CN105481168A - 煤气化污水综合处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于污水处理领域，具体涉及一种煤气化污水综合处理方法。步骤如下：絮凝沉淀、保安过滤、电吸附除盐、加碱软化沉淀pH调节、精密过滤、气化膜除氨、短程硝化反硝化、深度碳化硝化。本发明从源头对污水进行除盐处理回用，节约了脱盐水，降低了生产成本，降低了后续处理设施的处理规模、投资，提高了处理效率。

Description

煤气化污水综合处理方法

技术领域

本发明属于污水处理领域，具体涉及一种煤气化污水综合处理方法。

背景技术

煤气化是煤化工的第一单元过程，采用水煤浆气化技术制取H₂和CO。其原理是水煤浆和纯氧一起通过喷嘴高速喷出，并流混合雾化，在压力6.5MPa、温度1400℃左右的条件下，在气化炉内进行火焰型非催化部分氧化反应，经历煤浆升温及水分蒸发、煤热解挥发、残碳燃烧气化和气体间的化学反应等过程，最终生成以CO、H₂为主要组分的粗煤气。灰渣采用液态排渣，粗煤气送至下游的变换工序。

粗煤气需采用脱盐水进行洗涤净化。煤气化的反应过程中煤燃烧产生的煤灰，煤中的有机氮物质转化的氨氮，煤中的有机物杂质和其它无机物都被洗涤水吸收转移到污水中随水排出。所排放的污水氨氮一般300mg/L左右，COD约500mg/L左右，总硬1000mg/L，氯离子200-300mg/L，水温50℃左右。这种污水的显著特点是硬度高，氨氮与COD相比氨氮浓度偏高，COD偏低。这股污水通常是采用生化法处理达标排放，达标再采用超滤反渗透工艺深度处理脱盐后回用，所产生的浓水因无机盐浓度高、COD被浓缩而不能达标排放，而采用蒸发浓缩结晶的方法处理，成本较高。

含有污染物的氨氮污水处理一般采用缺氧反硝化+好氧硝化(即A/O)工艺处理，在脱除氨氮的同时去除总氮。煤气化污水的生化处理一般也采用相似工艺流程。如图1所示。

反硝化反应是将硝酸根、亚硝酸根还原为氮气的过程，反硝化反应属于异养型反应，需要有机碳源，缺氧反硝化在前，可以充分利用原污水中的有机碳源。1克亚硝酸根还原需要1.7克BOD，1克硝酸根还原需要2.86克BOD。反硝化反应过程中产生碱度，1克亚硝酸根还原会产生2.0克碱度，1克硝酸根还原产生3.57克碱度。硝化反应是将氨氮氧化成硝酸根的过程，属于自养型反应，不需要有机碳源。硝化过程是产酸过程，每氧化1克氨氮需要7.14克碱度去中和所释放的酸度，维持反应的pH稳定。反硝化所产生的碱度可以用于中和硝化反应所释放的部分酸度。因此，将反硝化反应置于硝化反应之前，可以充分利用原污水的有机碳源，反硝化反应所释放的碱度可以为后续硝化利用。硝化反应在后的缺点是所产生的硝酸根必须通过硝化液回流到反硝化单元的方法才能为反硝化反应提供硝酸根，达到脱除总氮的目的。如果要获得高的反硝化率，则需要更多的消化液回流到反硝化单元，同时产生更多的碱度用于后续硝化单元中和酸度维持pH平衡。通常硝化液回流量与污水比为400％。回流比越高能耗越高，构筑物越大投资越高。

如果污水中的有机物浓度与氨氮浓度比值在合理范围以内，则上述工艺流程可以获得理想的去除氨氮和总氮的效果。

煤气化污水中的氨氮与COD(BOD)处于失衡状态，碳氮比偏低，对于去除总氮是不利的。

对于氨氮偏高COD偏低的污水处理，通常的做法是向污水中投加易生物降解的有机物如甲醇、淀粉或葡萄糖。优点是可以获得较高的氨氮和总氮去除率，缺点一是外加有机碳源增加了生产成本，二是产生大量的剩余活性污泥，带来了二次污染，而剩余污泥的处置费用比较高，间接地增加了污水处理的成本。

如果要对此污水回用，一般的做法是将污水生化处理达标后再经过加碱软化沉淀去除钙硬，再经多介质过滤、超滤去除悬浮物，然后采用反渗透进行脱盐处理，产水回用，浓水无机盐被浓缩，COD也被浓缩，不能达标排放。浓水处理的一般的做法是高级氧化处理处理达标排放，投资大运行成本高。如果属于内陆地区，高盐污水即使COD达标也不能向自然水体排放，会污染地下水。只有蒸发结晶，将污水中的无机盐变为固体。蒸发工艺包括蒸汽加热蒸发，成本较高。如工厂处于西北沙漠干旱地区，可以考虑自然蒸发结晶。

经检索发现有5篇密切相关专利。

专利一，申请号：201110388561.X，一种煤气化得到的煤气化废水的处理方法，该方法包括在加压气化条件下，将碎煤与水蒸气和氧气接触，得到一种粗煤气；将粗煤气与水接触冷却、得到净化后的煤气和液相产物，将液相产物进行油水分离，得到煤气化废水；将煤气化废水进行脱氨处理，得到脱氨后的煤气化废水；在水的超临界条件下，将脱氨后的煤气化废水与氧化剂接触得到合成气和接触后的废水，所述氧化剂的用量为脱氨后的煤气化废水中有机物和氨态氮被完全氧化理论需氧量的0.2～0.8倍；将得到的接触后的废水进行生化处理。该方法，不仅能够使煤气化废水中的有机物的含量明显降低，又可将煤气化废水中的有机物转化为合成气，从而实现废弃资源回收。

该专利采用超临界氧化技术，虽然可以将污水中的有机物转化为合成气实现资源化，但运行成本高。该技术处理高浓度、小水量有机污水相对可行，但处理大水量的煤气化污水不具备实用性。该技术没有对污水进行脱盐处理，污水不能循环利用。

专利二，申请号：201210404170.7，一种煤气化废水的处理方法，包括：(1)石灰软化，首先向煤气化废水中投加石灰乳，使废水中的钙盐、镁盐与石灰乳发生化学沉淀，静置沉淀后过滤上清液；(2)臭氧氧化，步骤(1)过滤后的废水进入臭氧氧化装置处理；(3)MBBR处理，经臭氧氧化的废水进入到MBBR处理；(4)粗过滤；(5)连续膜过滤或超滤；(6)反渗透处理；(7)多效蒸发，对反渗透处理得到的浓缩液进行多效蒸发，进一步对多效蒸发得到的浓缩液进行结晶处理。本发明方法既可以高效去除煤气化废水中COD、氨氮和色度等主要污染物，同时可以大大降低废水中的含盐量，保证双膜的高效和长期运行，实现煤气化废水的零排放。

