化污水回用单元正常运行。...

伊犁新天煤化工有限责任公司 20 亿立方米/年煤制天然气项目环境影响报告书

中环联新（北京）环境保护有限公司 6-96

化污水回用单元正常运行。

（6）工程实例及对比分析

中煤图克煤制化肥项目采用 BGL 气化炉工艺，废水水质与碎煤加压气化废

水相似。其废水处理采用“污水——氮气浮沉池——EC 厌氧塔——BE 生物滤池

增浓——改良 A/O——高密度沉淀池——臭氧氧化——曝气生物滤池——出水”

工艺。进水水质为 COD 3000~4000 mg/L，BOD 1500~2500 mg/L，总氨 8500 mg/L，

总酚 100~1300 mg/L，脂肪酸 2000~4000 mg/L，油类 550 mg/L。处理出水满足

GB8978-1996 排放一级标准要求；中煤图克煤制化肥项目处理出水全部回用无外

排，出水 COD ≤60 mg/L，NH3-N ≤15 mg/L。该工艺运行成本约为 3~4 元/m3 废

水，占地面积为 1.5~2.0m/m3×d 废水，投资约为 1.5 万元/m3×d 废水，国产化水

平高。

根据中煤图克化肥项目 2014 年 12 月 31 日运行记录，污水处理在清水池阶

段 COD 可以达到 33.63mg/L，氨氮可以达到 0.87mg/L；根据 2015 年 1 月 31 日

运行记录，污水处理在清水池阶段 COD 可以达到 46.07mg/L，氨氮可以达到

6.38mg/L。满足中水回用进水要求，详见图 6-15~图 6-17。

图 6-15 中煤图克污水处理运行数据




内蒙古北控京泰能源发展有限公司40亿N m 3/年煤制天然气项目九、同类工程运行数据


中煤图克化肥项目酚氨废水处理采用哈尔滨工业大学的处理技术，该技术已

经列入《水污染防治先进技术汇编（水专项第一批）》（环函［2015］52 号），



主要用于处理煤气化等行业废水，可以实现废水 COD 去除率达到 80%，总酚去

除率 85%以上，氨氮去除率 50%以上。

根据以上分析，该处理工艺处理该类废水，在技术上是可行的。鉴于此，本

项目采用相似污水处理工艺，并且与中煤图克污水处理主要处理单元相比，在目

前运行较成功的中煤图克污水处理的基础上，对以上核心单元等进行了优化调

整，以增加污水处理的可靠性，确保污水处理能够达到良好效果。

根据以上分析，本项目污水处理工艺投资约为 2.72 元/m3 废水，在经济上是

可以接受的；本项目污水处理工艺技术方案与中煤图克项目污水处理工艺相比进

行了优化，增加了运行可靠性和稳定性。

通过工程实例对比分析，采用相近工艺技术的中煤图克化肥项目，出水能够

达到后续中水回用的控制要求，污水处理规模设计足够余量以保证事故产生废水

的处理。说明采用该工艺处理本项目污水在技术上是可行的，能够符合后续的中

水回用装置进水要求。

6.2.6.9 结论

综上分析，碎煤加压气化工艺废水处理是其难点和重点，其水质特点是高

COD、高氨氮、酚含量高，还含有较高油类。

目前部分煤制气企业对高酚、高 COD、高氨氮的废水能够实现成功治理，

说明该处理工艺在技术上是可行的，污水处理装置出水能够满足污水回用装置进

水要求。但是我们也应该看到，大部分企业治理类似废水并没有取得很好的效果，

说明适宜的污水处理工艺设计和运行管理对污水处理的稳定达标运行具有至关

重要的作用。

建议建设单位通过培训等方式培养污水处理运行管理方面的人员，积极与具

有成熟污水处理运行经验的企业合作，借鉴其成功经验。

总而言之，采用“匀质罐→隔油沉淀池→气浮池→酸化水解池→一级生化池

→中沉池→二级生化池→二沉池→混凝气浮池→臭氧氧化→曝气生物滤池→二

级过滤吸附”作为污水生化处理的主体工艺，类似工艺已经有成功的工程应用实

例，在技术经济上是可行的。

6.2.7 污水回用装置

6.2.7.1 废水来源及水质特征分析

1、废水来源



污水回用装置主要处理污水处理装置出水，以及循环水站排污水、脱盐水站

排水等清净废水，主要来源为污水处理装置出水、循环水站排污水、脱盐水站排

水等。

2、水质特征分析

（1）污水处理装置出水水质特点分析

含盐量高；

有一定的有机污染物；

有机物浓度受污水处理装置处理效果影响较大。

（2）循环水排污水、脱盐水站排水等清净废水水质特点分析

硬度高；

含盐量高；

水质较为稳定。

6.2.7.2 污水回用处理原则及总体思路

回用水处理采用清污分流、分质处理的原则，将污水回用装置分成两个单元，

即生化污水回用单元和含盐污水回用单元。不仅可以提高回用水装置的灵活性，

还可以提高回用水保证率，提高全厂整个水系统的安全性。

6.2.7.3 污水回用装置设计规模

1、生化污水回用单元设计规模

生化污水回用单元进水水量即为污水处理装置的出水，污水处理装置的设计

规模为 1200m3/h，故生化污水回用单元的设计规模也为 1200m3/h。

2、含盐污水回用单元设计规模

含盐污水主要来自全厂循环水排污水、热电站排污水以及脱盐水站排污水，

含盐污水的水量见表 6-41。

表 6-41 含盐废水水质表

装置名称循环水排污水热电站排污水脱盐水站排污水硫回收合计

正常水量 354.2 123 336 6 819.2

全厂含盐废水正常排水量为 819.2m3/h，考虑到一定的余量，含盐废水回用

单元的设计规模取 1200m3/h。



6.2.7.4 污水回用装置设计进出水水质

1、生化污水回用单元

（1）生化污水回用单元设计进水水质

生化污水回用单元处理污水处理装置的排水，系统进水水质即污水处理装置

的出水水质，具体指标见表 6-42。

表 6-42 生化污水回用单元进水水质指标

序号项目单位指标

1 pH 6~9

2 悬浮固体 mg/L 10

3 CODCr mg/L 60 4 BOD5 mg/L 5

5 氨氮（NH3-N） mg/L 5

6 油含量 mg/L 0.5

（2）生化污水回用单元设计出水水质

生化污水回用单元的产品水主要回用于循环水补充水以及脱盐水站的原水，

其水质出水指标应满足表 6-43。

表 6-43 污水回用装置设计出水水质

序号名称循环水补充水水质要求单位备注

1 pH 6.8～9.5 /

2 CODCr ≤20 mg/L 3 BOD5 ≤5 mg/L

4 浊度 ≤2 NTU

5 Fe ≤0.2 mg/L

6 锰 ≤0.2 mg/L

7 Cl- ≤20 mg/L

8 钙硬度（以 CaCO3 计） ≤200 mg/L

9 总硬度（以 CaCO3 计） ≤300 mg/L

10 总碱度（以 CaCO3 计） ≤350 mg/L

11 NH3-N ≤2 mg/L

12 总磷（以 P 计） ≤1 mg/L

13 溶解性固体 ≤300 mg/L

14 末端游离余氯 0.1～0.2 mg/L

15 粪大肠菌群 ≤2000 个/L

2、含盐废水回用单元

（1）含盐废水来源及水量水质

含盐污水主要来自全厂循环水排污水、热电站排污水以及脱盐水站排污水，

含盐污水的水质水量见表 6-44。



表 6-44 含盐废水水质表

水质水量名称循环水

排污水

热电站

排污水

脱盐水站

排污水硫回收

水量正常水量 354.2 123 336 6

PH 8.1 7.4 7.4

悬浮物 25 20 20

浊度 80 12 12

溶解性固体 1575 315 1439.09 200

含油量 0.4 / /

总硬度(以 CaCO3计) 985 197 788

永久硬度(以 CaCO3计) 260 145 208

暂时硬度(以 CaCO3计) 725 52 580

钾 12.4 2.48 9.9

铁 0.78 0.15 0.6

钠 106.5 21.3 176.9

钙 273.5 54.7 218.8

镁 73 14.6 58.4

氟 1.2 0.24 0.96

Cl- 72 14.4 77.9 NO3

- 5.75 1.15 4.6 SO4

2- 377 75.4 0

水

质

HCO3- 885 177 708

（2）含盐废水回用系统设计进水水质

含盐废水回用系统设计进水水质按上述水质加权平均值设计，即：

pH：6~9、全盐量≤1250mg/L

（3）含盐废水回用系统设计出水水质

污水回用装置的产品水主要回用于循环水补充水以及脱盐水站的原水，设计

出水水质指标详见表 6-43。

6.2.7.5 污水回用装置工艺方案的选择

目前在我国已经应用的水的除盐工艺方法有化学除盐（即离子交换除盐水处

理）、膜分离技术（作为锅炉补给水处理的预除盐）、蒸馏法除盐水处理以及膜法

和离子交换法结合的脱盐工艺等。

（1）离子交换法除盐工艺

离子交换除盐水处理是指水中所含的各种离子和离子交换树脂进行离子交

换反应而被除去的过程，又称为化学除盐处理。

离子交换水处理技术已相当成熟，适合用于水中含盐量不高的场合，但在处

理高氯高盐高硬水、苦咸水、海水时，该技术有树脂再生过程中需消耗大量酸、



碱，其排放液又会污染环境的缺点。显然，对于高盐污水单纯采用离子交换方法

用于回用水除盐处理是不合适的。

