Table of Contents 

 

1. Background And Theory Of Aerobic Digestion ............................................................................................ 2 

2. Aerobic Digestion Performance Study At Plum Creek Waste Water Authority .................................... 9 

3. Aerobic sludge digestion At Paris W.W.T.P., Illinois ................................................................................ 21 

4. What Do You Mean, We Can’t Meet 503 With Aerobic Digestion? ...................................................... 27 

5. High Solids Aerobic Digestion At Los Lunas, New Mexico ....................................................................... 44 

6. The P.A.D. Process And Design Of Aerobic Digester System Incorporating Recent Experience ....... 60 

 

   

 

 

 

BACKGROUND AND THEORY OF 

AEROBIC DIGESTION 

 

GLEN T. DAIGGER, Ph.D.,P.E. DEE 

Senior Vice President 

CH2M HILL 

   

 

 

The initial set of slides deals with the theoretical aspects of aerobic digestion. We are not going to 

focus on the traditional kinetics. I think everybody has seen the first order of decay of volatile solids 

in aerobic digestion systems in textbooks. What we’re going to talk about is how we can use some 

ofthe things we’ve been learning elsewhere, but take and apply them to improve the performance 

of aerobic  digestion systems. For example, the use of nitrification and denitrification to improve the 

performance of aerobic digester. 

 

 Advantages and disadvantages of conventional aerobic digesters:  1. Simple to implement 2. Modest capital requirements 3. Simple to operate 4. High energy costs 5. Cold weather efficiency 6. Nitrification/pH effects 7. Poor pathogen reduction 

 

 Biochemical conversions in aerobic digesters include: 

Destruction of Biomass: C5H7O2N + 5O2  = 4CO2+H2O+NH4HCO3 

NITRIFICATION OF RELEASED NH3‐N: NH4

++2O2+ = NO3‐+2H+ +H2O 

With complete nitrification C5H7O2N + 7O2  = 5CO2+3H2O+HNO3 

 

 Biochemical conversions in aerobic digesters include (continued): 

With partial nitrification  2C5H7O2N + 12O2  = 10CO2+5H2O+NH4++ NO3

‐ 

Stabilization Using NO3‐N: C5H7O2N + 4NO3

‐ + H2O = NH4++5HCO3‐+ 2N2 

With complete Nitrification/Denitrification C5H7O2N + 5.75O2  = 5CO2+2N2+4H2O 

 

So, Advantages of aerobic/anoxic operation include:   

A reduction in process oxygen  Requirements by 17% from 7 to 5.75 mole O2/mole biomass 

No alkalinity depletion, as denitrification produces alkalinity needed for nitrification 

Nitrogen removal 

 

 

 

Destruction of biodegradable organic matter releases heat 

3.6Kcal released/g VSS oxidizes, just like for composting 

Used to Heat Digester Contents 

Off‐sets Digester Heat Losses 

Can cause Summertime Temperature excursions beyond the mesophilic range 

 

Physical constraints on maximum digester solids concentration include: 

Mixing:  Reactor contents turn over; the ability to maintain suspended solids in suspension 

Oxygen transfer: Digestion solids release non‐biodegradable organics which are surface active and change bubble size and shape 

 

Sludge thickening offers severals benefits to aerobic digester: 

Increased SRT 

Temperature elevation: I. 21˚C for 2% feed sludge with 30% destruction II. Same principle as ATAD,Except maintain mesophilic temperatures 

 

 

 

 

 

 

 

Cold  weather  efficiency‐  the  adverse  effects  of  cold  temperatures  on  the  performance  of  the 

process. 

  The third item: nitrification and pH effects‐ as you release ammonia and it’s nitrified, you can 

get dramatic and drastic drops in pH. 

  The  fourth  item,  as  driven  by  the  503  regulations,  is  the  challenge  of  getting  acceptable 

pathogen reduction in aerobic digestion system. 

  We’re  going  to  talk  through  all  four  of  these  disadvantages,  and what we  can  do  about 

them. We can’t necessarily make them go away, but there are some things that we can do address 

these  factors  in  the  design  and  operation  of  aerobic  digesters.  In  particular,  some  of  the  recent 

innovations  including  aerobic  and  anoxic  operation  for  pH  control  by  denitrifying  to  recover 

alkalinity, and also by denitrifying to reduce our energy requirements. Temperature control by pre‐

thickening  ‐‐  then staged operation to both  improve efficiency and pathogen destruction. This will 

set the stage for the case histories that you’re going to see. 

Bio‐chemical conversions:  

We’re going  to do a  little bit of  chemistry and bio‐chemistry.     C5H7O2N  is  the  classic  formula  for 

biomass  in  an  activated  sludge  system.  It’s  also  the  formula  for  you  and me.  This would  be  the 

chemical composition for you and me.  The  first  item,  the  destruction  of  biomass  in  an  aerobic 

digester, uses oxygen  to oxidize organic material  to  carbon dioxide  and water. The  first equation 

shows  the  release of ammonia. The  important  thing here  is  that  it’s NH3 which  is  released, which 

then combines with some of the CO2 that’s produced to form ammonium bicarbonate. So digestion, 

 

 

aerobic or anaerobic, creates alkalinity because it releases ammonia, which then reacts with carbon 

dioxide to form ammonium bicarbonate. 

  In an aerobic digester you see the second reaction, nitrification of the released ammonia to 

create  nitrate  and  2 moles  of  acidity.  That’s  shown  as  the  two moles  of  hydrogen  (H+).  So    the 

destruction  of  biomass  produces  1 mole  of  alkalinity  as  ammonium  bicarbonate  (from  the  first 

equation),  then    nitrification  destroys  2 moles  of  alkalinity.  Complete  oxidation  and  nitrification 

takes 7 moles of oxygen for just oxidation of biomass. 

  In an aerobic digestion process, depending on the amount of alkalinity that you have in the 

feed sludge, and see dramatic drops  in pH down  into the 5’s, which begins to adversely affect the 

digestion process.   

  What we often see in fact is partial nitrification and also a portion of the nitrogen being left 

as ammonia. The system will nitrify until the pH drops enough that it begins to inhibit the nitrifying 

bacteria,  as  illustrated  by  the  equation  called  partial  nitrification.  This would  be  the  case where 

there is only an inconsequential amount of alkalinity in the sludge that’s fed into the digester. You’ll 

end up with  a mixture of both  ammonia  and nitrate being produced. And  that’s what we  see  in 

many, many digesters, some ammonia and some nitrate. 

  If we use  the oxygen  in  the nitrate  as  an oxygen  source,  just  like we do  in  liquid  stream 

process, we can nitrify and denitrify. There’s no reason we can’t do that in an aerobic digester. You 

see  this  in  the middle  equation,  taking  biomass  plus  nitrate,  releasing  ammonia,  and  producing 

nitrogen gas. So, nitrate is used to oxidize the biomass. 

  You will also see that, 

  Alkalinity            produces                biocarbonate 

Digestion           produces                 alkalinity 

Denitrification produces                 alkalinity  

Nitrification       consumes                alkalinity 

The equation on the bottom shows a balanced stoichiometric equation. If we nitrify and denitrify all 

of the ammonia that’s released, we have balance.  

Biomass + O2                                       CO2 + N2(g)+ H2O    

 

So if we can balance nitrification and denitrification, we can operate and maintain a neural pH. That 

is a very interesting finding based on the theory of these systems. 

This provides the opportunity to 

1. Reduce our process oxygen requirements because we’re making use of the nitrate.  (a 17% 

reduction) 

 

 

Avoid alkalinity depletion because we’re using the alkalinity produced in denitrification to offset the 

remaining alkalinity that’s required for nitrification. Nitrogen removal:   

It may or may not be consequence. Nut  first  two mean operating  savings, and  those   are 

important things to look at. But the first two mean operating savings, and those are important things 

to look at. 

  Destruction of biodegradable organic matter also releases heat. It releases 3.6Kcal per gram 

of  volatile  solids  oxidized,  just  like  a  compost  pile.  So,  just  like  in  a  composting  system,  heat  is  

released when you burn organic matter. 

Issue:  Can we capture and use it in the process? 

 It  certainly  can be used  to heat  the digester  contents and offset digester heat  losses.  It  can also 

cause us problems in the summer times, particularly if we have temperature excursions above about 

35  to  40  degrees  Centigrade.  By  destroying  organic matter  that’s  been  grown  under mesophilic 

conditions,  and  those  bacteria  grow  well  between  about  10  degrees  up  to  about  35  degrees 

centigrade. Above 35 degrees  centigrade, we begin  cooking  them,  and  they  release  cell  contents 

that cause foaming. 

Sludge thickening offers several benefits.  

Increase the SRT 

Potential to capture the heat and control temperature. 

For example: 

  If you had 2% feed sludge and you are destroying 30% of it, you would have the potential if 

you  conserved all  that heat  to  increase  the digester  contents’  temperature by 21 degrees. That’s 

pretty nice in the winter, but it can cause problems in the summer as described previously. 

  If  we  have  dual  operating  modes,  though,  we  can  operate  to  meet  both  of  these 

requirements. In the winter:  When we have high heat losses, we maximize the use of the released 

heat  to heat water.  In  the  conventional digestion process,  the  reason you don’t  see  temperature 

increase  is  that  you  put  thin  sludge  in  at  1‐ ½ %,  and  as  it  digests,  you  supernatant  out  of  the 

digester. As  the heat  is  released,  it  is used  to heat a  lot of water  so  the  temperature elevation  is 

small. 

In the winter  In the summer  We would want to go through some sort 

of  thickener  to  take  the  water  out  so that there’s a lower mass of water going into the digester. 

As heat  is  released,  less mass of water has  to  be  heated  and  we  get  higher temperatures.  

To  avoid  excessive  temperatures  that  give  us operating problems, we could put water  into the digester  and  take  it  back  out.  You  put  the  thin sludge into the digester, then thicken the digester  contents.  

The heat  released  goes  to heat  a  larger mass of water. 

Therefore  the  temperature elevation  is  less, and we  can  avoid  the operating problems  caused by temperatures in the 40‐degree centigrade range.  

 

 

Obviously  these  are  two  extremes.  You  can  control  the  digester  temperature  by how much  pre‐

thickening  and how much out‐of‐digester  thickening  you do.  So, with  the  right  facilities,  you  can 

control this yourself. 

 

           Physical    constrains  

 

 

 

 

 

 

Mixing                Oxygen transfer 

                       

   

Keep solids in suspension                                               

It  is  limited  because  as  you  digest  sludge,  you release  some  non‐degradable  organic  matter  into solution  that  can  change  the  surface  tension characteristics  of  the  fluid  and  interfere  with  the ability to transfer oxygen. 

 

In some of the case histories we’re going to see some instances where that has occurred. As you put 

sludge in the digester, and as it gets thicker and thicker, you can reach the point where you can’t mix 

it. You can also reach the point where you just can’t transfer the oxygen. 

