CN105565581A - 煤制乙烯污水综合处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明属于污水处理领域，具体涉及一种煤制乙烯污水综合处理方法。包括以下步骤：向煤气化段污水中加聚丙烯酰胺絮凝沉淀、采用过滤器保安过滤、电吸附除盐、电吸附浓水与MTO污水混合水混合进行短程硝化反硝化、氮气吹脱除氧、厌氧氨氧化反应、泥水分离和碳化硝化。本发明运行成本低，经处理后出水COD含量低，氨氮检不出，亚硝酸根检不出，整个工艺过程不产生二次污染。

Description

煤制乙烯污水综合处理方法

技术领域

本发明属于污水处理领域，具体涉及一种煤制乙烯污水综合处理方法。

背景技术

煤制乙烯是煤化工的重要分支，采用水煤浆加压气化技术制备粗合成气，经部分耐硫变换、低温甲醇洗净化得到满足甲醇合成要求的精制合成气，再经甲醇合成装置得到粗甲醇。粗甲醇经过稳定塔除去轻组分和溶解性气体得到MTO级甲醇，在需要时粗甲醇可经过精馏得到精甲醇产品。MTO级甲醇经过甲醇制烯烃装置生产乙烯和丙烯，再经聚合生产出合成的聚乙烯和聚丙烯。

在煤制乙烯的过程中主要产生2股污水，一是煤气化单元排水，二是MTO单元排水。煤气化单元是主要的耗水、排水单元。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。MTO单元即甲醇脱水制烯烃，所排放污水主要含COD和少量的油，无氨氮。目前煤制乙烯工程中是将2股污水混合后采用生化法处理至达到排放标准然后再采用超滤反渗透工艺深度处理后回用，反渗透的产水率一般在70％左右，剩余的约30％的浓水因无机盐浓度高、COD被浓缩而不能达标排放，通常采用蒸发浓缩结晶的方法处理，投资高、运行成本高。

煤制乙烯污水处理一般采用缺氧反硝化+好氧硝化(即A/O)+超滤+反渗透工艺处理，反渗透产水回用，浓水采用蒸发结晶处理。

申请号：201210404170.7提供了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。

申请号：201310379640.3提供了一种SBR短程硝化-SBBR厌氧氨氧化组合垃圾渗滤液生物脱氮装置与方法。SBR短程硝化-SBBR厌氧氨氧化组合垃圾渗滤液生物脱氮装置与方法属于污水生物脱氮技术领域，适用于高氨氮低碳氮比(C/N)的废水。本发明装置设有SBR和SBBR。SBR反应器主要进行短程硝化反应，以下简称SBRSBNR，SBBR反应器主要进行厌氧氨氧化反应，以下简称SBBRANAMMOX。渗滤液原液首先与SBBRANAMMOX出水回流液混合后进入SBRSBNR进行反硝化，既可以稀释渗滤液原液，又可以充分利用原水中的碳源去除出水中的部分硝态氮。然后SBRSBNR的出水再与渗滤液原液混合进入SBBRANAMMOX进行厌氧氨氧化-反硝化同步脱氮反应，实现氮和COD的同步去除。系统COD去除率为91％，TN去除率大于97.5％，SBBRANAMMOX的总氮负荷为0.7KgTN/m³左右。

该专利所采用的间歇式SBR工艺实现短程硝化反硝化对于处理小流量的垃圾渗滤液是可行的，但是对处理大水量的煤化工污水是不可行的。

申请号:201010515220.X提供了一种工业废水深度除盐回用方法，待处理工业废水顺序经过降低硬度操作单元、高效过滤操作单元和电吸附除盐操作单元处理后，即达到回用水标准，具体处理步骤：a.降低硬度、沉淀、中和b.高效过滤c.电吸附除盐。提供了一种既不需要电渗析、反渗透膜装置，也无须离子交换树脂，而且在水质电导率大于2500μS/cm的条件下，维持系统运行稳定，不结垢，同时出水水质能够满足循环水补水水质要求的工业废水深度除盐回用方法。将二级生化后、电导率低于4500μS/cm的外排工业废水处理到工业循环水系统的补水要求。适用于化工污水、印染污水、纺织污水和炼油污水，适用水质范围宽、工艺运行稳定、除盐效率高。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