（2）膜除盐工艺

随着膜研究的进展，膜分离技术已迅速发展，膜使用领域愈来愈广，现已成

为产业化的高新技术，它有操作方便，设备紧凑，工作环境安全，节约能耗和药

剂的优点，其主体分离工艺是反渗透技术，为反渗透作预处理工艺的有超滤和精

滤技术。可以根据原水不同的水质组合成各种不同的流程。

（3）膜法和离子交换法结合的除盐工艺

反渗透膜法与离子交换联合组成的除盐系统也是目前使用较为广泛的除盐

水处理系统。在这种系统中，反渗透作为离子交换的预脱盐系统，可以除去原水

中约 95%以上的盐分和绝大部分的其他杂质，如胶体、有机物、细菌等；反渗透

产水中剩余的盐分则通过后继的离子交换系统除去。

（4）污水回用装置除盐工艺确定

膜分离法和离子交换法结合的脱盐工艺的出水水质虽能满足要求，水质优

良，可作锅炉补水，但膜除盐工艺明显比膜法和离子交换法结合的脱盐工艺管理

简单、方便，由于膜法和离子交换法结合的脱盐工艺流程长，操作烦琐，是否选

择取决于对最终出水水质要求。根据本项目出水水质要求，采用一级反渗透除盐

完全可满足要求，故除盐工艺采用反渗透的除盐工艺。

超滤膜对于细菌和大多数病毒、胶体、淤泥等具有极高的去除率。它是反渗

透系统的重要预处理装置，也是预处理过滤精度最高的膜品种。由于其优异的出

水水质，极低的 SDI 数值可明显降低反渗透膜污染，延长 RO 膜使用寿命。

从水质来看，废水中包含有一定的硬度，为减少后续预处理设施，保护反渗

透膜，有必要降低来水的硬度，本项目采用石灰软化法。

6.2.7.6 污水回用装置工艺说明

1、生化污水回用单元工艺流程简述

生化污水回用工艺流程简图见图 6-18。



图 6-18 生化污水回用工艺流程

经过生化处理后的污水处理装置出水中主要包括悬浮物、盐分、菌体以及少

量残留的 CODcr、少量油类等，故回用水单元在流程设置上充分考虑对这些污

染物质的去除能力和适用性。通过降低水中的含盐量，使之达到回用要求。设置

软化处理主要用于去除水中硬度。

生化污水经污水处理装置处理后出水首先进入澄清池，向澄清池中投加石

灰，对水中的碳酸盐和重碳酸盐硬度进行软化去除。

石灰配制和投加采用全自动配制投加系统，澄清产生的石灰渣用泵提升至厢

式压滤机进行脱水，脱水后的污泥送一般固体废物填埋场填埋。

澄清池的上清液流入吸水池，经泵提升至核桃壳过滤器，去除水中可能含有

少量的油，核桃壳过滤器设置定时反洗。核桃壳过滤器的出水自流进入气水反冲

滤池，气水反冲滤池采用均质滤料，截留水中的颗粒、悬浮物、胶体等污染物，

降低污染指数，使水质能满足进入超滤装置的要求，气水反冲滤池定时采用水、

气反洗。

气水反冲滤池的出水流入滤池产水池，经超滤给水泵提升，经过自清洗过滤

器，截留水中可能残留的颗粒、悬浮物，进入超滤装置，去除废水中的生物污染

物、颗粒物、胶体、浊度、细菌等，满足反渗透系统的进水水质.。

超滤装置的产水进入超滤产水池，经 RO1 给水泵提升，RO1 给水泵出口设

置管道混合器，向其投加还原剂和阻垢剂，还原水中的氧化剂，避免其伤害反渗

透膜，投加阻垢剂是避免水中的盐在膜表面结垢；加药后的水经过 RO1 高压泵

和保安过滤器后进入一级反渗透膜堆，一级反渗透膜堆产水进入产品水池、浓水



进入 RO1 浓水池；反渗透水回收率为 75％，脱盐率大于 97%。

RO1 浓水池的水经 RO2 给水泵提升后投加阻垢剂，避免水中浓缩后的盐在

膜表面结垢，再经过 RO2 高压泵和保安过滤器后进入浓水反渗透膜堆，浓水反

渗透膜堆的产水进入产品水池、浓水进入 RO2 浓水池；反渗透水回收率为 50％，

脱盐率大于 97%。

核桃壳过滤器、滤池、超滤装置的反洗水进入废水池，超滤和反渗透等膜堆

的化学清洗水流入废水池，废水池经废水泵均匀提升至工艺污水生化处理装置的

中间水池。

产品水池的产品水经除盐水泵提升送至界区外，最终送至循环水站。浓水反渗透

产生的浓水经泵提升至多效蒸发装置进一步处理。

2、含盐废水回用单元工艺流程简述

含盐废水回用单元工艺流程见图 6-19。

图 6-19 含盐废水回用工艺流程

循环水站、锅炉排污水以及脱盐水站排出的含盐污水首先进入界区内的匀质

罐，与气水反冲滤池反洗水混合。匀质罐出水进入澄清池，向澄清池中投加石灰，

对水中的碳酸盐和重碳酸盐硬度进行软化，去除水中的硬度，石灰配制和投加采

用全自动配制投加系统（与生化污水共用一套），澄清池产生的石灰渣用泵提升

至厢式压滤机进行脱水。

澄清后的上清液流入吸水池，经泵提升至滤池，滤池采用均质滤料，气水反

冲洗形式，截留水中的颗粒、悬浮物、胶体等污染物，降低污染指数，使水质能

满足进入超滤装置的要求，滤池定时采用水、气反洗。



滤池出水流入滤池产水池，经超滤给水泵提升，首先经过自清洗过滤器，对

水中的可能残留的颗粒、悬浮物进行截留，起到保安作用，经自清洗过滤器后进

入超滤装置，超滤装置实现了去除废水中的生物污染物、颗粒物、胶体、浊度、

细菌等，满足反渗透系统的进水水质，超滤装置的产水率为 90%。

超滤装置的产水进入超滤产水池，经 RO1 给水泵提升，RO1 给水泵出口设

置管道混合器，向其投加还原剂和阻垢剂，还原水中的氧化剂，避免其伤害反渗

透膜，投加阻垢剂是避免水中的盐在膜表面结垢；加药后的水经过 RO1 高压泵

和保安过滤器后进入一级反渗透膜堆，一级反渗透膜堆的产水进入产品水池、浓

水进入 RO1 浓水池；一级反渗透水回收率为 75％，脱盐率大于 97%。

RO1 浓水池的水经 RO2 给水泵提升后投加阻垢剂，避免水中浓缩后的盐在

膜表面结垢，再经过 RO2 高压泵和保安过滤器后进入浓水反渗透膜堆，浓水反

渗透膜堆产水进入产品水池、浓水进入 RO2 浓水池；反渗透水回收率为 50％，

脱盐率大于 97%。

滤池、超滤装置的反洗水进入废水池，超滤和反渗透等膜堆的化学清洗水流

入废水池，经废水泵提升至工艺污水生化处理装置的中间水池。

产品水经除盐水泵送至循环水站。浓水反渗透产生的浓水经泵提升至多效蒸

发间进一步处理。

6.2.7.7 主要建构筑物及设备

1、澄清池

对工艺污水生化处理的出水进行投加石灰软化，将污泥提升至污泥脱水间；

将含盐污水匀质调节，投加石灰软化，将污泥提升至污泥脱水间；收集区域的排

水并提升至工艺污水处理系统。

（1）设计参数

生化污水设计流量：Q=1200m3/h

含盐污水设计流量：Q=1200m3/h

（2）主要构筑物：

类型：澄清池为半地上式钢筋混凝土排架结构；排水池为地下式钢筋混凝

土结构；排水泵站为框架厂房。

数量：澄清池4 座，排水池1 座，污泥泵站1 座



平面尺寸：澄清池：2 座直径φ22m，2 座直径φ19m，

污泥泵站：19.6m×11.3m

（3）主要设备

1) 机械搅拌澄清池刮泥机

设备数量：2 台

设计参数：池直径φ22m

2) 机械搅拌澄清池刮泥机


设计参数：池子直径φ19m

3) 机械搅拌澄清池搅拌机


设计参数：叶轮直径3.5m

4) 生化污水排泥泵


设计参数：Q=60m3/h，H=0.2MPa

形式：卧式离心泵

5) 含盐污水排泥泵




6) 匀质罐


设计参数：V=5000m3/h，D×H=20×17.82m

材质：碳钢防腐

7) 排水泵



形式：潜水排污泵

8) 排水池立式搅拌机




设计参数：池尺寸：长×宽×深=15×10×6.0m，水深5.5m；P=5.5kW


2、脱水及石灰投加间

石灰自动配制成石灰乳，向澄清池投加石灰乳，将澄清池产生的无机污泥通

过厢式压滤机进行脱水。


类型：脱水及石灰投加间为钢筋混凝土排架结构；污泥池为半地上钢筋混

凝土水池。

数量：厂房1 座，污泥池1 座

平面尺寸：厂房：42m×16m

污泥池：9m×7m×6.5m（深），地下3 米

（3）主要设备

1) 石灰乳配制投加装置

设备数量：1 套

设计参数：投加石灰乳浓度5%，石灰料仓50m3，配制罐3m3，储存罐1m3，

成套包括：石灰料仓、配制罐、储存罐、搅拌机、螺旋给料泵、石灰乳投加

泵、除尘器以及控制柜等

2) 立式搅拌机


设计参数：池尺寸：长×宽×深=9×7×6.5m，水深6m；P=7.5kW


3) 板框压滤机


设计参数：过滤面积 400m2，滤室容积 7.6m3

成套包括：板框压滤机、出料口料斗、无轴螺旋输送机以及倾斜无轴螺旋输

送机

4) 石灰渣投料泵



形式：螺杆泵



3、含盐污水过滤及回用厂房

含盐污水经过气水反冲滤池进行过滤，去除悬浮物及沉淀物；用超滤装置去

除水中胶体、污染物等，为后续反渗透进行预处理；一级反渗透将水中盐去除；

浓水反渗透将一级反渗透的浓水进行再浓缩。

（1）设计参数

进滤池的设计流量：Q=1169.2m3/h

进超滤的设计流量：Q=1137.9m3/h

进一级反渗透的设计流量：Q=1024.1m3/h

进浓水反渗透的设计流量：Q=256m3/h


类型：过滤间和回用厂房采用钢筋混凝土排架结构；滤池为地上式钢筋混

凝土结构；其它水池为半地下式钢筋混凝土结构。

数量：水池1 座，共分为6 格；滤池1 座，分为5 格；过滤间厂房1 座；