Staged operation? 

We can  look at that on both a continuous  flow and on an  intermittent basis.  In a continuous  flow 

and  on  basis  it  is  accomplished  by  operating  digesters  in  series.  On  an  intermittent  basis,  it’s 

operating one digester, then the other digester. 

  Plug flow conditions give us better efficiency so we can get higher volatile solids reduction 

efficiency or a lower specific oxygen uptake rate out of a system. 

  Pathogen  reduction  is  disinfection  process,  and  what  we  want  it  is  plug  flow. We  can 

accomplish  that  either  by  staging  or  by  batch  operation.  So  these  are  the  concepts  that we’re 

looking at, and some of the tools that we have to improve the operation of aerobic digester. That’s 

the framework that we’ll be working from. 

 

 

   

 

 

 

 

AEROBIC DIGESTION 

PERFORMANCE STUDY AT 

PLUM CREEK WASTEWATER 

AUTHORITY CASTLE ROCK, 

COLORADO 

 

Presented By Tim Grotheer, Plant 

Superintendent 

Led By Jeff Mahagan, Operations 

Supervisor 

   

 

 

 Who we are & what we do: 

Serve the town of castle rock and castle pines area 

3.55 MGD capacity/1.7 MGD current flow 

Activated sludge/nitrification/denitrification 

Phosphorous removal 

Reuse to treated effluent  

Projected biosolids for 1998: 380‐400 dry tons  

 

 About the digester 

Converted an abandoned secondary plant to a plug flow digester 

Modifications completed and started up in November of 1996 

 

 

Expandable plant: 

Ultimate expansion  is somewhere around 12MGD. Right now  it’s at 3‐½MGD as of  last December, 

and  current  flow  is  about  half  that.  We  have  a  conventional  activated  sludge  plant.  We  do 

nitrification and we also do denitrification through the on/off aeration process. 

  We  remove  phosphorous  to  protect  a  reservoir  downstream  of  us  and we  reuse  treated 

effluent, a  lot of our effluent on a couple of golf courses, one of them being a championship PGA 

course you may have  seen,  the  International Tournament  is held  there each year.. And projected 

biosolids for 1998 is around 400 dry tons. 

 

 

Our Mission: 

To treat the wastewater and reuse and recycle as much as we can.  

Digester performance study: 

Originally a 0.6 MGD Enviroquip treatment plant.  It was actually two treatment plants and  it could 

be operated by whole number of different ways, because  it’s actually  two plants and  it  could be 

operated by a whole number of different ways, because it’s a very flexible little facility. And we had 

been using it to store biosolids, and we thought that we could take out the clarifier equipment that 

was in there and install some of the aeration equipment from our old plant, create a digester out of 

it and save some money in pouring concrete tankage. 

 We have a gravity belt thickener and we use it to thicken to about 5% solids. The digester 

was designed  to get Class B biosolids out of  it, and  so  far  it’s done  fine, and also  to meet vector 

attraction  requirements  so  that we  could do  surface application  in  those  areas  that we have  the 

ability to do that. 

It was the original plan of operation. (Figure below) 

We had initial problems from the beginning of very low volatile solids reduction. 

 Design Criteria  

Meet pathogen destruction criteria at full capacity                             <2,000,000 colony forming units                                 Or       60 days detention time at 15˚C 

Meet vector attraction reduction                38% volatile solids reduction  

 

 In the beginning  The staff decided to begin the study using the original recommended operating procedures, thickening to 5 % solids before digestion. The following would be the focus of the study 

WAS‐TSS & TVSS 

GBT‐TSS & TVSS 

Each basin’s TSS, TVSS, pH, dissolved O2, temperature, and volatile solids reduction.  

 

 Initial digester performance problems  

Extremely low VSR (<16%) 

Numerous odor complaints 

 

 

 Numerous odor complaints  

Fearing a lynch mob, we decreased the solids concentration at the end of March. This was an attempt to increase the D.O. concentration and reduce odors 

 

 Our hypothesis  Poor digestion performance is due to:  

Lack of oxygen transfer at 5% solids 

Lack of proper mixing (Both are caused by a combination of shallow basins and high solids concentrations) 

 

 Odors began to subside and the VSR began to rise  A new problem  

High ammonia concentrations caused low applications rates and a serious lack of available biosolids application sites. 

  

 

Hypothesis:  

  Our hypothesis was that we are not getting the oxygen transfer that we needed due to the 

higher solids because we were not getting enough mixing. And one of the contributing factors is 

shallow basins. Two of the basins that we have in the system were previously clarifiers. And, also, 

another thing that we did was operate our gravity belt thickening process on a batch basis and we 

would heavily load the digester a couple of times a week rather that spread that load over a period 

of time. 

Special study: 

  The data we wanted to collect was total solids and volatile solids on the waste activated 

sludge after the gravity belt thickener and in each of the basins, along with pH, dissolved oxygen, 

temperature, and the volatiles solids reduction.   

However, we continued to have odor complaints and we decided that we just had to do something 

to mitigate that problem. And so we decreased the solids so centration going into digester, 

essentially started taking the waste activated sludge directly into the digester instead of the 

thickened waste activated sludge and then started thickening after digester. We went from 

approximately 4.8% solids to about 3.8% solids fairly quickly. 

 

 

  And this is what happened, a dramatic change in performance. At the end of March is about 

when we began to decrease the solids, you can see where the curve really drops off. See the 

dramatic increase in volatile solids reduction took place in April. But at the same time as we were 

dropping the solids concentration, we were also seeing a rise in temperature as warmer weather hit 

the Rocky Mountain region. So there are two variables there that we threw into the study at the 

same time, which makes it a little difficult.   

This was the original plan of operation. The estimated detention time was going to be about 

60 days, and  the  flow would come  in  from our plant  to  the WAS holding  tank. We expanded  the 

original plan to  include this tank to give ourselves more detention time between operations of the 

gravity belt thickener. So the thickened biosolids would come into this tank and then flow, plug flow 

through the rest of the tankage. 

  We had initial problems from the beginning of very low volatile solids reductions. 

 

 

 Phase #2 Objectives 

   

Reduce sludge detention time from 52 days at 4% solids to 40 days at 2.5% solids, but still maintain 38% volatile solids reduction. 

Reduce ammonia concentrations from over 4% to less than 1%. 

 

 Phase #2 Producing excellent results 

39% VSR in only 19 days,16 days under aeration and 3 days in anoxic zone 

Ammonia concentrations dropped from >4% to <.5% 

 

 

 What’s next   

Continue phase #2 throughout the winter to see what effect temperature has on the digestion process at 2.5% 

Operations of phase #3 will be designed after evaluating the data of phase #1 & phase #2 

           

                                                                                  Design criteria Design volume  86,000  C.F 

Design aeration solids  3  Percent 

Design max. aeration solids  5  Percent 

Design population equivalent  25,800  P.E 

Design volatile solids reduction  38+  SCFM 

Air requirements (both process units 8.0 psi  discharge pressure) 

2000  SCFM 

Min. mixing (per MFG.)  2,510  SCFM 

Design  2,580  SCFM 

IEPA criteria (30 SCFM/1,000 CF)  2,582  SCFM 

MAX.(per mfg)  3,450  SCFM 

MAX. air available (with largest blower out)  5,200  SCFM 

Design SOTR (Clean water transfer rate)  230  #O2/HR 

Sludge transfer pump  20‐150  GPM @ 38 PSI 

Blowers      

Two‐50 H.P.,NOM 8.0 PSIG  850  SCFM 

Two‐100 H.P.,NOM 8.0 PSIG  1,750  SCFM 

Dedicated 460 V/3/60 HZ service & meter  1,200  AMPS 

  

Problem: 

High ammonia concentration. We were not nitrifying in the digester, so now we introduced 

the waste activated sludge. Then we turn these two smaller basins into anoxic zones. And 

then turn the air off. And then once a day somebody will go n turned the air on, just to 

prevent too much deposition of solids. And it helped us to get back in shape. 

pH issue: 

In the first tank especially, the basin no. 2, there is a significant change in pH. By 

reducing the total solids, we saw a great reduction in ammonia over 4% to less than 1%. 

New storage capacity: 

It’s around 1.8 million gallons, and this is after digestion and thickening. So we will get 

additional volatile solids reduction in this tankage. 

 

 

 

Phase 2: 

We were digesting about 2‐½ %, solids, we’re getting the 38% volatile solids reduction 

required for vector attraction requirements in about 19 days; 16 days under aeration 

and   3 days in anoxic zones and still we’re getting volatile solids reduction even in those 

anoxic zones, which is interesting as well. And they are helping to replace alkalinity. 

Solids concentration dropped. 

The percent or the reduction itself dropped. And the reason for that is because we 

added yet another one of our aeration tanks on line and increasing our aeration 

capacity by about 25%, so we were actually operating as an extended air plant doing 

most or a good deal of our volatile solids reduction in the treatment plant itself before it 

ever got to the digester.  

We’re achieving the volatile solids reduction in less than 20 days, and we’re really not 

getting much more reduction in the last three tanks here. 

 

 

 

 

AEROBIC SLUDGE DIGESTION 

AT 

PARIS W.W.T.P., ILLINOIS 

 

Presented by 

Mr. Richard Yates, P.E. 

FRANCIS AND ASSOC. 

   

 

 

Introduction: 

Due  to mechanical  failure of existing worn‐out anaerobic digestion equipment,  the City of 

Paris was  faced  for  several  years with  the  task  and  cost  of  disposing  of  raw  primary  and waste 

activated sludge (WAS) to a landfill located more than twenty (20) miles away. A grant was obtained 

by the Engineer to develop an alternate, and after evaluation of several alternatives, it was decided 

to convert  the existing  tankage    to aerobic  sludge digestion, hopefully as a  first  step  in a process 

train meeting Federal EPA a 503 regulations. 

Basis of design: 

  The  basis  of  design  shown  in  Fig.3.1contained  herein.  Although  Paris,  IL.  Has  a  people 

population  of  9500,  its’  P.E.  equivalent  is  over  25,000,  due  to  several  industries,  including  two 

involved  in  food  processing.  These wastes  are  loaded with  starches,  organics,  and  fat/oil/grease 

(F/O/G) components. 

The treatment process, which is approaching an overloaded state, is a conventional activated sludge 

until  built  in  1968,  and  has  primary  clarification,  fine  bubble  activated  sludge,  and  conventional 

clarification units.  In general, the design of the plant and nature of the waste stream contribute to 

digester design conditions outside those normally encountered  in “conventional” municipal design. 

Nevertheless, after considerable analysis, it was decided to select a highly  mixed process based on 

the Enviroquip equipment package, and to utilize provisions in the Agency’s design criteria allowing 

higher loading rates and in‐basin solids concentrations in excess of two percent (2%). The means to 

achieve  this design variance was to utilize the top belt of a sludge press for dewatering and return 

to the digester basins, and to also decant supernatant from both basins for the same purpose.     

