系物≤50mg/L)控制流速300m3/d(±5%)泵入接种克雷伯氏菌的厌氧池1;
[0038]菌藻联合池3中的曝气系统选择微纳米气泡曝气管，气泡直径80μm、也可以根据需氧量在50-100μm选择。选择雨生红球藻替代小球藻，光照强度提升至15000lux，昼夜时间比12h:12h，以500±30m3/h的流量通入含CO2的工业废气(CO2浓度18±1%v/v、含挥发性有机物VOCs：苯/甲苯/二甲苯≤100mg/Nm3、温度150±20℃，含NOx≤200mg/Nm3)，控制溶解氧DO值8±0.5mg/L;
[0039]反应釜4中夹带剂选择丙酮，压力为0.55±0.05MPa、提取时间缩至25min，提升色素的回收率至92%(由紫外分光光度法测定)，如果需同时提取蛋白质及多糖夹带剂可以选择乙醇;
[0040]流化床热解炉6通入硝酸铁粉，藻渣与硝酸铁粉末按质量比1:50搅拌混合12h，105℃干燥6h，升温至终温850℃，保温40min，制备多孔Fe负载纳米催化剂(6.1kg/d、比表面积1680±80m2/g，孔容1.4cm3/g、由BET法测定，Fe负载量1.6wt%、由ICP-OES测定)。
[0041]表1罗列了实施例1和2采用上述装置对废水废气通过菌藻联合处理后，再经过脂质提取制备生物油和纳米催化剂载体或者纳米催化剂的实验数据。
[0042]表1实施例1和2处理效果比对
[0043]
参数类别实施例1实施例2COD去除率95%(850→40mg/L)97.5%(2200→55mg/L)CO2固定量420kg/d(CO2利用率85%)580kg/d(CO2利用率88%)生物柴油热值41MJ/kg(符合GB/T20828-2014)42MJ/kg(因脂质含量提升)催化剂附加值13500元/吨(基础C-N载体)15200元/吨(单原子Fe负载催化剂)
[0044]从表1中可以看出，利用上述方法废水废气联合处理，菌藻协同效率提升废水中COD去除率≥95%，废气中CO2固定率≥85%，全过程无化学絮凝剂添加，吨水处理成本4.2元、较活性污泥法降低41%，工厂废水的年减排量≥500吨/万立方米，碳排放强度-1.2tCO2e/吨废水、实现负碳运行，溶剂回收率高达98.5%、损耗量非常小仅为2L/d;生物柴油产率0.32g/g干藻，热值≥41MJ/kg，满足GB/T 20828-2014标准;纳米催化剂载体附加值为13500元/吨、单原子Fe负载催化剂的附加值为15200元/吨，较传统热解炭增值500%。
说明书附图(1)