回用水厂房1 座

平面尺寸：水池（滤后水池、废水池、超滤产水池、反渗透浓水池、脱盐水

池、浓水池）：99.6m×20m×5.5m（深），地下3.7 米

滤池：每格尺寸10m×7.4m×4.6m（深），过滤间平面尺寸：42m×26m

回用厂房平面尺寸：69m×42m

（3）主要设备

1) 气水反冲滤池成套设备

设备数量：5 格

设计参数：每格平面尺寸10m×7.4m，滤料层高1.2 米

成套包括：均粒滤料、滤板、承托层、滤头

2) 罗茨风机


设计参数：Q=30m3/min，出口升压P=49KPa

3) 滤池反洗泵


设计参数：Q=450m3/h；H=0.1MPa

4) 自清洗过滤器




设计参数：Q=360m3/h，过滤精度100μm

形式：滤网式

5) 超滤膜堆


设计参数：每套出力Q=170.7m3/h，膜通量60L/m2·h，产水率90%

形式：中空纤维内压式超滤膜

6) 一级反渗透膜堆


设计参数：每套出力Q=128m3/h，膜通量20L/m2·h，产水率75%

形式：卷式抗污染膜（聚酰胺复合材料）

7) 浓水反渗透膜堆



（设计按生化污水回用的浓水反渗透装置互为备用考虑）


8) 超滤给水泵




9) 超滤反洗水泵




10) RO1 给水泵




11) RO1 高压泵




设计参数：Q=187.5m3/h；H=0.3MPa


12) RO 浓水泵




13) RO 浓水高压泵




14) RO 冲洗泵




15) 除盐水泵




16) 超滤、反渗透的化学清洗系统

设备数量：1 套；2 台溶液箱，2 台保安过滤器，2 台清洗水泵

设计参数：溶液箱：φ2.5m；V=8m3

保安过滤器：Q=185m3/h；精度5μm

清洗水泵：Q=195m3/h；H=0.2MPa

成套包括：溶液箱、保安过滤器、清洗水泵、电加热器等

17) 絮凝剂加药装置

设备数量：1 套，两箱三计量泵

设计参数：箱体V=2.0m3；计量泵Q=20-130L/h，H=0.4MPa

成套包括：箱、计量泵、变频器、液位计、过滤器、安全阀以及控制箱等

18) 氧化剂加药装置






19) 还原剂加药装置

设备数量：1 套，两箱两计量泵

设计参数：箱体V=1.5m3；计量泵Q=45L/h，H=0.7MPa


20) 阻垢剂加药装置


设计参数：箱体V=1.5m3；计量泵Q=45L/h，H=0.7Mpa


21) 盐酸加药装置


设计参数：箱体V=1.0m3；计量泵Q=45L/h，H=0.4Mpa；


22) 氢氧化钠加药装置




23) 浓硫酸储罐


设计参数：箱体V=14m3

成套包括：卸酸泵、加药泵、液位计、成套控制箱等

4、污水回用过滤及回用厂房

将生化污水经过核桃壳过滤器除油；经过气水反冲滤池进行过滤，去除悬浮

物及沉淀物；用超滤装置去除水中胶体、污染物等，为后续反渗透进行预处理；

一级反渗透将水中盐去除；浓水反渗透将一级反渗透的浓水进行再浓缩。

（1）设计参数

进核桃壳过滤器的设计流量：Q=1410m3/h

进气水反冲滤池的设计流量：Q=1392m3/h

进超滤的设计流量：Q=1361m3/h



进一级反渗透的设计流量：Q=1225m3/h

进浓水反渗透的设计流量：Q=306m3/h


类型：过滤间和回用厂房采用钢筋混凝土排架结构；滤池为地上式钢筋混

凝土结构；其它水池为半地下式钢筋混凝土结构。

数量：水池1 座，共分为6 格；滤池1 座，分为5 格；过滤间厂房1 座；

回用水厂房1 座；

平面尺寸：水池（生水池、滤后水池、废水池、超滤产水池、反渗透浓水池、

脱盐水池）：105.5m×20m×5.5m（深），地下3.7 米；

滤池：每格尺寸10m×7.4m×4.6m（深）

过滤间平面尺寸：42m×32m

回用厂房平面尺寸：69m×42m

（3）主要设备

1) 核桃壳过滤器


设计参数：流量Q=235m3/h，直径φ=4000mm，H=2000mm


2) 生水泵



3) 过滤器反洗泵



4) 气水反冲滤池成套设备

设备数量：5 格

设计参数：每格平面尺寸10m×7.4m，滤料层高1.2 米


5) 罗茨风机


设计参数：Q=30m3/min，出口升压P=49KPa



6) 滤池反洗泵



7) 自清洗过滤器


设计参数：Q=345m3/h，过滤精度100μm

形式：滤网式

8) 超滤膜堆



形式：中空纤维内压式超滤膜

9) 一级反渗透膜堆




10) 浓水反渗透膜堆




11) 超滤给水泵




12) 超滤反洗水泵




13) RO1 给水泵






14) RO1 高压泵




15) RO 浓水泵




16) RO 浓水高压泵




17) RO 冲洗泵




18) 除盐水泵




19) 超滤、反渗透的化学清洗系统

设备数量：1 套；2 台溶液箱，2 台保安过滤器，2 台清洗水泵

设计参数：溶液箱：φ2.5m；V=8m3

保安过滤器：Q=185m3/h；精度5μm

清洗水泵：Q=195m3/h；H=0.2MPa

成套包括：溶液箱、保安过滤器、清洗水泵、电加热器等

20) 絮凝剂加药装置






21) 氧化剂加药装置




22) 还原剂加药装置




23) 阻垢剂加药装置




24) 盐酸加药装置




25) 氢氧化钠加药装置




26) 浓硫酸储罐


设计参数：箱体V=14m3

成套包括：卸酸泵、加药泵、液位计、成套控制箱等

6.2.7.8 回用水去向及用水量需求

根据本项目全厂水系统规划，污水回用装置的产品水全部回用于循环水补充

水和脱盐水站原水，正常运行时循环水补充水和脱盐水站原水主要来自两部分，

一部分为新鲜水，另一部分为回用水。回用水占循环水补充水和脱盐水站原水总



水量的比例见表 6-45。

表 6-45 回用水与循环水补充水和脱盐水站原水用水量对比

工况夏季工况 m3/h 冬季工况 m3/h 平均工况 m3/h 备注

回用水量 1618.6 1506.7 1576.3

循环水补水需求量 1679 1229 1469.1

脱盐水站原水需求量 1349 1181 1265

用水总需求量 3028 2410 2734.1

回用水占总用水量的比例 53.45% 62.52% 57.65%

从上表可以看出，回用水量占循环水补充水和脱盐水站原水总用水量的比例

不超过 63%，即无论是夏季还是在补水量较小的冬季，本项目污水回用装置的产

品水均可以回用于本项目的循环水站和脱盐水站，不会发生回用水没有去向的工

况，是可行的也是可靠的。

6.2.7.9 结论

综上所述，本项目回用水处理采用清污分流、分质处理的原则，将回用水站

分成两个单元，即生化污水回用单元和含盐污水回用单元，设计规模各为

1200m3/h。含盐废水回用单元主要处理循环水排污水、锅炉排污水、脱盐水站排

水等清净废水，生化污水回用单元主要处理污水处理装置的出水。其主体工艺均

为：“-预处理-超滤-反渗透”。

本项目回用水处理流程与目前国内几家大型煤化工工程如中煤图克、大唐克

旗污水回用的主处理流程均为：“原水——预处理——反渗透——产水”。

可见，“预处理+超滤+反渗透”工艺是目前污水回用的主流工艺，反渗透脱

盐是目前最经济有效的脱盐方法。本项目采用“预处理+超滤+反渗透”作为脱盐

工艺，在技术经济上是可行的，能够实现中水回用要求，已经有成熟、广泛工程

实例。

6.2.8 蒸发装置

6.2.8.1 国内同类煤化工项目浓盐水处置运行现状

目前国内已运行的煤化工废水处理项目主要有三个，根据其工艺流程及实际

运行效果进行简要阐述：

1、内蒙某煤制天然气项目

内蒙某煤制天然气项目浓盐水处理工艺为浓盐水浓缩+多效蒸发，其中浓盐

水装置的进水为 300 m3/h，经膜浓缩减量处理后，浓水进入多效蒸发装置。进蒸



发结晶装置水量正常设计值为 80m3/h，装置设计能力为 120m3/h，目前运行控制

在 50-60m3/h 左右。进水水质组成 COD 约 804mg/L，含盐量约 18000mg/L，其

中氯离子为 3000mg/L 左右，硫酸根离子约 2558mg/L 左右。

多效蒸发自 2014 年 5 月系统开车至 2014 年 8 月底全厂停车检修，蒸发结晶

系统已连续运行超过 100 天；经过检修后，于 2015 年 1 月 21 日，结晶系统优化

完毕，得到分离出的固体盐。分离出的结晶盐含水量＜10%，废盐送往填埋场填

埋。

污水处理流程及蒸发结晶盐分别见图 6-20 和图 6-21。

图 6-20 内蒙某煤制天然气项目污水处理流程简图

图 6-21 内蒙某煤制天然气项目蒸发结晶盐

该项目蒸发结晶装置目前存在的主要问题有：

（1）蒸发装置内废水泡沫较大：因废水易起泡，蒸发罐内泡沫较大，影响

多效蒸发装置的稳定运行。



（2）蒸发装置产水水质无法达到凝结水处理装置要求：设计多效蒸发产水进

入凝结水处理装置进行处理，但多效蒸发产水含盐量较高，无法达到凝结水处理

装置水质要求，目前做为补水暂回用至浊循环水系统。