Design criteria Design volume  86,000  C.F 

Design aeration solids  3  Percent 

Design max. aeration solids  5  Percent 

Design population equivalent  25,800  P.E 

Design volatile solids reduction  38+  SCFM 

Air requirements (both process units 8.0 psi  discharge pressure) 

2000  SCFM 

Min. mixing (per MFG.)  2,510  SCFM 

Design  2,580  SCFM 

IEPA criteria (30 SCFM/1,000 CF)  2,582  SCFM 

MAX.(per mfg)  3,450  SCFM 

MAX. air available (with largest blower out)  5,200  SCFM 

Design SOTR (Clean water transfer rate)  230  #O2/HR 

Sludge transfer pump  20‐150  GPM @ 38 PSI 

Blowers      

Two‐50 H.P.,NOM 8.0 PSIG  850  SCFM 

Two‐100 H.P.,NOM 8.0 PSIG  1,750  SCFM 

Dedicated 460 V/3/60 HZ service & meter  1,200  AMPS 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Paris ,IL‐ Process Flow Schematic 

I.D.number  Description  Volume  Concentration 

①  Thickened WAS + primary sludge to belt thickening 

1,000 to 1,500 GPD 19,000 GPD 

0.5 TO 1.0% 1.0 TO 6.0% 

②  Belt thickened combination 1˚ & WAS to EAST DIGESTER 

8,000 GPD  8.0% 

③  Flow‐through EAST DIGESTER to WEST DIGESTER 

8,000 GPD  2.4% 

④  Pump from WEST DIGESTER to EAST DIGESTER 

8,000 GPD  1.9% 

⑤  Sludge from press  3,500 lbs/day  20‐25% 

⑥  Pump from either tank to top  belt for thickening tank contents 

‐‐‐  ‐‐‐ 

 

Design details 

  As is often the case in old anaerobic digester design, the two (2) 45‐ft. dia. x 25’. SWD tanks 

are separated by a building meant to accommodate piping, pumps, valves, and heating equipment 

for the anaerobic process. When this was all stripped out, there was plenty of space in the basement 

 

 

for the piping revisions and variable speed Moyno pumps. Installing two (2) 100‐ HP and two (2) 50‐ 

HP centrifugal compressors on the upper floor presented some more challenging geometry. 

  Extensive  use  of  hot‐dip  galvanized  prewelded  steel  components  from  the  equipment 

manufacture, such as blower piping manifolds and even a stairway eliminated many of the problems 

associated with plumbing large diameter, multi‐fitting piping runs. 

  All  new  sludge  piping was  executed  in  PVC with  ductile  fittings,  and  after  an  attempt  at 

restoration, all plug valves were replaced with resilient‐seat gate valves (RSGV’s). 

  Since  the  recommended  depth  of  air  discharge  for  the  coarse  air  injector  units  in  the 

digester was 16’ per manufacturer’s  recommendation  after  surveying basin  geometry  it becomes 

apparent  that  the  air  backpressure  for  the  digester was  close  to  the  same  as measured  for  the 

aerobic  treatment process of  the main plant. Therefore, a  tie‐in  line was bid as  an  alternate and 

subsequently built. At present the blowers, although sized to IEPA standards, which are basically Ten 

State Standards, are adequate to aerate both  the digestion process and the plant using 200‐HP of 

the 300 available. This has allowed the operator to cease using old P‐D units located in the basement 

of the Main Operation Buildings. 

Performance    

  Although  the unit was  recently  in  the  “start‐up” mode, enough data and  sludge has been 

produced to assure the Operator and Engineer that the unit is capable of producing a well‐stabilized 

and non‐putrescent sludge. During startup, some dips  in pH were noted, but were easily corrected 

by  lime  addition  and  by  turning  off  the  air  for  a while  to  allow  denitrification  to  occur,  thereby 

putting back some alkalinity removed by the nitrification process.  It  is felt that the decision to rely 

upon  the sludge press dewatering method, with wasting of  the pressate  , may have  inadvertently 

resulted  in the alkalinity problem.  It  is also suspected that the nature of waste, with high volatiles 

present, may be a cause of intermittent pH problems. In either case, the problem has lessened at full 

load and as familiarity with the process is gained. Although an inordinate increase in sludge quantity 

and a decrease  in dewater ability were  feared during design, due to Paris’ reliance on a single old 

sludge  press,  neither  of    course  the  decant  from  the  process  and  the  pressate  are much more 

manageable than those previously experienced in the anaerobic days. 

VSS  reduction  exceeding  50%  (Van  Kleeck  Method)  are  commonplace.  It  is  felt  that  these 

consistently higher VSS  reduction  rates  are due  to  the higher  influent  ratios, which  are 80%  and 

above for the raw primary sludge. The 40% range for digested sludge from the secondary digester is 

felt to represent the effective practical lower limit for the Paris sludge stream, and is indeed a good 

dewatering, low‐odor sludge. 

Temperature  runs 10‐15 degrees  F  above  ambient, which  is due  to basin  geometry,  the  insulting 

effect  of  a  foam  layer,  the  heat  from  the  air  compressors,  and  heat  internally  generated  by  the 

process itself.   

Although not shown  in the data, solids are currently maintained  in the 2.4% range  for the primary 

digester  and  1.9%  for  the  secondary  digester.  The  latest  calculated  SRT  was  34  days,  which  is 

comfortably within or above  ranges suggested  in engineering  research  literature,  if not within  the 

 

 

40‐60  day  range  suggested  by  the  503  regulation.  It  is  felt  that  higher  temperatures  and most 

importantly, through mixing contribute to the performance of these units. 

Summary and General Observations: 

A. Above all else, mixing seems to be the key to performance. 

B. The  aerobic  digester, when  loaded  in  the middle  ranges,  is  inherently  self‐stabilizing  and 

operator‐friendly. 

C. Higher VSS loads can occasionally result in D.O. levels below 2.0 mg/L without process upset. 

Should additional oxygen be needed, it can easily be added by a few fine‐bubble diffusers. It 

should  be  noted  that  this  comment  applies  more  to  the  high‐strength  primary  sludge 

situation in Paris than to most municipalities. 

D. It  appears  that  attainment of  consistent  “class B”  sludge  can occur with  lower  SRT’s  that 

those suggested in the 503 Regulation. 

 

PARISDIGESTER‐OPERATINGDATA

Weekof‐‐‐‐,1997

WESTUNIT EASTUNIT VSSREDUCTION FECALCOLIFORMTempRange

pHRange

TempRange

pHRange

RAW Fin. %Red.* High Low GeoMean**

6/30  ‐  7.0‐7.1  86‐88  7.0‐7.2             

7/7  ‐  7.0‐7.2  86‐90  6.9‐7.2             

7/14  ‐  6.9‐7.1  92‐94  6.8‐7.2             

7/21  ‐  6.9‐7.1  92‐94  6.9‐7.1             

7/28  ‐  6.9‐7.2  91‐96  6.7‐7.0             

8/4  85‐90  6.9‐7.0  88‐91  6.8‐7.0  0.82  0.51  77  590  1000  800 

8/11  85‐87  6.7‐6.9  89‐93  6.9‐7.2  0.84  0.52  80       

8/18  86‐87  6.7‐7.1  88‐94  6.9‐7.2  0.66  0.52  44       

8/25  86‐89  6.8‐7.1  89‐95  6.9‐7.1             

9/1  89‐91  6.8‐7.2  89‐96  6.9‐7.0             

9/8  88‐90  6.9‐7.1  86‐90  6.9‐7.0             

9/15  88‐89  7.0‐7.3    6.7‐7.1             

9/22  86‐88  6.9‐7.3  90‐93  6.9‐7.1             

9/29  83‐86  6.7‐7.0  86‐92  6.8‐7.1        1200  1100  1200 

10/6  83‐84  6.7‐6.9  87  6.9‐7.0             

10/13  78‐82  6.7‐6.9  78‐82  6.9‐7.0  0.62  0.48  50        

   

 

 

 

WHAT DO YOU MEAN, WE 

CAN’T MEET 503 WITH 

AEROBIC DIGESTION? 

 

Presented By James P. Scisson, Jr. 

Operations Specialist 

Jones & Henry Engineers, Ltd. 

And 

Fred Craig 

Superintendent 

Clyde WWTP 

Ohio   

 

 

Introduction 

  There are those who believe that aerobic digestion is not an appropriate sludge stabilization 

process  in  areas  where  the  winter  temperature  is  often  near  or  below  0˚C.Reasearch  of  basic 

principles and practical, full scale pilot testing at the Clyde, Ohio WWTP prove otherwise. 

The Clyde WWTP has a design capacity of 1.9mgd and a peak capacity of 4.8 mgd. The current daily 

average  flow  is  1.4mgd.  The  plant  is  secondary  treatment  plant with  screening  and  grit  removal 

preceding a Burns‐McDonnel Treatment System (BMTS),which temperature is often near or below, 

which is an oxidation ditch with diffusers for aeration, propeller mixers for MLSS suspension, and an 

intra‐channel clarifier. Effluent disinfection is by chlorination. 

The Clyde WWTP produces  approximately 2200lbs/day of WAS, and 1770  lbs/day VSS. The  solids 

handling  train  consists of gravity  thickening of waste mixed  liquor(WAS),aerobic digestion,  sludge 

concentration by gravity belt thickening(GBT), and sludge storage prior to land application. The two 

aerobic digesters are 28’ dia. and 21’ SWD. and have a capacity 97,000 gallons. The digesters and 

storage tanks are aerated with point‐type diffusers {(figures 2A, 2B(digesters 1 & 2) figures 3A and 

3B (sludge storage 1/digester 3 and sludge storage 2/digester 3)}. Air is supplied by four, 400 SCFM 

positive‐displacement blowers; two for the aerobic digesters and two for the holding tanks. 

The digesters were not performing well. The biosolids were not in compliance with Class B pathogen 

reduction  criteria,  and  had  to  be  subsurface  injected  to  meet  the  vector  attraction  reduction 

requirements  (VARR).  In addition,  there were  continual odor  complaints  from neighbors.  Jones & 

Henry Engineers was commissioned to determine how to best solve this problem. The study had two 

phases, the first from july 1996 to October 1996 and the second from October 1996 to May 1997. 

        Part one phase one study 

Initial observations 

Site visits were made before beginning analyses. The following observations were made during the 

visits: 

1. The digesters were narrow and deep. The diffusers produced a vigorous aeration pattern. 

The  diffusers  produced  a  vigorous  aeration  pattern.  The  diffuser  system  manufacturer 

claimed a dirty‐water oxygen transfer efficiency of 14%. 