该专利处理流程长，采用了臭氧氧化辅助生化处理，投资大，运行成本高。超滤+反渗透+多效蒸发对生化后污水进行深度处理回用，投资大，运行成本高。

专利三，申请号：201210141598.7，一种垃圾渗滤液的综合处理方法。本发明涉及一种垃圾渗滤液的综合处理方法，步骤是⑴泡沫分离预处理；⑵混凝沉淀预处理；⑶微滤、超滤处理；⑷气态膜分离处理；⑸生化处理。该发明所处理的垃圾渗滤液的COD约20000～30000mg/L，氨氮约1000mg/L。其显著特点是气态膜在分离氨氮是先将污水的pH调节到11～12。壳程一侧采用硫酸、硝酸、盐酸、磷酸等强酸吸收氨气。脱氨后的污水采用厌氧/好氧交替运行的SBR工艺处理。

该专利污水预处理流程长、复杂，投资大，运行成本高。气化膜脱除的氨气采用强酸吸收，强酸在运输、储存、使用过程中有腐蚀、安全隐患。

专利四，CN102001750A，控制自由氨累积低温下SBR亚硝化-反亚硝化实现方法。本发明公开了一种低温下序批式活性污泥反应器亚硝化-反亚硝化控制方法。该方法是在传统的序列兼氧-好氧间歇式活性污泥法基础上，采用pH，氧化还原电位(ORP)，溶解氧(DO)作为实时监测参数建立自控系统。在10℃～18℃条件下，通过控制反应器体系内自由氨(FA)浓度从而抑制亚硝酸盐的氧化，或根据pH实时曲线上的“氨谷点”优化控制曝气时间，从而实现亚硝化-反亚硝化处理高浓度氨氮废水。该方法亚硝化率可达80％，对TN，NH3-N和COD去除率分别达到95％，99％和90％以上。

该发明所采用的SBR工艺更适合处理水质稳定、易生化的污水，不适用于水量大、水质变化大、含有难生物降解有机污染物的煤化工污水的深度处理，难以确保达标排放。

专利五，申请号：201010511424.6，一种高酸原油电脱盐废水的回用处理方法，高酸原油电脱盐废水首先进行除油和悬浮物处理及微生物生化处理，微生物生化处理出水依次进行絮凝、砂滤、生物活性炭及电吸附处理。絮凝和砂滤脱除生化处理出水悬浮物及部分胶体或溶解性有机物，生物活性炭处理进一步脱除胶体及溶解性有机物，电吸附处理脱盐及环烷酸等离子型有机物。本发明处理出水的COD≤50mg/L，不仅可满足严格的地方排放标准(COD≤60mg/L)，也可作为脱盐水回用至循环水系统或电脱盐装置，实现节水和减排。

该专利技术方案是将生化处理后的达标污水经过电吸附处理后回用于循环冷却水。

发明内容

本发明的目的是提供一种煤气化污水综合处理方法，节约了脱盐水，减少后续处理的水量、投资及运行费用，成本低。

本发明所述的煤气化污水综合处理方法，步骤如下：

(1)絮凝沉淀

向污水中加入絮凝剂，混合均匀后沉淀；

(2)保安过滤

采用袋式过滤器对步骤(1)处理后的污水进行过滤；

(3)电吸附除盐

步骤(2)处理后的污水进行电吸附除盐处理，得到产水和浓水，产水直接回到洗涤塔回用，浓水进入后续处理单元进一步处理；

(4)加碱软化沉淀pH调节

向浓水中投加碱液充分混合匀质沉淀，调整pH值；

(5)精密过滤

采用过滤布袋或者滤芯对步骤(4)处理后的浓水进行精密过滤；

(6)气化膜除氨

步骤(5)处理后的浓水进行气化膜除氨；

(7)短程硝化反硝化

步骤(6)处理后的出水与步骤(8)得到的硝化回流液混合后进行短程硝化反硝化处理，完成短程硝化反硝化的混合液进行泥水分离，污泥回流到短程硝化反硝化池入口端，出水进入后续单元处理；

(8)深度碳化硝化

步骤(7)得到的出水进入深度碳化硝化反应池处理，将硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，再进行反硝化，完成深度碳化硝化的混合液进行泥水分离，污泥一部分回流到深度碳化硝化反应池，一部分作为剩余污泥排放，清水达标排放。

步骤(1)中所述的絮凝剂为聚丙烯酰胺，絮凝剂的加入量为污水的1～2ppm，沉淀时间为3～5小时。

步骤(2)中所述的袋式过滤器的精度为20～50μm。

步骤(3)中所述的电吸附除盐模对操作电压为1.0～1.5V。

步骤(4)中所述的碱液为30％的氢氧化钠溶液或30％的熟石灰溶液，pH值为10.0～11.0。

步骤(4)中所述的匀质沉淀时向污水中投加1～2ppm的聚丙烯酰胺。

步骤(5)中所述的过滤布袋或者滤芯的精度为20～50μm。

步骤(7)中所述的步骤(6)处理后的浓水与步骤(8)得到的硝化回流液的体积比为1:1～2。

步骤(7)中所述的短程硝化反硝化池中的溶解氧控制在0.5～2mg/L，维持pH7.0～8.0，控制活性污泥浓度为6～8g/L，水力停留时间为20～30小时。

步骤(8)中所述的深度碳化硝化反应池中控制溶解氧2～4mg/L，污泥浓度1000～3000mg/L，水力停留时间10～20小时，pH为7.5～8.5。

本发明所述的煤气化污水综合处理方法，具体步骤如下：

第一步絮凝沉淀。向污水中加入絮凝剂1～2mg/L的聚丙烯酰胺，然后通过管道混合器进行充分混合均匀，促使污水中的粉煤灰等悬浮物快速凝聚形成矾花，然后污水进入沉淀池，沉淀物沉到底部，清水从上部流出。沉淀物通过排渣系统送灰渣场。出水自流进入缓冲池用泵加压提升进入下一步处理。