2、陕西某煤化工综合利用项目

陕西某煤化工采用“高密度池系统＋多介质过滤器+超滤＋钠床+螯床+反渗

透＋催化氧化+活性炭+水解酸化+MBR+浓水 RO+蒸发结晶装置及压滤”，产水

最终送至全厂循环水系统作为循环水补充水，其中蒸发结晶装置采用的是“四效

降膜蒸发+两效强制循环结晶”工艺。装置自 2014 年 7 月份开车以来，也一直在

连续运行，分离出的结晶盐含水率 50%左右。

图 6-22 陕西某煤化工综合利用项目的蒸发结晶盐

3、中煤图克化肥项目

中煤图克化肥项目浓盐水蒸发采用机械压缩蒸发，结晶采用两效真空结晶工

艺，其中结晶盐含水率≤5%，结晶母液定期外排至厂外蒸发塘。蒸发已运行近

10 个月，设备运行良好，2014 年 11 月 15 日结晶器开车成功，已结晶出混盐。

中煤图克化肥项目进蒸发装置水量约 60m3/h，进水总盐含量约 67000mg/L，

在降膜蒸发器中浓盐水浓缩至盐含量 20wt%左右送入两效顺流结晶器中。结晶装

置设计能力为 20m3/h，装置目前已连续运行，生产负荷为 10m3/h，每小时产结

晶盐约 2 吨。



图 6-23 中煤图克化肥项目的结晶盐

目前图克项目存在的问题是为了保证实现真正的零排放，降低结晶盐本身含

水率，需间断排出少量母液，保证系统内杂质不富集。

国内零排放问题总结：内蒙煤制气项目及陕西煤化工项目存在主要问题是盐

中含水量较高，没有在真正意义上达到零排放；中煤图克项目由于结晶盐几乎不

含水分，因此需定期排放少量母液，保证 COD 等杂质不在系统内富集。同时三

个项目结晶盐皆为混盐，得到的结晶盐易被定义为危险废固，需后续处理，且费

用较高。

因此制定本项目蒸发结晶方案的立场因基于两点：

1、将废水中的两种主要成分（氯化钠、硫酸钠）分别结晶出来，得到具有

一定利用价值的盐；

2、对废水中的多种杂质（包括杂盐以及 COD）进行妥善处理，保证杂质不

影响蒸发结晶的稳定操作，以及产品的质量纯度。


本项目蒸发装置的进水来自污水回用装置反渗透的浓水，其含盐量约

15000mg/L。水质特点分析如下：



含盐量高；

硬度高；

有一定的有机污染物；

有一定的可溶性硅；

组分复杂，杂盐含量多。

6.2.8.3 处理原则及总体思路

考虑到蒸发装置能耗高、投资大等因素，应对蒸发装置的进水进行预处理，

减少进入多效蒸发的浓盐水量，降低整个项目的投资及运行费用。

蒸发装置包括膜浓缩单元和多效蒸发单元。

膜浓缩单元是通过膜法对污水回用装置的反渗透浓水进行分质和浓缩处理，

提高废水的含盐量，产水回用，减少进入蒸发装置的水量；多效蒸发单元采用强

制循环三效顺流蒸发工艺。

6.2.8.4 蒸发装置设计规模

蒸发装置的进水来自污水回用装置产生的反渗透浓水，其中生化污水回用系

统产生的浓水量为 95m3/h，含盐污水回用系统产生的浓水量为 103m3/h，故多效

蒸发的进水量正常为 198m3/h，考虑到一定的余量，膜浓缩单元的设计规模取

300m3/h。

经过多效蒸发预处理后的浓盐水约 37 m3/h，分别为纳滤浓水 20m3/h 以及反

渗透浓水约 17m3/h，因此蒸发单元按双系列设计，单系列规模为 37.5 m3/h，该

两股浓水分别进入相应系列的多效蒸发系统。

6.2.8.5 蒸发装置设计进出水水质

1、膜浓缩单元

（1）膜浓缩设计进水水质

膜浓缩单元的进水为污水回用装置产生的反渗透浓水，含盐量约

15000mg/L。

（2）膜浓缩单元的产品水与污水回用装置的产品水混合后主要回用于循环

水补充水，回用水水质指标详见表 6-43。

2、多效蒸发单元



（1）多效蒸发单元设计进水水质

膜浓缩单元的纳滤系统以及反渗透系统产生的浓盐水水质：纳滤浓水总盐含

量~100000mg/L，反渗透浓水总盐含量~60000mg/L。

（2）多效蒸发单元设计产水水质

多效蒸发的产品水与污水回用装置的产品水混合后主要回用于循环水补充

水以及脱盐水站的原水，回用水水质指标详见表 6-43。

（3）多效蒸发单元设计出水水质

多效蒸发单元设计出水指标见表 6-46。

表 6-46 多效蒸发单元设计出水指标

序号项目单位出水指标

1 pH / 6-9

2 含盐量 mg/L ≤250000

3 COD mg/L 3500-5893

4 NH3-N mg/L ≤390

5 NO3-N mg/L ≤600

6 Cl- mg/L ≤23000

7 SO42- mg/L ≤114000

8 PO43- mg/L ≤55

9 F- mg/L ≤640

10 Na+ mg/L ≤74600

11 Ca2+ mg/L ≤10

12 Mg2+ mg/L ≤6

13 可溶硅 mg/L ≤490

6.2.8.6 多效蒸发工艺方案的选择

1、膜浓缩单元

双膜法中水回用，其产品水回用于循环水补充水等，同时也产生浓盐水，其

浓盐水的盐含量为回用水进水的几倍，水量为总污水量几分之一，水量仍然较大，

且含有一定量的有机污染，若不进行处理，对当地环境仍造成巨大的污染。这就

需要对双膜法产生的浓盐水进一步处理。

若直接将双膜法产生的浓盐水进行蒸发，由于其规模较大，需要消耗大量的

能源，非常不经济。本工程拟对回用装置产生的浓盐水通过膜浓缩进一步分质提

浓，降低浓盐水的量，减少蒸发结晶的设计规模。膜浓缩单元采用软化+多介质

过滤器+纳滤+高效反渗透的工艺技术方案。

目前，国内已有多个项目的污水装置在实施膜浓缩方案，即利用纳滤膜、高

压反渗透膜将回用装置产生的浓盐水进行膜再浓缩，使盐含量达到 5~8 万 mg/L，



即尽可能将污水中盐分提高，减小后续蒸发器的规模，减少投资以及节约能源，

通过已完成项目生产运行状况来看，该方案技术成熟，运行费用低，具有较好的

技术经济优势。

2、多效蒸发单元

目前蒸发的工艺方案主要分为三种：多效蒸发、MVR 蒸发、自然蒸发。

针对煤化工污水处理特点，三种流程的描述如下：

多效蒸发：多效蒸发是将一个蒸发器蒸发出来的蒸汽引入下一蒸发器，利用

其凝结放出的热加热蒸发器中的水，两个或多个串联以充分利用热能的蒸发系

统，每一蒸发器称作一效，常用的有双效蒸发、三效蒸发、四效蒸发等。多效蒸

发是用加热的方法，使溶液中部分溶剂气化并除去，从而提高溶液的浓度，促使

溶质析出的工艺操作。蒸发过程进行的必要条件是不断地向溶液供给热能和不断

地去除所产生的溶剂蒸汽。

MVR 蒸发：MVR 蒸发即蒸汽压缩单效蒸发技术，是指利用电驱动蒸汽压缩

机将蒸发器产生的二次蒸汽增压升温，升温后的二次蒸汽作为热源循环应用于浓

盐水的蒸发，此蒸发系统的运行不需要使用生蒸汽作为热源。

自然蒸发：将浓盐水排至蒸发塘中，利用环境本身的蒸发能力将水分蒸发至

大气中，结晶盐沉积在蒸发塘底部。

三种流程分别适用于不同的生产环境，各种流程的技术经济比较见表 6-47。

表 6-47 蒸发结晶工艺流程对比

多效蒸发 MVR 蒸发自然蒸发

水质要求较高较高低

投资低较高高

蒸汽消耗较低极少不消耗

电耗低高不消耗

占地较低低高

考虑到多效蒸发具有设备投资低，可有效利用蒸汽管网的低压蒸汽，耗电量

低等优点，故本项目蒸发采用多效蒸发的工艺方案。

6.2.8.7 蒸发装置工艺流程

1、膜浓缩单元工艺流程简述

本工程对污水回用装置产生的反渗透浓水进一步分质提浓，为保证膜浓缩单

元运行的可靠性，需要对进水进行一系列预处理，通过调节、过滤、软化等工序



净化废水，减少膜浓缩单元污堵的风险，蒸发装置膜浓缩单元工艺流程框图见图

6-24。

图 6-24 蒸发装置膜浓缩单元工艺流程

污水回用装置、生化污水回用系统产生的 RO 浓水与含盐废水回用系统产生

的 RO 浓水经收集后送至膜浓缩单元。首先进入调节池，调节水量均匀水质；根

据 RO 浓水含盐量高、硬度高的特点，设置软化处理单元，经澄清池去除浓水中

的大部分硬度，澄清后的产水进入多介质过滤器，截留水中的颗粒、悬浮物、胶

体等污染物，降低污染指数，再经离子交换，利用抗污染树脂进一步软化浓水，

彻底去除浓水的硬度。离子交换器出水由泵提升并经保安过滤器去除水中可能存

在大颗粒物质，以免损伤膜元件，然后由高压泵增压后送入膜浓缩系统，膜浓缩

系统采用纳滤+高效反渗透组合工艺，浓水首先进入纳滤系统，根据纳滤膜的本

身特性，在压力作用下，分别得到含有几乎全部二价离子（SO42-）、COD 等纳滤

浓水，以及大部分为一价离子的纳滤产水，纳滤膜的收率约在 90%。纳滤产水再

送至高效反渗透系统进行进一步浓缩，产水去产品水池与污水回用装置的产品水

混合后回用，高效反渗透浓水与纳滤膜浓水经泵提升后分别送至多效蒸发单元两

个系统进一步蒸发浓缩处理。

2、多效蒸发工艺流程简述

经过膜浓缩后的两股浓盐水进入多效蒸发单元，多效蒸发单元为两个系列，

分别处理来自多效蒸发预处理系统的纳滤浓水以及高效反渗透浓水。多效蒸发单

元工艺流程框图见图 6-25。



图 6-25 多效蒸发单元工艺流程

采用三效蒸发，蒸发终点溶液浓度为 25%，物料在进蒸发器前经过两级预热，

将物料进一效加热室的温度提高至接近泡点。物料由上料泵输送至一效加热室，