2. The  sludge  in  the digesters was  very dark,  and emitted a punagent, amine‐like odor. The 

digester solids content was 3.5‐4% total solids (TS) 

3. The digested sludge in the storage tanks had been thickened to a concentration of 8‐10% TS. 

The  sludge  was  thickened  to  this  concentration  to  reduce  the  digested  sludge  volume, 

maximize the mass of sludge production that could be stored on‐site, and minimize sludge 

hauling  costs.  The  sludge  is  thixotropic  at  this  concentration,  and  acts  as  a  solid  until 

sufficient energy  is  imparted to  it. The diffused air system could not mix or aerate solids at 

this  concentration.  Sludge  around  each  diffuser  was  fluidized;  the  remainder  was  an 

unaerated quivering mass, the storage tanks foul, septic, fecal odors 

 

 

 

Data analysis 

Mass balance 

A mass balance was prepared for the solids handling process. The mass balance is shown in 

figure 1 and also in table 1. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Table 1 

Solids handling mass balance 

  WAS  THICKENED SLUDGE TO DIGESTER 

DIGESTED SLUDGE 

THICKENED SLUDGE 

SLUDGE TO 

LAND 

           

FLOW  .115 mgd  7100 gpd  6600gpd  2200gpd  3043 gpd 

TS%  2382mg/L  3.87  3.48  9.85  8.34 

VS%  77  65  60.5  59  56 

Lbs/day/TS  2256  2287  1917  1808  2061 

Lbs/day/VS  1773  1483  1160  1074  1159  

Aerobic digester performance 

Critical performance indicators for the aerobic digestion process are shown in table 2. 

 

Table 2 

DIGESTER PERFORMANCE INDICATORS 

1995‐96 

Dig.  Feed pH 

Dig.  Feed SOUR*, mg,O2,/hr/g m VSS 

Digester HRT**/SRT*** days 

Digester D.O 

Digester pH 

Digester SOUR 

VS REDUCTION % 

6.63  7.4  26/32  .48  7.3  3.0  20.8 

 

* SOUR is specific oxygen uptake rate 

** HRT is hydraulic retention time 

*** SRT is solids retention time 

  The data shows that: 

1.  The digester SRT, is, on average, too short to allow for 503 compliance by the time and 

temperature method. The digester met the SRT/temperature criteria for pathogen reduction 

only in July‐September 1994 and June‐august 1995. Bio‐solids are hauled from the plant 

several months each year. 

 

 

2. The average D.O. is too low to maintain aerobic conditions. As shown in figure 4, the D.O is 

often below 0.2 mg/L 

3. The SOUR is above the EPS criteria for vector attraction requirements. 

4. The volatile solids reduction is poor indicating that sludge is not stabilized 

5. The digested sludge pH is higher that the feed sludge pH.  Under normal conditions, aerobic 

digestion of WAS will convert organic nitrogen to nitrate. Nitrification and cell lysis will 

create acid, lowering the Ph. Under anaerobic conditions, organic nitrogen is degraded to 

ammonia, which will raise the pH and alkalinity. 

 

 

 

 

Oxygen supply vs oxygen demand 

The SOUR data was used to chart the sludge oxygen demand against digester temperature and the 

theoretical; oxygen supply of 53 lbs/digester, and 106 lbs/hr total oxygen supply 

1. The air supply cannot satisfy the oxygen demand 

2. The cycle or SOUR and temperature are perfectly opposed. Microbial activity is temperature 

dependent. In the winter microbial activity is greatly reduced, and solids are not stabilized. 

 

 

 

The aeration equipment supplier was contacted. The supplier indicated that the aeration system was 

designed for an SRT OF 40 DAYS, AS REQUESTED BY THE City’s former consulting engineer. Since the 

actual SRT  is 23‐32 days, the aeration system was not designed with sufficient capacity to stabilize 

the solids. 

Pilot testing and monitoring  

Plant designs that work on paper may fail in the field. Conversely, design that are proven unfeasible 

on paper work perfectly well  in  the  real world. During  this  study,  some  full  scale pilot  tests were 

done to gain  information about how best  to modify plant operations and/or redesign  the plant to 

improve the digestion process. These tests were: 

1.   Batch  operation  of  a  digester  to  determine  how many  days  of  aeration with  no  addition 

sludge addition are required to stabilize the sludge, and if any inhibitory substances might be 

present. 

2. Use the storage to tanks as digesters determine the real‐world SRT required to stabilize the 

solids. 

3. Additional monitoring of the solids handling   process to determine the fate of  fecal coliform 

bacteria  through  the  process,  and  testing  for  other  indicators  of  sludge  stability  such  as 

alkalinity and ammonia concentration. 

Batch operation 

 To determine how much time was required to stabilize the sludge, Digester #2 was operated 

as a batch reactor. The empty tank was half‐filled with sludge from digester #1, filled with thickened 

WAS and isolated from the sludge feed. The pH, SOUR and fecal coliform data are shown in Figures 8 

and 9. The batch operation shows: 

 

1. The sludge can be digested. There are no inhibitory substances to hinder digestion. 

 

2. Continuous,  incremental decreases  in  the  volatile  solids  content and  the  SOUR,  indicating 

that the sludge is being digested at a fairly constant rate. 

 

3. A continual decrease in the fecal coliform count. 

 

4. A marked decrease in pH and increase in DO after 15 days of operation. The changes in pH and 

DO  are  good  indicators  of  stability.  The  pH  decrease  is  caused  by  nitrification  of  organic 

nitrogen  released by digestion, which produces acid. The  sharp drop  in pH  indicates all  the 

alkalinity has been destroyed. The abrupt  rise  in DO  indicates  that  the oxygen demand has 

been satisfied, and there is now a surplus of air. 

 

Additional Detention Time (Series Operation) 

 

To  determine  the  benefits  of  additional  digester  volume,  sludge  storage  tank  #3  was 

converted to an aerobic digester (aerobic digester #3). Aerobic digester #3 was operated  in 

 

 

series with digesters #1 and 2. Half of the digesting sludge was transferred, without further 

thickening, from digesters #1 and 2 to digester #3. The remainder was thickened as normal 

and discharged to storage tank #2. Digesters 41 and 2 were operated in parallel, the normal 

operation. The results are shown in Table 3. 

The  additional  detention  time  reduced  the  fecal  coliform  count  by more  than  90%,  and 

reduced the SOUR to well below the  level of 1.5 mg o2/hr/gm TS required  for compliance 

with  40  CFR  part  503  VARR.  The  drop  in  pH  and  rise  in DO  indicate  that  the  additional 

detention time is sufficient to stabilized to solids. 

 

Additional Monitoring 

Fecal coliform density and alkalinity were measured in the WAS, digesters #1&2, and digester #3 to 

track pathogen reduction across the entire process, and confirm anaerobic conditions in the aerobic 

digesters.  The  results  are  shown  in  Table  4.  The data  shows  that  1)  the  fecal  coliform  density  is 

declining  across  the  process  and  pathogens  are  not  regrowing  in  the  solids  handling  process,  2) 

digesters 1  and 2 are  sub  stoichiometric  for oxygen.  Some organic nitrogen  is being degraded  to 

ammonia and 3) digester 3 is nitrifying arid depleting all the alkalinity. 

 

FINDINGS, PART ONE 

The study found that the two existing aerobic digesters are undersized and do not supply sufficient 

oxygen to stabilize the sludge. Using the sludge storage tank as a digester allowed the Clyde WWTP 

to  comply with  the  class  B  pathogen  requirement  of  40  CFR  Part  503.  An  HRT/SRT  of  45  days 

produces  a  well‐digested  sludge  that  complies  with  Class  B  pathogen  reduction  and  VAR 

requirements. 

The  study  also  found  the  sludge  storage  volume  is  relatively  small.  To maximize  the  volume  of 

solids  that could be  stored  in  the holding  tanks, and  to  reduce hauling costs,  the digested  solids 

were thickened to 8‐10% The aeration system was not designed to aerate these solids. The solids 

putrefied in the tanks, and generated odors. Additional sludge storage is needed so storage tanks 3 

and 4 can be used as digesters. 

RECOMMENDATIONS, PART ONE 

Based on  the  findings  from  the  study,  it was  recommended  that one  storage  tank be  used  as  an 

aerobic digester. Digested sludge could then be transferred to the other storage tank and mixed with 

thickened sludge from the GBT. The digester and holding tank fecal coliform densities and alkalinity 

levels in the should be monitored weekly. 

To  determine  the  best  long‐term  solution  to  the  problem,  four  treatment  alternatives  were 

examined. These were: 

Convert  both  storage  tanks  to  aerobic  digesters  and    construct  additional  above‐

ground  storage  to  provide  storage  for  150  days  production  of  digested  sludge 

thickened to 8% TS and mixed with a pumped mixing system. 

Construct an auto thermal aerobic digester (ATAD) and additional sludge storage. 

 

 

Construct a liquid lime stabilization system and provide additional sludge storage. 

Cover and heat the aerobic digesters. Provide additional sludge storage. 

Alternative A was the easiest and least costly long‐term solution (figure 10) 

Table 3 

ADDITIONAL DIGESTER VOLUME TEST RESULTS 

pH  DO, mg/L 

SOUR mg O2,/hr/g m VSS 

Fecal  coliform count,#/100mL 

pH  DO,mg/L  SOUR mg O2,/hr/g m VSS 

Fecal  coliform count,#/100mL 

7.4  .21  3.0  2,048,557  5.7  3.26  0.64  141,004 

 

Table 4 

MEAN COLIFORM AND ALKAILNITY CONCENTRATIONS. 

  WAS  DIGESTER 1 & 2  DIGESTER 3 

FECAL  COLIFORM DENSITY, #/gm TS 

7,500,000  2,048,000  141,004 

ALKALINITY, mg/L  71  586  10 

 

 

 

 

 

 

PHASE TWO 

CONTINUED MONITORING 

The  city  continued  to  operate  the  storage  tanks  as  digesters.  The  solids  handling  system was 

monitored,  and  another  study  was  commissioned.  The  study  period  ran  from  October  1996 

through May 1997. The study was commissioned, in part, to: 

1. Evaluate  the  new  operating  mode  during  winter  conditions,  when  pathogen  and  solids 

destruction are reduced. 

2. Monitor odor complaints. 

3. Determine the digester requirements when the plant flow increases to 1.9 mgd. 

4. Monitor the effect of the new operating mode on plant operations. 

 

Operational Review 

TWAS was pumped from the gravity thickener to digesters I and 2, operating in parallel. Digesting 

sludge was transferred from digesters 1 and 2 to digester 3. Digester 3 transferred to digester 4 by 

gravity. Approximately one‐third of the sludge from digesters 1 and 2 was thickened with the GBT 

before being  transferred  to digester 3. The digesters 3 and 4  solids content varied between 3.5 

and 5.5 % TS. Digesters 3 and 4 were partially emptied each month and the digested biosolids land 

applied. 

Odor Complaints 

There has been only one odor complaint since the new operating mode began. 