第二步保安过滤。采用精度20～50μm的袋式过滤器对出水进行过滤，去除随水漂出的少量细小的悬浮颗粒，确保后续装置的稳定运行。

第三步电吸附除盐。污水在此单元脱除部分无机盐。电吸附除盐是间歇式操作，一组脱盐运行，另一组处于再生状态，两组交替运行实现连续进水、连续出水。除盐操作时，污水进入一组电吸附模块，向模块施加支流电压，模对操作电压为1.0～1.5V，在直流电场作用下污水中阴、阳离子向极性相反的电极迁移并被吸附在电极表面，出水中的无机盐浓度下降，作为产水回用，此过程约需要30min。当吸附饱和后，切断电源，离子失去吸附力，回到水中，采用中间水池的污水进行冲洗，脱附的离子随污水流出模块即为浓水排放或做后续处理，此过程需要15min。然后采用原污水继续对电吸附模块进行冲洗再生，再生液储存在中间水池，用于下一次再生，此过程需要15min。当第一组模块处于再生状态时，第二组进入脱盐工作状态，实现连续产水。经过电吸附除盐后的产水电导率大幅度下降，钙离子、氯离子、COD、氨氮均降低。产水约占进水量的75％，产水直接回到洗涤塔，代替部分脱盐水用于合成气的洗涤。25％作为浓水进入后续处理单元进一步处理。

第四步加碱软化沉淀pH调节。先向电吸附浓水中投加一定量的30％(m/m)氢氧化钠溶液或者30％的熟石灰溶液，污水经过管道混合器，碱与污水充分混合均与，然后污水进入一个pH调节沉淀池，污水在此充分混合匀质沉淀，将污水pH调整到10.0～11.0，污水中的铵离子约有85％～90％转化为游离态的氨。为了提高沉淀物的沉淀速率确保沉淀效果，向污水中投加1～2ppm的聚丙烯酰胺以达到助凝的目的。

第五步精密过滤。经过pH调节和沉淀的污水还可能携带细小的悬浮颗粒，需要采用精密过滤的方式去除。本发明采用过滤精度20-50μm的过滤布袋或者滤芯对沉淀池出水进行精密过滤，确保进入中空纤维气化膜的污水不含大颗粒悬浮物，以免对中空膜造成堵塞。

第六步气化膜除氨。中空纤维气化膜已经在许多化工分离工艺中应用。膜丝表面有许多微孔，经过改性后只允许气体通过，水和无机盐不能透过。因此，可以高效率高纯度分离水中可以气化的物质。经过pH调节及精密过滤后的电吸附浓水进入气化膜除氨单元。气化膜单元的结构与列管式换热器相似，换热管由一束直径0.65mm的膜丝替代。污水走管程，用于吸收氨气的二氧化碳走壳程。污水从组件的一端进入，从另一端流出。水中游离态的氨气迁移到膜表面，膜内外侧的气体分压是不相同的，内侧压力大于外侧，氨气从膜丝内表面透过单一透过性微孔迁移到外表面进入膜组件的壳程，采用气体净化单元的二氧化碳将壳程的氨气吹出，混合气体进入水洗塔，经水吸收后生成碳酸铵。煤气化过程中产生的二氧化碳只有少量的做成食品级二氧化碳，其它大部分作为废气排放。本发明利用废物，以废治废。避免了采用硫酸等强酸吸收氨气在运输、储存、使用过程中的腐蚀与安全问题。脱除氨气的污水pH会降至9.0～10.0，有利于后续生化处理。

经过中空纤维气化膜处理后，制氢污水中的氨氮被去除60％～70％，污水中剩余氨氮约为90～120mg/L。煤制氢污水属于易生化处理污水，其BOD/COD约0.6，当COD为500mg/L，BOD约300mg/L。BOD与氨氮的比值由原污水的1：1升到了2.5：1～3.3：1，为后续的短程硝化反硝化创造了条件。

第七步短程硝化反硝化。此单元反应池为长方体推流式设计，池中悬挂软性生物填料。脱除氨的电吸附浓水与后续单元的硝化单元的硝化回流液按照1:1～2的体积比混合后从反应池一端进入。通过控制曝气量将反应池中溶解氧控制在0.5～2mg/L，维持pH7.0～8.0，为厌氧细菌、缺氧细菌、好氧细菌提供共生共存的环境，控制活性污泥浓度为6～8g/L，水力停留时间20～30小时，完成短程硝化反硝化。完成短程硝化反硝化的混合液进入沉淀池进行泥水分离，污泥回流到短程硝化反硝化池入口端，清水进入后续单元处理。

第八步深度碳化硝化。此反应池为长方体推流式设计，池中悬挂软性生物填料。短程硝化反硝化反应后剩余的氨氮、亚硝酸根和COD在此单元被进一步氧化降解。控制溶解氧2～4mg/L，污泥浓度1000～3000mg/L，水力停留时间10～20小时，pH7.5～8.5。

为了将深度碳化硝化反应段新产生的硝酸根还原，提高总氮去除率，确保总排水总氮达标排放，将硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，再进行反硝化。本发明取硝化液回流比为100％～200％。

完成深度碳化硝化的混合液进入沉淀池进行泥水分离，污泥一部分回流到碳化硝化池，一部分作为剩余污泥排放，清水达标排放。

煤气化污水综合处理方法共分8个步骤，第一步是絮凝沉淀，第二步保安过滤，第三步是电吸附除盐，第四步是电吸附浓水加碱软化沉淀调节pH，第五步是精密过滤，第六步是中空纤维气化膜除氨，第七步是短程硝化反硝化，第八步是深度碳化硝化。

第一步絮凝沉淀。向污水中加入絮凝剂，促使污水中的份煤灰等悬浮物快速凝聚沉淀，沉淀物通过排渣系统送灰渣场。出水自流进入缓冲池用泵加压提升进入下一步处理。

第二步保安过滤。采用精度20～50μm的袋式过滤器对出水进行过滤，去除随水漂出的少量细小的悬浮颗粒，确保后续装置的稳定运行。

第三步电吸附除盐。与对比专利五将生化处理后的污水采用电吸附除盐不回用不同，本发明将污水从源头先除盐回用。

电吸附除盐的关键单元是电吸附模块，模块是由多组极板组成而成，每块极板之间采用塑料网隔开，极板间距约1mm。其除盐的原理是在模块的两端施加直流电场，电压在每组极板间均匀分布，电压约1.0～1.5V，当污水从极板之间的缝隙流过时，在电场作用下阴阳离子向极性相反的电极迁移并被吸附在电极表面，出水中的无机盐浓度下降，作为产水回用。当吸附饱和后，切断电源，离子失去吸附力，回到水中随污水流出模块即为浓水排放或做后续处理。经过电吸附除盐后的产水电导率大幅度下降，钙离子、氯离子、COD、氨氮均降低。产水约占进水量的75％，产水直接回到洗涤塔，代替部分脱盐水用于合成气的洗涤。25％作为浓水进入后续处理单元进一步处理。由于电吸附是部分除盐，其产水中还有一定浓度的无机盐，因此，回用水不能完全替代同等水量的脱盐水。当系统运行稳定后，洗涤塔的排水量要大于原来的排水量，电吸附除盐装置的处理规模相应增大，以确保每一轮循环电吸附的除盐总量与洗涤塔洗涤下来的无机盐总量相等。详细的物料平衡将在实施例中予以说明。