经过加热后的物料进入一效分离室进行汽液分离，料液依次自流进入二效以及三

效加热室，物料依次经过三效蒸发后，浓缩液经三效出料泵排出。

分离器出来的溶液进入冷凝液贮槽，蒸发器残液（40℃～60℃）送至结晶装

置进一步处理，冷凝得到的冷凝水回收，送至全厂冷凝水系统和循环水系统。

6.2.9 结晶装置

根据本项目废水处理目标的要求，经过浓缩的高浓盐水需要进行进一步蒸发

结晶。根据“资源化、减量化、无害化”的原则，本工程对高浓盐水中的无机盐

进行结晶分离提纯，分离出的氯化钠、硫酸钠工业盐作为副产品出售。


结晶系统的进水来自多效蒸发产生的高浓盐水，含盐量约 25%。水质特点分

析如下：

（1）反渗透浓水蒸发后水质特点

含盐量高；

有机污染物含量较少；


基本不含硬度及二价以上阳离子；

主要成分为 NaCl、含有少量的 Na2SO4。

（2）纳滤浓水蒸发后水质特点

含盐量高；

有机污染物含量较高；




基本不含硬度及二价以上阳离子；

主要成分为 NaCl、Na2SO4。

6.2.9.2 处理原则及总体思路

本项目的生产污水主要包括酚回收、低温甲醇洗、甲烷化等生产装置及辅助

设施排出的生产污水，厂区少量的生活污水、厂区地面冲洗水以及初期雨水等含

有机污染物的污水也进入污水处理装置；生产污水经由生化处理后与含盐污水进

入污水回用装置，产品水回用，产生的两股浓水经多效蒸发进一步浓缩后高浓盐

水分别送入对应的结晶装置；结晶装置的产品水回用于循环水补充水，并得到相

应结晶盐，为保证结晶分盐的可靠性，本结晶装置采用分质结晶的工艺方案。

6.2.9.3 结晶装置设计规模

结晶装置的进水来自多效蒸发产生的高浓盐水，其中高效反渗透浓水，经蒸

发后的水量约为 4m3/h；纳滤浓水经蒸发后的水量约为 8m3/h，考虑到一定的余

量以及工况可能发生的变化，两套结晶装置的设计规模皆取为 15m3/h。

6.2.9.4 结晶装置设计进出水水质

1、结晶装置设计进水水质。

结晶装置的进水为多效蒸发产生的高浓盐水，含盐量约为 25%，结晶装置设

计进水水质见表 6-48。

表 6-48 结晶装置设计进水水质

序号项目单位出水指标

1 pH / 6-9

2 含盐量 mg/L ≤250000

3 COD mg/L 3500-5893

4 NH3-N mg/L ≤390

5 NO3-N mg/L ≤600

6 Cl- mg/L ≤23000

7 SO42- mg/L ≤114000

8 PO43- mg/L ≤55

9 F- mg/L ≤640

10 Na+ mg/L ≤74600

11 Ca2+ mg/L ≤10

12 Mg2+ mg/L ≤6

13 可溶硅 mg/L ≤490

2、结晶装置冷凝液水质



结晶装置的冷凝液去污水处理装置处理，结晶装置的冷凝液水质见表 6-49。

表 6-49 结晶装置冷凝液水质

序号项目单位指标

1 pH 6-9

2 含盐量 mg/L ≤200

6.2.9.5 结晶装置工艺选择

从分离高纯度 Na2SO4 结晶盐以及高纯度 NaCl 结晶盐的目的出发，根据以

往项目经验以及对煤制气浓盐废水的相关研究，煤制气高浓盐水的特点为盐含量

高，杂质组成复杂，且废水主要成分的组成不稳定。根据这种特点，如果单纯的

采用热法结晶，可能导致结晶盐纯度低，母液排量大等不利因素。

因此为保证结晶装置工艺的可靠性，在正常情况下，结晶分盐主要依靠上游

纳滤系统，在蒸发装置的膜浓缩单元采用纳滤膜先将两种主要的盐组分（Na2SO4，

NaCl）分开，并对这两种浓水分系列进行蒸发浓缩，然后再进行结晶，分别得到

纯净的两种结晶盐。同时考虑到纳滤浓水蒸发后 COD 含量较高，此股水在进结

晶装置之前，采用活性炭对其进行预处理，保证结晶装置的稳定运行。

在非正常情况下，主要是考虑到膜系统长时间运行后，因为污堵可能会使纳

滤膜的分离性能降低，如此可将纳滤浓水与反渗透浓水进行混合，一起送往后续

多效蒸发和结晶装置，此时在已知水质的情况下，可采用单纯的热法分质结晶工

艺，根据实际生产废水中的盐硝比来调节两个结晶器蒸发强度，最终实现分质提

盐。另外，根据浓盐水进水组成不稳定的特点，为了保证热法分质结晶的效率和

结晶盐纯度，本工程对蒸发结晶装置专门设置一个浓盐水进水的缓冲池，在非正

常状况下，膜浓缩后的废水混合后先进入浓盐水暂存池，依靠浓盐水暂存池来稳

定某一批（班）的进水组成，通过及时定期取样分析来确定盐硝比，为后续热法

分质提盐提供可靠的数据，保证结晶纯度。

6.2.9.6 结晶装置工艺原理

1、热法分质结晶的理论基础

混合进水中主要成分为氯化钠以及硫酸钠，下表为各温度下两种盐在水中的

溶解度。

表 6-50 氯化钠、硫酸钠溶解度表序号化学式 273K 283K 293K 303K 313K 323K 333K 343K 353K 363K 373K



1 NaCl 35.7 35.8 35.9 36.1 36.4 37.0 37.1 37.8 38.0 38.5 39.2

2 Na2SO4 4.9 9.1 19.5 40.8 48.8 46.7 45.3 - 43.7 42.7 42.5

根据上表分析：NaCl 随温度的变化，溶解度变化不大；Na2SO4 随温度变化，

溶解度成曲线变化，最高点在 313K 及 40℃左右。因此这就为我们在高温结晶

Na2SO4，在低温结晶 NaCl 提供了可行性。

根据新汶混合进水中的盐硝比（~0.43），绘制出三元相图，如下图所示：

图 6-26 氯化钠-硫酸钠-水系统三元溶解度相图（红色：100℃；绿色：60℃）

上述三元相图是根据中煤图克现场实际生产的浓盐废水通过试验测定绘制

的，相图主要包含 60℃（脱盐温度）和 100℃（脱硝温度）两种工况下相平衡数

据，结合进料浓盐水中的盐硝比（~0.43），我们可以选择相应合适的结晶温度，

在合适的温度下分别结晶出较纯净的氯化钠以及硫酸钠，这说明了热法在盐分离

上的可行性。

根据三元相图，我们可以发现，在高温下可以轻易得到纯净的硫酸钠，在低

温下需要控制排放母液的量，来得到较纯净的氯化钠。

2、杂质影响

（1）COD 影响

在试验中，项目组针对不同浓度下 COD 废水进行结晶试验，分析 COD 对浓

盐水三元相图影响，根据实验数据分析，COD 对系统共晶点影响较小，但使废水

中无机盐的溶解度整体降低，这样系统外排母液量必须增大，另外实验过程中，

当 COD 浓度在 40000mg/L 以下时，析出结晶盐颜色较白，当 COD 含量在 40000mg/L

以上时，析出的晶体泛黄，因此在蒸发结晶过程中应严格控制 COD 的含量，系统



通过连续外排母液来控制 COD 浓度。

图 6-27 氯化钠-硫酸钠-水系统三元溶解度相图（针对 COD 含量影响）

（2）NO3-影响

根据实验分析，硝酸根离子对结晶过程影响不明显，特别是对氯化钠结晶几

乎无影响，但是当其浓度过高时，会造成浓盐水的沸点升高，影响蒸发结晶过程

的稳定操作，因此在蒸发结晶过程中应严格控制硝酸根离子含量。本结晶工艺方

案选择较大的有效设计温差来克服沸点升高问题，同时通过连续外排母液控制硝

酸根离子的富集程度。



图 6-28 氯化钠-硫酸钠-水系统三元溶解度相图（针对硝酸根含量影响）

6.2.9.7 结晶装置工艺流程及物料平衡

蒸发结晶整体工艺流程框图见图 6-29。

图 6-29 蒸发结晶工艺流程流程图

在正常工况下，经过预处理的浓盐水由泵送入纳滤系统，在纳滤系统分离一

价离子与二价离子、COD 后，主要成分为一价离子（NaCl）的纳滤产水送入高

效反渗透系统，总盐含量浓缩至 60000mg/L 左右，送入其中的一个系列蒸发单

元，经蒸发系统浓缩至近饱和后，送入结晶单元，经过两效结晶后，得到较纯净



的氯化钠盐，同时排出少量的脱盐母液；含有大部分二价离子以及有机物 COD

的纳滤浓水，由于 COD 浓度较高（约 3900mg/L），先采用活性焦脱除（脱除率

在≥40%），然后再送入另一系列蒸发单元，浓缩至近饱和溶液后，与脱盐母液一

并送入结晶单元中，经过两效结晶后，得到较纯净的硫酸钠，同时排出少量脱硝

母液，送至干化装置进行处理。最终得到固体废盐。

在非正常状况下，当纳滤装置对二价离子以及 COD 截留率下降后，可采用

热法结晶方案，即将纳滤浓水以及反渗透浓水混合后分别送入蒸发结晶单元（虚

线流程），利用硫酸钠以及氯化钠在不同温度下结晶的特点，通过分步结晶分别

得到两种纯净的结晶盐，最终排出少量的母液送入干燥系统，得到固体废盐。

蒸发结晶装置物料平衡见图 6-30。

物流点号流量

m3/h 氯化钠含量（wt%）硫酸钠含量（wt%） COD 含量（mg/L）

1 198 0.30 1.02 440 2 20 0.93 9.15 3960 3 20 0.93 9.15 2376 4 8 5 20 5893 5 1.6 26.19 4.38 31680 6 178 0.3 0.06 50 7 17 3.12 0.63 525 8 4 20.8 4.2 3500 9 1.4 23.33 6.48 8425