Pathogen Reduction 

Storage  tanks  #2  and  3  had  been  used  as  aerobic  digesters  since October  1996.  The  tanks were 

operated in series, with sludge transferred from digesters #1 and 2 into digester #3, and digester #3 

into digester #4. The  additional detention  time  in digester 3  is  about 20 days. The  fecal  coliform 

counts for digesters #1,2,3 and 4 are shown in Table 7 and figure 11. 

As before, digester #3 reduced fecal coliform densities by about 90%. Additional digestion provided 

a modest decrease in fecal coliform density. Figure 12 shows the monthly fecal coliform densities 

for October through March. Mean coliform counts were well below the 503 ceiling level, peaking in 

December at 550,000, and declining to less than 50,000 in March. Digester temperatures during the 

winter months (December‐March) were as low as 3.2° C. 

 

 

 

 

 

        FIGURE 11       

 

8 

14 

13 

10 

 

 

save COLIFORM DONT a. NV, GOLFO.. COG, I 

 

Vector attraction reduction 

 As before,  the  volatile  solids  reduction  as measured  from  the  gravity  thickener discharge  to  land 

application was not  in compliance with 40 CFR Part 503. The SOUR  from digesters 1 and 2 were  in 

compliance part of the time. The solids in digesters 3 and 4 were probably in compliance, but were 

not measured. Table 8 shows the SOUR and volatile solids reduction for October 1996 through March 

1997. 

Digester 3 and 4 Aeration and Mixing Capacity 

Although  there  had  been  only  one  odor  complaint  since October  1996,  there was  evidence  that 

digesters  3  and  4  could  not maintain  aerobic  conditions.  Digester  DO,  ammonia  concentrations, 

alkalinity  and  pH  all  show  periods  of  anaerobic  conditions.  Visual  inspection  often  showed  the 

digested sludge to be black (septic) instead of brown (aerobic). Data from October show that digester 

3 ammonia levels rose from <1 mg/1 to 156 mg/L when the solids concentration reached 4% TS. Data 

from February showed ammonia  levels of 164 and 180 mg/L  in digesters 3 and 4. Alkalinity levels at 

times exceeded 2000 mg/i. Ammonia levels in digesters 1 and 2 ranged from 180 ‐ 360 mg/L. 

Data  analysis  showed  that  septic  conditions  were  related  to  the  sludge  solids  content.  Septic 

conditions  appeared  each  time  the  sludge  solids  content  approached  4%  TS.  Aerobic  conditions 

would return when the solids content fell to 3.5% TS. The most likely causes of septic conditions are: 

Increased absolute oxygen demand caused by the  increased solids content. For example,  if 

the digested sludge  in digesters 3 and 4 had an SOUR of 1.5 mg 02/hr/gm TS and a sludge 

solids  content of  4%,  the oxygen demand would be  89  lbs/hr.  The diffuser manufacturer 

claims a dirty water oxygen transfer efficiency of 9% With the maximum air flow of 800 scfm, 

the diffusers can transfer 68 lbs. of oxygen per hour, which is less than the oxygen demand. 

 

The  changed  nature  of  the  air/solids  interface  at  higher  solids  concentrations.  At  higher 

solids concentrations  the sludge  is viscous and no  longer acts  like water. This changes  the 

physical properties of the fluid and may hinder oxygen transfer between the air bubbles and 

the sludge. 

 

 

Observation of digesters 3 and 4 show that digester mixing is limited when the solids content is at or 

above 4% TS. At one point during the winter the sludge froze at the surface as  it was aerated. The 

diffuser  equipment  manufacturer  was  notified  of  the  findings.  After  consultation  between  the 

engineer  and  the  vendor,  it  was  decided  that  an  additional  drop  leg  of  8  diffusers,  installed 

perpendicular to the current diffusers, should be installed, along with an additional 400 scfm blower. 

Digester I and 2 Aeration Capacity 

Digester  1  and  2  continued  to  have  low  DO,  emit  amine  odors,  and  showed  elevated 

ammonia and alkalinity levels. Though the air supply was theoretically sufficient to maintain 

aerobic conditions, the digesters were not truly aerobic. Once again, the high solids content 

may have hindered oxygen transfer. The other potential cause of the septic conditions was 

the series operation. Digesters 1 and 2 had half of the total digester volume and about half 

of the total oxygen supply, but considerably more than half of the oxygen demand. 

If  the  digester  volume  had  been  constructed  as  one  tank,  and  the  digested  sludge  not 

rethickened with a GBT, the existing air supply would have been sufficient to maintain aerobic 

conditions. Making use of existing structures divided the oxygen demand unequally between 

the tanks, creating an oxygen deficit in digesters 1 and 2. Rethickening the digested sludge to 

store more solids increased the oxygen demand and caused the oxygen deficit in digesters 3 

and 4. 

As with digesters 3 and 4, the vendor was consulted. After some discussion,  it was decided 

that the air supply to digesters 1 and 2 should be  increased to 600 scfm each. The existing 

blower motor drive  sheaves  could be  replaced, and  the blower  capacity  increased  to 540 

scfm. It was decided that this was "close enough". 

Diffuser Fouling 

The  Clyde WWTP  has  no  primary  treatment,  and  has  coarse  (1")  screens  in  preliminary 

treatment.  The  rags  and other debris  that  is not  removed  form mop  strings  that  foul  the 

diffusers. All digesters have  to be taken out of service at  least once a year to  remove mop 

strings  that  foul  the  diffusers.  Taking  digesters  out  of  service  overloads  the  remaining 

digesters and causes septic conditions. 

FINDINGS, PART TWO 

The aerobically digested sludge has been in compliance with the Class B pathogen reduction 

requirement  since  October,  1996.  Pathogen  reduction  was  not  affected  significantly  by 

winter operation. There has only been one odor complaint since October, 1996. 

The aeration capacity is, at best, barely adequate to maintain aerobic conditions. The oxygen 

supply deficiency has two causes; 1) serial operation that places most of the oxygen demand 

in digesters  I and 2, while the digesters have only 50% of the air supply, and 2) the need to 

thicken  digested  sludge  in  digesters  3  and  4  to  reduce  volume, which  causes  the  oxygen 

requirement to exceed the oxygen supply. 

 

 

The diffusers are continually fouled with mop strings, reducing their efficiency and requiring 

considerable labor for their removal. 

RECOMMENDATIONS, PART TWO 

The new operating mode produces Class B sludge year‐round. The Clyde WWTP should continue to 

use the new operating mode. The solids content in digesters 3 and 4 should be maintained between 

3.5 and 4 % TS. to minimize sludge volume and avoid septic conditions 

The aeration capacity in digesters 3 and 4 should be increased by installing an additional 8 diffusers 

in each digester,  increasing the aeration capacity by 36% An additional 400 scfm blower should be 

installed to supply the additional diffusers. The air supply to digesters 1 and 2 should be  increased 

from 400 scfm to 540 scfm.   

A fine (3/8” or ¼”) screen should be installed in preliminary treatment to reduce diffuser fouling. 

 

WHAT THE OPERATORS DID AFTER THE CONSULTANTS LEFT 

During the summer of 1997, the Clyde WWTP staff monitored the digester performance and made 

alterations to the aeration equipment and digester operation. In May 1997, digesters I and 2 were 

drained and cleaned. At this time the diffuser assemblies were modified These modifications were 

done to reduce diffuser fouling and improve oxygen transfer. 

 

In June the operation of digesters 1 and 2 were modified. Digesters 1 and 2 are normally operated 

in parallel, with  the digester  feed  changed  from one digester  to  the other every  few days. The 

digester feed was changed from parallel operation to series operation. The TWAS feed was always 

sent to digester 1. Sludge from digester 1 transferred to digester 2 by gravity overflow. At this time 

there was an  immediate  reduction of  the SOUR  in digester 2  (figure 13). Long‐term operation  in 

this mode also reduced anaerobic conditions in digesters 3 and 4. Digester 3 and 4 ammonia levels 

were  reduced  from 169 mg/I  to  less  than 1 mg/1,  and  the  ammonia  levels  in digesters  I  and 2 

decreased from 250 mg/I to 40 mg/l(figure 14). The alkalinity in digesters 3 and 4 was also reduced 

from 2300 mg/L to 1250 mg/L. This decrease in anaerobic byproducts indicates that the oxygen is 

being used more efficiently. 

 

The  level of anaerobic byproducts  is also  reflected  in  the pH. The pH  in all digesters  fell  from a 

level of 7.6‐7.8 to near neutral (figure 15). Further study reveals that a drop in the digester pH is a 

seasonal  occurrence  (figure  16).  Additional monitoring  is  needed  to  determine  if  the  3‐stage 

series operation continues to reduce ammonia and alkalinity levels. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

TABLE 7 

DIGESTER COLIFORM LEVELS 

  DIGESTER 1 AND 2 

DIGESTER 3  DIGESTER 4  503 REQUIREMENTS 

 MAXIMUM 

FECAL COLIFORM COUNT,#gr TS 

   11,787,470 

              572,900 

            479,495             

                        N/A 

 GEO MEAN  

FECAL COLIFORM COUNT,#gr TS 

                          1,700,000 

                280,000 

                 230,000 

                    2,000,000 

 

Table 8 

VS reduction and sour data, 

Digester and sour data, 

Digesters 1 and 2 

  OCTOBER  NOVEMBER   DECEMBER  JANUARY  FEBRUARY  MARCH 

SOUR,  mg O2,/hr gm TS 

1.6  2.2  2.5  3.2  4.1  3.5 

VS reductoion  % 

13.53  24.55  21.87  14.73  5.56  8.02 

 

 

 

 

 

 

 

Conclusion 

  Thickened  WAS  can  be  aerobically  digested  and  comply  with  the  pathogen  reduction 

requirements  of  40  CFR  part  503  at  modest  SRTs  and  low  sludge  temperatures.  The  aeration 

requirements of TWAS must be taken into account during phase of any project. Textbook values for 

aeration  requirements may  not  be  sufficient. When  possible,  field  SOURs  of  the  TWAS  and  the 

expected final SOUR should be used to size the aeration equipment. The TWAS concentration in an 

aerobic digester should not exceed about 4% TS. At solids concentrations above 4%  it may become 

difficult  to maintain  aerobic  conditions due  to  concentrating  the oxygen‐demanding biomass  into 

such  a  small  volume.  In  addition,  aerating  to  store  digested  sludge  becomes  thixotropic.  If  it  is 

desirable above 4% TS, the sludge should not be aerated, but mechanically mixed. 

   

 

 

 

HIGH SOLIDS AEROBIC DIGESTION 

AT 

LOS LUNAS, NEW MEXICO 

 

Presented By 

 

Henry J. Hervol, P.E. 

With Data Provided By 

 

Molzen‐Corbin & Associates 

Of Albuquerque, New Mexico 

And The City Of Los Lumas, New Mexico 

   

 

 

Background  

The original wastewater treatment facility at Los Lunas, New Mexico was built in 1982 and went on‐

line in 1983. It has won an EPA award as “plant of the year” in its respective for EPA region VI. 