由于电吸附极板是无机材料，对有机污染物不敏感，有机物浓度的高低不会影响其除盐效率。因此，本发明将电吸附用于原污水除盐实现污水源头回用，而其它除盐工艺难以承受如此高浓度的COD。而且污水约50℃的温度，以有机高分子材料为主的纳滤膜、反渗透膜等除盐工艺难以长时间承受如此高的温度，膜的使用寿命将会受到严重影响。

将污水从源头除盐回用的另一个显著优点是后续处理单元所处理的是电吸附的浓水，处理规模大幅度降低，有利于提高处理效率，降低投资。

第四步将电吸附浓水加碱软化沉淀调节pH。在此阶段污水的pH可以有多种选择，如果将pH调到11.5以上，则污水中所有的铵离子将全部转变为游离态的氨，有利于后续气化膜除氨，但是需要向污水中投加大量的碱溶液，生产成本高。另外，过高的pH对后续生化不利，还要加酸将pH调整到生化适宜的pH，造成浪费和生产成本的增加。如果pH调节的过低，污水中只有少量的铵离子转变为游离态的氨，后续气化膜的除氨效率难以保证。因此，应根据后续气化膜的除氨要求不同，选择不同的加减量。本发明先向制氢污水中投加一定量的30％(m/m)氢氧化钠溶液或者30％的熟石灰溶液，然后污水进入一个pH调节沉淀池，污水在此充分匀质沉淀，将污水pH调整到10.0～11.0，污水中的铵离子约有85％～90％转化为游离态的氨。为了提高沉淀物的沉淀速率确保沉淀效果，向污水中投加1～2ppm的聚丙烯酰胺以达到助凝的目的。该单元所排出的沉渣可以送CFB锅炉做脱硫使用。

第五步精密过滤。经过pH调节和沉淀的污水还可能携带细小的悬浮颗粒，需要采用精密过滤的方式去除。本发明采用过滤精度20-50μm的过滤布袋或者滤芯对沉淀池出水进行精密过滤，确保进入中空纤维气化膜的污水不含大颗粒悬浮物，以免对中空膜造成堵塞。

第六步气化膜除氨。中空纤维气化膜已经在许多化工分离工艺中应用。膜丝表面有许多微孔，经过改性后只允许气体通过，水和无机盐不能透过。因此，可以高效率高纯度分离水中可以气化的物质。经过pH调节及精密过滤后的污水进入气化膜除氨单元。气化膜单元的结构与列管式换热器相似，换热管由一束直径0.65mm的中孔膜丝替代。污水走管程，用于吸收氨气的二氧化碳气体走壳程。污水从组件的一端进入，从另一端流出。水中游离态的氨气迁移到膜表面，膜内外侧的气体分压是不相同的，内侧压力大于外侧，氨气从膜丝内表面透过单一透过性微孔迁移到外表面进入膜组件的壳程，采用煤气化工艺气体净化单元的二氧化碳将壳程的氨气吹出，混合气体进入水洗塔，经水吸收后生成碳酸铵。煤气化过程中产生的二氧化碳只有少量的做成食品级二氧化碳，其它大部分作为废气排放。本发明利用废物，以废治废。避免了对比专利三采用硫酸等强酸吸收氨气在运输、储存、使用过程中的腐蚀与安全问题。脱除氨气的污水pH会降至8.3～8.5，有利于后续生化处理。如果将污水pH调节得过高，虽然可以将更多的铵离子转化为氨气提高氨氮的去除率，但是脱氨后的污水pH过高，不利于后续生化处理，还需要加酸将pH调节到生化适宜的范围。

经过中空纤维气化膜处理后，制氢污水中的氨氮被去除60％～70％，污水中剩余氨氮约为90～120mg/L。煤制氢污水属于易生化处理污水，其BOD/COD约0.6，当COD为500mg/L，BOD约300mg/L。BOD与氨氮的比值由原污水的1：1升到了2.5：1～3.3：1，为后续的短程硝化反硝化创造了条件。

第七步短程硝化反硝化。此单元反应池为长方体推流式设计。硝化反应就是活性污泥中的硝化细菌将污水中的氨氮氧化为硝酸根的过程。硝化过程共分2步。第一步是氨氮在亚硝化细菌的作用下先氧化成亚硝酸根，第二步亚硝酸根在硝化细菌的作用下氧化成硝酸根。当控制曝气池的溶解氧在1～2mg/L左右，pH偏碱性，约7.0～8.0，硝化反应的第二步将会受到抑制，氨氮被亚硝化细菌氧化成亚硝酸根。所谓的短程硝化就是氨氮氧化成亚硝酸根的过程。短程硝化与全程硝化相比的优点是节省曝气量，节约能源，运行成本低。缺点是亚硝酸根是具有致癌作用的还原性物质，对COD也有贡献，不利于污水达标排放。

反硝化是在有机碳源存在的情况下，反硝化细菌将硝酸根或者亚硝酸根还原成氮气的过程。每1克硝酸氮还原为氮气需要2.9克BOD，每1克亚硝酸氮还原为氮气需要1.7克BOD。