图 6-30 蒸发结晶工艺流程平衡图及物流点

6.2.9.8 产品流向与处理工艺

1、氯化钠：

通过蒸发结晶产生的氯化钠其满足氯碱工业应用要求，标准见表 6-51。



表 6-51 氯化钠产品组成及质量标准

含量

序号指标氯碱行业接收

标准

精制工业盐二级

（GBT5462-2003）产品组成

单位

1 氯化钠 ≥98.5 ≥97.5 ≥98.5 wt%

2 硫酸根 ≤0.74 ≤0.9 ≤0.7 wt%

3 Fe ≤0.8 -- ≤0.8 PPM 5 I ≤0.8 -- ≤0.8 PPM

满足应用要求的氯化钠盐可送往氯碱厂（新天已与新疆天业就接收标准进行

沟通），经过重新溶解后，与进料卤水进行混合，作为氯碱原料；同时本装置采

用的纳滤方案与氯碱厂的卤水精制处理工艺相同，所得到的氯化钠在氯碱厂应用

中更具可行性。

硫酸钠：

通过蒸发结晶产生的硫酸钠满足工艺制硫化钠的原料要求，标准见表 6-52。

表 6-52 硫酸钠产品组成及质量标准

含量序号指标硫化钠厂接

收标准工业盐 III 类一等品

(GBT 6009-2014) 产品组成

单位

1 硫酸钠 ≥95 ≥95 ≥96 wt%

2 水 ≤3 ≤1.5 ≤1 wt%

3 氯化钠 ≤1.5 ≤3 ≤1.5 wt%

满足应用要求的硫酸钠盐可送往硫化钠厂（新天已与新疆天山化工就接收标

准进行沟通），该厂工艺方案采用硫酸钠高温煅烧碳粉还原制备硫酸钠，煅烧温

度可达 1100℃，此煅烧炉可有效的处理硫酸钠产品中可能含有的少量 COD，同

时极高的煅烧温度也可有效防止二噁英等有害物质的生成。

6.2.9.9 技术特点与可靠性

1、技术特点

(1) 两种结晶方案的设计：根据浓盐水水质高、杂、变的特点，在蒸发膜浓

缩单元中采用纳滤膜系统对浓盐水中主要组成进行分离，避免了由于水质变化以

及实际生产水质与设计水质的偏差对两种结晶盐纯度产生的影响；后续生产过程

中，考虑到膜系统可能因 COD 等杂质污堵导致收率降低，可采用纯热法分步结晶

方案，将膜浓缩系统的两股浓水通过缓冲池混合分别送往蒸发结晶装置，根据生

产中已有水质，调整蒸发强度，保证两种结晶盐的纯度。

(2) 根据进水水质分析，废水近于饱和溶液，在一效结晶系统中已有晶体析



出，因此两效结晶系统均采用强制循环加热模式，可提高系统的热效率，并有效

降低系统加热管内壁结垢堵塞的隐患。

(3) 根据设计工况下的关键组分物性参数，如温度、pH 值，氯离子浓度、氟

离子浓度等，在方案设计中选择了合适的材料，设备及管道与浓盐水接触部件材

质采用 2205 双相钢或 2507 超级双相钢，防止系统中的离子腐蚀以及应力腐蚀，

增加装置的使用寿命。

(4) 在结晶盐分离系统，本方案采用双极活塞推料离心机，可保证结晶盐含

水率≤5%，在有效提高结晶盐的纯度的同时，保证系统的分离效率。

2、技术可靠性

（1）工艺方案

a) 纳滤分离结晶方案以及热法分步结晶方案同时兼顾，保证蒸发结晶装置

的稳定运行。

b) 为保证蒸发结晶装置有效的开工率，本蒸发结晶装置都是按照双系列设

置，当一系列需要冲洗清堵时，另一系列可按最大负荷生产，保证系统

的正常可靠运行。为此，本工程专门设置三个总有效容积为 15000m3浓

盐水暂存池，可满足膜浓缩单元产水 5-15 天的缓冲时间，能在事故状

态下提高有效缓冲和保障。

（2）防垢措施

a) 合理设置结晶器换热温差，避免换热器列管过热而出现气化，降低换热

器结垢的可能性。

b) 提高结晶器换热器管中浓盐废水的流速，保持高速流动，持续擦洗列管

管壁，防止固体结晶盐沉积结垢。

c) 选择合理的设备布置，保证换热器加热面上足够的静液柱，以防止换热

过程中的汽化，抑制结垢产生。

d) 非标设备的设计，技术要求明确要对设备内壁进行抛光处理，设备附件

尽量与设备内壁齐平，减少晶体在粗糙表面生长的可能性。

e) 在结晶系统中考虑添加阻垢剂。

（3）防堵措施

a) 采用强制循环结晶器，并且对结晶分离器进行特殊设计，在工艺流程上

特殊考虑，降低结晶盐堵管的可能性，保证系统的稳定运行。



b) 合理选择加热室管板上的静液柱高度，保证换热管内浓盐水不沸腾。

c) 对于带晶运行的管道，设计时选择适宜的流速，管道布置时尽量直而短，

减少带晶管道管路死端的出现，对于某些自流的带晶管道考虑合理的坡

度，降低带晶管道的阻力降。

d) 对于带晶运行的管道，设置冲洗和吹扫管线。

e) 带晶料浆输送泵尽量与结晶分离器就近布置。

（4）杂盐等预防措施

a) 有机物 COD 影响：进水高浓度的 COD 会产生气泡、影响结晶颗粒生长等

危害，甚至导致液面沸腾，形成假液位，产生严重的雾沫夹带现象，影

响产生水质。预防措施：①采用了活性焦吸附装置，防止 COD 在系统当

中含量过高；②考虑一定量的结晶母液外排，防止 COD 在系统内富集；

③控制结晶溶液的 PH 值，使有机物特别是脂肪酸皂化，有利于系统自

身的清洗；④在系统中考虑添加消泡剂。

b) 可溶性硅影响：进料浓盐水中可溶性硅会使系统增大产生硅垢的隐患，

降低系统的结晶效率。预防措施：① 首先应考虑控制结晶溶液 pH值，

较高的 PH值能够避免硅盐沉淀结垢；② 其次是在系统考虑添加防止硅

垢的阻垢剂。

c) NH3-N 影响：氨氮主要会影响产水质量，同时会对生产车间环境造成影

响，本方案在蒸发装置设置脱汽装置，在上游工序就完成脱汽工作，避

免后续产水水质的影响。

d) 其他杂盐对分盐结晶的影响：浓盐水中还含有硝酸盐、钾盐和氟化物，

其中硝酸盐富集后会导致溶液的沸点严重上升，钾盐会影响结晶盐的纯

度，也会影响结晶系统的稳定操作，杂质中的氟离子随着浓度的上升，

主要是对设备管道的腐蚀程度增加。预防措施：① 系统设计时选择合

理的有效温差（20~30℃）；② 设计并控制系统合适的结晶温度（硫酸

钠约 100℃，氯化钠约 60℃）；③ 考虑合理的设备和管道选材；④ 考

虑结晶母液的连续外排量，防止杂盐富集。

6.2.9.10 结晶母液干化处理

为了防止杂质的在系统中积累，结晶装置需排出少量的母液以保证装置的稳



定运行。对于这股结晶母液（~1.6m3/h），采用喷雾干燥系统进行处理，其流程

如下：

空气经过过滤和加热，进入干燥器顶部空气分配器，热空气呈螺旋状均匀地

进入干燥室。料液经塔体顶部的高速离心雾化器，（旋转）喷雾成极细微的雾状

液珠，与热空气并流接触在极短的时间内可干燥为成品，成品连续地由喷雾干燥

器底部、旋风除尘器和袋式除尘器底部的排出，废气由引风机经文丘里洗涤器洗

涤后送污水处理装置生物除臭装置处理，少量的尾气洗涤废水送上游生化装置处

理。

喷雾干燥单元工艺流程见图 6-31。

图 6-31 喷雾干燥单元工艺流程图

喷雾干燥单元工艺特点：

（1）喷雾干燥器顶部设置雾化器喷头，结晶母液经过高压螺杆泵升压在喷

嘴雾化，喷头有压缩空气接口，高速压缩空气可对喷出液体进一步雾化和造型，

形成小角度喷液，雾化距离远，保证结晶母液在喷雾干燥器内有较长的停留时间，

可以充分与螺旋进入热空气强烈传质换热，快速完成干燥，干燥效率高。

（2）本方案热风炉使用工厂自产的燃料气，可保证燃料供应的稳定，而且

经净化处理后的燃料气通过喷雾干燥系统后可直接高空达标排放。

（3）喷雾干燥系统末端设置引风机，保证干燥器在负压下操作，有利于提



高母液蒸发效率。

（4）本方案采用特殊设计，使离心喷雾干燥器设备内部不与进料液接触，

使设备选材档次可大大降低，降低装置建设投资，性价比高。

（5）根据实验检测以及理论分析，母液中的 COD 主要为长链烷烃、含苯环

类物质以及加药过程中带入的大分子稳定有机物，因此沸点相对较高，挥发性较

低；基于此特性，干燥过程设计在较低温度下进行（~250℃），保证母液中的大

部分的 COD 有机物随结晶盐一起被干燥收集，尾气中少量的轻组分有机物通过

后续湿法水洗彻底去除，经过洗涤的排放气体送污水处理装置除臭单元处理。

喷雾干燥单元技术可靠性：

（1）喷雾干燥器顶部设置雾化器喷头，上部为高温空气螺旋进口，可保证

气液充分接触传质换热，也避免高温空气直接接触雾化器喷头，造成喷头高温结

焦堵塞，实用寿命短的问题。

（2）喷雾干燥器顶部的雾化器喷头采用特殊结构，使喷射液体成小角度实

心锥形状，尽早保证喷射液体不与设备内壁接触，有效防止干燥的结晶盐在设备

内结焦粘壁现象。

6.2.9.11 结论

根据以上分析，浓盐水经膜浓缩预处理纯化后，进入蒸发结晶工序，通过

“多效蒸发+结晶”分离出氯化钠和硫酸钠副产品，并确保满足相应标准要求，

杂盐送危险废物填埋场填埋。

综上，本项目落实报告中提出的相应环保措施后，能够实现废水的处理目

标，废盐实现了资源化、减量化，得到了合理处置，技术经济上是可行的。

6.2.10 投资估算与运行成本分析

6.2.10.1 投资估算

本投资为伊犁新天年产 20 亿立方米煤制天然气项目的污水处理装置（包括

污水事故调节池）、污水回用装置、多效蒸发、结晶装置部分的工程费用。

（1）污水处理装置

污水处理装置工程建设投资为 36700 万元。

（2）污水回用装置



污水回用装置工程建设投资为 21700 万元。

（3）多效蒸发

