Récents Progrès en Génie des Procédés – Numéro 96 – 2007

ISBN 2-910239-70-5, Ed. SFGP, Paris, France

Traitement d’eau usée par réacteur biologique séquentiel à lit fluidisé

LU Yongshenga, LAURENT Juliena, DAGOT Christophea*, LE NINIVEN Christopheb, BAUDU Michela aGroupement de Recherche Eau Sol Environnement

bENSIL, Parc ESTER. 16 rue Atlantis BP 6804 – 87068 LIMOGES Cedex – France

Résumé Un pilote de traitement biologique à lit fluidisé alimenté en séquentiel est étudié. Une alternance au cours d'un

même cycle de phases aérobies, anaérobies et anoxiques permet une gestion du fonctionnement optimisée en

terme de métabolisme des microorganismes. Les temps de mélange, caractérisés par la méthode de traçage au

sel avec et sans garnissage, permettent de définir les conditions de fonctionnement. Grâce à une gestion

optimisée des phases d'aération et d'alimentation, d'excellents abattements des pollutions carbonée et azotée ont

été obtenus (95% de la DCO et 100% de la charge ammoniacale). Le traitement de l'azote mis en jeu repose sur

le concept de « shunt » des nitrates. Des méthodes ont permis de rendre compte des évolutions du biofilm qui

est influencé par les conditions d’exploitation (gestion des cycles). Des corrélations entre les différents

paramètres structuraux et d'activité du biofilm ont été mises en évidence: les protéines sont reliées à l'activité

tandis que l'épaisseur est liée à la sécrétion d'exopolysaccharides.

Mots-clés : biofilm, lit fluidisé, traitement de l’eau, réacteur séquentiel

1. Introduction

Le traitement des eaux usées urbaines est réalisé majoritairement en France par des systèmes biologiques à

culture libre. Afin de répondre aux nouvelles exigences réglementaires, d’améliorer les performances des

stations d’épuration, d’adapter les systèmes conventionnels à des eaux industrielles à forte charge organique, de

nouveaux types de réacteurs de traitement, associant des modes de séparation liquide solide à haute

performance (réacteurs membranaires) ou de fixation de la biomasse sur supports (biodisques, lit bactérien…)

ont vu le jour. Le FBBR (Fluidized Bed Biological Reactor) est un réacteur dans lequel on fait croître un

biofilm sur des supports que l'on va fluidiser grâce au flux de l'effluent à traiter. Cela permet d'éviter le

colmatage et a pour conséquence la présence simultanée de biomasse fixée et en suspension au sein du réacteur

(réacteurs « hybrides »). Les résultats d'études pilotes en laboratoire et sur site ont illustré les avantages du lit

fluidisé par rapport à la plupart des autres systèmes biologiques à culture libre ou fixée. Principalement, ils

présentent une meilleure efficacité, jusqu'à dix fois celle d'un procédé à boues activées (Rabah et Dahab, 2004),

et ils nécessitent moins d'espace : un FBBR occupe environ 10% de l'espace requis par un bassin d'aération

classique de capacité équivalente (Rabah et Dahab, 2004 ; Nicolella et al., 2000). Cependant, si la qualité de ce

système en termes de performances épuratoires est reconnue, les FBBR posent un certain nombre de problèmes

: lessivage des supports, contrôle du biofilm et régulation des différents métabolismes due aux gradients de

diffusion du substrat et de l’oxygène (Venu Vinod et Venkat Reddy, 2005 ; Jianping et al., 2003 ; Gonzalez et

al., 2001 ; Nicolella et al., 2000 ; Nicolella et al., 1998 ; Kargi et Karapinar, 1997, Wu et Huang, 1995). Le

contrôle de la formation et de la croissance du biofilm est un facteur clé dans le succès de ce type de réacteur,

de nombreux paramètres hydrodynamiques et physico-chimiques pouvant influencer sa structure et son

activité :

‚ Nature et concentration de l'effluent à traiter (Rabah et Dahab, 2004)

‚ Vitesse du fluide (Rabah et Dahab, 2004 ; Kloep et al., 2000 ; Nicolella et al., 1996)

‚ Vitesse superficielle de l'air dans procédés aérobies (Tavares et al., 1995)