在活性污泥曝气池中，同时存在着各种细菌，即在好氧条件下，可以存在缺氧细菌，甚至还有厌氧细菌。控制不同的工艺条件，好氧细菌、缺氧细菌、厌氧细菌的互相转化，或者某一种细菌成为优势细菌，其它2种细菌成为弱势菌种，或者3者共生均成为优势菌种。即亚硝化细菌将氨氮氧化为亚硝酸根、反亚硝化细菌利用有机碳源将亚硝酸根还原为氮气的反应、碳化细菌将有机物氧化成二氧化碳和水的反应，三种反应同时存在。为了维持3种菌群共生共存，不会随水流失，保持微生物种群稳定，在反应池中悬挂软性填料，该填料为各种微生物提供附着生长载体。微生物以生物膜的形式在填料上生长。微生物膜的内层形成以厌氧细菌为主的菌落，中间层形成以间性菌即缺氧菌为主的菌落，最外层形成以好氧菌为主的菌落，各自发挥各自的作用。最外层的好氧细菌将氨氮氧化成亚硝酸根，亚硝酸根继续向生物膜内层迁移，在缺氧菌的作用下短程反硝化将其还原成氮气，氮气通过生物膜的间隙从膜的内层溢出。有机污染物也是由生物膜外层向内迁移，在迁移的过程中一部分被好氧细菌氧化成二氧化碳和水，一部分继续向内迁移，被反硝化细菌利用。还有部分未被好氧细菌和反硝化细菌利用的难降解有机物迁移到了膜的最内层，在厌氧菌的作用下，被分解成易氧化的小分子有机污染物，进而被缺氧层和好氧层微生物利用或氧化。

与对比专利四采用SBR工艺并严格控制自由氨浓度来实现短程硝化反硝化不同，本发明采用接触氧化+活性污泥工艺，通过控制曝气量将反应池中溶解氧控制在0.5～2mg/L，维持pH7.0～8.0，为厌氧细菌、缺氧细菌、好氧细菌提供共生共存的环境，完成短程硝化反硝化。其优点是节约能量，不需要外加有机物，容易操作和控制，对水质适应性强。

第八步深度碳化硝化。此反应池为长方体推流式设计。任何反应的效率都不可能是100％的，生物反应也不例外。第七步短程硝化反硝化不可能将氨氮全部转化为亚硝酸根，亚硝化反应所产生的亚硝酸根也不可能全部还原为氮气，所有的有机污染物也不可能被完全氧化成二氧化碳或者被反硝化细菌充分利用。因此，短程硝化反硝化反应后会有剩余的氨氮、亚硝酸根和COD。尤其是污水中剩余的亚硝酸根是还原性无机物，对COD有贡献，而且是致癌物质，应该将其彻底氧化。为了确保总排水COD(小于50mg/L)、氨氮(小于5mg/L)、亚硝酸氮(检不出)、总氮(小于20mg/L)达标排放，需要在短程硝化反硝化之后增加一个深度碳化、硝化的反应段，以便将短程硝化反硝化段未被氧化的COD、氨氮、亚硝酸根进一步氧化达标排放。为了将深度碳化硝化反应段新产生的硝酸根还原，提高总氮去除率，确保总排水总氮达标排放，将硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，再进行反硝化。同时，因硝化反应所产生的酸度，硝化池的pH由入口端的8.0左右下降到出口的7.0～7.5左右，pH7.0～7.5的硝化回流可以中和中空纤维气化膜除氨单元出水的pH，可以将其pH由8.5降至7.5～8.0。由于污水中的总氮在短程硝化反硝化单元被大部分去除，硝化单元剩余的氨氮和亚硝酸根浓度比较低，所以，消化液回流量比传统的A/O脱总氮工艺的回流量要低，以降低运行费用。本发明取硝化液回流比为100％～200％。

本发明与现有技术相比，具有如下有益效果：

(1)耐有机污染物、耐温(50℃)的脱盐工艺即电吸附除盐工艺对原污水进行脱盐处理，产水直接回用于洗涤塔合成气的洗涤，节约了脱盐水，降低了生产成本，经济效益显著。

(2)电吸附排放的浓水水量比原污水水量大幅度降低，降低了后续处理设施的处理规模、投资，提高了处理效率。电吸附将污水中的氨氮进一步浓缩，有利于提高后续脱氨处理的效率。

(3)采用气化膜对电吸附浓水进行脱氨处理，效率高。气化膜将污水中的高浓度氨氮降至合理水平。根据来水氨氮浓度与BOD比值的高低，通过调节污水pH调节氨氮的去除率，将污水中的氨氮调整到与BOD相适应，为后续短程硝化反硝化创造条件。

(4)就地取材，利用煤气化过程中产生的高纯度二氧化碳吸收氨气，所去除的氨氮转化为高纯度的碳酸铵或碳酸氢铵，用于食品工业，提升产品的附加价值。

(5)采用短程硝化反硝化工艺，以小动力消耗、小的C：N比完成大部分氨氮、总氮的去除。

(6)深度碳化硝化可以确保最终排水COD和氨氮达标排放。同时，硝化液以小比例回流，以小能耗既满足短程硝化反硝化反应调节pH的需要，又提高了总氮去除率。

(7)本发明技术方案克服现有高氨氮低COD污水处理需要外加有机碳源而导致的产泥量大、动力消耗大、运行成本高的缺点，以低成本实现氨氮的去除。

(8)本发明从源头直接进行污水回用，电吸附装置与洗涤塔可以整体设计，克服了现有方法的诸多缺点。即污水生化处理场离主装置远，污水及再生水来回输送量大，输送成本高。生化达标污水采用超滤反渗透工艺处理运行成本高，浓水不能达标排放，还需要高级氧化处理才能达标排放，又增加了投资和运行费用。

附图说明

图1是氨氮生化处理过程简图；

图2是本发明的工艺流程图；

图中：1、絮凝剂储罐；2、第一计量泵；3、第一管道混合器；4、初沉池；5、缓冲池；6、第一提升泵；7、保安过滤器；8、电吸附设备；9、碱液储罐；10、第二计量泵；11、第二管道混合器；12、pH调节沉淀池；13、缓冲罐；14、第二提升泵；15、第三提升泵；16、碳酸铵溶液储罐；17、脱氨气洗涤塔；18、保安过滤器；19、气态膜组件；20、短程硝化反硝化池；21、二沉池；22、最终碳化硝化池；23、三沉池。

具体实施方式

以下结合实施例对本发明做进一步描述。

实施例1

以产气量10万m³/h煤气化装置为例，假设洗涤过程中无水的损失，则洗涤塔补脱盐水量为100m³/h，污水排放量为100m³/h。排放污水中电导率4000μS/cm，总硬1000mg/L，COD500mg/L，氨氮300mg/L，氯离子300mg/L。

第一步，絮凝沉淀。向污水中加入1～2ppm的聚丙烯酰胺，经过管道混合器与污水中粉煤灰等悬浮物充分混合反应后通过幅流式沉淀池导流管进入沉淀池，沉淀时间为4小时。悬浮物沉淀到池子底部，每隔4小时排渣一次，送灰渣场。

第二步，保安过滤。去除悬浮物的污水，采用精度为20μm的过滤器进行过滤，去除随水漂出的细小悬浮颗粒，保护电吸附设备不会被物理堵塞。当进出口压力差达到0.05MPa时更换滤芯。