多效蒸发工程建设投资为 11800 万元。

（4）结晶装置

结晶装置工程建设投资为 4800 万元。

6.2.10.2 运行成本分析

各装置的物料消耗及运行成本分析估算如下：

1、污水处理装置

本项目污水处理装置运行成本估算见表 6-53。

表 6-53 污水处理装置运行成本估算

一药剂费单位年消耗量单价（元）总价（万元）

1 PFS 吨 1982 1700 336.94

2 PAM 吨 98 20000 196.00

3 磷酸吨 357 6000 214.20

4 硫酸亚铁吨 338 900 30.42

5 吸附剂吨 32 3500 11.20

合计元 886.76

运行成本元/m3污水 0.92

二动力费

1 新鲜水吨 300 3 0.09

2 电万 kWh 2496 0.5 1248.00

合计元 1248.09


三人工费

1 定员人 40 120000 480


总计万元 2614.85


计算水量按 1200m3/h

2、污水回用装置

本项目污水回用装置运行成本估算见表 6-54。

表 6-54 污水回用装置运行成本估算


1 PFS 吨 1152 1700 195.84

2 熟石灰吨 3650 600 219.00

3 阻垢剂吨 76.58 75000 574.35

4 还原剂吨 95.85 2000 19.17

5 非氧化性杀菌剂吨 12.54 9500 11.91




6 次氯酸钠吨 718.33 2000 143.67

7 盐酸吨 11.88 800 0.95

8 氢氧化钠吨 20.16 800 1.61

9 膜更换年 / / 800

10 滤芯个 1272 3500 445.2

合计元 2411.70


二动力费

1 新鲜水吨 300 3 0.09

2 电万 kWh 3884 0.5 1942.00

合计元 1942.09


三人工费

1 定员人 30 120000 360


总计万元 4713.79



3、多效蒸发

本项目多效蒸发装置运行期费用估算见表 6-55。

表 6-55 多效蒸发装置运行成本估算


1 PFS 吨 77 1700 13.09

2 纯碱吨 800 1800 144.00

3 阻垢剂吨 9.6 75000 72.00

4 还原剂吨 12 2000 2.40

5 非氧化性杀菌剂吨 1.57 9500 1.49

6 硫酸吨 1430.11 600 85.81

7 盐酸吨 567.41 800 45.39

8 氢氧化钠吨 6556.73 800 524.54

9 镁剂吨 1267.79 800 101.42

10 膜更换年 / / 300.00

11 滤芯个 240 3500 84.00

合计元 1374.14


二动力费

1 新鲜水吨 150 3 0.045

2 电万 kWh 420 0.5 210.00

3 低压蒸汽万吨 30 50 1500.00

合计元 1710.045


三人工费

1 定员人 15 120000 180





总计万元 3264.19



4、结晶装置

本项目结晶装置运行成本估算见表 6-56。

表 6-56 结晶装置运行成本估算


1 硫酸吨 192 600 11.52

2 氢氧化钠吨 99.2 800 7.94

3 阻垢剂吨 0.16 75000 1.20

4 消泡剂吨 0.32 20000 0.64

合计元 21.30


二动力费

1 新鲜水吨 50 3 0.015

2 电万 kWh 256 0.5 128.00

3 低压蒸汽万吨 5.3 50 265.00

合计元 393.015


三人工费

1 定员人 8 120000 96


总计万元 510.31



6.2.11 事故水排放处置措施

6.2.11.1 消防事故废水

事故工况下，有污染的各生产装置和辅助生产设施界区内消防排水、事故污

水首先被拦截在围堰内，再经事故水管道重力流排入消防事故水池中。罐区内的

消防排水、事故污水先经初期雨水管道收集重力流排入初期雨水池中，水池前设

置溢流井，初期雨水池储满后，事故水经溢流井排入事故水管线，最终排入消防

事故水池中。事故后，将初期雨水池、消防事故水池、末端事故缓冲池暂存废水

排至污水处理装置处理。

通过采取综上措施，可以使得本项目的事故水在三级防控体系中得到有效管

理和实施。

消防事故废水三级防控措施的典型图见图 6-32。



图 6-32 消防事故废水三级防控措施典型图



6.2.11.2 废水暂存池及浓盐水暂存池设置

为确保非正常工况废水不外排，厂外配套建设了三座废水暂存池（其中 1#

废水暂存池有效容积 20×104m3，2#废水暂存池有效容积 12.8×104m3，3#废水

暂存池有效容积 245×104m3），厂内结晶车间附近配套建设三座总有效容积为

15000m3 浓盐水暂存池。

1#~3#废水暂存池按照地势高低由北向南布置，其中 1#废水暂存池最高，3#

废水暂存池最低。1#和 2#废水暂存池分别用来暂存污水处理装置调试期间经过

生化处理后不达标或非正常工况的废水，设有进水和回收两路管线，确保企业生

产废水不外排。由于本项目厂址距河谷高差 480m，且为湿陷性黄土区，存在废

水泄漏、溃坝的环境风险，因此本项目将 3#废水暂存池作为 2#废水暂存池风险

应急事故池，平时为空池，最大限度将环境风险降至最低。

当酚回收出水指标短期出现波动，COD 在 3500~4200mg/L，不满足污水处

理装置进水要求 COD≤3500mg/L 时，酚回收出水排入匀质罐，泵入事故调节池，

待满足污水装置进水要求后，小流量泵入匀质罐，进入污水处理装置处理。当酚

回收出水指标波动较大，COD 超过 4200mg/L 时，酚回收出水泵入煤气水分离贮

槽，重新处理，直至达标。严禁不达标废水直接排入污水处理装置，避免对生化

系统造成冲击。在非正常工况下，污水处理装置处理出水不满足污水回用装置进

水指标要求，废水先排入 1#废水暂存池暂存，若废水量临近 1#废水暂存池上限，

则切换去 2#废水暂存池暂存确保废水不外排。

待污水处理装置运行正常后逐渐将暂存废水泵入污水处理装置处理。正常情

况下 1#和 2#废水暂存池均为空池。暂存池经严格防渗处理后可满足环保标准。

考虑目前蒸发结晶装置连续运行可能出现的非正常工况，厂区内结晶车间附

近建设 3 座浓盐水暂存池，用于蒸发结晶装置事故、检修状态下浓盐水的暂存，

待蒸发结晶装置正常后定量回送蒸发结晶装置处理。参照《关于规范煤制燃料示

范工作的指导意见》（第二次征求意见稿）中“浓盐水暂存池，容积推荐按 3-10

天设计水量确定”。本项目按 10 天设计水量设置 3 座总有效容积为 15000m3 浓盐

水暂存池，用于暂存蒸发结晶非正常浓盐水。



6.2.11.3 非正常工况下污水产生量及暂存方案

1、开车前试车期废水量

根据石油化工和目前相关煤化工装置的经验，开车前产生的废水主要包括：

系统清洗水、冲洗水、化学清洗水、试压水、联动试车水，其中最大量的是试压、

联动试车排水、系统清洗水、冲洗水、化学清洗水。本项目将系统清洗和冲洗排

水、系统化学清洗排水和分开收集、处理和回用。确保试车过程中废水能基本全

部收集和回用。

（1）试压、联动试车的排水

设备管道试压水及设备管道冲洗水，一般采用工业园区提供的临时供水，排

水通常主要是含泥沙、铁锈等悬浮物，其水质特点污染轻：仅浊度高、悬浮物高，

经过沉淀等处理可以重复利用并回用于一些水质要求不高的场合。本项目设备、

管道分装置分批次进行冲洗，冲洗时加装临时管线，对冲洗排水通常是利用已建

成的储罐和雨水收集池收集，去除浊度后进行重复利用，以节约用水，减少排放

量。各装置在施工期间根据本装置区特点编制设备管道试压及冲洗方案，以节约

用水量。设备管道试压水及设备管道冲洗水重复利用，最终排水量按气化装置的

单个煤气水储罐以及罐区的焦油储罐的容积考虑，总排水量约在 15000m3，排

至污水回用装置，经处理后作为循环水补充水，无废水外排。

（2）循环水系统清洗和预膜排水

间冷开式循环水系统开车前应进行清洗和预膜处理，清洗和预膜程序按人工

清洗、水清洗、化学清洗、预膜处理顺序进行。

本项目共设有 4 座循环水站。循环水站的清洗预膜是按照系统开车顺序由

热电循环水站、空分循环水站、气化循环水站及净化循环水站依次进行的。冲洗

排水可排至回用装置，经处理后作为循环水补充水，无废水外排。循环水装置清

洗、预膜时排水处理方案见表 6-57。

表 6-57 循环水装置清洗、预膜时排水处理方案

装置名称循环水

量（m3/h）项目

排水量

（m3）排水去向备注

冲洗排水 4971 回用装置处理后回用按循环水量的

1/6 排水

化学清洗

排水 9942

按循环水量的

1/3 排水

热电循环水

站 29825

预膜排水 9942

去 1#废水暂存池暂

存，待污水处理装置

正常运行后排入污水

处理装置处理按循环水量的

1/3 排水

空分循环水 30373 化学清洗 10124

去 1#废水暂存池暂按循环水量的



排水 1/3 排水

站预膜排水 10124




1/3 排水

化学清洗