‚ Phénomènes de stratification (Rabah et Dahab, 2004 ; Nicolella et al., 2000 ; Wu et Huang, 1995)

‚ Quantité de particules (Kargi et Karapinar, 1997)

‚ Temps de séjour (Gonzalez et al., 2001 ; Kargi et Karapinar, 1997)

* Auteur à qui la correspondance devrait être adressée : dagot@ensil.unilim.fr

1

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Le réacteur biologique séquentiel à lit fluidisé doit permettre de résoudre ces différents problèmes : en effet, la

recirculation des supports solides règle en soi le problème de lessivage et aucune stratification ne peut se

développer. De plus, le fonctionnement séquentiel permet d'optimiser les différents métabolismes et d'optimiser

le traitement.

L'objectif de cette étude est double : il s'agit de caractériser et optimiser le procédé mis en oeuvre pour le

traitement des pollutions carbonées et azotées. En parallèle, il s'agit d'étudier les évolutions du biofilm, acteur

essentiel de la dépollution, en termes de structure et d'activité. Finalement, on cherche à déterminer les

interactions entre la conduite du procédé et la dynamique du biofilm.

2. Matériel et méthodes

2.1 Réacteur

Le réacteur FBBR étudié (Figure 1) est composé d’une partie dans laquelle s’effectue la fluidisation et d’une

partie, de diamètre plus important, dans lequel le garnissage sédimente, la vitesse de fluidisation étant assurée

par une pompe installée sur une boucle de recirculation. L’aération du système est assurée par un système à

venturi monté sur cette boucle et dont l’ouverture est commandable. Le garnissage est constitué d’anneaux de

1cm de diamètre en PVC de densité 1,05. Le fonctionnement séquentiel a pour base l’alternance de phases

assurant ainsi le traitement du carbone, la nitrification et la dénitrification. Du carbone exogène (glucose) est

ajouté au début de la phase d’anoxie. Le réacteur a été ensemencé avec des boues d’aération issues de la station

d’épuration de Limoges (87).

Figure 1. Schéma du pilote

Le lit bactérien est alimenté par bâchées par un mélange de sucres (0,4 g/L de poudre de lait, 0,6 g/L de

glucose) et de sels minéraux (0,28 g/L de NH4Cl et 0,028 g/L de KH2PO4).

2.2 Analyses des paramètres physico-chimiques de l'eau

Afin de caractériser l’effluent en entrée et en sortie, les paramètres suivants sont mesurés : carbone organique

dissous (COTmètre Dohrmann Phoenix 8000), Demande Chimique en Oxygène, azote global et phosphore

total (micro méthodes Hach n°435, 350 et 535), ammonium, nitrates et nitrites (Chromatographie ionique

Dionex DX120), pH (WTW 320), oxygène dissous (sonde Orbisphere 3600) et température.

2

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2.3 Mesure de l’épaisseur du biofilm

L'épaisseur de biofilm est mesurée sur les bioparticules grâce à une loupe binoculaire à focale inversée STEMi

V6 reliée au logiciel Videomet. Une moyenne des mesures réalisées sur cinq bioparticules (10 mesures pour

chacune) est effectuée.

2.4 Dosage de constituants biochimiques du biofilm

Trente particules support sont prélevées et lavées à l'eau distillée afin de récupérer le biofilm mis en suspension

dans 250 mL d'eau distillée. Celle-ci est alors broyée à l'aide d'un broyeur Ultraturrax. On pèse ensuite les

particules support sèches afin de pouvoir ramener les résultats à la masse de PVC. Les protéines sont mesurées

par la méthode de (Lowry et al., 1951) tandis que les exopolysaccharides sont dosés par la méthode de (Dubois

et al., 1956).