第三步，电吸附除盐。电吸附除盐可以根据工艺需要在一定范围内合理设置除盐效率、产水率。此实施例模对电压1.2V，将污水电导率由4000μS/cm降至1000μS/cm，产水率设为75％。则电吸附每小时去除的无机盐(以电导率计，下同)总量与排污水携带的无机盐总量相等，即4000×100＝400000单位，而电吸附每处理1m³水可去除的无机盐总量为4000-1000＝3000单位，则电吸附每小时需要处理4000÷3000×100＝133.3m³/h水，才能将洗涤塔排出的污水中的无机盐全部脱除。电吸附产水率75％，则产水量为133.3×75％＝100m³/h。即回用水量为100m³/h。为了保持进出洗涤塔的水量平衡，需要补充133.3-100＝33.3m³/h的脱盐水。未对污水进行脱盐处理前，需要补充100m³/h的脱盐水，实行污水回用后只需补充33.3m³/h的脱盐水，节约66.7m³/h的脱盐水。脱盐水按10元/m³计，电吸附产水的成本按1元，则每小时节约的生产成本为66.7×10-100×1＝567元。按年运行8000小时计算，年节约的脱盐水成本为567×8000＝4536000元，经济效益显著。电吸附排放的浓水量与补充的脱盐水量相等即33.3m³/h，浓水的电导率为4000×100/33.3＝12012μS/cm，氨氮300×100/33.3＝900mg/L，COD为500×100/33.3＝1502mg/L。

第四步，污水软化调pH。33.3m³/h的浓水中加30％的氢氧化钠调节pH。加氢氧化钠的过程中会促使水中的钙离子与碳酸根离子结合生成碳酸钙沉淀，污水得到软化。沉淀物从沉淀池排出压滤脱水后代替部分石灰石作为自备发电厂CFB锅炉的脱硫剂。本发明与对比专利不同，不将污水的pH调整到11.5以上，而是控制加碱量将pH调整到10.0～11.0之间，将污水中的80％～90％的铵离子转化为游离态氨。

第五步，精密过滤。沉淀后的污水会携带少量细小悬浮颗粒，采用精度20μm的过滤器对污水进行过滤，避免气化膜的中孔堵塞。过滤器进出口压差达到0.05MPa时更换滤芯。

第六步，气化膜除氨气。对于气化膜，污水中的游离态的氨气浓度越高，膜两侧氨气分压差大，一级除氨的效率越高。设备投资越小、占地小。然后通过气化膜组件(单个组件外型尺寸Φ100×1500)的管程，氨气通过疏水性膜孔进入壳程，壳程中通入高纯度的二氧化碳(来自合成气的净化段)将氨气从壳程吹出，混合气进入喷淋洗涤塔，用脱盐水将混合气吸收溶解生成碳酸铵溶液。当溶液浓缩到一定浓度后蒸发干燥生成碳酸铵产品。通过气化膜将污水中的氨氮去除70％，出水氨氮浓度270mg/L。煤气化污水的B/C值(污水可生化性指标)约0.6，COD1500mg/L，BOD约900mg/L，BOD/氨氮＝900/270＝3.3，可满足后续短程硝化反硝化反应的需要。部分脱除氨氮优点是节省碱的消耗量，降低生产成本。调整pH后的污水氨气溢出量少，对周围环境影响小。脱氨气后污水的pH约9.5，加少量的酸将ph调整到生化适宜的pH范围，即7～8。如果将污水pH调整到11.5以上，脱氨后的污水pH高，需要再加更多的酸将pH调整生化适宜的范围，增加了生产成本。

第七步，短程硝化反硝化。脱氨气后的污水与硝化段回流水混合然后进入短程硝化反硝化反应池。控制活性污泥浓度6～8g/L，采用微孔软管曝气，溶解氧控制在0.5～2mg/L，pH7～8。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为500mm。上部离水面200mm。每串填料的间距为100mm。水力停留时间为30小时。出水COD200mg/L，氨氮20mg/L，亚硝酸根5mg/L。生化泥水混合液经过二沉池泥水分离，污泥全回流，出水进入后续单元处理。

第八步，深度碳化硝化。经过短程硝化反硝化后的出水进入深度碳化硝化反应池。采用软管微孔曝气，控制溶解氧2～4mg/L。活性污泥浓度2000～3000mg/L，曝气池pH7.5～8.5。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为500mm。上部离水面200mm。每串填料的间距为100mm。水力停留时间控制在20小时。曝气池末端硝化液回按200％的比例回流到短程硝化反硝化入口端，与脱氨污水混合后进入短程硝化反硝化池入口端。生化泥水混合液经过三沉池进行泥水分离，沉淀污泥全回流到硝化段曝气池。出水排放，COD小于50mg/L，氨氮检不出，亚硝酸根检不出。达标排放。

实施例2

以产气量200万m³/h煤气化装置为例，假设洗涤过程中无水的损失，则洗涤塔补脱盐水量为2000m³/h，污水排放量为2000m³/h。排放污水中电导率4500μS/cm，总硬1100mg/L，COD500mg/L，氨氮300mg/L，氯离子400mg/L。

第一步，絮凝沉淀。向污水中加入1～2ppm的聚丙烯酰胺，经过管道混合器与污水中粉煤灰等悬浮物充分混合反应后通过幅流式沉淀池导流管进入沉淀池，沉淀时间为3小时。悬浮物沉淀到池子底部，每隔4小时排渣一次，送气化炉渣场。

第二步，保安过滤。去除悬浮物的污水，采用精度为50μm的过滤器进行过滤，去除随水漂出的细小悬浮颗粒，保护电吸附设备不会被物理堵塞。当进出口压力差达到0.05MPa时更换滤芯。