The original plant design was for a capacity of 0.7 MGD with a peak flow capability of 2.1 MGD. The 

process chosen by the engineer  in the original design was the extended aeration configuration  for 

the activated sludge process, utilizing a 22 foot deep tank approach. 

The  city’s  engineer, molzen‐corbin &  associates  of  Albuquerque,  new mexico,  added  an  aerobic 

digester with a detention time of 60 days ± in 19929 that is the subject of this discourse. 

Existing (typical) influent design values for the current plant are as follows: 

  BOD5 = 270 mg/L 

  TSS    = 220 mg/L 

  TkN   = 23.5 to 43.4 mg/L 

The process utilized in treating the influent wastewater to plant consists of: 

Mechanical bar screens 

Aerated grit basins 

Activated sludge (conventional, but with long detention times at present) 

Final sedimentation 

Post aeration 

UV disinfection 

Aerobic digestion (preceded by pre‐thickening) 

Currently,  solids are  thickened  in a gravity belt  thickener  (provided by Enviroquip  ,  Inc.) and  then 

aerobically digested prior  to surface  injection disposal. The GBT was designed  to handle all of  the 

sludge  from  the existing  facility  running only  two  (2) days per week,  so  there  is plenty of excess 

capacity available in the unit (for future unit). 

It is expected that by the year 2020, the average influent flow to this facility will increase to 2.2 MGD 

with a peak rate at 4.64 MGD. 

During the 1992 expansion (addition of aerobic digesters and GBT), four (4) 10,000 gallon ± aerobic 

digester  basins were  added  to  bring  the  plant  into  compliance with  40  CFR  257  Federal  Sludge 

Regulations. Since the start‐up of the 1992 addition, the new Sludge Regulations (40 CFR 503) have 

come  into  effect.  The  significance  of  the  regulation  is  that  both  pathogen  and  vector  attraction 

reduction can be achieved without Aerobic Digestion. Although Aerobic Digestion is not required, it 

can  be  utilized  for  increased  plant  operations  flexibility  and  also  to  limit  the  total  nitrogen  load 

applied  to  the  land  for  final  sludge  disposal,  if  opened  load  applied  to  the  land  for  final  sludge 

disposal, if operated in a nitrification/denitrification mode. 

 

 

 

 

 

 

 

Aerobic digester design (1991 standards): 

The  engineer  that  accomplished  the  design  at  Los  Lunas,  Molzen–Corbin  &  Associates  of 

Albuquerque, New Mexico, designed  a unit  to have  a minimum detention  time of 60 days  and  a 

minimum operating temperature of 15˚C (59˚F).  Molzen–Corbin did a detailed heat balance on the 

unit. Remember  that Los Lunas  is about  thirty  (30) miles south of Albuquerque, New Mexico, and 

typically sees winter temperatures down in the 20’s, for short periods of time.  

The plan was to build four (4) basins, each about 25 feet by 25 feet by 22 feet SWD = 13,750 CF = 

102,850 gallons. Three  (3) basins would be  full and provide  the  required 60 days detention  time, 

while the fourth basin would be allowed to rise and fall and be used for  loading the trucks to haul 

the digested sludge to the land disposal site. The fourth basin would have an average level of 1 feet 

SWD ±. 

The design temperatures used in analyzing the proposed aerobic digester were; 

 

Outside air (minimum long term mean) = 33 ˚F 

Sludge (WAS) minimum =55 ˚F 

Aeration Air = 150 ˚F 

Digester Contents (15˚C) = 59 ˚F 

   

 

 

The aerobic digester heat  loss calculations were done  for a 1.0 MGD design  flow and an expected 

sludge wastage rate of 1500lbs solids (dry basis) per MGD, with an expected thickened sludge solids 

from the GBT at 5.5 %, which would give 27,300lbs of wet sludge applied per day. 

Enviroquip, Inc. of Austin, Texas, provided mixing data (curves) for their Shear Tube Aeration system 

that showed the design digester airflow rate would be about 20 SCFM/th CF of tank contents at 5.5 

% solids concentration. This would mean that about 30,000lbs of air would be applied to each of the 

segments daily, for optimum mixing. 

The engineer expected a biological heat generation as follow: 

 3.5 Kcal per gram COD oxidized and 3.97 BTU/ Kcal, or a total of 6300 BTU/lb of COD destroyed. He approximated 1lb of VSS to 1lb COD, for the purpose of the heat balance computations.  

 

Allowing  that 70% of  the  influent  solids are volatile,  that would give 1000lbs VSS/day. Destroying 

35% of the VSS in the aerobic digester would give 350lbs/day destroyed. If a third of this is done in 

one  (1) basin  (worst condition), that would be about 117lbs/day. The BTU/hour generated  in each 

basin was expected to be about 29,100 BTU/hour. 

A schematic diagram showing the heat  losses and heat gains in the covered aerobic digester at Los 

Lunas is shown in fig.2 attached hereto. This data is also tabulated in table 1 attached hereto. 

Note:   All  of  the  values  are  for  one  (1)  basin  (25  feet  squared).  The  heat  balance  for  the  actual 

installation is shown in figure 3. 

Conclusion  

1. Digester must be covered to achieve a positive heat balance and thus maintain the required 

59˚F. 

2. Both the walls and cover do not have to be insulted; however, one(1) or the other must be 

insulted. 

3. At low (initial) flows, a positive heat balance would be achieved since the quantity of sludge 

wasted and hence the biological activity would be reduced (from the design point). At a flow 

of 0.5 MGD, everything would be reduced by 50%, but we should still have a positive heat 

balance of at  least 1300 BTU  (15,900 – 29,100 + 14,500). A wastewater  flow of 0.5 MGD, 

however,  is 40% of  the digester design  flow of 1.3 MGD.  If  two  (2) of  the  three  (3) active 

compartments were used  in this case, a detention time of about 100‐days { (60‐ days) (1.3 

MGD/ 3 BASINS) / (0.5 MGD / 2 BASINS) } would be achieved which is more than the 60 days 

required. This should  increase the biological heat gain  in each basins being used to 21,700 

BTU/hours  (14,500  x  ⅔) which would  result  in  a  heat balance of  at  least  8500 BTU/hour 

(15,900 – 29,100 + 21,700). 

 

 

 

 

DESCRIPTION  WITHOUT WALL insulation without cover 

WITHOUT WALL insulation with uninsulated cover 

WITHOUT WALL insulation with insulated cover 

With wall insulation with insulated cover 

With wall insulation with insulated cover 

With wall insulation with insulated cover 

Heat losses / requirements 

Walls above soil 

17,000  17,000  17,000  2,000  2,000  2,000 

Walls below soil 

4,700  4,700  4,700  1,200  1,200  1,200 

Floor  1,600  1,600  1,600  1,600  1,600  1,600 

Roof    17,900  1,300    17,900  1,300 

Surface convection 

105,000      105,000     

Surface evaporation 

5,400      5,400     

Aeration air*  (see below)           

Heating sludge in  

1,500  1,500  1,500  1,500  1,500  1,500 

 

Total losses  135,200  42,700  26,100   116,700  24,200  7,600 

             

Heating gains 

Aeration air (net) 

12,900  12,900  12,900  12,900  12,900  12,900 

Biological activity 

29,100  29,100  29,100  29,100  29,100  29,100 

Total gains  42,000  42,000  42,000  42,000  42,000  42,000 

             

 

Heat balance  ‐93,200  ‐700  +15,900  ‐74,700  +17,800  +34,400 

             

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Note: all quantities are BTU’s/hr 

 

 

  

 

 

 

 

 

          

 

 

 

 

 

 

                                                               

 

 

 

Note, however that with only two (2) basins in use, there would be heat loss through common wall 

with the unused basin. If the walls were not insulated and this wall were considered like an outside 

wall, the loss would be about 11,900 BTU/hr (17,000 + 4700 / 2 walls]. Which would result in a 

negative heat balance of 3400 BTU/hr for the insulated cover/uninsulated wall case (8500 = 11,900), 

and a negative heat balance of 1500 BTU/hr (34,400 – 15,000 – 34,00). 

       

 

 

A layout of the aerobic digester system designed by Molzen‐Corbin & associates for the Los Lunas 

STP is shown in figure. 

Operation Data: 

The aerobic digesters at Los Lunas have been doing some remarkable things. A sludge analysis 

performed on 07/18/1997 showed the following results. 

Nitrate = 1,790 mg/L 

Ammonia nitrogen = 300 mg/L 

Total Kjeldahl Nitrogen = 850 mg/L 

Total dissolved solids = 19,000 mg/L 

Total solids = 6.3 % 

 

On August 6, 1997, the plant operator calculated his volatile solids reduction at 54.6%. Note the 

sludge had been in the digester for 136 days. 

In august 6, 1997, temperature were recorded in four (4) cells as follow: 

NE  35.2 ˚C  95 ˚F 

NW  34.1 ˚C  94 ˚F 

SW  34.9 ˚C  95 ˚F 

SE  Empty   

 

The city of Los Lunas has done project performance logs on the unit since April 12, 1995, which are 

tabulated monthly. 

According to 40 CFR 503 regulations, in order to classify the sewage sludge as class B with respect to 

pathogen  reduction,  temperatures  in  an  aerobic digester must  either be maintained  at or  above 

15˚C  for a mean cell residence time  (MCRT) of 60 days, or 20  ˚C  for 40‐days MCRT. The Los Lunas 

Wastewater Treatment Plant has achieved these temperature requirements as show in figure. 

In  the  final project performance  report dated May 1996,  the engineer stipulated  that  the average 

temperature at 20.5 ˚C and 33.1 ˚C, respectively. 

THE FINAL DIGESTION INCLUDED  INSULATED COVERS, INSULATED AIR LINES, AND UNINSULATED WALLS. 

 

 

The  average MCRT  in  the  digester was  45.2  days  (refer  to  table  2),  and  the  pathogen  reduction 

requirements were met for the fourth quarter by the temperature and MCRT requirements. 

Vector attraction reduction requirements for Class B sludge state that volatile suspended solids (VSS) 

must be at  least 38%  from  the  initial VSS going  into  the aerobic digester. Figure 5 shows  that  the 

percent the percent reduction  in VSS  for the  fourth quarter of operation met this requirement.  In 

that quarter, volatile solids reductions as high as 77.95% were recorded. 

The mixing and aeration equipment furnished have been shown to adequately mix and aerated the 

thickened WAS in the digester. The type of system furnished by the manufacturer breaks the floc on 

each pass through the aeration system.  

Five (5) each 24‐inch tubes are applied in each cell. At the design air application rate on 6% sludge, 

based on enviroquip’s  test data, each  tube would pump at a  rate of 9.74CFS  (4369 GPM). At  that 

pumping  rate,  the  entire  contents  of  each  quadrant  go  through  the  diffusion  system  every 

102,850/4369=23.5 minutes. 