2.5 Mesure de l'activité du biofilm par respirométrie

Le test respirométrique est réalisé dans un réacteur de volume utile de 800 mL équipé d'un agitateur

magnétique. L'agitation est ajustée de manière à ne pas apporter d'oxygène au milieu tout en assurant les

transferts de matière au sein du réacteur. La mesure de la concentration en oxygène est réalisée dans le réacteur

relié à un système d'acquisition et de traitement des données. 50 grammes de bioparticules sont prélevés et

placés sous agitation dans 800 mL d’eau. La vitesse de consommation de l'oxygène en absence de substrat

(OURend) est mesurée par des cycles d’aération et non aération. Afin d’évaluer les vitesses de consommation

de l’oxygène par les bactéries hétérotrophes (OURexoH) et autotrophes (OURexoA), de l’acétate de sodium

puis du chlorure d’ammonium sont ajoutés lors de ces cycles (Le Bonté et al., 2005)

2.6 Caractérisation hydrodynamique du réacteur

Le temps de mélange et les différents paramètres hydrodynamiques sont déterminés par expériences de traçage

par une solution de NaCl injecté par impulsion lors de la fluidisation continue du réacteur, un conductimètre

détectant l’évolution du signal au sein du réacteur, signal interprété par modèle avec dispersion axiale et

modèle de réacteurs parfaitement agités en série.

2.6.1 Modèle avec dispersion axiale

Le bilan matière s’exprime par l’Equation 1 où C est la concentration, t le temps, D le coefficient de diffusion,

Z la longueur considérée, U la vitesse moyenne du fluide et r la vitesse de réaction :

rZ

CU

Z

CD

t

C -••/•

•?••

2

2

(1)

Considérant que r=0 et 0

*

C

CC ?

, sl t?, L

ZZ ?*

exprimant respectivement la concentration, le temps

et la longueur normés (C0 est la concentration initiale, s le temps de séjour et L la longueur totale),

l’expression du bilan est alors donnée par l’Equation 2 :

*

*

2*

*2*

)(Z

C

Z

C

UL

DC

••/•

•?••l (2)

UL

D

est le nombre de dispersion axiale du réacteur. Quand celui-ci tend vers 0, le comportement du fluide

dans le réacteur est de type piston, la dispersion et le mélange sont considérés comme faibles à négligeables et

la valeur de C* est calculée par l’Equation 3 et la variance de la distribution par l’Equation 4 :

ÙÙÙÙÚ

×

ÈÈÈÈÉ

Ç©//

©?

UL

D

UL

DC

4

)1(exp

2

1 2* l

r (3)

3

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UL

D©? 22lu (4)

Quand il tend vers l’infini, il est considéré de type parfaitement agité, lorsque la dispersion et le mélange

augmentent, la variance est calculée par l’Equation 5 :

)1()(22 22 D

UL

eUL

D

UL

D //©/©?lu (5)

2lu et le nombre de dispersion axiale sont déduits de l’interprétation de la courbe de distribution des

temps de séjour.

2.6.2 Réacteurs parfaitement mélangés en série

Le réacteur est modélisé comme une série de J réacteurs parfaitement agités identiques en volume, nombre

correspondant au nombre de dispersion axiale, reflétant également le degré de mélange dans le réacteur : ainsi,

quand J tend vers l’infini, le réacteur est plutôt de type piston et quand J tend vers 1, le réacteur est considéré

comme parfaitement agité. L’évolution de la concentration s’exprime par les Equations 6 et 7 où s le temps

de séjour moyen par réacteur de volume équivalent, C0 est la concentration en entrée :

sst

J

J et

CJ

C//

ÙÚ×ÈÉ

Ç/? 1

0)!1(

1 (6)

ll JJeJ

JC

///? 1* )()!1(

1 (7)

La variance de la distribution a été définie comme indiqué par l’Equation 8:

J

12 ?lu (8)

3. Résultats obtenus

3.1 Etude des temps de mélange

Afin d’optimiser les temps de contact entre l’effluent à dégrader et la biomasse épuratoire fixée, l’étude

hydrodynamique a pour objectif d’optimiser les débits de fluidisation, d’aération ainsi que les quantités de

matériaux supports. L’étude expérimentale a été menée en faisant varier successivement et concomitamment

ces trois variables. Les principaux résultats et leur synthèse sont présentés dans les Figures 2 à 5 et la Table 1.