第三步，电吸附除盐。电吸附除盐可以根据工艺需要在一定范围内合理设置除盐效率、产水率。此实施例模对电压1.5V，将污水电导率由4500μS/cm降至1200μS/cm，产水率设为75％。则电吸附每小时去除的无机盐(以电导率计，下同)总量与排污水携带的无机盐总量相等，即4500×2000＝9000000单位，而电吸附每处理1m³水可去除的无机盐总量为4500-1200＝3300单位，则电吸附每小时需要处理4500÷3300×2000＝2727m³/h水，才能将洗涤塔排出的污水中的无机盐全部脱除。电吸附产水率75％，则产水量为2727×75％＝2045m³/h。即回用水量为2045m³/h。为了保持进出洗涤塔的水量平衡，需要补充2727-2045＝682m³/h的脱盐水。未对污水进行脱盐处理前，需要补充2000m³/h的脱盐水，实行污水回用后只需补充682m³/h的脱盐水，节约1318m³/h的脱盐水。脱盐水按10元/m³计，电吸附产水的成本按1.1元，则每小时节约的生产成本为1318×10-2045×1.1＝10931元。按年运行8000小时计算，年节约的脱盐水成本为10931×8000＝87448000元，经济效益显著。电吸附排放的浓水量与补充的脱盐水量相等即682m³/h，浓水的电导率为4500×2000/682＝13196μS/cm，氨氮300×2000/682＝880mg/L。此污水中的COD可以被电吸附分解10％，则浓水中的COD为(500×2000-2045×500×10％)/682＝1316mg/L。

第四步，污水软化调pH。682m³/h的浓水中加30％的氢氧化钠(或者氢氧化钙溶液)调节pH。加氢氧化钠的过程中会促使水中的钙离子与碳酸根离子结合生成碳酸钙沉淀，污水得到软化。沉淀物从沉淀池排出压滤脱水后代替部分石灰石作为自备发电厂CFB锅炉的脱硫剂。本发明与对比专利不同，不将污水的pH调整到11.5以上，而是控制加碱量将pH调整到10.0～11.0之间，将污水中的80％～90％的铵离子转化为游离态氨。

第五步，精密过滤。沉淀后的污水会携带少量细小悬浮颗粒，采用精度50μm的过滤器对污水进行过滤，避免气化膜的中孔堵塞。过滤器进出口压差达到0.05MPa时更换滤芯。

第六步，气化膜除氨气。对于气化膜，污水中的游离态的氨气浓度越高，膜两侧氨气分压差大，一级除氨的效率越高。设备投资越小、占地小。然后通过气化膜组件(单个组件外型尺寸Φ100×1500)的管程，氨气通过疏水性膜孔进入壳程，壳程中通入高纯度的二氧化碳(来自合成气的净化段)将氨气从壳程吹出，混合气进入喷淋洗涤塔，用脱盐水将混合气吸收溶解生成碳酸铵溶液。当溶液浓缩到一定浓度后蒸发干燥生成碳酸铵产品。通过气化膜将污水中的氨氮去除70％，出水氨氮浓度264mg/L。煤气化污水的B/C值(污水可生化性指标)约0.6，COD1316mg/L，BOD约900mg/L，BOD/氨氮＝790/264＝3.0，可满足后续短程硝化反硝化反应的需要。部分脱除氨氮优点是节省碱的消耗量，降低生产成本。调整pH后的污水氨气溢出量少，对周围环境影响小。脱氨气后污水的pH约9.5，加少量的酸将ph调整到生化适宜的pH范围，即7～8。如果将污水pH调整到11.5以上，脱氨后的污水pH高，需要再加更多的酸将pH调整生化适宜的范围，增加了生产成本。

第七步，短程硝化反硝化。脱氨气后的污水与硝化段回流水混合然后进入短程硝化反硝化反应池。控制活性污泥浓度6～8g/L，采用微孔软管曝气，溶解氧控制在0.5～2mg/L，pH7～8。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为600mm。上部离水面300mm。每串填料的间距为200mm。水力停留时间为20小时。出水COD150mg/L，氨氮15mg/L，亚硝酸根5mg/L。生化泥水混合液经过二沉池泥水分离，污泥全回流，出水进入后续单元处理。

第八步，深度碳化硝化。经过短程硝化反硝化后的出水进入深度碳化硝化反应池。采用软管微孔曝气，控制溶解氧2～4mg/L。活性污泥浓度2000～3000mg/L，曝气池pH7.5～8.5。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为600mm。上部离水面300mm。每串填料的间距为200mm。水力停留时间控制在10小时。曝气池末端硝化液回按150％的比例回流到短程硝化反硝化入口端，与脱氨污水混合后进入短程硝化反硝化池入口端。生化泥水混合液经过三沉池进行泥水分离，沉淀污泥全回流到硝化段曝气池。出水排放，COD小于50mg/L，氨氮检不出，亚硝酸根检不出。达标排放。

生化出水水量682m³/h，电导率为9677μS/cm，可以采用多介质过滤+超滤+反渗透工艺继续深度处理回用。由于电导率比较高，产水率按50％控制，则还可以回用341m³/h纯净水，电导率约300μS/cm，COD检不出，氨氮检不出，浓水341m³/h，电导率19054μS/cm，COD100mg/L，氨氮检不出。反渗透浓水进一步利用工厂的废蒸汽加热蒸发浓缩结晶，固体盐与粉煤灰一起填埋。蒸馏水回用。

实施例3

以产气量50万m³/h煤气化装置为例，假设洗涤过程中无水的损失，则洗涤塔补脱盐水量为500m³/h，污水排放量为500m³/h。排放污水中电导率3500μS/cm，总硬900mg/L，COD500mg/L，氨氮300mg/L，氯离子250mg/L。

第一步，絮凝沉淀。向污水中加入1～2ppm的聚丙烯酰胺，经过管道混合器与污水中粉煤灰等悬浮物充分混合反应后通过幅流式沉淀池导流管进入沉淀池，沉淀时间为5小时。悬浮物沉淀到池子底部，每隔4小时排渣一次，送气化炉渣场。

第二步，保安过滤。去除悬浮物的污水，采用精度为30μm的过滤器进行过滤，去除随水漂出的细小悬浮颗粒，保护电吸附设备不会被物理堵塞。当进出口压力差达到0.05MPa时更换滤芯。

第三步，电吸附除盐。电吸附除盐可以根据工艺需要在一定范围内合理设置除盐效率、产水率。此实施例模对电压1.0V，将污水电导率由3500μS/cm降至800μS/cm，产水率设为75％。则电吸附每小时去除的无机盐(以电导率计，下同)总量与排污水携带的无机盐总量相等，即3500×500＝1750000单位，而电吸附每处理1m³水可去除的无机盐总量为3500-800＝2700单位，则电吸附每小时需要处理3500×500÷2700＝648m³/h水，才能将洗涤塔排出的污水中的无机盐全部脱除。电吸附产水率75％，则产水量为648×75％＝486m³/h。即回用水量为486m³/h。为了保持进出洗涤塔的水量平衡，需要补充648-486＝162m³/h的脱盐水。未对污水进行脱盐处理前，需要补充500m³/h的脱盐水，实行污水回用后只需补充162m³/h的脱盐水，节约338m³/h的脱盐水。脱盐水按10元/m³计，电吸附产水的成本按0.85元，则每小时节约的生产成本为338×10-486×0.85＝2967元。按年运行8000小时计算，年节约的脱盐水成本为2967×8000＝23736000元，经济效益显著。电吸附排放的浓水量与补充的脱盐水量相等即162m³/h，浓水的电导率为3500×500/162＝10802μS/cm，氨氮300×500/162＝926mg/L。COD为500×500/162＝1543mg/L。