针对现有技术的不足，本发明的目的是提供一种煤制乙烯污水综合处理方法，运行成本低，经处理后出水COD含量低，氨氮检不出，亚硝酸根检不出，整个工艺过程不产生二次污染。

本发明所述的煤制乙烯污水综合处理方法，包括以下步骤：

(1)絮凝沉淀

向煤气化段污水中加聚丙烯酰胺反应，然后进入沉淀池沉淀，悬浮物沉淀到池子底部；

(2)保安过滤

去除悬浮物的污水采用过滤器进行过滤，去除悬浮颗粒；

(3)电吸附除盐

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

(4)短程硝化反硝化

将步骤(3)中的电吸附浓水与MTO段污水混合，再与步骤(7)中产生的厌氧反应器回流污泥混合、步骤(8)中硝化液进入短程硝化反硝化反应池，进行短程硝化反硝化反应，短程硝化反硝化反应完成后混合液进入下一步反应；

(5)氮气吹脱除氧

采用氮气吹脱的方法去除短程硝化反硝化后得到的混合液中的溶解氧；

(6)厌氧氨氧化反应

经步骤(5)处理后的混合液进入厌氧反应器，在厌氧菌的作用下，亚硝酸根与氨氮反应，生成氮气，氮气排空；

(7)泥水分离

厌氧反应器出水通过沉淀进行泥水分离，上清液进入硝化反应池，沉淀污泥回流到短程硝化反硝化反应池；

(8)碳化硝化

步骤(7)得到的上清液进入碳化硝化反应池，碳化硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，进入步骤(4)中的短程硝化反硝池进行反硝化，反应得到的泥水混合液经沉淀进行泥水分离，上清液作出水排放。

其中：

步骤(1)中聚丙烯酰胺的加入量为污水的1～2ppm。采用计量泵从絮凝剂储罐中抽取PAM溶液加入煤气化污水中，促使污水中的粉煤灰等悬浮物快速凝聚，沉淀物通过排渣系统排出送渣场。出水自流进入缓冲池用泵加压提升进入下一步处理。

步骤(1)优选以下步骤：向煤气化段污水中加入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进入沉淀池，沉淀时间为3～5小时，优选4小时。悬浮物沉淀到池子底部，每隔4小时排渣一次。上清液自流入缓冲池。

步骤(2)缓冲池中的污水经过泵加压提升后经过保安过滤器进行过滤。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。当进出口压力差达到0.05MPa时更换滤芯。

步骤(3)与现有技术将生化处理后的污水采用电吸附除盐后回用于循环冷却水系统不同，本发明将污水从源头先除盐回用，然后再将浓水生化处理，大幅度降低生化处理的水量。

步骤(3)中经过电吸附除盐的模对工作电压1.0～1.5V，工作时间为25-35min，产水回到煤气化单元粗煤气洗涤塔代替脱盐水用于粗煤气洗涤，浓水进入后续处理单元进一步处理。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。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。

将步骤(3)中的电吸附浓水与MTO段污水混合，再与步骤(7)中产生的厌氧反应器回流污泥混合、步骤(8)中硝化液进入短程硝化反硝化反应池，进行短程硝化反硝化反应，短程硝化反硝化反应完成后混合液进入下一步反应；即步骤(4)电吸附浓水进入短程硝化反硝化反应池入口端的混合区与MTO段污水、厌氧氨氧化塔回流污泥(流量占污水流量的50％)、硝化段回流混合液(占污水流量的100％)混合均匀后进入反应池底部。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0.5～3mg/L，优选1～1.5mg/L，pH7～8。步骤(4)中在短程硝化反硝化反应池中悬挂软性生物填料，短程硝化反硝化反应池中活性污泥浓度6～8g/L。步骤(4)中的短程硝化反硝化反应池底部设曝气软管，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500～600mm，上部离水面200～300mm，每串填料的间距为100～200mm。水力停留时间为10～40小时，优选20小时，通过控制曝气量将短程硝化反硝化反应池中的溶解氧控制在0.5～3mg/L，pH控制在7～8。生化泥水混合液经过除氧后进入后续厌氧氨氧化单元处理。