排水 9276

按循环水量的

1/3 排水气化循环水

站 27828

预膜排水 9276





1/3 排水

化学清洗

排水 9859

按循环水量的

1/3 排水净化循环水

站 29578

预膜排水 9859





1/3 排水

合计 83374

为节约用水，热电循环水站冲洗水、空

分循环水站、气化循环水站、净化循环

水站排至回用装置经处理后作为下一

循环水站冲洗水回用。

另外，为保证开车前期的废水收集和暂存，要求执行严格的管理措施：

1）加强项目建设中的监控和管理，把好设备和管线安装前的预处理关、设

备和管线规范安装关、设备和管线吹扫关，通过对项目建设过程中的监控和管理，

缩短各系统的水清洗和冲洗时间，减少排水量。

2）制定项目建设和试车中的用、排水管理制度，设专门管理岗位进行管理，

杜绝无组织的用、排水。系统水清洗、冲洗、化学清洗、试压、联动试车必须编

制详细的方案，明确用、排水量和排水点，由专人负责落实措施是否到位。

3）在项目建设中优先建设各类排水收集池、暂存池和各排水回收系统，投

资概算中考虑临时排放管线的费用，满足系统水清洗、冲洗、化学清洗、试压、

联动试车时的排水需要。

2、开车期废水量及缓冲方案

（1）工艺装置开车

工艺装置开车时的污水排放主要是气化炉产生的污水。煤制气项目试车时气

化炉产生的污水量可根据试车情况而不同，根据生化需要，尽量优化开车方案，

在满足生化调试时尽量减少产生的污水量。

生化系统提前6 个月培养污泥，在气化炉试车时具备进酚回收污水调试条

件，生化污水调试期3个星期至2个月不等。

净化、甲烷化试车需要一个系列气化的50%负荷（即气化开5 台炉），而煤

气水，酚回收试车则不同，根据某煤制气项目试车经验，一台气化炉开车后产生

的污水即可满足煤气水装置、酚回收试车，设计上有酚回收出水返回煤气水贮槽

管线，这样可在酚回收出水指标不合格时返回煤气水贮槽，而生化系统可视情况



配酚污水进生化。即一台气化炉的污水量可联合调试煤气水分离、酚回收、污水

处理装置。

根据经验值，正常运行单台炉每小时30~46.4m3污水（按50%加煤负荷，开车

时汽氧比不同，产生的污水量不同）。单台气化炉可开车时间需要1 天，按连续

5台炉开车加调试（一台运行1天后再开第二台，连续进行），单台炉每小时产生

46.4 m3煤气水计（按100%负荷计算）,气化炉第一系列5台炉试车时进入煤气水

分离装置废水量为232m3/h(5568m3/d)。根据类似企业调试经验，若煤气水分离装

置出水不合格，出水排入煤气水分离贮槽暂存，返回煤气水分离装置重新处理，

煤气水分离共有6个系列，开车工况先调试4个系列，按2天调试时间考虑，则2

天内进入煤气水分离装置煤气水总量为11136 m3，仅占煤气水储罐64154m3

的有效

储量的17.4%，煤气水分离储槽腾空时间为30h，能确保煤气水分离装置出水不对

下游酚回收装置造成冲击。

酚回收共有3个系列。酚回收出水不满足污水处理装置进水指标时，稀酚水

返回煤气水分离贮槽，重新进入酚回收装置处理，直至指标满足污水处理装置进

水指标方可排入污水处理装置。酚回收装置开车工况按2个系列开车考虑，煤气

水分离装置合格出水排入酚回收装置至酚回收装置出水满足污水处理装置进水

指标要求按5天调试时间考虑，进入酚回收装置煤气水量为232m3/h(5568m3/d)，

则5天内进入煤气水分离贮槽稀酚水量为27840m3, 仅占煤气水储罐64154m3的有

效储量的43.4%，煤气水分离储槽腾空时间为76h，能确保酚回收装置出水不对下

游污水处理装置造成冲击。

煤气水分离和酚回收装置开车工况下煤气水排放及暂存方案见表 6-58。

表 6-58 开车工况下煤气水分离和酚回收装置排放煤气水及暂存方案

工况

废水产

生量

（m3/h）

污水排

放持续

时间（h）

总污水

量（m3）去向

煤气水贮槽

总有效容积

（m3）

占用

比例

（%）

此时

是否

停车

罐腾

空时

间（h）

5 台气化

炉开车 232

煤气水

分离装

置

煤气水

分离出

水不合

格

232 48 11136

返回产

品煤气

水贮槽

64154 17.4 否 30

酚回收

出水不

合格

232 120 27840

返回产

品煤气

水贮槽

64154 43.4 否 76



（2）污水处理装置原始开车

工艺装置开车前，先进行污水处理装置的污泥驯化，即生化处理系统提前 6

个月开车，可从同类的煤化工企业购置成熟污泥，采用逐步增加配水负荷方式进

行污泥驯化和培养，待污水处理装置调试合格后，再进行工艺装置的开车。污水

处理装置原始开车期间生化系统分系列设置，逐系列进行污泥培养和驯化，减少

外排水量，排出的水可做为补充水再补充到培养池中循环使用。

污水处理装置生化系统分为 1~4 系列，每个系列设计处理规模为 300m3/h。

原始开车期间酚回收出水为 232m3/h，可依次逐渐增加负荷接入生化 1~4 系列分

别调试。

考虑生化系列微生物受冲击、运行不稳定等情况下导致出水不满足回用装置

指标时出现故障。若生化系统 30 天内恢复，可将废水全部排入 1#废水暂存池(有

效容积 200000 m3)暂存，此时废水总量为 167040 m3，占 1#废水暂存池有效容积

的 84%；待生化系统恢复后，按 330m3/h 回水流量泵入污水处理装置，需 21 天

腾空 1#废水暂存池。

若 30 天内生化系统还不能恢复，需降低上游气化负荷或全厂停车，直至生

化系统恢复。

原始开车工况下污水处理装置故障污水产生量及暂存方案见表 6-59。

表 6-59 原始开车工况下污水处理装置故障污水产生量及暂存方案

工况

废水产

生量

（m3/h）

生化

单元

恢复

时间

（d）

污水

排放

持续

时间

（h）

总污水

量（m3）去向

占用比

例（%）

此时

是否

停车

从暂存

设施输

送至下

一装置

流量

（m3/h）

腾空暂

存装置

时间

（d）

生化

处理

系列

出水

不满

足回

用水

指标

232 30 720 167040

去 1#废

水暂存

池

84 否 330 21

（3）污水处理装置事故工况

当运行过程中污水处理装置生化系统出水不满足回用装置进水指标或受冲

击发生故障时，污水需排入1#废水暂存池暂存。生化系统恢复按30天考虑，当污

水处理装置生化系统恢复正常运行时，暂存于1#废水暂存池的污水通过回水管线

泵回污水处理装置处理。



污水处理装置生化系统共分四个系列，单系列设计处理规模300m3/h。生化

系统污水进水量为773m3/h，当其中1个生化系列发生故障时，废水可进入其余三

个系列处理，每个系列处理水量为258m3/h，未超过设计处理水量300m3/h。

当 2 个生化系列系列同时出现故障时，剩余 2 个系列最大处理水量为

600m3/h，剩余 173m3/h 废水排入 1#废水暂存池。1#废水暂存池最大暂存量为

200000m3，30 天污水产生量 124560m3，占最大贮存容积 62%，能确保污水不外

排；按 330m3/h 回水流量泵入污水处理装置，共需 16 天腾空 1#废水暂存池。

当 3 个生化系列出现故障时，此时需降低上游气化等生产装置生产负荷至

90%，此时生化系统污水进水量为 695.7m3/h，剩余 1 个系列最大处理水量为

300m3/h，剩余 395.7m3/h 需排入废水暂存池暂存。1#废水暂存池最大暂存量为

200000m3、2#废水暂存池最大暂存量为 128000m3，30 天污水产生量 229248m3，

其中 1#废水暂存池暂存废水 200000m3，2#废水暂存池最大暂存量 29248m3，1#

废水暂存池废水暂存量占最大有效容积 100%，2#废水暂存池废水暂存量占最大

有效容积 23%，能确保污水不外排；按 330m3/h 回水流量泵入污水处理装置，共

需 36 天腾空 1#废水暂存池。

当 4 个生化系列同时发生故障时，需全厂停车。待生化系统恢复正常后，再

开车，此时废水产生情况跟原始开车相同，此处不赘述。

事故工况下污水处理装置故障污水产生量及暂存情况见表 6-60。

表 6-60 事故工况下污水处理装置故障污水产生量及暂存方案

工况

废水

产生

量(m3/h)

生化

单元

恢复

时间(d)

污水

排放

持续

时间(h)

总污水

量(m3) 去向

占用比

例(%)

此时

是否

停车

从暂

存设

施输

送至

下一

装置

流量(m3/h)

腾空暂

存装置

时间(d)

生化处

理 1 系

列故障

0 30

去生化处

理 2/3/4 系

列

否

生化处

理 1/2

系列故

障

173 30 720 124560

生化3/4系

列满负荷

运行，降低

上游负荷，

最多

173m3/h废

水去 1#废

水

62 否 330 16

化污水回用单元正常运行。...

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