1.40

1.45

1.50

1.55

1.60

1.65

1.70

0 10 20 30 40 50 60 70 80

time (s)

V (

V)

0.00

5.00

10.00

15.00

20.00

25.00

30.00

35.00

40.00

0 200 400 600 800 1000 1200

Ws (g) [Qg=0]

Mix

ing t

ime (

s)

Figure 2. Exemple d’évolution du signal en fonction du

temps

Figure 3. Variation du temps de mélange en fonction du

débit d’air (sans garnissage)

4

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0.00

5.00

10.00

15.00

20.00

25.00

30.00

35.00

40.00

0 200 400 600 800 1000 1200

Ws (g) [Qg=0]

Mix

ing t

ime (

s)

0.00

5.00

10.00

15.00

20.00

25.00

30.00

0 20 40 60 80 100 120 140

Qg (L/h) [Ws=600g]

Mix

ing T

ime (

s)

Figure 4. Variation du temps de mélange en fonction de

la masse de garnissage

Figure 5. Variation du temps de mélange en fonction du

débit d’air (avec garnissage)

Table 1. Evolution des paramètres hydrodynamiques en fonction du débit hydraulique, d’air

et de la quantité de particules

Débit hydraulique

(m3/h)

PVC (g) Débit d’air

(L/h) t

(s)

2lu Nombre de

dispersion

axiale

J

6.964 0 0 35.22 0.372 0.245 2.68

6.893 0 20 32.61 0.381 0.253 2.62

6.988 0 40 32.89 0.370 0.243 2.70

6.944 0 60 32.53 0.382 0.254 2.62

6.906 0 120 28.01 0.374 0.246 2.67

6.964 0 0 35.22 0.372 0.245 2.68

7.065 200 0 27.62 0.387 0.259 2.58

7.068 400 0 27.42 0.396 0.269 2.52

7.111 600 0 27.54 0.390 0.262 2.56

7.254 800 0 25.46 0.378 0.251 2.64

6.966 1000 0 27.56 0.375 0.248 2.66

7.111 600 0 27.54 0.390 0.262 2.56

7.084 600 20 25.19 0.389 0.261 2.57

7.056 600 40 27.70 0.385 0.261 2.59

6.998 600 60 22.99 0.385 0.257 2.60

7.049 600 120 28.03 0.372 0.245 2.68

Les principales conclusions de cette étude sont que le temps de mélange diminue quand la vitesse du fluide

augmente et quand le débit d’air augmente. La quantité de particules a peu d’influence sur l’évolution du temps

de mélange. Le nombre de dispersion axiale toujours supérieur à 0,2 et le nombre J compris entre 2,5 et 3

indiquent l’obtention d’un certain degré de mélange après moins d’une minute, ne posant pas de problème à

l’échelle d’une réaction biologique. Les conditions fixées pour les études expérimentales déduites de ces

expériences sont une masse de garnissage de 600g, un débit de fluidisation autour de 7 m3/h. La quantité d’air

fournie par le Venturi n’a que peu d’impact sur le degré de mélange et est suffisante pour subvenir à la

demande biologique en oxygène comme l’ont montré les études de transfert d’oxygène et par la détermination

du coefficient de transfert d’oxygène (kLa) non présentées dans cet article.

3.2 Performances épuratoires

Les évolutions du pH, de la DCO, des différentes formes de l’azote ainsi que du phosphore sont suivies au

cours du temps lors des cycles de traitement par bâchées définis au 2.1. Un exemple de résultats expérimentaux

lors d’un cycle de traitement de 12h est reporté Figure 6. Durant la première phase d’anaérobie d’1h30, la DCO

diminue très rapidement et le phosphore est relargué dans la phase liquide.

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0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

0

50

100

Time

CO

D

0

5

10

15

NH

4

+N

0

10

20

30

NO

2-N

0.0

0.5

1.0

NO

3-N

10

20

30

idlesettinganoxicaerobicanaerobic

TN

-20

-10

0

10

20

Norg

-20

-10

0

10

20

30

40

NT

K

0

5

10

15

PO

4

3- -P

6.6

6.8

7.0

7.2

7.4

pH

Figure 6. Evolution des différents paramètres au cours d’un cycle de traitement

La phase aérobie de 5h permet la nitrification quasi-complète des ions ammonium. Cette nitrification se traduit

principalement par une accumulation de nitrites. Le phosphore est réassimilé pour atteindre une concentration

résiduelle voisine de 1 mg/L. Durant la phase d’anoxie d’une durée de 3h30, les ions nitrites sont dénitrifiés.