电吸附浓水与MTO段污水混合进行短程硝化反硝化反应。硝化反应共分2步，第一步氨氮在亚硝化细菌的作用下氧化为亚硝酸根，第二步是亚硝酸根在硝化细菌作用下氧化为硝酸根。所谓短程硝化就是硝化反应的第二步被抑制，只进行第一步即氨氮只氧化为亚硝酸根的过程。其优点是比全程硝化更节省能量。短程硝化反应时自养型反应，不需要有机碳源。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。如果污水中只有亚硝酸根没有硝酸根，则反硝化反应只有反亚硝化反应。与全程硝化反硝化反应的比其优点是节省有机碳源。

在短程硝化反硝化池中，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，在短程硝化反硝化池中悬挂软性填料，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。

由于电吸附浓水中BOD与氨氮的比值约1:1，即使与不含氨氮的MTO污水混合后BOD与氨氮的比值也不会有大的变化。因此，短程硝化即氨氮氧化为亚硝酸根的效率会比较高，反亚硝化反应即亚硝酸根还原为氮气的效率会因碳源不足而比较低。出水中还含有亚硝酸根，这部分亚硝酸根需要厌氧氨氧化工艺去除。

步骤(5)短程硝化反硝化泥水混合液进入除氧器除氧。短程硝化反硝化泥水混合液中含有1mg/L左右的溶解氧对后续的厌氧氨氧化工艺有不利影响，在进入厌氧氨氧化反应器之前采用氮气吹脱的方法去除溶解氧，除氧后的泥水混合液溶解氧小于0.05mg/L。氮气来自煤制乙烯配套的空分装置。空分装置所产生氧气用于煤气化，氮气大部分是作为废气排放的。步骤(5)中氮气与水体积比为1：1～5：1。

步骤(6)厌氧氨氧化反应。经过除氧后的泥水混合液经过泵加压提升进入厌氧氨氧化塔底部。反应塔底部通入氮气进行搅拌确保传质效果并进一步吹脱反应液中溶解氧，气水体积比1：1～5：1，优选3：1，溶解氧检不出。在厌氧菌的作用下，亚硝酸根与氨氮反应，生成氮气。反应塔顶部设呼吸孔，氮气从呼吸孔排空。厌氧氨氧化塔水力停留时间10～30小时，优选20小时。

厌氧氨氧化反应以NH₄ ⁺为电子供给体，以NO₂ ^-为电子接受体，将NH₄ ⁺或NO₂ ^-转变成N₂的生物氧化过程。由于厌氧氨氧化过程是自养的，因此不需要另加COD来支持反亚硝化作用，与常规脱氮工艺相比可节约100％的碳源。

此单元反应器为圆柱型结构设计，污水从底部进入，从顶部流出，为了增加塔中反应的传质效果，从底部通入氮气，氮气来自煤化工装置配套的空分装置。采用氮气搅拌既可以促进传质，又可以确保厌氧反应塔中的绝对厌氧状态，混合液中溶解氧检不出。国内厌氧氨氧化都处于研究阶段，少有工业应用报道，主要原因是难以作到反应器内的绝对厌氧环境。亚硝酸根在厌氧细菌的作用下，与污水中剩余的氨氮进行反应生成氮气。此过程无需外加有机碳源，即可完成亚硝酸根、氨氮的去除。氮气从反应塔顶部呼吸孔排放。

步骤(7)泥水分离。厌氧反应器出水混合液经过二沉池进行泥水分离后厌氧污泥回流到短程硝化反硝化反应池的混合区，构成厌氧污泥与缺氧污泥的闭路循环。上请液进入碳化硝化反应池处理。

步骤(8)中在碳化硝化反应池中悬挂软性生物填料，碳化硝化反应池中控制溶解氧2～6mg/L，污泥浓度500～2000mg/L，碳化硝化反应池14的进水端pH7.5～8.5，碳化硝化反应池的出口端控制pH7.0～8.0，水力停留时间控制在5～15小时。