There  is enough flexibility  in the air delivery system, to  increase the airflow rate to 30 SCFM/th CF, 

which decreases the turnover time to 19 minutes. 

The aeration system furnished has proven itself to mix and aerate sledges at 6 to 7 % (±) in the Los 

Lunas facility. The system furnished has shown the following advantages: 

1. Oxygen is controlled by varying the air supply rate 

2. Compressed air ads heat to the system to improve efficiencies. 

   

 

 

 

   

 

 

Dirty water and sludge mixing effects 

One of the points that should be made is that the total function of the aeration equipment must be 

viewed in any discussion of oxygen transfer into a tank full of dirty water (wastewater) or sludges. A 

perfectly  efficient,  properly  designed  transfer  system must  do more  than  simply  dissolve  air  in 

water.  It has  to provide an environment which  is optimum  for bacteria  to carry on  their  intended 

processes. As such, the aeration device is called on to perform a much broader class of service. It is 

also the essential mixer that carries on all of the basic mixing functions within the aeration tank or 

aerobic digester. 

Mixing is required for several reasons. 

A. A  velocity  needs  to  be  introduced  into  the  tank which  is  sufficient  to  hold  the  solids  in 

suspensions. 

B. Sufficient shearing  forces must be provided such that the  floc  in the wastewater or sludge 

does not become overly dense. 

C. The mixing  also  needs  to  be  gentle  enough  that  the  floc  is  not  really  dispersed  and  the 

bacterial colonies are maintained and allowed to function. 

D. The mixing must  also  transport  the bacteria  and  food  into  close  proximation  so  that  the 

desired reactions can occurs. 

The method of mixing will determine  the degree  to which  the process approaches a plug  flow or 

completely mixed system. It also influences the energy required for oxygen transfer. An example of 

this  is the case where the raw waste or sludge exhibits  low alpha, say 0.5, but the treated effluent 

alpha  is  1.00.  If  the  system  operates  in  a  plug  flow mode,  then  the  energy  required  for  oxygen 

transfer can be about 30%more than for a completely mixed system. The dispersion of the organics 

and nitrogen throughout the aeration tank (or aerobic digester) is principally affected by the mixing 

patterns  induced  by  the  aeration  equipment.  Geometry  is  very  important  to  the  design  of  any 

aeration system, especially Enviroquip’s shear tube aerators. 

One of the principal reasons for the success that Los Lunas has had with their aeration system is the 

fact that they have had such good mixing and been able to get essentially complete mixing within 

the basins to quickly disperse high organic loads and nitrogen, and get the bacteria within the basin 

to work on  these  loads  as quickly  as possible. The high pumping  rate  affects oxygen uptake  rate 

(disperses it). The diffuser supplied constantly renews interfacial areas across which diffusion occurs 

within the shear tubes. Good mixing can lengthen the duration of contact time between the bubble 

and the liquid, and thus  increase the oxygen stripping efficiency. Another benefit of the shear tube 

system  is  that  the  rapid  blending  of  toxic  or  other  feed  upsets  will  dilute  their  impact  on  the 

biological process. 

In summary, it appears that the Los Lunas diffusion system offers (when properly applied) include: 

A. High  oxygen  stripping  efficiency.  This  gives  the  relatively  high  oxygen  transfer  rates  in 

pounds per horsepower hour, in dirty water or sludges. 

B. High  pumping  capacity  and  ideal  flow  patterns  for  the  suspension  of  solids,  at  optimum 

installation geometry. 

 

 

C. Full access to all orifices entirely above and outside of the wastewater sludge system under 

aeration. 

D. No “dead spots” in the event of mechanical equipment failure. 

E. Full capability to change orificing at any time  in order to taper or otherwise adjust oxygen 

introduction to the basin(s). 

F. Enviroquip’s engineering know‐how to adjust orificing and diffuser bubble break‐out levels to 

maximize the turndown efficiency of any system. 

G. As  close  to  zero maintenance as you  can get  for any  type of oxygen  transfer and mixing 

equipment. 

H. Ability to turn the system “on and off” with minimal maintenance requirements. 

Shear tube aerators provide the added benefit of a high “g” value at the point of application of the 

oxygen into the system. In a shear tube aerator, the air is pumped into a tube – usually into a 24 inch 

tube through a 2  inch diffuser with the point of  injection roughly 14  feet below the  liquid surface. 

Application of the air induces “pumping” through the tubes at velocities of 3 to 5 FPS (dependent on 

sludge thickness and viscosity). Typical basin turn‐over rates are 5 to 30 minutes (dependent on air 

requirements  and  solids  concentration). Within  the  tubes,  the  sludge  solids  (flocs)  particles  are 

sheared at the point of injection of the air (oxygen source) which allows for the introduction of the 

oxygen  in close proximity to the bacteria that will utilize  it  in the breakdown of the digester solids 

within the tankage. On exiting the top of the shear tube, the solids are “re‐flocced”. 

Also,  in a  system undergoing  concurrent nitrification‐denitrification within a  sludge  (floc) particle, 

the shearing action will allow for nitrified material to be released to provide for an additional oxygen 

source within the basins. The surface turbulence in the area immediately above each tube may also 

allow  for stripping of carbon dioxide and nitrogen  from  the system. All of  these effects should be 

beneficial to thr operator of high solids aerobic digesters. 

Another advantage is that the rapid turnover time allows for easy pick‐up of any settled solids within 

the “flux” in the aerobic digester and re‐entrainment of solids (in the tank) within that flux. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

TABLE2.Third&FourthQuarterAerobicDigesterTemperatures

Temperature°C 

Date  NE Cell  NW Cell  SW Cell  SE Cell 

11/05/95  30.8  31.6  30.8  26.0 

11/06/95  31.0  31.3  31.1  26.1 

11/10/95  29.7  29.3  29.7  25.6 

11/12/95  29.7  29.7  29.5  25.6 

11/14/95  30.4  30.5  30.0  25.7 

11/17/95  30.5  30.4  30.0  25.7 

11/20/95  30.3  30.7  31.0  25.9 

11/27/95  29.9  30.1  30.4  ‐ 

12/03/95  30.7  31.6  31.1  25.0 

12/04/95  38.8  31.7  31.1  25.4 

12/18/95  30.2  34.8  35.8  30.9 

12/30/95  30.4  35.3  35.3  30.4 

01/06/96  31.1  33.8  33.7  24.6 

01/07/96  31.4  32.0  33.8  25.0 

01/17/96  27.9  31.8  33.6  24.9 

01/26/96  25.2  32.1  34.1  ‐ 

02/01/96  25.2  31.0  29.9  ‐ 

02/03/96  27.5  30.0  28.8  24.5 

02/12/96  26.3  30.3  29.8  28.0 

02/19/96  28.0  30.5  30.3  ‐ 

02/24/96  29.4  29.5  31.8  ‐ 

03/02/96  26.3  29.0  29.8  28.3 

03/05/96  26.2  29.2  29.2  25.8 

03/10/96  25.6  28.6  28.1  24.4 

03/11/96  26.1  29.1  28.8  25.2 

03/18/96  27.0  30.4  31.6  ‐ 

03/23/96  24.8  30.2  32.8  27.9 

03/25/96  27.6  31.6  33.1  26.0 

03/31/96  24.3  20.5  30.8  32.8 

04/06/96  24.0  32.3  32.9  31.0 

04/14/96  25.2  30.2  32.2  25.3 

04/15/96  26.0  32.1  32.6  27.0 

 

 

 

 

 

Source: City of Los Lunas W.W.T.P. Facility  

Quarterly & Final Project Performance Report  

Prepared by Molzen‐Corbin & Associates 

Albuquerque, New Mexico

 

AdditionaldataprovidedbyCityofLosLunas

Date NECell NWCell SWCell SECell05/97  25.6  32.7  32.4  ‐ 

05/97  27.3  30.8  29.2  ‐ 

05/97  27.1  31.0  29.4  ‐ 

06/97  27.1  29.2  28.6  27.6 

06/97  29.0  31.1  30.5  28.8 

06/97  29.4  31.2  30.6  29.0 

07/97  29.8  31.6  31.0  29.3 

07/97  30.1  32.0  31.8  30.1 

07/97  33.3  32.5  32.2  31.0 

08/97  35.2  34.1  34.9  ‐ 

08/97  35.4  34.2  35.0  ‐ 

 

 

TABLE 3. VSS Reduction 

Third & Fourth Quarters of Operation

Dates %VSSReduction SludgeRetention

11/17/95  59.32  293 days 

12/19/95  64.53  296 

01/21/96  71.92  211 

02/15/96  64.29  50.76 

03/13/96  46.06  50.50 

04/24/96  77.95  43.22 

 

Source: City of Los Lunas W.W.T.P. Facility  

Quarterly & Final Project Performance Report  

Prepared by Molzen‐Corbin & Associates 

Albuquerque, New Mexico

 

 

 

 

TABLE 4. Aerobic Digester 

Dissolved Oxygen Levels 

DateDissolvedOxygen,mg/L

NECell %Solids NWCell SWCell SECell

11/06/95  2.68    3.01  4.67  5.00 

11/17/95  2.50  (5.4)  3.00  4.91  5.12 

11/27/95  2.70    3.21  5.11  5.00 

12/04/95  2.67  (4.6) *  3.19  4.74  4.91 

12/18/95  0.21  (11.0)  1.36  3.17  4.40 

01/26/96  0.27  (4.8)'  2.00  3.65  ‐ 

02/01/96  0.41    2.17  3.85  ‐ 

02/12/96  0.18  (5.4)  2.61  3.59  4.10 

02/19/96  0.18  (6.63)  3.11  3.23  ‐ 

03/11/96  0.28    2.44  2.54  3.13 

03/25/96  0.28    1.91  1.33  2.50 

04/15/96  5.54  (8.41)  4.66  4.64  4.34 

 

*Note:  The initial thickened sludge pump furnished was found to not be able to 

handle 6%(±) solids, so a different type of unit was furnished by the 

Contractor. For that reason, the Belt Filter Press had to initially be run at a 

reduced solids concentration in the cake. 

Source: City of Los Lunas W.W.T.P. Facility  

Quarterly & Final Project Performance Report  

Prepared by Molzen‐Corbin & Associates 

Albuquerque, New Mexico

 

 

 

 

 

 

 

 

THE P.A.D. PROCESS 

AND 

DESIGN OF AEROBIC DIGESTER 

SYSTEM 

INCORPORATING RECENT 

EXPERIENCE 

 

Presented By 

 

Elena Bailey 

Aeration Product Manager 

Enviroquip, Inc.    