第四步，污水软化调pH。33.3m³/h的浓水中加30％的氢氧化钠(或者氢氧化钙溶液)调节pH。加氢氧化钠的过程中会促使水中的钙离子与碳酸根离子结合生成碳酸钙沉淀，污水得到软化。沉淀物从沉淀池排出压滤脱水后代替部分石灰石作为自备发电厂CFB锅炉的脱硫剂。本发明与对比专利不同，不将污水的pH调整到11.5以上，而是控制加碱量将pH调整到10.0～11.0之间，将污水中的80％～90％的铵离子转化为游离态氨。

第五步，精密过滤。沉淀后的污水会携带少量细小悬浮颗粒，采用精度30μm的过滤器对污水进行过滤，避免气化膜的中孔堵塞。过滤器进出口压差达到0.05MPa时更换滤芯。

第六步，气化膜除氨气。对于气化膜，污水中的游离态的氨气浓度越高，膜两侧氨气分压差大，一级除氨的效率越高。设备投资越小、占地小。然后通过气化膜组件(单个组件外型尺寸Φ100×1500)的管程，氨气通过疏水性膜孔进入壳程，壳程中通入高纯度的二氧化碳(来自合成气的净化段)将氨气从壳程吹出，混合气进入喷淋洗涤塔，用脱盐水将混合气吸收溶解生成碳酸铵溶液。当溶液浓缩到一定浓度后蒸发干燥生成碳酸铵产品。通过气化膜将污水中的氨氮去除70％，出水氨氮浓度270mg/L。煤气化污水的B/C值(污水可生化性指标)约0.6，COD1500mg/L，BOD约900mg/L，BOD/氨氮＝900/270＝3.3，可满足后续短程硝化反硝化反应的需要。部分脱除氨氮优点是节省碱的消耗量，降低生产成本。调整pH后的污水氨气溢出量少，对周围环境影响小。脱氨气后污水的pH约9.5，加少量的酸将pH调整到生化适宜的pH范围，即7～8。如果将污水pH调整到11.5以上，脱氨后的污水pH高，需要再加更多的酸将pH调整生化适宜的范围，增加了生产成本。

第七步，短程硝化反硝化。脱氨气后的污水与硝化段回流水混合然后进入短程硝化反硝化反应池。控制活性污泥浓度6～8g/L，采用微孔软管曝气，溶解氧控制在0.5～2mg/L，pH7～8。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为550mm。上部离水面250mm。每串填料的间距为150mm。水力停留时间为25小时。出水COD200mg/L，氨氮20mg/L，亚硝酸根5mg/L。生化泥水混合液经过二沉池泥水分离，污泥全回流，出水进入后续单元处理。

第八步，深度碳化硝化。经过短程硝化反硝化后的出水进入深度碳化硝化反应池。采用软管微孔曝气，控制溶解氧2～4mg/L。活性污泥浓度1000～3000mg/L，曝气池pH7.5～8.5。曝气软管布置于曝气池底部，曝气池中间部位悬挂软性填料。填料支架底部与曝气软管的间距为550mm。上部离水面250mm。每串填料的间距为150mm。水力停留时间控制在15小时。曝气池末端硝化液回按200％的比例回流到短程硝化反硝化入口端，与脱氨污水混合后进入短程硝化反硝化池入口端。生化泥水混合液经过三沉池进行泥水分离，沉淀污泥全回流到硝化段曝气池。出水排放，COD小于50mg/L，氨氮检不出，亚硝酸根检不出。达标排放。

Claims (10)

1.一种煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤如下：

(1)絮凝沉淀

向污水中加入絮凝剂，混合均匀后沉淀；

(2)保安过滤

采用袋式过滤器对步骤(1)处理后的污水进行过滤；

(3)电吸附除盐

步骤(2)处理后的污水进行电吸附除盐处理，得到产水和浓水，产水直接回到洗涤塔回用，浓水进入后续处理单元进一步处理；

(4)加碱软化沉淀pH调节

向浓水中投加碱液充分混合匀质沉淀，调整pH值；

(5)精密过滤

采用过滤布袋或者滤芯对步骤(4)处理后的浓水进行精密过滤；

(6)气化膜除氨

步骤(5)处理后的浓水进行气化膜除氨；

(7)短程硝化反硝化

步骤(6)处理后的出水与步骤(8)得到的硝化回流液混合后进行短程硝化反硝化处理，完成短程硝化反硝化的混合液进行泥水分离，污泥回流到短程硝化反硝化池入口端，出水进入后续单元处理；

(8)深度碳化硝化

步骤(7)得到的出水进入深度碳化硝化反应池处理，将硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，再进行反硝化，完成深度碳化硝化的混合液进行泥水分离，污泥一部分回流到深度碳化硝化反应池，一部分作为剩余污泥排放，清水达标排放。

2.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(1)中所述的絮凝剂为聚丙烯酰胺，絮凝剂的加入量为污水的1～2ppm，沉淀时间为3～5小时。

3.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(2)中所述的袋式过滤器的精度为20～50μm。

4.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(3)中所述的电吸附除盐模对操作电压为1.0～1.5V。

5.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(4)中所述的碱液为30％的氢氧化钠溶液或30％的熟石灰溶液，pH值为10.0～11.0。

6.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(4)中所述的匀质沉淀时向污水中投加1～2ppm的聚丙烯酰胺。

7.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(5)中所述的过滤布袋或者滤芯的精度为20～50μm。

8.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(7)中所述的步骤(6)处理后的浓水与步骤(8)得到的硝化回流液的体积比为1:1～2。

9.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(7)中所述的短程硝化反硝化池中的溶解氧控制在0.5～2mg/L，维持pH7.0～8.0，控制活性污泥浓度为6～8g/L，水力停留时间为20～30小时。

10.根据权利要求1所述的煤气化污水综合处理方法，其特征在于步骤(8)中所述的深度碳化硝化反应池中控制溶解氧2～4mg/L，污泥浓度1000～3000mg/L，水力停留时间10～20小时，pH为7.5～8.5。