L’effluent est séparé de la biomasse en excès par décantation pendant 1h puis purgée du réacteur tandis que les

boues sont minéralisées pendant 1h (phase endogène). Le pH est un bon indicateur des phénomènes de

traitement de l’azote dans le réacteur. Afin d’éviter l’accumulation de nitrates, il est possible d’orienter le

métabolisme du consortium bactérien nitrifiant-dénitrifiant vers la voie du « shunt » des nitrates correspondant

6

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à la dénitrification directe des nitrites accumulés en diazote gazeux (Bougard, 2004). Le principe est de

discriminer les deux populations bactériennes responsables de la nitritation et de la nitratation par l’influence de

la température, de l’oxygène dissous ou du pH. La température de l’effluent pouvant être contrôlée par

récupération des calories liées au fonctionnement de la pompe de recirculation, celle-ci évolue de 20°C à 35°C

dans le réacteur et la voie de la nitratation est ralentie. Les évolutions des différents rendements d’épuration

après optimisation de l’alternance des cycles montrent de bonnes performances épuratoires sur 50 jours après

établissement d’un état pseudo stationnaire (Figures 7 et 8).

25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

DCO

COD

Temps (j)

Rendem

ents (%

)

25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

NH4

NGL

Temps (j)

Rendem

ents (%

)

Figure 7. Evolution des rendements d’élimination de la

DCO et du COD

Figure 8. Evolution des rendements d’élimination des

ions ammonium et de l’azote global

3.3 Evolution du biofilm

Le biofilm est suivi quantitativement et qualitativement pendant toutes les expériences. La quantité de protéines

totales au sein du biofilm (Figure 9) évolue constamment au cours des différentes phases d'exploitation du

pilote : après une forte croissance pendant les premiers jours d'exploitation, elle chute après un incident

d'exploitation au jour 12 avant d'augmenter à nouveau durant la phase d'exploitation en aérobie. L'exploitation

par alternance de phases anaérobies, aérobies et anoxiques à partir du jour 43 entraîne une forte diminution de

cette quantité de protéines. A partir du jour 70, un début de stabilisation est observé. Sur cette même figure

(Figure 9), on constate une évolution constante des différentes activités mesurées par respirométrie au sein du

biofilm. Les vitesses spécifiques endogène et exogène hétérotrophes évoluent à peu près de la même manière :

la diminution importante au départ (jours 0 à 36) est sans doute due à l'incident d'exploitation du jour 12 tandis

que la mise en oeuvre des cycles complets au jour 43 provoque leur diminution puis un début de stabilisation.

Les protéines totales sont un indicateur de la biomasse active puisque directement en relation avec l’activité

respirométrique, confirmant ainsi les résultats de (Di Iaconi et al., 2004 ; Lazarova et Manem, 1995).

0

0,05

0,1

0,15

0,2

0,25

0,3

0,35

0,4

0,45

0 20 40 60 80 100

Temps (jours)

Q (

mg

O2

/ g

PV

C /

h)

0

1

2

3

4

5

6

7

8

Pro

téin

es (

mg

BS

A /

g P

VC

)

Q endogène Q éxogène hétérotrophe

Protéines

0

100

200

300

400

500

600

700

800

900

0 20 40 60 80 100

Temps (j)

Epais

seur

(µm

)

0

0,5

1

1,5

2

2,5

3

3,5

4

4,5

5

EP

S (

mg g

lucose /

g P

VC

)

Epaisseur EPS

Figure 9. Evolution des protéines et de l’activité du

biofilm

Figure 10. Evolution des exopolysaccharides (EPS) et de

l’épaisseur du biofilm

Durant les premières phases de la formation du biofilm, la forte production d'exopolysaccharides (Figure 10)

favorise l'adhésion initiale des bactéries (Liu et Tay, 2002) et correspond à une réponse au stress mécanique

auquel est soumis le biofilm durant la fluidisation des particules. L'épaisseur du biofilm n'est pas un paramètre

7

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8

pour estimer la viabilité du biofilm comme on le constate sur la Figure 10 où l'évolution de l'épaisseur est

surtout liée à la quantité d'EPS qui entoure les microorganismes.