 

 

 P.A.D  PRE‐THICKENED AEROBIC  DIGESTER PREOCESS  

 

 Objectives    Achieve 2.5‐3.5% solids without mechanical dewatering. No polymer consumption required for thickening. Requires very little if any supervision  

 

 DIFFERENCES BETWEEN THE  P.A.D And the CONVENTIONAL SYSTEM: 

1. FLOW STREAM 2. OPERATION 3. WASTING PROCEDURE 4. DEWATERING POLYMER COSTS 

 

 

 Conventional system:  Flow stream: The WAS is introduced into the  Aerobic digester Pre‐mix    Thickener     Wasting occurs from the bottom of thickener    

 

 

 

The P.A.D process and design of aerobic digestion system incorporating 

recent experience 

All the previous speakers have presented cases where the sludge was pre‐thickened using some type 

of mechanical device. Even though all of them used a belt thickener it could have been any type of 

mechanical dewatering system such as a centrifuge, or a rotating drum thickener. No matter what 

the means  of  thickening  the  sludges  going  into  the  digesters  normally  anywhere  from  3  to  10% 

solids. Even though this is the direction our industry in taking, if you have a customer that feels more 

comfortable working with sludges  in the range of 2‐3% solids then P.A.D may be a better route to 

take. 

The P.A.D. process stands for PRE‐THICKENEE AEROBIC DIGESTION. The ORIGINAL P.A.D process was 

developed a few years back before we even knew what Class B sludge meant. What we have found 

out talking to Dr.Diagger in the last year or so, is that even though this process was developed with 

very different objectives, because of the way  it  is set‐up  it can also provide the necessary steps to 

meet Class B sludge. 

It  was  pioneered  by  Pete  Czerwinski  who  is  here  in  the  audience  today,  and  it  was  originally 

designed  to meet  the  following objectives:  increase  solids  concentration  in  the  range of 2.5‐3.5% 

using  a  gravity  thickener without  any  polymer  and  the  expenses  associated with  polymers.  The  

concept was developed for owners who are either understaffed or have very limited resources and 

run plants that have supervision for only 3 to 5 hours a day. The system is also fully automatic using 

airlift pumps on timers that can perform each stage of the process. 

The system is very different from the standard conventional system that you are probably familiar 

with. The floe stream is different, the operation is different, the wasting procedure is different as 

well as the cost associated with dewatering of the final product. 

 

 

P.A.D. Flow Stream  

A. Incoming flow: the WAS is introduced into the              PRE‐MOX‐THICKENER‐AEROBIC‐DIGESTER 1 OR 2  

B. Flow in the system : The flow is recycled from the Aerobic Digester to the Pre‐mix and then to the Thickener and back to the Aerobic Digester.  

C. The water level:  the water level in the digester remains constant. The water level in the pre‐mix and thickener is constant but is approximately 6” lower than the in loop aerobic digester basins.   

 

 

 

 

 3. P.A.D. – wasting procedure:  When  the  sludge  is  ready  to be sent  to  the  sludge handling  facility,  the  sludge  is drawn  from  the isolated aerobic digester rather than from the isolated aerobic digester rather than from the bottom of  the  thickener  ,  because  the  isolated  digester  has  achieved  pathogen  kill  and  has  the  same concentration of sludge as the thickener. 

 

  

4 P.A.D. – Dewatering polymer costs:  Because the sludge is completely MIXED and HOMOGENOUS, the polymer dosage for the belt press or drying is constant which results in considerable polymer cost savings.   

  Overall result of P.A.D. system  

I. Meets pathogen destruction driteria <2,000,000 colony forming units II. Meets vector attraction recustion 

i) ≥ 38% volatile solids reduction                        or 

ii)  SOUR‐ standard oxygen uptake rate   ≤1.5 mg o2/hr/grTSS 

 

 Conventional system:   In this system the sludge is introduced to the aerobic digester basin. When sludge is fully digested it is  then  transferred  to  the  pre‐mix  if  available  and  finally  to  the  thickener  for  settling.  The supernatant  is transfer back to the head of the plant and the thickened sludge  is wasted  from the bottom of the thickener  is taken and  is taken either to the drying beds, belt press or centrifuge for dewatering or hauled to be liquid land applied. 

 

The P.A.D. process:  It consists of 4 basins: 2 digester, a pre‐mix and a thickener. The process is divided into two phases:  

 

Phase 1  

Digester no 1when digester no. 1 is part of the loop, it operates as a VOLATIZER basin.  Result: Reduction of a majority of the volatile solids in this phase, as well as majority of the 

 

 

pathogens.  Thickener: The thickener serves as both a thickener and as a DENITRIFIER. There is no need to cycle the air on and off.  Results:  Thicken, denitrify, and recover up to 50% of the alkalinity lost in the system.  

   

 

 

 

 

 

 

All  the  scum  and WAS  from  the  bottom  of  the  clarifier  enters  the  pre‐mix  basin.  The  sludge  is 

aerated at a very high airflow for a very short time and then  it  flows  into the thickener by gravity. 

The  thickened  sludge  from  the  bottom  of  the  thickener  is  airlifted  to Digester  #1.  The  sludge  is 

aerated and then overflows back to pre‐mix. 

Example:  

Let’s assume that the WAS is around 0.5% solids when it enters the pre‐mix basin. After it settles in a 

thickener for a while it may thicken up to 0.8%. When it is transferred to digester #1 it is still 0.8%, 

then  it  is aerated  for a while and overflows to the pre‐mix then the next time  it goes through the 

thickener the concentration will increase to 1%, 1.5% and so forth and so when it thickens to around 

3% the digester is taken out of the loop , therefore phase 1 for digester #1stops. 

  At this point digester #1 will be taken out of the loop, all the incoming flow will be diverted 

to aerobic digester #2. 

Hydraulically, the water level in the pre‐mix and thickener is about the same, and the water level in 

the Aerobic Digester in loop is about 6” higher that the other two structures. The water level in the 

isolated digester may be all the way to the bottom if sludge is wasted out of the system, a gallon of 

water has to go out in order to maintain hydraulic balance in the basin in loop. They way we achieve 

that is by taking water from the thickener in the form of supernatant back to the head of the plant. 

Doing so we achieve not only a hydraulically balanced system but also we enhance the thickening of 

the sludge in the system without the need to turn the air off in the aerobic digester in loop.  

Inphase1

Aerobicdigester#1

Thepre‐mixandthickenerareinloop

Inphase2

Aerobicdigester#1isisolated.

Whendigester#1isinloop,

Aerobicdigester#2isisolatedandviceversa.

 

 

Benefits: 

It’s  important  to  provide  basins  in  series  to  prevent  contamination  of  the  waste  and  achieve 

pathogen  kill.  This  system  is  better  than  a  series  system  because  it  provides  full  and  complete 

isolation. No new  sludge  can enter  the  system during Phase 2  so  the maximum pathogen kill  can 

occur. 

In  addition,  if  you  waste  out  isolated  digester,  the  sludge  is  completely  mixed  and 

homogeneous and polymer dosage for the belt press or drying beds is constant. 

  The digester in loop operated as a VOLATIZER while the sludge thickens. 

  The majority of the volatile solids reduction occurs in this phase. 

 

 Phase 1 aerobic digester #1 – “in loop” 

1. WAS and scum from clarifier 2. Pre‐mix to thickener 3. Thickened sludge to digester #1 4. Digested sludge recycled to pre‐mix 

Aerobic digester #2 – “isolated” 5. Sludge to dewatering 

 

 

 

 

 

Phase 2 aerobic digester #1 – isolation 5. Sludge to dewatering. Aerobic digester #2 – “in loop” 

6.  WAS and scum from clarifier 7. Pre‐mix to thickener 8. Thickened sludge to digester #2 9. Digested sludge recycled to pre‐mix 

 

 

Phase 2  Digester no 1  When digester no. 1 isolated, all raw waste is diverted to digester no 2.  There is no further contamination of the waste in the Digester no 1  Air can be cycled on and off to achieve additional denitrifictaion if required.  The basin is used as “PATHOGEN REDUCTION BASIN”  Finally, all the 2.5‐3.5% sludge is pumped to dewatering, and the basin is ready for phase 1. 

 

 

 

Controlled aerobic digestion 

Sludge from clarifier to volatizer or thickener 

Thickened sludge to volatizer 

Volatizer to pathogen reduction #1 

“POLISHED” sludge to dewatering. 

 

 

 

 CONTROLLED AEROBIC DIGESTER SYSTEM: 

  

A. A minimum of 3 cells or tanks in series.  B. All three tanks provided with SWD ≥20 ft.  C. WAS  or  primary  sludge  can  be  pre‐thickened  with  a  belt  thickener  or  gravity 

thickener prior to entering the first digester.  D. Provide means  to  by‐pass  thickening mechanism  prior  to  entering  the  digester 

complex.  E. Provide means  for  thickening of partial  flow  from  first  tank prior  to entering  the 

second tank  F. First tank will serve as a VOLATIZER basin.  G. Second tank will serve as the PATHOGEN REDUCTION BASIN #1.  H. Third basin will serve as PATHOGEN REDUCTION BASIN #2. 

 

 Equipment required to provide a controlled environment:  

A. First  tank will be provided with  a  flat  aluminum  insulated Air beam®  aeration  cover  to maintain 20‐20°C all year. Use  shear  tubes designed  to maximize  shearing  if waste with high viscosity or high solids concentration is introduced to the system.  

B. Provided means  to provide Cycling or air  (on and off)  in all 3 basins. Control process by measuring changes in Nitrates, or pH.  

C. The aeration  system  in  the 3rd basin  should be capable of providing adequate mixing at variable water levels. 

 D. The blowers should be capable of handling water level variations. 

 E. Capability  of  shift  oxygen  between  cells  and  having  to  meet  varying  oxygen  uptake 

demands is essential.  

 

 

 

 

 

Conclusion of the workshop 

Provide a minimum of 3 cells in series or isolated tanks to provide the maximum pathogen kill 

The deeper basins performed the best. 

The sludge can either be pre‐thickened or the system should be such that provisions can be made to 

bypass  the  thickener  in  case  the  temperature  in  the  basin  exceeds  35°C  or  in  case  the  aeration 

equipment can’t completely mix higher solids due to high viscosity. 

Isolate the  functions. Use the  first basin as a Volatizer. The second and third basin can be used to 

reduce  the  pathogens.  The  third  basin  should  also  be  designed  to  provide  adequate mixing  at 

variable water  levels.  Both  the  aeration  equipment  and  blowers  need  to  be  designed  to  handle 

variable water levels in the third tank. 

Provide a cover on all the basins if possible if possible or at a minimum cover at least the first basin if 

lower temperatures are expected in the basin. 

Control ammonia‐nitrogen, nitrite‐nitrogen, nitrate‐nitrogen concentrations and pH and determine 

the length of time that the air needs to be on and off. 

Above all provide the most flexible design possible, both by shifting the oxygen between basins to 

meet the varying oxygen demand either due to higher volatile solids feed going into the system or 

due to higher solids concentration in the feed or due to additional air required to meet the SOUR 

requirements.