将步骤(8)碳化硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，进入短程硝化反硝池进行反硝化。

步骤(8)经过厌氧氨氧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2～6mg/L，优选3～4mg/L。活性污泥浓度500～2000mg/L，优选600～1000mg/L，曝气池进水端pH7.5～8.5，出口端控制7.0～8.0。步骤(8)中的深度碳化硝化反应池底部设曝气软管，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500～600mm，上部离水面200～300mm，每串填料的间距为100～200mm。水力停留时间控制在5～15小时。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。

步骤(8)中碳化硝化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。第四步短程硝化反硝化及第六步的厌氧氨氧化段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亚硝化细菌充分利用。因此，厌氧氨氧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(检不出)、亚硝酸氮(检不出)、总氮(小于100mg/L)，需要在厌氧氨氧化单元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，将碳化硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化池入口端，再进行反硝化。由于污水中的总氮在短程硝化反硝化、厌氧氨氧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脱总氮工艺约400％的回流比要低，以降低运行费用。本发明取硝化液回流比为0～100％。硝化液回流还可以起到稀释原污水，降低污水冲击负荷作用，有利于整个生化处理的稳定运行。

综上所述，本发明具有以下优点：

(1)本发明采用电吸附除盐工艺对原污水进行脱盐处理，该电吸附除盐工艺为耐有机污染物的脱盐工艺，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)本发明电吸附排放的浓水水量比原污水水量大幅度降低，降低了后续生化处理设施的处理规模、投资，提高了处理效率。

(3)本发明采用固定床短程硝化反硝化技术对电吸附浓水、MTO污水的混合水进行处理，以小动力消耗、小的C：N比完成部分氨氮、总氮的去除。

(4)本发明采用厌氧氨氧化工艺以零C:N比，完成氨氮和亚硝酸根的去除。采用煤化工装置废氮气进行鼓风搅拌，促进传质，维持反应塔内绝对厌氧环境，既废物利用，又节约了机械搅拌费用。

(5)深度碳化硝化可以确保最终排水COD和氨氮达标排放。

(6)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。

附图说明

图1为本发明的工艺流程图；

图中：1-絮凝剂储罐，2-第一泵，3-管道混合器，4-初沉池，5-缓冲池，6-第二泵，7-保安过滤池，8-电吸附设备，9-短程硝化反硝化池，10-缓冲罐，11-第三泵，12-厌氧氨氧化塔，13-二沉池，14-硝化池，15-三沉池。

具体实施方式

下面结合实施例对本发明做进一步说明。

实施例1

以60万吨/a煤制乙烯装置为例，其煤气化单元的产气量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。MTO段排水量为60m³/h，COD400mg/L。由于MTO污水中含油，不能进行电吸附处理，只能进行生化处理。

第一步，絮凝沉淀。向500m³/h的煤气化段污水中加入1.5ppm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精度的过滤器进行过滤，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。将步骤(2)处理后的污水进行电吸附除盐，模对工作电压1.2V，工作时间为30min，经过电吸附除盐后的产水一部分直接回到洗涤塔，另一部分作为浓水进入后续处理单元进一步处理；

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/m³计，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，短程硝化反硝化。上述162m³/h电吸附浓水与水量60m³/h、COD400mg/L的MTO段污水混合，混合后总水量222m³/h，COD1234mg/L，氨氮676mg/L。

混合污水进入短程硝化反硝化反应池入口端的混合区与厌氧氨氧化塔回流污泥(流量占污水流量体积的50％)混合均匀后进入短程硝化反硝化反应池底部，进行短程硝化反硝化反应，氨氮在亚硝化细菌的作用下氧化为亚硝酸根；

控制活性污泥浓度7g/L，采用微孔软管曝气，溶解氧控制在1.5mg/L，pH7.5。曝气软管布置于短程硝化反硝化反应池底部，短程硝化反硝化反应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20小时。出水COD300mg/L，氨氮150mg/L，亚硝酸根200mg/L。生化泥水混合液经过除氧后进入后续厌氧氨氧化单元处理。