4. Conclusion

Un nouveau type de réacteur fonctionnant selon le principe d’un lit fluidisé avec recyclage interne à

alimentation séquentielle et aération par Venturi est décrit. Après caractérisation et optimisation de

l’hydrodynamique, et particulièrement du temps de mélange, les premiers résultats de traitement montrent que

le FBBR permet d’aboutir à plus de 95% d’élimination des charges organiques et ammoniacales, la

dénitrification se faisant par la voie du « shunt » des nitrates en raison d’une élévation contrôlée de la

température de l’effluent. L’analyse dynamique du biofilm, après deux mois de fonctionnement, montre une

évolution constante de son épaisseur à l’intérieur du garnissage parallèlement à l’augmentation de la teneur en

polysaccharides. Des corrélations entre les différents paramètres structuraux et d'activité du biofilm ont été

mises en évidence: les protéines sont reliées à l'activité tandis que l'épaisseur est liée à la sécrétion

d'exopolysaccharides. Afin d’améliorer les performances, notamment en termes de traitement de traitement du

phosphore et des contrôle du shunt des nitrates, les expériences d’optimisation des cycles de fonctionnement et

de de modélisation du réacteur sont en cours au laboratoire.

Références

Bougard, D., 2004. Traitement biologique d'effluents azotes avec arrêt de la nitrification au stade nitrite. 234 p. Thèse

de Doctorat, Science et Procédé Biologiques et Industriels. Montpellier : ENSAM,.

Di Iaconi, C., R. Ramadori, A. Lopez et al., 2004. Preliminary biomass characterization in a sequencing batch biofilm

reactor. Annali di Chimica 94, 12.

Gonzalez, G., M. G. Herrera, M. T. Garcia et al., 2001. Biodegradation of phenol in a continuous process:

Comparative study of stirred tank and fluidized-bed bioreactors. Bioresource Technology 76, 3.

Jianping, W., P. Lei, D. Liping et al., 2003. The denitrification treatment of low C/N ratio nitrate-nitrogen wastewater

in a gas-liquid-solid fluidized bed bioreactor. Chemical Engineering Journal 94, 2.

Kargi, F., Karapinar I., 1997. Performance of fluidized bed bioreactor containing wire-mesh sponge particles in

wastewater treatment. Waste Management 17, 1.

Kloep, F., I. Röske, Neu T.R., 2000. Performance and microbial structure of a nitrifying fluidized-bed reactor. Water

Research 34, 1.

Lazarova, V., Manem J., 1995. Biofilm characterization and activity analysis in water and wastewater treatment.

Water Research 29, 10.

Le Bonté, S., O. Potier, Pons M.N., 2005. Toxic event detection by respirometry and adaptive principal components

analysis. Environmetrics 16, 6.

Liu, Y., Tay J., 2002. The essential role of hydrodynamic shear force in the formation of biofilm and granular sludge.

Water Research 36, 7.

Nicolella, C., M. C. M.Van Loosdrecht, Heijnen J.J., 2000. Wastewater treatment with particulate biofilm reactors.

Journal of Biotechnology 80, 1.

Nicolella, C., M. Van Loosdrecht, Heijnen J., 1998. Mass transfer and reaction in a biofilm airlift suspension reactor.

Chemical Engineering Science 53, 15.

Nicolella, C., R. Di Felice, Rovatti M., 1996. An experimental model of biofilm detachment in liquid fluidized bed

biological reactors. Biotechnology and Bioengineering 51, 6.

Rabah, F.K.J., Dahab M.F., 2004. Biofilm and biomass characteristics in high-performance fluidized-bed biofilm

reactors. Water Research 38, 19.

Tavares, C.R.G., G L.Sant'anna Jr, Capdeville B., 1995. The effect of air superficial velocity on biofilm accumulation

in a three-phase fluidized-bed reactor. Water Research 29, 10.

Venu Vinod, A., Venkat Reddy G., 2005. Simulation of biodegradation process of phenolic wastewater at higher

concentrations in a fluidized-bed bioreactor, Biochemical Engineering Journal 24, 1.

Wu, C.S., Huang J.S., 1995. Bioparticles characteristics of tapered anaerobic fluidized-bed bioreactors 30, 1.

Remerciements

Les auteurs remercient la ville de Limoges et la communauté d’agglomération Limoges Métropole.