第五步，氮气吹脱除氧，采用氮气吹脱的方法去除短程硝化反硝化后得到的混合液中的溶解氧；

短程硝化反硝化混合液自流进入带呼吸孔的污水罐中，底部通氮气，气水比为2：1。除氧后的泥水混合液经泵提升进入厌氧氨氧化塔底部。

第六步，厌氧氨氧化。经过除氧后的泥水混合液溶解氧小于0.05mg/L。反应塔底部通入氮气进行搅拌确保传质效果并进一步吹脱反应液中溶解氧，气水比3：1，溶解氧检不出。

然后进入厌氧反应器，在厌氧菌的作用下，亚硝酸根与氨氮反应，生成氮气。反应塔顶部设呼吸孔，氮气从呼吸孔排空。厌氧氨氧化塔水力停留时间20小时。出水COD250mg/L，氨氮20mg/L，亚硝酸根50mg/L。

第七步，泥水分离。厌氧氨氧化塔出水经二沉池进行泥水分离，上清液进入硝化反应池，沉淀污泥用泵提升回流到短程硝化反硝化入口端，回流量占进水量的比例(即回流比)50％。

第八步，深度碳化硝化。经过厌氧氨氧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3mg/L。活性污泥浓度1000mg/L，深度碳化硝化反应池进水端pH8.0，出口端控制7.5。曝气软管布置于深度碳化硝化反应池底部，深度碳化硝化反应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10小时。生化泥水混合液经过三沉池进行泥水分离，沉淀污泥全回流到短程硝化反硝化池。上清液作为出水排放，COD小于50mg/L，氨氮检不出，亚硝酸根检不出，总氮去除率89％。

实施例2

以60万吨/a煤制乙烯装置为例，其煤气化单元的产气量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。MTO段排水量为60m³/h，COD400mg/L。由于MTO污水中含油，不能进行电吸附处理，只能进行生化处理。

第一步，絮凝沉淀。向500m³/h的煤气化段污水中加入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800μm精度的过滤器进行过滤，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。将步骤(2)处理后的污水进行电吸附除盐，模对工作电压1.0V，工作时间35min，经过电吸附除盐后的产水一部分直接回到洗涤塔，另一部分作为浓水进入后续处理单元进一步处理；

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/m³计，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，短程硝化反硝化。上述162m³/h电吸附浓水与水量60m³/h、COD400mg/L的MTO段污水混合，混合后总水量约222m³/h，COD约1234mg/L，氨氮约676mg/L。混合污水进入短程硝化反硝化反应池入口端的混合区与厌氧氨氧化塔回流污泥(流量占污水流量体积的50％)、硝化反应池回流的泥水混合液(回流比100％)混合均匀后进入短程硝化反硝化反应池底部，进行短程硝化反硝化反应，氨氮在亚硝化细菌的作用下氧化为亚硝酸根；短程硝化反硝化反应池中悬挂软性生物填料，通过控制曝气量将短程硝化反硝化反应池中的溶解氧控制在1mg/L，pH控制在7～8。

控制活性污泥浓度8g/L，采用微孔软管曝气，溶解氧控制在2mg/L，pH为8。曝气软管布置于短程硝化反硝化反应池底部，短程硝化反硝化反应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2000mm。每串填料的间距为100mm。水力停留时间为40小时。出水COD200mg/L，氨氮80mg/L，亚硝酸根100mg/L。生化泥水混合液经过除氧后进入后续厌氧氨氧化单元处理。

第五步，氮气吹脱除氧，采用氮气吹脱的方法去除短程硝化反硝化后得到的污水中的溶解氧；

短程硝化反硝化混合液自流进入带呼吸孔的污水罐中，底部通氮气，气水比为5：1。除氧后的泥水混合液经泵提升进入厌氧氨氧化塔底部。

第六步，厌氧氨氧化。经过除氧后的泥水混合液溶解氧小于0.05mg/L。反应塔底部通入氮气进行搅拌确保传质效果并进一步吹脱反应液中溶解氧，气水比1：1，溶解氧检不出。

然后进入厌氧反应器，在厌氧菌的作用下，亚硝酸根与氨氮反应，生成氮气。反应塔顶部设呼吸孔，氮气从呼吸孔排空。厌氧氨氧化塔水力停留时间10小时。出水COD150mg/L，氨氮5mg/L，亚硝酸根25mg/L。

第七步，泥水分离。厌氧氨氧化塔出水经二沉池进行泥水分离，上清液进入硝化反应池，沉淀污泥用泵提升回流到短程硝化反硝化入口端，回流量占进水量的比例(即回流比)50％。

第八步，深度碳化硝化。经过厌氧氨氧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6mg/L。活性污泥浓度500mg/L，深度碳化硝化反应池进水端pH7.5，出口端控制7.0。曝气软管布置于深度碳化硝化反应池底部，深度碳化硝化反应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5小时。深度碳化硝化反应池末端硝化液按100％的回流比回流到短程硝化反硝化池入口端的混合区，与电吸附浓水、厌氧氨氧化回流污泥混合进行短程硝化反硝化反应，硝化液中硝酸跟被反硝化生成氮气。生化泥水混合液经过三沉池进行泥水分离，沉淀污泥全回流到短程硝化反硝化池。上清液作为出水排放COD小于50mg/L，氨氮检不出，亚硝酸根检不出，总氮去除率96％。

Claims (9)

1.一种煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：包括以下步骤：

(1)絮凝沉淀

向煤气化段污水中加聚丙烯酰胺反应，然后进入沉淀池沉淀，悬浮物沉淀到池子底部；

(2)保安过滤

去除悬浮物的污水采用过滤器进行过滤，去除悬浮颗粒；

(3)电吸附除盐

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

(4)短程硝化反硝化

将步骤(3)中的电吸附浓水与MTO段污水混合，再与步骤(7)中产生的厌氧反应器回流污泥混合、步骤(8)中硝化液进入短程硝化反硝化反应池，进行短程硝化反硝化反应，短程硝化反硝化反应完成后混合液进入下一步反应；

(5)氮气吹脱除氧

采用氮气吹脱的方法去除短程硝化反硝化后得到的混合液中的溶解氧；

(6)厌氧氨氧化反应

经步骤(5)处理后的混合液进入厌氧反应器，在厌氧菌的作用下，亚硝酸根与氨氮反应，生成氮气，氮气排空；

(7)泥水分离

厌氧反应器出水通过沉淀进行泥水分离，上清液进入硝化反应池，沉淀污泥回流到短程硝化反硝化反应池；

(8)碳化硝化

步骤(7)得到的上清液进入碳化硝化反应池，碳化硝化反应池末端的硝化液回流到短程硝化反硝化入口端，进入步骤(4)中的短程硝化反硝池进行反硝化，反应得到的泥水混合液经沉淀进行泥水分离，上清液作出水排放。

2.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(1)中聚丙烯酰胺的加入量为污水的1～2ppm，沉淀时间为3～5小时。

3.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(2)中过滤器的精度为20～100μm。

4.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(3)中经过电吸附除盐的模对工作电压1.0～1.5V，工作时间为25-35min，产水回到煤气化单元粗煤气洗涤塔代替脱盐水用于粗煤气洗涤，浓水进入后续处理单元进一步处理。

5.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(4)中在短程硝化反硝化反应池中悬挂软性生物填料，短程硝化反硝化反应池中活性污泥浓度6～8g/L，溶解氧控制在0.5～3mg/L，pH控制在7～8。

6.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(4)中的短程硝化反硝化反应池底部设曝气软管，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500～600mm，上部离水面200～300mm，每串填料的间距为100～200mm。

7.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(5)中氮气与水的体积比为1～5：1。

8.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(8)中在碳化硝化反应池中悬挂软性生物填料，碳化硝化反应池中控制溶解氧2～6mg/L，污泥浓度500～2000mg/L，碳化硝化反应池的进水端pH7.5～8.5，碳化硝化反应池的出口端控制pH7.0～8.0，水力停留时间控制在5～15小时。

9.根据权利要求1所述的煤制乙烯污水综合处理方法，其特征在于：步骤(8)中的深度碳化硝化反应池底部设曝气软管，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500～600mm，上部离水面200～300mm，每串填料的间距为100～200mm。